年产4.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计.doc

化工工艺设计
课 程 设 计

年产4.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计

年 级
2023
专 业
化学工程与工艺
学 号

姓 名

指导教师

设计成绩

完毕日期
2023 年 月 日

《课程设计》成绩评估栏

评估基元
评审要素
评审内涵
分值
评分
署名栏
设计说明，
40%
格式规范
内容完整
格式是否规范
8

评阅教师署名

内容是否完整
8

工艺计算
对的、完整和规范
物料恒算
8

热量衡算
8

设备设计和选型
8

设计图纸，30%
图纸规范
标注清楚
方案流程图
7

评阅教师署名

工艺物料流程图
8

带控制点的工艺流程图
15

答辩成绩
20%
仪态自然
语言流畅
语言流畅
10

答辩老师署名

答题对的
10

平时成绩，10%
上课出勤
上课出勤考核
5

指导教师署名
制图出勤
制图出勤考核
5

合计
100

答辩记录

化工工艺设计
课程设计任务书

学 号

学生姓名

专业（班级）

设计题目
年产 4.5 万吨丙烯腈合成工段工艺设计
设
计
技
术
参
数
1.生产能力： 45000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%
6.设计裕量：6%
7.年操作日300天

设
计
要
求
1.拟定设计方案，并画出流程框图（规定见4（1））；
2.物料衡算，热量衡算
3.重要设备的工艺设计计算
4.绘图规定：（1）流程框图（CAD或者PPT绘，截图在方案设计中）；
（2）方案流程图（CAD或手绘，A3图纸）；
（3）工艺物料流程图（带物料表，CAD或手绘，A3图纸）；
（4）制带控制点的工艺流程图（CAD或手绘，A3图纸）；
5.编写设计说明书

工
作
量
1.设计计算：1.5周
2.工艺流程图与设计说明书：1周
3.答辩：0.5周
工
作
计
划
第一周：物料衡算、热量衡算及重要设备的工艺设计计算
第二周：画图，撰写设计说明书，
第三周：答辩

参
考
资
料
《化工工艺设计手册》第四版(上下册)，中国石化集团上海工程有限公司编，化学工业出版社，2023年
《化学化工物性参数手册》，青岛化工学院等编，化学工业出版社，2023年

目录
第一部分 概述 1
第二部分 设计技术参数 2
第三部分 工艺流程设计 2
3.1 丙烯腈工艺流程 2
3.2 丙烯腈工艺流程示意图 3
第四部分 物料衡算和热量衡算 3
4.1 小时生产能力 3
4.2 反应器的物料衡算和热量衡算 3
4.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算 7
4.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算 9
4.5换热器物料衡算和热量衡算 14
4.6水吸收塔物料衡算和热量衡算 15
4.7 空气水饱和塔釜液槽 19
4.8 丙烯蒸发器热量衡算 21
4.9 丙烯过热器热量衡算 22
4.10氨蒸发器热量衡算 22
4.11 氨气过热器 22
4.12 混合器 23
4.13 空气加热器的热量衡算 24
第五部分 主要设备的工艺计算 25
5.1流化床合成反应器 25
5.2空气饱和塔 27
5.3 水吸收塔 28
5.4 丙烯蒸发器 31
5.5 循环冷却器 32
5.6 氨蒸发器 34
5.7 氨气过热器 35
5.8 丙烯过热器 36
5.9空气加热器 36
5.10循环液泵 38
5.11空气压缩机 38
5.12中和液贮槽 38
第六部分 附录 40
6.1附表 40
6.2 参考文献 40
第七部分 课程设计心得 42

丙烯腈合成工段工艺设计
第一部分 概述
丙烯腈是重要的有机化工产品，在丙烯系列产品中居第二位，仅次于聚丙烯。在常温常压下丙烯腈是无色液体，味甜，微臭，沸点77.3℃。丙烯腈有毒，室内允许浓度为0.002mg／L，在空气中爆炸极限(体积分数)为3.05%～17.5%，与水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等可形成二元共沸物。丙烯腈分子中具有C—C双键和氰基，化学性质活泼，能发生聚合、加成、氰基和氰乙基等反映，制备出各种合成纤维、合成橡胶、塑料、涂料等。
近年来，丙烷氨氧化生产丙烯腈的研究也取得长足进展，现已处在中试阶段。这一方面是由于价格的因素，丙烷的价格比丙烯低得多，另一方面也为惰性的丙烷开拓了新的应用领域。但就目前的技术水平来看，固定资产投资大，转化率低，选择性不高，目前报道的丙烷的转化率67%，选择性60%，还难以和丙烯氨氧化法相竞争，但其前景看好，根据美国斯坦福研究所18万t／a丙烯腈概念设计，丙烷为原料生产丙烯腈的成本只是丙烯的64%。研究开发的催化剂重要有V-Sb-Al-O、V-Sb-W-Al-O、Ga-Sb-A1-O、V-Bi-Mo-O等。
丙烯腈是重要的有机原料，重要用于橡胶合成（如丁腈橡胶）、塑料合成（如ABS，AS树脂、聚丙烯酰胺等）、有机合成、制造腈纶、尼龙66等合成纤维、杀虫剂、抗水剂、粘合剂等。
丙烯氨氧化法制丙烯腈（AN）生产过程的主反映为

该反映的反映热为
重要的副反映和相应的反映热数据如下：
（1） 生成氰化氢（HCN）

HCN
（2）生成丙烯醛（ACL）

ACL
（3）生成乙腈（ACN）

ACN
（4）生成CO2和H2O

CO2

第二部分 设计技术参数
1.生产能力：45000 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%
6.设计裕量：6%
7.年操作日：300天
第三部分 工艺流程设计
3.1 丙烯腈工艺流程
液态丙烯和液态氨分别经丙烯蒸发器和氨蒸发器蒸发，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。温合器出口气体混合物进入反映器，在反映器内进行丙烯的氨氧化反映。反映器出口的高温气体先经废热锅炉回收热量，气体冷却到230℃左右进入氨中和塔，在70～80℃下用硫酸吸取反映器出口气体中未反映的氨，
中和塔塔底的含硫酸铵的酸液经循环冷却器除去吸取热后，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取塔，用5～10℃的水吸取丙烯腈和其他副产物．水吸取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。
废热锅炉
冷却剂
冷却剂
反映器
冷冻盐水
深井水
循环水
去萃取解吸塔
来自乙腈解吸塔釜液
软水
饱和塔釜液槽
尾气
AN溶液去精制
换热器
硫酸
循环
冷却器
冷却器
液态丙烯储罐
丙烯蒸发器
丙烯过热器
液氨储罐
加热剂
氨气过热器
加热剂
氨蒸发器
空气
空气饱和塔
混合器
空气加热器
加热剂
废液排放
氨中和塔
水吸取塔
软水
蒸汽
3.2 丙烯腈工艺流程示意图
图1 丙烯腈合成工段生产工艺流程示意图
第四部分 物料衡算和热量衡算
4.1 小时生产能力
按年工作日300天，丙烯腈损失率3%、设计裕量6%计算，年产量为45000吨/年，则天天每小时产量为：
4.2 反映器的物料衡算和热量衡算
4.2.1计算依据
A. 丙烯腈产量6823.75kg/h，即128.51kmol/h
B. 原料组成（摩尔分数）：丙烯（C3H6）85%,丙烷（C3H8）15%
C. 进反映器的原料配比（摩尔比）为

D. 反映后各产物的单程收率为：
表4-1 反映后各产物的单程收率
物质
丙烯腈（AN）
氰化氢（HCN）
乙腈（CAN）
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0.023MPa，出口0.162MPa
F. 反映器进口气体温度110℃，反映温度470℃，出口气体温度360℃
4.2.2 物料衡算
A. 反映器进口原料气中各组分的流量

B. 反映器出口原料气中各组分的流量
丙烯腈
乙腈
丙烯醛

HCN

C. 反映器物料平衡表如表4-2
表4-2 反映器物料平衡表
组分
反映器进口
反映器出口
kmol/h
kg/h
%(mol)
%(wt)
kmol/h
kg/h
%(mol)
%(wt)
C3H6
214.18
8995.56
6.2
10.8
16.06
674.52
0.45
0.72
C3H8
37.80
1663.2
1.09
2.0
37.80
1663.2
1.06
1.77
NH3
224.89
3823.11
6.49
4.59
32.12
546.04
0.90
0.58
O2
492.61
15763.65
14.22
18.93
104.94
3357.92
2.93
3.58
N2
1853.15
51888.25
53.48
62.3
1853.15
51888.25
51.80
55.37
H2O
642.54
11565.72
18.54
1.39
1248.68
22476.24
34.90
23.98
AN
0
0
0
0
128.51
6823.75
3.59
7.28
ACN
0
0
0
0
22.49
922.09
0.63
0.98
HCN
0
0
0
0
41.77
1127.66
1.17
1.20
ACL
0
0
0
0
14.99
840.34
0.42
0.90
CO2
0
0
0
0
77.10
3392.61
2.16
3.62
合计
3465.17
83290.49
100
100
3577.61
93712.62
100
100
4.2.3 能量衡算
各物质0~t℃的平均定压比热容如下

表4-3 各物质0~t℃平均定压比热容

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
∆H3

110℃,反映器入口混合气
470℃，浓相段出口混合气
25℃，反映器出口混合气
25℃，浓相段入口混合气
∆H
∆H1

∆H2

假设如下热力学途径：

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%，则需由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 MPa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：
若热损失为4%，则稀相段换热装置的热负荷为：

稀相段换热装置产生0.405MPa的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：

4.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算
4.3.1计算依据
A. 入塔空气压力0.263MPa，出塔空气压力0.243MPa
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
表4-4 塔顶喷淋液的组成
组分
AN
ACN
氰醇
ACL
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映器入口气体的规定为

4.3.2物料衡算
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汽量为：
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958kg/m3，因此进塔水的质量流量为：

C. 出塔湿空气量
出塔气体中的O2,N2,H2O的量与反映器入口气体相同，因而

D. 出塔液量

4.3.3热量衡算
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：

查饱和蒸汽表得到相应的饱和温度为90℃，因此，须控制出塔气体温度为90℃，才干保证工艺规定的蒸汽量。
B. 入塔热水温度 入塔水来自精制工段乙腈解吸塔塔釜，105℃。
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℃进塔空气带入热量Q1
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Q2
90℃蒸汽焓 ，空气比热容取
(c) 105℃入塔喷淋液带入热量Q3

(d)求出塔热水温度t 出塔热水带出热量用Q4表达，则

热损失按5%计，则
热平衡方程
代入数据，

解得 t=78.1℃
因此，出塔热水温度为78.1℃
4.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算
4.4.1计算依据
A. 入塔气体流量和组成与反映器出口气体相同
B. 在中和塔内所有氨被硫酸吸取，生成硫酸铵
C. 新鲜硫酸吸取剂的含量为93％(wt)
D. 塔底出口液体(即循环液)的组成如下
表4-5 塔底出口液体的组成
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180℃，出塔气温度76℃，新鲜硫酸吸取剂温度30℃
F. 塔顶压力0.122MPa，塔底压力0.142MPa

图2 氨中和塔局部流程
1—氨中和塔； 2—循环冷却器

4.4.2物料衡算
A. 排出的废液量及其组成
进塔气中具有的氨，在塔内被硫酸吸取生成硫酸铵
氨和硫酸反映的方程式：
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. 需补充的新鲜硫酸吸取剂（93%的）的量为：

C. 出塔气体中各组分的量

4.4.3热量衡算
A. 出塔气体温度
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4-6所示。

表4-6 硫酸铵上方的饱和蒸汽压
(NH4)2SO4含量/g(NH4)2SO4/gH2O
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
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
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4-6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3的虚线方框列热平衡方程得

图3 氨中和塔的热量衡算
1—氨中和塔； 2—循环冷却器

（a）入塔气体带入热Q1 入塔气体带入热量与废热锅炉出口气体带出热量相同

(b) 出塔气体带出热Q2
各组分在0～76℃的平均比热容的值如下
表4-7 各组分在0～76℃的平均比热容
组分
C3H6
C3H8
02
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2

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Q3

蒸汽的冷凝热为

(d) 有机物冷凝放热Q4
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Q5
每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ

(f) 硫酸稀释放热Q6
硫酸的稀释热为749kJ／kg

(g) 塔釜排放的废液带出热量Q7
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) 新鲜吸取剂带入热Q8
的比热容为。

(i)求循环冷却器热负荷Q9
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，循环液与新鲜吸取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℃。
对新鲜吸取剂与循环液汇合处(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
4.5换热器物料衡算和热量衡算
换热器
气体来自氨中和塔
76
气液混合物去水吸取塔
40
AN溶液去精制
AN溶液来自水吸取塔

4.5.1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。
4.5.2物料衡算
出口气体温度40℃， 40℃饱和蒸汽压力为

设出口气体中具有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

表4-8 换热器气体方(壳方)的物料平衡
组分
C3H6
C3H8
H2O
O2
N2
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
合计
流量/(kmol/h)
16.06
37.80
994.21
104.94
1853.15
128.51
22.49
41.77
14.99
77.10
3291.02
4.5.3热量衡算
A. 换热器入口气体带入热 (等于氨中和塔出口气体带出热)Q1

B. 蒸汽冷凝放出热Q2
40℃水汽化热为2401.lkJ／kg

C．冷凝液带出热Q3

D．出口气体带出热Q4
出口气体各组分在0～40℃的平均摩尔热容为
表4-9 出口气体各组分在0～40℃的平均摩尔热容
组分
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2

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Q5
平衡方程：
代入数据求得：
4.6水吸取塔物料衡算和热量衡算
4.6.1计算依据（见图4）

图4 水吸取塔的局部流程
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．入塔吸取液温度5℃
D．出塔AN溶液中含AN1.8%（wt）
4.6.2物料衡算
A．进塔物料（涉及气体和凝水）的组成和流量与换热器出口相同
B．出塔气的组成和量
出塔干气具有、、、、
10℃水的饱和蒸汽压，总压为101325Pa
出塔气中具有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：

出塔气总量为：

C．塔顶加入的吸取水量
（a）出塔AN溶液总量 出塔AN溶液中，AN为1.8%（wt），AN的量为，因此，出塔AN溶液总量为
（b）塔顶加入的吸取水量
作水吸取塔的总质量衡算得：

D．塔底AN溶液的组成和量 AN、ACN、HCN、ACL所有被水吸取，由于塔底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．水吸取塔平衡如下：
表4-10 水吸取塔的物料平衡
组分
C3H6
C3H8
H2O
O2
N2
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
合计
流量
16.06
37.80
236.41
104.94
1853.15
128.51
22.49
41.77
14.99
77.10
2533.22
F. 检查前面关于AN、ACN、ACL、HCN所有溶于水的假设的对的性
因系统压力小于1Mpa，气相可视为抱负气体，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
查得15 ℃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ACN

塔底含量，溶液未达饱和。
(d) 氢氰酸HCN

塔底含量
从计算结果可知，在吸取塔的下部，对HCN的吸取推动力为负值，但若吸取塔足够高，仍可使塔顶出口气体中HCN的含量达成规定。
4.6.3热量衡算
A．入塔气带入热Q1
各组分在0～40℃的平均摩尔热容如下
表4-11各组分在0～40℃的平均摩尔热容
组分
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2

61.92
72.38
29.46
29.29
36.75
63.35
52.09
62.76
65.61
38.66
B．入塔凝水带入热Q2

C．出塔气带出热Q3
D．吸取水带入热

E．出塔AN溶液带出热Q5
溶液中各组分的液体摩尔热容如下
表4-12 AN溶液中各组分的液体摩尔热容
组分
H2O
AN
ACN
HCN
ACL

75.3
121.1
107.3
71.55
123.8

F．水冷凝放热Q6

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
表4-13 AN、CAN、ACL、HCN的冷凝热数据
组分
AN
ACN
ACL
HCN

610.9
765.7
493.7
937.2

H．热衡算求出塔液温度t
热平衡方程
代入数据得：

解得
4.7 空气水饱和塔釜液槽
4.7.1计算依据
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拟定；去水吸取塔的液体流量由水吸取塔物料衡算的拟定，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15%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拟定。
4.7.2物料衡算
进料：
A．乙腈解吸塔釜液入槽量
B.空气饱和塔塔底液入槽量
C. 入槽软水量x kg/h
出料；
A. 去水吸取塔液体量351322.57kg/h
B. 去萃取解吸塔液体量135882kg/h
作釜液槽的总质量平衡得

解得

图5 饱和塔釜液槽的物料关系
4.7.3热量衡算
A．入槽乙腈解吸塔釜液带入热Q1

B. 入槽软水带入热Q2

C．空气饱和塔塔底液带入热Q3

D．去吸取塔液体带出热Q4

E．去萃取解吸塔液体带出热Q5

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
代入数据：
解得
4.8 丙烯蒸发器热量衡算
4.8.1计算依据
蒸发压力0.405MPa；加热剂用0℃的冷冻盐水，冷冻盐水出口温度-2℃;丙烯蒸发量8416.4kg/h。
4.8.2有关数据
A. 0.405MPa下丙烯的沸点为-13℃，汽化热410kJ／kg
B. 0.405MPa下丙烷的沸点为-5℃，汽化热376.6kJ／kg
4.8.3热量衡算求丙烯蒸发器的热负荷和冷冻盐水用量
A. 丙烯蒸发吸取的热Q1

B. 丙烷蒸发吸取的热Q2

C. 丙烯蒸发器的热负荷Q
冷损失按10%考虑

D．冷冻盐水用量
平均温度(-1℃)下，冷冻盐水比热容为
冷冻盐水用量为

4.9 丙烯过热器热量衡算
4.9.1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。
4.9.2热量衡算
求丙烯过热器热负荷和加热蒸汽量
丙烯气的比热容为，丙烷气比热容，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。
4.10氨蒸发器热量衡算
4.10.1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
4.10.2有关数据
0.405MPa下氨的蒸发温度为-7℃，汽化热为1276kJ／kg
4.10.3热量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
4.11 氨气过热器
4.11.1计算依据
A．氨气进口温度-7℃，出口温度65℃。
B. 用0.405MPa蒸汽为加热剂。
C．氨气流量3823.11kg/h。
4.11.2热量衡算
求氨气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，氨气过热器的热负荷为

加热蒸汽用量为

4.12 混合器
4.12.1计算依据
气氨进口温度65℃．流量3823.11kg/h
丙烯气进口温度65℃，流量8416.4kg/h，丙烷气进口温度65℃，流量1663.2kg/h。
出口混合气温度110℃。湿空气来自空气加热器。
4.12.2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
表4-14 C3H6、C3H8、NH3在0～65℃的平均比热容
组分
C3H6
C3H8
NH3

1.569
1.82
2.197
A．气态丙烯、丙烷带入热Q1

B．气态氨带入热Q2

C．温空气带入热Q3
、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Q4

E. 热衡算求进口湿空气的温度t 热损失按10%考虑。
热衡算方程：
代入数据：
解得
4.13 空气加热器的热量衡算
4.13.1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。
表4-15 空气的流量和组成
组分
氧
氮
水
合计
Kg/h
15763.65
51888.25
11565.72
79217.62
4.13.2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164.2℃，冷凝热为2066kJ/kg，加热蒸汽用量为

第五部分 重要设备的工艺计算
5.1流化床合成反映器
5.1.1计算依据
A. 出口气体流量；入口气体流量。
B. 气体进口压力，出口压力。
C. 反映温度，气体离开稀相段的温度为，流化床内的换热装置以水为冷却剂，产生的饱和蒸汽。
E. 接触时间

5.1.2浓相段直径
因反映过程总物质的量增长，故按出口处计算塔径比较安全
出口处气体体积流量为

取空床线速，浓相段直径为

取流化床浓相段直径为
5.1.3浓相段高度
按接触时间算，推化剂的堆体积为

静床高
取膨胀比为2，则浓相段高度为

取浓相段高
校核
推化剂的堆密度为
推化剂的品质
推化剂负荷为

实验装置的推化剂负荷可达成，本设计的值小于实验值，是可靠的。
5.1.4扩大段（此处即稀相段）直径
取扩大段气速为操作气速的一半即
气体流量为

扩大段直径为

5.1.5扩大段高度
根据流化床直径，空塔气速，查图得
稀相段高度
5.1.6浓相段冷却装置的换热面积
换热装置用套管式，总差传热系数取
换热装置的热负荷已由热衡算求出
换热面积为
取的设计裕量，则换热面积为
5.1.7稀相段冷却装置的换热面积
用套管式换热装置，水为冷却剂，产生蒸汽。
总传热系数取，换热装置热负荷为

又
换热面积为
取设计裕量，则换热面积为
5.2空气饱和塔
5.2.1计算依据
A. 进塔空气的组成和流量

表5-1 空气饱和塔进塔空气的组成和流量
组分
氧
氮
水
合计
kmol/h
492.61
1853.15
236.41
2582.17
kg/h
15763.65
51888.25
4255.38
71907.28
B. 出塔温空气的组成和流量
表5-2 空气饱和塔出塔温空气的组成和流量
组分
氧
氮
水
合计
kmol/h
492.61
1853.15
994.21
3339．97
kg/h
15763.65
51888.25
17895.75
85547.65
C．塔顶喷淋液量206449kg/h，温度105℃。
D．塔底排出液量196379.87kg/h，温度84.58℃。
E．塔底压力0.263MPa，塔顶压力0.243MPa。
F．入塔气温度170℃，出塔气温度90℃。
G．填料用陶瓷拉西环(乱堆)。
5.2.2塔径的拟定
根据拉西环的泛点速度计算公式
(A)
A.塔顶处

把数据代入(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

把数据代入(A)式
解得
气体空塔速度为
入塔气在操作条件下的气量：

塔径应为：
取塔径为：
5.2.3填料高度
空气水饱和塔的填料高度拟定须考虑两方面的规定
A.使出塔气体中蒸汽含量达成规定。
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，以减少朽污水解决负荷并回收ACN等副产物。按工厂实践经验。取填料高度11m。
5.3 水吸取塔
5.3.1计算依据
A.进塔气体流量和组成

表5-3 水吸取塔进塔气体流量和组成
组分
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
合计
kmol/h
16.06
37.80
104.94
1853.15
994.21

kg/h
674.52
1663.2
3357.92
51888.25
17895.75

组分
AN
ACN
ACL
HCN
CO2

kmol/h
128.51
22.49
14.99
41.77
77.10
3291.02
kg/h
6823.75
922.09
840.34
1127.66
3392.61
88586.09
B.出塔气体流量和组成
表5-4 水吸取塔出塔气体流量和组成
组分
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
CO2
AN
合计
kmol/h
16.06
37.80
104.94
1853.15
236.41
77.10
少量
2325.46
kg/h
674.52
1663.2
3357.92
51888.25
4255.38
3392.61
少量
65231.88
随入塔气进入的凝水15075.85kg/h
C.塔顶喷淋液量351322.57kg/h，含AN0.005％(wt)，温度5℃。
D.塔底排出液量379097.22kg/h，温度18.35℃。
E.塔底压力112kPa，塔顶压力101kPa。
F.入塔气温度40℃，出塔气温度10℃，
G.出塔气体中AN含量不大于0.055%(wt)。
H.填料用250Y型塑料孔板波纹填料。
5.3.2塔径的拟定
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

把数据代入(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：
5.3.3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
时，25℃下的
内插得届时，25℃下的
又
塔内液体的平均温度为
则
液相传质单元数计算式如下

塔底

塔顶