丙烯腈车间工艺设计--大学毕业论文设计.doc

燕山大学环化学院化工专业课程设计

丙烯腈车间工艺设计

摘要：设计丙烯腈的生产工艺流程，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对丙烯腈的工艺设计任务。

前 言

丙烯腈，别名，氰基乙烯；为无色易燃液体，剧毒、有刺激味，微溶于水，易溶于一般有机溶剂；遇火种、高温、氧化剂有燃烧爆炸的危险，其蒸汽与空气混合物能成为爆炸性混合物，爆炸极限为 3.1%-17% （体积百分比）；沸点为 77.3℃ ，闪点 -5℃ ，自燃点为 481℃ 。丙烯腈是石油化学工业的重要产品，用来生产聚丙烯纤维(即合成纤维腈纶)、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯塑料(ABS)、苯乙烯塑料和丙烯酰胺(丙烯腈水解产物)。另外，丙烯腈醇解可制得丙烯酸酯等。丙烯腈在引发剂(过氧甲酰)作用下可聚合成一线型高分子化合物——聚丙烯腈。聚丙烯腈制成的腈纶质地柔软，类似羊毛，俗称“人造羊毛”，它强度高，比重轻，保温性好，耐日光、耐酸和耐大多数溶剂。丙烯腈与丁二烯共聚生产的丁腈橡胶具有良好的耐油、耐寒、耐溶剂等性能，是现代工业最重要的橡胶，应用十分广泛。丙烯氨氧化法的优点如下
(1)丙烯是目前大量生产的石油化学工业的产品，氨是合成氨工业的产品，这两种原料均来源丰富且价格低廉。
(2)工艺流程比较简单．经一步反应便可得到丙烯腈产物。
(3)反应的副产物较少，副产物主要是氢氰酸和乙腈，都可以回收利用．而且丙烯腈成品纯度较高。
(4)丙烯氨氧化过程系放热反应，在热平衡上很有利。
(5)反应在常压或低压下进行，对设备无加压要求。
(6)与其他生产方法如乙炔与氢氰酸合成法，环氧乙烷与氢氰酸合成法等比较，可以减少原料的配套设备(如乙炔发生装置和氰化氢合成装置)的建设投资

丙烯腈工艺设计计算
1.生产能力：4300吨/年
2.原料：丙烯85%，丙烷15%（摩尔分率）；液氨100%
3.产品：1.8%（wt）丙烯腈水溶液
4.生产方法：丙烯氨氧化法
5.丙烯腈损失率：3.1%
6.设计裕量：6%
7.年操作日300天
丙烯腈工艺流程的确定
液态丙烯和液态氨分别经丙蒸发器气烯蒸发器和氨化，然后分别在丙烯过热器和氨气过热器过热到需要的温度后进入混合器；经压缩后的空气先通过空气饱和塔增湿，再经空气加热器预热至一定温度进入混合器。混合器出口气体混合物进入反应器，在反应器内进行丙烯的氨氧化反应。反应器出口的高温气体先经废热锅炉回收热量，气体冷却到230℃左右进人氨中和塔，在70～80℃下用硫酸吸收反应器出口气体中未反应的氨，
中和塔塔底的含硫酸铵的酸液经循环冷却器除去吸收热后，返回塔顶循环使用．同时补充部分新鲜酸液，并从塔釜排放一部分含硫酸铵的废液。氨中和塔出口气体经换热器冷却后进入水吸收塔，用5～10℃的水吸收丙烯腈和其他副产物．水吸收塔塔底得到古丙烯腈约1.8％的丙烯腈水溶液，经换热器与氨中和塔出口气体换热，湿度升高后去精制工段
二 物料衡算和热量衡算
1.1 小时生产能力
接年工作日300天，丙烯腈损失率3.1％、设计裕量6％计算，年产量为8300吨/年，则每天每小时产量为：
1.2 反应器的物料衡算和热量街算
(1)计算依据
A．丙烯腈产量，即
B. 原料组成(摩尔分数) 丙烯85%，丙烷15%
C．进反应器的原料配比(摩尔比)为

D. 反应后各产物的单程收率为
物质
丙烯腈（AN）
氰化氢（HCN）
乙腈(ACN)
丙烯醛(ACL)
二氧化碳
摩尔收率
0.6
0.065
0.07
0.007
0.12
E. 操作压力进口0.203，出口0.162
F．反应器进口气体温度ll0℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃
(2)物料衡算
A．反应器进口原科气中各组分的流量

B．反应器出口混合气中各组分的流量
=

流量
组成
反应器进口
反应器出口
kmol/h
kg/h
%(mol)
% (wt)
kmol/h
kg/h
%(mol)
% (wt)
C3H6
C3H8
NH3
O2
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
39.62
6.99
41.60
91.12
342.78
118.85
0
0
0
0
0
1663.9
307.61
707.16
2915.81
9597.87
2139.32
0
0
0
0
0
6.18
1.09
6.49
14.22
53.48
18.54
0
0
0
0
0
9.60
1.77
4.08
16.82
55.38
12.34
0
0
0
0
0
5.47
6.99
5.94
21.905
342.78
228.48
23.77
4.16
7.73
0.28
14.26
229.6
307.61
100.98
700.96
9597.87
4112.64
1259.82
170.55
208.58
15.53
627.53
0.83
1.06
0.90
3.31
51.80
34.53
3.59
0.63
1.17
0.04
2.15
1.32
1.77
0.58
4.04
55.38
23.73
7.27
0.98
1.20
0.09
3.62
合计
640.96
17331.67
100
100
661.765
17331.67
100
100

(3)热量衡算
查阅相关资料获得各物质各物质0～110℃、0～360℃、0～470℃的平均定压比热容
平均定压比热容单位 kJ/(kg·K)
物质
C3H6
C3H8
NH3
O2
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2
CP
0~110℃
0~360℃
0~470℃
1.841
2.678
2.929
2.05
3.013
3.347
2.301
2.636
2.929
0.941
1.004
1.046
1.046
1.088
1.109
1.883
2.008
2.092

1.874
2.029

1.640
1.724

1.933
2.10

1.966
2.172

1.130
1.213

A． 浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量
假定如下热力学途径

各物质25～t℃的平均比热容用0～t℃的平均比热容代替，误差不大，因此，

若热损失取的5%，则需有浓相段换热装置取出的热量（即换热装置的热负荷）为：

浓相段换热装置产生0.405的饱和蒸汽（饱和温度143℃）
143℃饱和蒸汽焓：
143℃饱和水焓：

B． 稀相段热衡算求稀相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量
以0℃气体为衡算基准
进入稀相段的气体带入热为：

离开稀相段的气体带出热为：
热损失取4%，则稀相段换热装置的热负荷为：

稀相段换热装置产生0.405的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：

2.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算
(1)计算依据
A．入塔空气压力0.263，出塔空气压力0.243
B．空压机入口空气温度30℃，相对温度80％，空压机出口气体温度170℃
C．饱和塔气、液比为152.4(体积比)，饱和度0.81
D．塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105℃，组成如下
组分

氰醇

水
合计
%（Wt）
0.005
0.008
0.0005
0.0002
99.986
100
E．塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为

(2)物料街算
A．进塔空气量

查得30℃，相对湿度80%时空气温含量为0.022kg水气/kg干空气．因此，进塔空气带
入的水蒸气量为：
B．进塔热水量
气、液比为152.4，故进塔喷淋液量为：

塔顶喷淋液105℃的密度为，因此进塔水的质量流量为：

C．出塔湿空气量
出塔气体中的的量与反应器人口气体相同，因而

D．出塔液量

E. 饱和塔物料平衡表
成分
入塔气
出塔气
入塔喷淋量
塔釜排出液
kmol/h
kg/h
kmol/h
kg/h
kg/h
kg/h
O2
N2
H2O
AN
CAN
HCN
ACL
91.12
342.78
15.29
0
0
0
0
2915.81
9597.87
275.27
0
0
0
0
91.12
342.78
118.85
0
0
0
0
2915.81
9597.87
2139.32
0
0
0
0
0
0
38180.53
1.91
3.05
0.19
0.08
0
0
36316.74
1.82
2.91
0.18
0.07
合计
449.19
12788.95
552.75
14653
38185.88
36321.83

(3)热衡算
A．空气饱和塔出口气体温度
空气饱和塔出口气体中，蒸汽的摩尔分数为：

根据分压定律．蒸汽的实际分压为：

因饱和度为0.81，．所以饱和蒸汽分压应为：

查饱和蒸汽表得到对应的饱和温度为90℃，因此，须控制出塔气体温度为90℃．才能保证工艺要求的蒸汽量。
B．入塔热水温度 入塔水来自精制工段乙腈解吸塔塔釜，l05℃。
C．由热衡算求出塔热水温度t 热衡算基准：0℃气态空气，0℃液态水。
(a)170℃进塔空气带人热量，
170℃蒸汽焓值为，干空气在0~l70℃的平均比热容

(b)出塔湿空气带出热量
81℃蒸汽焓，空气比热容取

(c)105℃入塔喷淋液带入热量

(d)求出塔热水温度 出塔热水带出热量用表示，则

热损失按5%，则
热平衡方程
代人数据，
解得 T=80.61℃
因此，出塔热水温度为80.61℃
2.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算
(1)计算依据
A．入塔气体流量和组成与反应器出口气体相同。
B．在中和塔内全部氨被硫酸吸收，生成硫酸铵。
C．新鲜硫酸吸收剂的含量为93％(wt)。
D．塔底出口液体(即循环液)的组成如下
组分
水
AN
ACN
HCN
硫酸
硫酸铵
合计
%（wt）
68.53
0.03
0.02
0.016
0.5
30.90
100
E．进塔气温度l80℃，出塔气温度76℃，新鲜硫酸吸收剂温度30℃
F．塔顶压力0.122MPa，塔底压力0.142MPa。
(2)物料衡算
A．排出的废液量及其组成
进塔气中含有的氨，在塔内被硫酸吸收生成硫酸铵。
氨和硫酸反应的方程式：
的生成量，即需要连续排出的流量为:

塔底排出液中, 的含量为30.9%（wt），因此，排放的废液量为：

排放的废液中．各组分的量：

B. 需补充的新鲜吸收剂的量为：

C． 出塔气体中各组分的量

D．氨中和塔循环系统物料平衡表
流量
组分
入塔气
新鲜吸收液
排放废液
出塔气
kmol/h
kg/h
kg/h
kg/h
kmol/h
kg/h
C3H6
C3H8
NH3
O2
5.47
6.99
5.94
21.905
229.6
307.61
100.98
700.96
0
0
0
0
0
0
0
0
5.47
6.99
0
21.91
229.6
307.61
0
700.96
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
H2SO4
NH42SO4
342.78
228.48
23.77
4.16
7.73
0.28
14.26
0
0
9597.87
4112.64
1259.82
170.55
208.58
15.53
627.53
0
0
0
28.73
0
0
0
0
0
291.06
0
0
869.47
0.3806
0.2537
0.2030
0
0
6.3437
392.04
342.78
181.42
23.76
4.15
7.72
0.28
14.26
0
0
9597.87
3265.56
1259.44
170.30
208.38
15.53
627.53
0
0
合计
661.765
17331.67
319.79
1268.74
608.74
16382.78

(3)热衡算
A．出塔气体温度
氨中和塔出口气体中，蒸汽的摩尔分数为：
=0.1993
塔顶气体中实际蒸汽分压为

设饱和度为0.98，则与出塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为：

入塔喷淋液的硫酸铵含量为，已知硫酸铵上方的饱和蒸汽压如表2.43。
根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和的值，内插得到出塔气的温度为76℃
B．入塔喷淋液温度 入塔喷淋液温度比气体出口温度低6℃，故为70℃
C．塔釜排出液温度
表2.43
含
量
温
度

40
45
50
70
0.02796
0.02756
0.02716
80
0.04252
0.0419
0.04129
90
0.0629
0.06199
0.06109
入塔气蒸汽分压，在釜液．含量下溶液上方的饱和蒸汽分压等于时的釜液温度即为釜液的饱和温度，用内插法从表中得到，饱和温度为83.5℃，设塔釜液温度比饱和温度低2.5℃ 即81℃。又查硫酸铵的溶解度数据得知，80℃时．每100g水能溶解95.3g硫酸铵，而釜液的硫酸铵含量为，所以釜液温度控制81℃不会有硫酸铵结晶析出。
D． 热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量
作图10.3的虚线方框列热平衡方程得

(a) 入塔气体带入热
入塔气体带入热量
(b)出塔气体带出热
各组分在0～76℃的平均比热容的值如下

组分

1.715
1.966
0.9414
1.046
1.883
1.347
1.393
1.406
1.343
0.921

(c)蒸汽在塔内冷凝放热

蒸汽的冷凝热为

(d)有机物冷凝放热
AN的冷凝量．其冷凝热为
ACN的冷凝量．其冷凝热为
HCN的冷凝量，其冷凝热为

(e)氨中和放热；
每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ

(f)硫酸稀释放热
硫酸的稀释热为749kJ／kg

(g)塔釜排放的废液带出热量
塔釜排放的废液中，与的摩尔比为,查氮肥设计手册得此组成的硫酸铵水溶液比热容为。

(h)新鲜吸收剂带入热
的比热容为。

(i)求循环冷却器热负荷
因操作温度不高，忽略热损失。把有关数据代入热平衡方程：

解得
(J)循环冷却器的冷却水用量W
设循环冷却器循环水上水温度32℃，排水温度36℃，则冷却水量为

E． 求循环液量m
循环液流量受入塔喷淋液温度的限制。
70℃循环液的比热容为，循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容。
设循环液流量为m kg/h，循环冷却器出口循环液温度t℃。
对新鲜暖收剂与循环液汇合处(附图中A点)列热平衡方程得：
(1)
对循环冷却器列热平衡得：
(2)
联解式(1)和(2)得
2.5 换热器物料衡算和热量衡算

(1)计算依据
进口气体76℃，组成和流量与氨中和塔出口气相同
出口气体温度40℃，操作压力115.5kPa。
(2)物料衡算 出口气体温度40℃， 40℃饱和蒸汽压力为

设出口气体中含有X kmol/h的蒸汽，根据分压定律有:

解得
蒸汽的冷凝量为
因此得到换热器气体方(壳方)的物料平衡如下
流量
组分
入口气体
出口气体
冷凝水
kmol/h
kg/h
kg/h
kg/h
kg/h
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
5.47
6.99
21.91
342.78
181.42
23.76
4.15
7.72
0.28
14.26
229.6
307.61
700.96
9597.87
3265.56
1259.44
170.30
208.38
15.53
627.53
5.47
6.99
21.91
342.78
29.22
23.76
4.15
7.72
0.28
14.26
229.6
307.61
700.96
9597.87
525.93
1259.44
170.30
208.38
15.53
627.53
2739.63
合计
608.74
16382.78
456.54
13643.15
2739.63

(3)热衡算
A．换热器入口气体带入热(等于氨中和塔出口气体带出热)

B．蒸汽冷凝放出热：
40℃水汽化热为2401 lkJ／kE

C．冷凝液带出热

D．出口气体带出热；
出口气体各组分在0～40℃的平均摩尔热容为
组分

61.92
72.38
29.46
29.29
36.75
63.35
52.09
62.76
65.61
38.66
E．热衡算求换热器热负荷
平衡方程：
代入数据求得：
2.6 水吸收塔物料衡算和热量衡算
(1)计算依据
A．入塔气流量和组成与换热器出口相同。
B．入塔器温度40℃，压力112Kpa。出塔气温度10℃，压力101Kpa
C．入塔吸收液温度5℃
D．出塔AN溶液中含AN 1.8%（wt）
(2)物料衡算
A．进塔物料（包括气体和凝水）的组成和流量与换热器出口相同
B．出塔干气含有、、
、 、

10℃水的饱和蒸汽压，总压为101325Pa
出塔器中干气总量=5.47+6.99+21.91+342.78+14.26=391.41kmol/h
出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：

出塔气总量为：

C．塔顶加入的吸收水量
（a）出塔AN溶液总量 出塔AN溶液中，AN为1.8%（wt），AN的量为1259.44kg/h，因此，出塔AN溶液总量为1259.44/0.018=69968.89kg/h
（b）塔顶加入的吸收水量 作水吸收塔的总质量衡算得：

D．塔底AN溶液的组成和量 AN、ACN、HCN、ACL全部被水吸收，因为塔底AN溶液中的AN、CAN、HCN、ACL的量与进塔气、液混合物相同，AN溶液中的水量按全塔水平衡求出。

E水吸收塔平衡如下：
流量

组分
入塔气
入塔凝液
入塔水
出塔气
塔底出口AN溶液
kmol/h
kg/h
kg/h
kg/h
kmol/h
kg/h
kmol/h
kg/h
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
5.47
6.99
21.91
342.78
29.22
23.76
4.15
7.72
0.28
14.26
229.6
307.61
700.96
9597.87
525.93
1259.44
170.30
208.38
15.53
627.53
2739.63
65049.68
5.47
6.99
21.91
342.78
4.80
23.76
4.15
7.72
0.28
14.26
229.6
307.61
700.96
9597.87
86.43
1259.44
170.30
208.38
15.53
627.53
0
0
0
0
3790.49
23.76
4.15
7.72
0.28
0
0
0
0
0
68228.81
1259.44
170.30
208.38
15.53
627.53
合计
456.64
13643.15
2739.63
65049.68
432.22
13203.65
3826.4
69729.46

F． 检验前面关于AN、ACN、ACL、HCN全部溶于水的假设的正确性
因系统压力小于1Mpa，气相可视为理想气体，AN、ACN、ACL、HCN的量相对于水很小，故溶液为稀溶液．系统服从亨利定律和分压定律。压力和含量的关系为
或
塔底排出液的温度为15℃(见后面的热衡算)
查得l5 ℃时ACN、HCN、ACl．和AN的亨利系数E值为

(a)AN
塔底

从以上计算可看出，，可见溶液未达饱和。
(b)丙烯醛ACL

塔底。含量，溶液未达饱和。
(c)乙腈

塔底含量，溶液未达饱和。
(d)氢氰酸

塔底含量
从计算结果可知，在吸收塔的下部，对HCN的吸收推动力为负值，但若吸收塔足够高，仍可使塔顶出口气体中HCN的含量达到要求。
(3)热量衡算
A．入塔气带入热。
各组分在0～40℃的平均摩尔热容如下
组分

61.92
72.38
29.46
29.29
36.75
63.35
52.09
62.76
65.61
38.66

B．入塔凝水带人热：

C．出塔气带出热。

D．吸收水带入热

E．出塔溶液带出热
溶液中各组分的液体摩尔热容如下
组分

75.3
121.1
107.3
71.55
123.8

F. 水冷凝放热

水的冷凝热为2256kJ/kg 故
G．等气体的溶解放热
溶解热=冷凝放热+液-液互溶放热=冷凝热
的冷凝热数据如下
组分

610.9
765.7
493.7
937.2

H．热衡算求出塔液温度t
热平衡方程 ：
代人数据得：

解得
2.7 空气水饱和塔釜液槽
(1)计算依据
进、出口物料关系和各股物料的流量和温度如图10.4所示。图中，空气饱和塔液体进、出口流量和出口液体的温度由空气饱和塔物料和热衡算确定；去水吸收塔的液体流量由水吸收塔物料衡算的确定，见本文相关部分计算；排污量按乙腈解吸塔来的塔釜液量的l5%考虑；乙腈解吸塔塔釜液量和去萃取解吸塔的液体量由精制系统的物料衡算确定。
(2)物料衡算
进料：
A．乙腈解吸塔釜液入槽量=56650-38185.88=18464.12kg/h
B. 空气饱和塔塔底液入槽量=36321.83-8500=27821.83kg/h
C. 入槽软水量x kg/h
出料；
A. 去水吸收塔液体量65049.68kg/h
B. 去萃取解吸塔液体量l5000kg/h
作釜液槽的总质量平衡得

解得
(3)热量衡算
A．入槽乙腈解吸塔釜液带入热。

B. 入槽软水带入热。

C．空气饱和塔塔底液带入热，

D．去吸收塔液体带出热

E．去萃取解吸塔液体带出热

F．热衡算求槽出口液体温度t
热损失按5％考虑，热平衡方程为
代人数据：
解得 t=61.64℃
2.8 丙烯蒸发器热量衡算
(1)计算依据 蒸发压力0.405MPa；加热剂用O℃的冷冻盐水，冷冻盐水出口温度-2℃;丙烯蒸发量1663.9kg/h。
(2)有关数据
A. 0.405MPa下丙烯的沸点为-l3℃，汽化热410kJ／kz
B. 0 405MPa下丙烷的沸点为-5℃，汽化热376.6kJ／kg
(3)热衡算求丙烯蒸发器的热负荷和冷冻盐水用量
A. 丙烯蒸发吸收的热

B. 丙烷蒸发吸收的热。

C. 丙烯蒸发器的热血荷
冷损失按l0％考虑

D．冷冻盐水用量
平均温度(-1℃)下，冷冻盐水比热容为3.47kJ／(kg·K)
冷冻盐水用量为

2.9 丙烯过热器热量衡算
(1)计算依据 丙烯进口温度-13℃，出口温度65℃。用0.405MPa蒸汽为加热剂。
(2)热衡算 求丙烯过热器热负荷和加热蒸汽量
丙烯气的比热容为l.464kJ/(kg·K)，丙烷气比热容1.715kJ/(kg·K)，冷损失按10％考虑，需要加热蒸汽提供的热量为

加热蒸汽量为

.上式中2138kJ/kg是0.405M Pa蒸汽的冷凝热。
2.10 氨蒸发器热量衡算
(1)计算依据
A. 蒸发压力0.405MPa。
B. 加热剂用0.405MPa饱和蒸汽。冷凝热为2138kJ/kg。
(2)有关数据0．405MPa下氨的蒸发温度为-7 C，汽化热为l276kJ／kg。
(3)热衡算求氨蒸发器的热负荷和加热蒸汽用量
冷损失按10％考虑，氨蒸发器的热负荷为

加热蒸汽量为
2.11 气氨过热器
(1)计算依据
A．气氨进口温度-7℃，出口温度65℃。
B. 用0.405MPa蒸汽为加热剂。
C．气氨流量707.16kg/h。
(2)热衡算 求气氨过热器的热负荷和加热蒸汽用量
氨气的比热容为2.218kJ/(kg.K)，冷损失按10％考虑，气氨过热器的热负荷为

加热蒸汽用量为

2.12 混合器
(1)计算依据 气氨进口温度65℃．流量707.16kg/h。
丙烯气进口温度65℃，流量1663.9kg/h，丙烷气进口温度65℃，流量307.61kg/h。
出口混合气温度110℃。湿空气来自空气加热器
(2)热衡算
求进口温空气的温度t 以0℃为热衡算基准。
、、，在0～65℃的平均比热容如下表
组分

1.569
1.82
2.197

A．气态丙烯、丙烷带入热．

B．气态氨带入热

C．温空气带入热
、和蒸汽0～136℃的平均比热容分别为、和

D．混合器出口气体带出热

E. 热衡算求进口湿空气的温度t 热损失按l0％考虑。
热衡算方程：
代入数据：
解得 t=136.21℃
2.13 空气加热器的热量衡算
(1)计算依据
A. 入口空气温度90℃，出口空气温度136℃。
B．空气的流量和组成如下。
组分
氧
氮
水
合计
Kg/h
1756.4
5781.5
1288.6
8826.5
(2)热衡算
求空气加热器的热负荷和加热蒸汽量
、和蒸汽90～136℃的平均比热容分别为、和。
热损失按l0％考虑，空气加热器的热负荷为

用0.608MPa的蒸汽为加热剂，其饱和温度为l64.2C，冷凝热为2066kJ/kg，加热蒸汽用量为

三 主要设备的工艺计算
3.1 空气饱和塔
(1)计算依据
A. 进塔空气的组成和流量
组分
氧
氮
水
合计
Kmol/h
91.12
342.78
15.29
449.19
Kg/h
2915.81
9597.87
275.27
12788.95
B. 出塔温空气的组成和流量
组分
氧
氮
水
合计
Kmol/h
91.12
342.78
118.85
552.75
Kg/h
2915.81
9597.87
2139.32
14653

C．塔顶喷淋液量38185.88kg/h，温度105℃。
D．塔底排出液量36321.83kg/h，温度80.61℃。
E．塔底压力O.263MPa，塔顶压力O.243MPa。
F．人塔气温度l70℃，出塔气温度90℃。
G．填料用陶瓷拉西环(乱堆)。
(2)塔径的确定
根据拉西环的泛点速度计算公式
(A)
A．塔顶处

L=38185.88kg/h G=14653kg/h
把数据代人(A)式
解得
泛点率取75％，则气体空塔速度为
出塔操作条件下的气量：

塔径应为：
B. 塔底处

L= 36321.83kg/h G=12788.95kg/h
把数据代入(A)式
解得
气体空塔速度为
人塔气在操作条件下的气量：

塔径应为：
取塔径为：1.4m
(3)填料高度
空气水饱和塔的填料高度确定须考虑两方面的要求
A. 使出塔气体中蒸汽含量达到要求。
B. 使塔顶喷淋液中的ACN等在塔内脱吸以使出塔釜液中ACN等的含量尽量低，以减少朽污水处理负荷并回收ACN等副产物。按工厂实践经验。取填料高度1lm
3.2 水吸收塔
(1)计算依据
A. 进塔气体流量和组成
组分

合计
kmol/h
5.47
6.99
21.91
342.78
29.22

Kg/h
229.6
307.61
700.96
9597.87
525.93

组分

kmol/h
23.76
4.15
0.28
7.72
14.26
456.64
Kg/h
1259.44
170.30
15.53
208.38
627.53
13643.15

B．出塔气体流量和组成
组分

合计
kmol/h
5.47
6.99
21.91
342.78
4.80
14.26
少量
432.22
Kg/h
229.6
307.61
700.96
9597.87
86.33
627.53
少量
13203.65
随入塔气进入的凝水2739.63kg/h
C． 塔顶喷淋液量65049.68kg/h，含 0.005％(wt)，温度5℃。
D． 塔底排出液量69729.46kg/h，温度13.95℃。
E. 塔底压力ll2kPa，塔顶压力101kPa。
F． 入塔气温度40℃，出塔气温度l0℃，
G． 出塔气体中含量不大于0.055%(wt)。
h． 填料用250Y型塑料孔板波纹填料。
(2)塔径的确定 塑料孔板渡纹填料的泛点气速计算公式为
(A)
按塔底情况计算

L= 65049.68kg/h G= 13643.15kg/h

把数据代人(A)式
解得
空塔气速为(泛点率取70%)
气体在操作条件下的流量为

塔径应为：
取塔径为：1.6m
(3)填料高度
液体的喷淋密度
塑料孔板液纹填料250Y的液相传质单元高度：
当时，25℃下的为0.187m
时，25℃下的为0.225m
内插得到时，25℃下的为0.206m
又
塔内液体的平均沮度为(5+13.95)/2=9.475℃

液相传质单元数计算式如下

塔底

塔顶

出口气体中含有不小于0.055％(wt)，因此

代入数据求：

填料高度为
取填料高度为：7m
3.3 丙烯蒸发器
(1)计算依据
A. 丙烯在管外蒸发，蒸发压力0.405MPa，蒸发温度-l3℃，管内用0℃的冷冻盐水(17.5％NaOH水溶液)与丙烯换热，冷冻盐水出口温度-2℃。
B. 丙烯蒸发量1663.9kg/h，冷冻盐水用量126484.15kg/h。
C. 丙烯蒸发器热负荷
(2)丙烯蒸发器换热面积
A．总传热系数
(a)管内给热系数。
蒸发器内安装的U型钢管80根。
冷冻盐水平均温度-l℃．此温度下的有关物性数据如下；

冷冻盐水流速为

，过渡流

(b)管外液态丙烯沸腾给热系数取
(c)总传热系数 冷冻盐水方污垢热阻取，丙烯蒸发侧污垢热阻取，钢管导热系数。

B. 传热平均温差 热端温差0(-13)=13℃，冷端温差-2--(一13)=11℃，传热平均温差为
C．换热面积
热负荷
换热面积为

取安全系数1.2，则换热面积为
3.4 循环冷却器
(1)计算依据
A．管内循环液流量101218kg/h。进口沮度81℃，出口温度70℃。
B. 管外冷却剂为循环水，进口温度32℃，出口温度36℃，循环水流量为213300kg/h
C．热负荷为kJ/h．
(2)计算换热面积
初选GH90-105型石墨换热器，换热面积为105m2，设备壳体内径