年产3000吨丙烯氰AN合成工段换热器工艺设计样本.doc

年
产
3000
吨
丙
烯
氰
合
成
工
段
换
热
器
工
艺
设
计

目 录
一、设计说明…………………………………………………………………………… 3
1.1 概述……………………………………………………………………………3
1.2 丙烯腈生产技术发展概况………………………………………………… 3
1.2.1 国外发展情况……………………………………………………… 3
1.2.2中国发展情况……………………………………………………… 4
1.3 世界范围内产品生产厂家、产量………………………………………… 6
1.4 世界范围内生产该产品全部工艺及其分析……………………………… 7
1.4.1 环氧乙烷法……………………………………………………………7
1.4.2 乙炔法…………………………………………………………………7
1.4.3 丙烯氨氧化法…………………………………………………………7
1.5设计任务……………………………………………………………………… 8
二、生产方案……………………………………………………………………………8
2.1 工艺技术方案及原理……………………………………………………… 8
2.2 关键设备方案……………………………………………………………… 9
2.2.1 催化设备………………………………………………………………9
2.2.2控制系统………………………………………………………………10
三、物料衡算和热量衡算 …………………………………………………………… 10
3.1 生产工艺及物料步骤……………………………………………………… 10
3.2 小时生产能力……………………………………………………………… 14
3.3 物料衡算和热量衡算……………………………………………………… 14
3.3.1 反应器物料衡算和热量衡算…………………………………… 14
3.3.2 废热锅炉热量衡算……………………………………………… 17
3.3.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算………………………………… 18
3.3.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算…………………………………… 21
3.3.5 换热器物料衡算和热量衡算……………………………………… 27
3.3.6 丙烯蒸发器热量衡算……………………………………………… 32
3.3.7 丙烯过热器热量衡算……………………………………………… 33
3.3.8 氨蒸发器热量衡算………………………………………………… 33
3.3.9气氨过热器………………………………………………………… 34
3.3.10 混合器……………………………………………………………… 34
3.3.11 空气加热器热量衡算…………………………………………… 35
3.3.12吸收水第一冷却器………………………………………………… 36
3.3.13 吸收水第二冷却器………………………………………………… 36
四、关键设备工艺计算………………………………………………………………37
4.1 空气饱和塔………………………………………………………………… 37
4.2 水吸收塔…………………………………………………………………… 40
4.3 合成反应器………………………………………………………………… 43
4.4 废热锅炉…………………………………………………………………… 45
五、环境保护要求………………………………………………………………………46
5.1丙烯腈生产中废水和废气及废渣处理……………………………………46
六、参考文件……………………………………………………………………………50
1设 计 说 明
1.1概述
丙烯腈【化学式】：CH2═CHCN，在常温下是无色透明液体，味甜，微臭，沸点77.5℃，凝固点-83.3℃，闪点0℃，自燃点481℃。可溶于有机溶剂如丙酮、苯、四氯化碳、乙醚和乙醇中，和水部分互溶，20℃时在水中溶解度为7.3％(w)，水在丙烯腈中溶解度为3.1％(w)。其蒸气和空气形成爆炸混合物，爆炸极限为3.05～17.5％(v)。丙烯腈和水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等会形成二元共沸混合物，和水共沸点为71℃，共沸物中丙烯腈含量为88％(w)，在有苯乙烯存在下，还能形成丙烯腈-苯乙烯-水三元共沸混合物。丙烯腈剧毒，其毒性大约为氢氰酸毒性十分之一，能灼伤皮肤，低浓度时刺激粘膜，长时间吸入其蒸气能引发恶心，呕吐、头晕、疲惫等，所以在生产、贮存和运输中，应采取严格安全防护方法，工作场所内丙烯腈许可浓度为0.002mg/L。
丙烯腈分子中有双键()和氰基()两种不饱和键，化学性质很活泼， 能发生聚合、加成、水解、醇解等反应。
聚合反应发生在丙烯腈C=C双键上，纯丙烯腈在光作用下就能自行聚合，所以在成品丙烯腈中，通常要加入少许阻聚剂，如对苯二酚甲基醚(阻聚剂MEHQ)、对苯二酚、氯化亚铜和胺类化合物等。除自聚外，丙烯腈还能和苯乙烯、丁二烯、乙酸乙烯、氯乙烯、丙烯酰胺等中一个或多个发生共聚反应，由此可制得多种合成纤维、合成橡胶、塑料、涂料和粘合剂等。
丙烯腈是三大合成关键单体，现在关键用它生产聚丙烯腈纤维(商品名叫“腈纶”)。其次用于生产ABS树脂(丙烯腈—丁二烯—苯乙烯共聚物)，和合成橡胶(丙烯腈—丁二烯共聚物)。丙烯腈水解所得丙烯酸是合成丙烯酸树脂单体。丙烯腈电解加氢，偶联制得己二腈，是生产尼龙—66原料。
1.2 丙烯腈生产技术发展概况
1.21国外发展情况
自1960年Sohio企业成功地开发了丙烯氨氧化制丙烯腈工艺以来，其它合成方法均遭淘汰，丙烯氨氧化工艺成为现代工业生产丙烯腈唯一技术。Sohio丙烯腈工艺日趋完善，催化剂改善已成为提升丙烯腈收率关键原因。西欧有2个工厂曾采取由Distillers Ugine开发固定床丙烯氨氧化制丙烯腈工艺，于1990年关闭，墨西哥1个工厂于1993年关闭，在东欧少数工厂也陆续停工。至今，全世界丙烯腈生产几乎全部采取流化床丙烯氨氧化工艺，即在多组分固体粉末催化剂作用下，丙烯和氨气、空气在流化床中发生氨氧化反应，生成丙烯腈，并副产乙腈和氢氰酸等。BP企业(已收购Sohio企业)拥有丙烯腈生产装置所采取Sohio工艺，其它专利许可企业还包含日本旭化成企业、日东企业、Solutia企业和中国石油化工集团(简称中国石化)。对于现在正在开发丙烯腈工艺，值得亲密关注是直接以丙烷为原料合成丙烯腈工艺。
（1）装置规模向大型化发展
多年来国外丙烯腈装置总发展趋势是向大型化发展。部分原设计能力为7万吨/年生产装置经过消除“瓶颈”制约，扩大了生产能力，有达成9万吨/年，有甚至超出13万吨/年。另外部分新建或准备建设丙烯腈装置规模多数为13万吨/年，甚至达25～35万吨/年。因为装置规模大型化，每万吨丙烯腈建设投资大幅度下降，装置运行中能耗和物耗降低，使丙烯腈生产成本降低，给企业带来了显著经济效益。
（2)新型催化剂开发及应用
不停研究开发新一代催化剂是丙烯腈技术发展又一趋势。催化剂是丙烯腈生产技术关键所在，也是丙烯腈专利关键。新型催化剂开发及应用对丙烯腈工艺技术发展和改善起着决定性作用。几十年来世界上从事丙烯腈研究和开发各企业全部投入了大量人力、物力和财力，致力于新型催化剂研究开发工作，BP、旭化成、Monsanto、中国石油化工总企业等全部推出了自己一代又一代新催化剂。这些新型催化剂不仅提升了丙烯腈单程收率，而且提升了选择性，降低了副产物生成。从催化剂单程收率看，70年代为70%～75%；80年代达成80%；90年代超出了80%。高效新型催化剂开发和应用为丙烯腈工艺发展提供了坚实技术基础，也是丙烯腈生产技术提升和发展一个关键标志。
1.2.2中国发展情况
20世纪60年代以来，中国不停开发了丙烯氨氧化制丙烯腈技术，并建成多套千吨级规模装置。现在，中国石化已开发出了含有自主知识产权丙烯腈成套技术，其中包含MB系列丙烯腈催化剂、空气分布板和丙烯-氨分布器、旋风分离器、复合萃取分离技术、负压脱氰塔、导向浮阀和气液分离器等专利或专有技术。而且利用该成套技术分别将中国石油化工股份齐鲁分企业原产能2.5万吨/年丙烯腈生产装置改造成了含有自主知识产权4万吨/年国产化示范装置；将中国石化上海石油化工股份(简称上海石化)原产能6.0万吨/年丙烯腈装置改造至13万吨/年，打破了国外技术垄断，为中国现有装置改扩建提供了技术依据。
中国人口众多，处理14亿人口穿衣问题十分突出。所以，现在中国丙烯腈关键用于生产腈纶。从现在发展水平看，中国腈纶产量远远满足不了市场需求。近3年来中国腈纶年消耗量约在125～135万吨，尽管中国腈纶生产能力已达成140万吨/年，而丙烯腈生产总量只有120万吨，只能满足腈纶生产能力需求二分之一，其它需经过进口来处理。估计到中国腈纶消耗量为180万吨/年左右，中国生产能力将达成185万吨/年。另外，再加上ABS(丙烯腈、丁二烯、苯乙烯共聚物)、SAN(苯乙烯、丙烯腈共聚物)等合成树脂、丁腈橡胶、己二腈、丙烯酰胺及其衍生物等对丙烯腈需求，相关部门估计到中国丙烯腈需求量将超出180万吨/年。
中国从60年代初着手丙烯腈技术研究开发工作，70年代初在全国各地兴建了12套中小型丙烯腈生产装置，其中生产能力最大为1万吨/年，多数是千吨级工厂。80年代开始中国丙烯腈工业发展很快，底已形成生产能力达126万吨/年规模。到中国丙烯腈生产总能力可达成185万吨/年，仅次于美国和日本，居世界第三位。如按到中国丙烯腈需要量为160万吨/年计，还需增加20万吨/年生产能力。
从技术发展看，用中国丙烯腈技术建设工厂最大规模才达成1万吨/年，而迄今中国大型丙烯腈装置技术全部是从国外引进。引进一套5万吨/年丙烯腈装置，仅专利许可和催化剂费用就高达1500万美元。所以，努力开发中国自己丙烯腈成套技术，尤其是采取中国技术兴建大型丙烯腈装置是摆在我们面前一项艰巨任务。中国丙烯腈技术开发工作已经有40多年历史，丙烯腈生产也有30多年经验。这些全部为发展中国自己丙烯腈技术打下了坚实基础。尤其是1983年中国石油化工总企业成立以来，总企业十分重视丙烯腈技术开发，组织了一系列丙烯腈重大技术攻关，取得了很多重大工业化技术结果，尤其是MB-82、MB-86催化剂、UL型流化床反应器、复合萃取精馏新工艺、负压脱氰技术等，均已在中国大型丙烯腈装置上应用成功，使中国丙烯腈生产工艺在原有基础上，在关键性工艺技术上有了重大改善，使中国丙烯腈总体技术达成了国际水平。国产催化剂所以能够比较普遍地被采取，并逐步替换进口催化剂关键原因有两条:一是国产催化剂性能质量和进口催化剂相当，甚至优于一些牌号进口催化剂；二是国产催化剂在价格上比进口催化剂有较强竞争力。当然在推广应用国产催化剂上还有很多工作要做，我们不仅要做好国产催化剂在中国市场推广应用，而且要努力开拓国际市场，参与国际竞争。值得一提是淄博石油化工厂在引进装置开车时，首装就采取了国产MB-86催化剂，而且开车结果很好。
齐鲁石化企业、上海石化研究院和清华大学、石油大学合作完成了“丙烯腈主装置成套国产化技术开发和工业应用”项目攻关。以MB-98丙烯腈催化剂、新型空气分布板和丙烯-氨分布器、PV型旋风分离器、复合萃取分离技术、负压脱氰塔、导向浮阀和新型气-液分离器等中国自行开发专利或专有技术为基础，将原生产能力2.5万t／a齐鲁丙烯腈装置改造成含有自主知识产权4万t／a丙烯腈国产化示范装置，打破了国外技术垄断。该装置投产以来，不仅生产能力扩大了60%以上，而且生产每吨丙烯腈丙烯单耗降到了1.077t，产品精制回收率提升了4.2%，副产品乙腈回收率提升到97.21%，也为开发10万t／a以上丙烯腈成套技术和中国现有同类装置改扩建提供了技术依据。现在，丙烯腈成套工业技术已在大庆石化、安庆石化、吉化企业、上海石化等4套丙烯腈装置上推广应用，取得了显著经济效益。几年来，齐鲁石化丙烯腈装置平均每十二个月新增利润4000万元，大庆石化、安庆石化等4家装置每十二个月新增利润4100万元。据粗略计算，国产丙烯腈成套工业技术如在中国全方面推广应用，估计年新增效益可达6亿元。
1.3 世界范围内产品生产厂家、产量
全球关键丙烯腈生产企业及产能统计
产能排序
生产厂家
国家和地域
生产能力/(万t.a-1)
1
英力士集团
德国，美国
104.3
2
Asccend性能材料企业
美国
52.2
3
旭化成
日本
50.0
4
台塑
中国台湾省
32.0
5
巴斯夫
英国
28.0
6
东西石化企业
韩国
27.3
7
上海赛科
上海市
26.0
8
帝斯曼
荷兰
25.9
9
Tae Kwang工业
韩国
25.0
10
氰特工业
美国
22.7
11
吉林石化企业
吉林市
21.0
12
Dia-Nitrix Co Ltd
日本
20.5
13
台湾石化
中国台湾省
19.0
14
LUKOII
俄罗斯
18.5
15
Mitsubishi Rayon
日本
13.3
16
BP
美国
13.0
17
其它

78.8

累计

619.5
1.4 世界范围内生产该产品全部工艺及其分析
1.4.1 环氧乙烷法
由环氧乙烷和氢氰酸制得氰乙醇，然后以碳酸镁为催化剂，于200 -220℃脱水制得丙烯腈。

此法生产丙烯腈原料昂贵，且氢氰酸毒性大，已被淘汰。
1.4.2 乙炔法
由乙炔和氢氰酸作用而得，反应为常压，温度80 -90℃，用氯化亚铜和氯化铵为催化剂。

该法特点是：生产过程简单，但副产物种类较多，不易分离。1960 年以前，该法是世界各国生产丙烯腈关键方法，现基础淘汰。
1.4.3 丙烯氨氧化法
以丙烯、氨氧和空气中氧为原料制得，关键副产物为氢氰酸、乙腈、丙烯醛、CO2和CO。
C3H6 + NH3 +1.5 O2 → CH2 =CHCN + 3H2O
经典生产过程为，原料气体以丙烯I 氨I 空气= 1.0I1. 15 I 10. 5（mol）百分比从底部进入流化床反应器，反应温度440C，压力63.74 kPa。反应热用软水循环回收，发生高压蒸汽。反应气体冷却后，洗涤、吸收、精馏后得到高纯度产品.
该方法含有原料易得、工艺过程简单、产品成本低等优点。该方法是现在中国外关键生产方法。
1.5设计任务
①　 设计项目名称 年产3000吨丙烯腈合成工段换热器工艺设计
②　 生产方法 以丙烯、氨、空气为原料，用丙烯氨氧化法合成丙烯腈。
③　 生产能力 年生产天数300天，产量3000t/a丙烯腈。
④　 原料组成 液态丙烯原料含丙烯85%（mol）；液态氨原料含氨100%。
⑤　 工段产品为丙烯腈水溶液，含丙烯腈约1.8%（wt）。
2 生产方案
2.1工艺技术方案及原理
20世纪60年代以前，丙烯腈生产采取环氧乙烷、乙醛、乙炔等为原料和HCN反应制得，但HCN有剧毒，生产成本高。1960年美国Standard石油企业(Sohio)(现BP企业)开发成功丙烯氨氧化一步合成丙烯腈新工艺，又称Sohio法。因为丙烯价廉易得，又不需剧毒HCN，以后丙烯腈生产发生了根本改变。迄今为止，丙烯腈工业生产全部以此方法进行。
丙烯氨氧化制丙烯腈关键有五种工艺路线，即Sohio法、Snam法、Distiners-Ugine法、Montedison UOP和O.S.W法，上述五种工艺路线化学反应完全相同，丙烯、氨和空气经过催化剂生成丙烯腈，其中Sohio法和Montedison-UOP法采取流化床反应器，其它方法采取固定床反应器。相比较而言，Sohio法有一定优异性，Snam法和Distillers-Ugine法丙烯消耗定额比较高，而固定床反应器单台生产能力远小于流化床反应器，不利于扩大生产能力，而且固定床反应温度难以实现最优化操作，所以，现在Sohio法应用比较普遍，约占全球总生产能力90％。中国引进也是Sohio技术。
丙烯氨氧化原理：
化学反应在工业生产条件下，对于丙烯氨氧化法，主反应生成丙烯腈，是一个非均相反应；和此同时，在催化剂表面还发生一系列副反应
主反应：C3H6 + NH3 +1.5 O2 → CH2 =CHCN + 3H2O
该反应反应热为：（-△Hr ）= 512.5KJ/mol
关键副反应和对应反应热数据以下：
（1）生成氢化氰（HCN）
C3H6 + 3NH3 +3O2 3HCN + 6H20
（-△Hr）298=315.1kJ/mol
(2)生成丙烯醛（ACL）
C3H6 + O2 CH2=CH-CHO + H2O
（-△Hr）298=353.1kJ/mol
(3)生成乙腈（ACN）
C3H6 + 3/2NH3 + 3/2O2 3/2CH3CN + 3H2O
（-△Hr）298=362.3kJ/mol
(4)生成CO2和H2O
C3H6 + 9/2O2 3CO2 + 3H2O
（-△Hr）298=641kJ/mol
上述副反应中，生成乙腈和氢氰酸是关键，CO2、CO和H2O 能够由丙烯直接氧化得到，也能够由丙烯腈、乙腈等再次氧化得到。反应过程也副产少许丙烯醛、丙烯酸、乙醛、丙腈和高聚物等，所以，工业产条件下丙烯氨氧过程十分复杂。主、副产物相对生成量，取决于催化剂本身性。
2.2关键设备方案
2.2.1 催化设备 
众所周知，在丙烯腈生产中，催化剂起着十分关键作用。催化剂正在不停地更新换代，实践证实，居世界领先水平催化剂有美国BPC-49MC、日本化学企业 NS-733D和中国MB-93、 MB-96等。这些催化剂应用全部可为丙烯腈生产带来显著经济效益。从催化剂国产化方面考虑，结合扩能改造，应逐步采取效能 更为优异MB-93和MB-96催化剂，当然，也应继续开发应用其它性能优良催化剂。
其它车间工段装置，在对应车间工段设置控制室，进行监视控制操作。
锅炉房电站生产装置运行控制方法，采取炉机集中控制。（包含炉、机、除氧给水系统）。将炉机控制室设在装置建筑物内，以 利于对机组进行监视控制。
2.2.2控制系统
选择一套中心DCS 系统，分别对仪表进行控制。对连锁较多装置还采取PLC系统。DCS 及PLC系统考虑进口。
在线自动分析仪表，基础上采取中国引进技术生产红外线自动分析器和紫外线自动分析器，在线质谱仪考虑进口，在线色谱仪选择中国引进技术生产或进口。
本系统也考虑了能联结全厂生产调度，操作管理站即生产总调度站，和电气控制站及其马达控制中心和马达驱动装置，从而实现生产过程综合自动化。
合成丙烯腈生产过程中，为了达成最好合成效果，H2/N2必需进行严格控制，因为工艺过程对H2/N2 配比干扰原因较多，应快速检测出氢氮比，为此选择采集周期短质谱仪测出氢氮比，从而能实现多变量预估控制，并使合成塔入口氢氮比，波动最小，得到最好氢氮比，产生最好经济效益。
3 物料衡酸和热量衡算
3.1生产工艺及物料步骤
丙烯氨氧化生产丙烯腈工艺步骤关键分三部分：反应部分、回收部分和精制部分。其工艺过程可简单表示以下：
水吸收
回收部分
精制部分
反应部分
丙烯腈
HCN
乙腈
尾气
水
硫酸铵液
稀硫酸
丙烯
空气
氨气
氨中和
及冷却
产物和副产物分离
产物和副产物精制
反应
换热

生产工艺步骤图以下：

步骤介绍以下：
液态丙烯和液态氨分别经丙烯蒸发器和氨蒸发器气化，然后分别在丙烯过热器和氨气过热器过热到需要温度后进入混合器；经压缩后空气先经过空气饱和塔增湿，再经空气加热器预热至一定温度进入混合器。混合气出口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℃下用硫酸吸收反应器出口气体中未反应氨，中和塔塔底含硫酸铵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废液。中和塔出口气体经换热器冷却后进入水吸收塔，用5～10℃水吸收丙烯腈和其它副产物，水吸收塔塔底得到含丙烯腈约1.8%丙烯腈水溶液，经换热器和氨中和塔出口气体换热，温度升高后去精制工段。

关键设备装配图：

流化床反应器
1.空气分布板; 2.丙烯和氨分配管； 3.U形冷却管; 4.旋风分离

3.2小时生产能力
按年工作日300天，丙烯腈损失率3.1%、设计裕量6%计算，丙烯腈小时产量为
=455.36 kg/h
3.3物料衡算和热量衡算
3.3.1反应器物料衡算和热量衡算
(1)计算依据
a. 丙烯腈产量： 455.36kg/h,即8.60kmol/h
b．原料组成（摩尔分数）： 含C3H6 85%, C3H8 15%
c．进反应器原料配比（摩尔分数）为：
C3H6 : NH3 : O2 : H2O＝1:1.05:2.3:3
d.反应后各产物单程收率如表
物 质
丙烯腈（AN）
氰化氢（HCN）
乙腈（ACN）
丙烯醛（ACL）

摩尔收率
0.6
0.065
0.07
0.007
0.12
e. 操作压力： 进口0.203MPa, 出口0.162MPa
f.反应器进口气体温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃
g.化学参数如表：
关键物质
C3H6
C3H8
NH3
丙烯腈
乙腈
丙烯醛
摩尔质量kg/kmol
42
44
17
53
41
56

（2）物料衡算
a. 反应器进口原料气中各组分流量
C3H6 8.60/0.6=14.3 kmol/h=600.6 kg/h
C3H8 (14.3/0.85)×0.15= 2.52kmol/h =110.88 kg/h
NH3 14.3×1.05=15.02kmol/h = 255.34 kg/h
O2 14.3×2.3=32.89 kmol/h=1052.48 kg/h
H2O 14.3×3=42.90kmol/h=772.2 kg/h
N2 （32.89/0.21）×0.79=123.73 kmol/h=3464.44kg/h
b. 反应器出口混合气中各组分流量
丙烯腈(AN) 8.60kmol/h =455.36kg/h
乙腈(ACN) 3/2 ×14.3×0.07=1.50 kmol/h=61.56 kg/h
丙烯醛(ACL) 14.3×0.007=0.10 kmol/h=5.60kg/h
CO2 3×14.3×0.12=5.15 kmol/h=226.6 kg/h
HCN 3×14.3×0.065=2.79 kmol/h=75.33kg/h
C3H8 2.52kmol/h =110.88 kg/h
N2 123.73 kmol/h = 3464.44kg/h
O2 32.89-(3/2)×8.60-2.79-0.10-1.50-9/(3×2)×5.15 =7.88kmol/h =252.16 kg/h
C3H6 14.3-（1/3）×2.79-0.10-（2/3）×1.50-8.60-（1/3）×5.15
=2.05 kmol/h =86.10kg/h
NH3 15.02-8.60-1.50-2.79=2.31 kmol/h=39.27 kg/h
H2O 42.9+3×8.60+2×1.50+2×2.79+5.15+0.10 = 82.53 kmol/h
=1485.54 kg/h
c.反应器物料平衡

流量和组成
组分
反应器进口
反应器出口
kmol/h
kg/h
%(mol)
%(wt)
kmol/h
kg/h
%(mol)
%(wt)
C3H6
14.3
600.6
6.181
9.6
2.05
86.10
0.827
1.325
C3H8
2.52
110.88
1.091
1.775
2.52
110.88
1.06
1.775
NH3
15.02
255.34
6.49
4.08
2.31
39.27
0.898
0.583
O2
32.89
1052.48
14.22
16.82
7.88
252.16
3.312
4.046
N2
123.73
3464.44
54.38
55.38
123.73
3464.44
57.82
55.4
H2O
42.90
772.2
18.54
12.34
82.53
1485.54
34.49
23.71
AN
0
0
0
0
8.60
455.36
3.594
7.271
ACN
0
0
0
0
1.50
61.56
0.6289
0.9843
HCN
0
0
0
0
2.79
75.33
1.168
1.231
ACL
0
0
0
0
0.10
5.60
0.042
0.0896
CO2
0
0
0
0
5.15
226.6
2.516
3.622
累计
231.36
6255.94
100
100
239.16
6262.84
100
100

（3）热量衡算
物质
C3H6
C3H8
NH3
O2
N2
H2O

0~110℃
1.841
2.05
2.301
0.941
1.046
1.883
0~360℃
2.678
3.013
2.636
1.004
1.088
2.008
0~470℃
2.929
3.347
2.939
1.046
1.109
2.092
各物质0~t℃平均定压比热容

物质
AN
HCN
ACN
ACL
CO2

0~360℃
1.874
1.640
1.933
1.966
1.130
0~470℃
2.029
1.724
2.10
2.172
1.213

假设以下热力学路径：
470°C，浓相段出口混合气
△H
110°C，反应器入口混合气

△H3

△H1

25°C，浓相段出口混合气
△H2
25°C，反应器入口混合气

各物质25～t℃平均比热容用0～t℃平均比热容替换，误差不大，所以，
a.浓相段热衡算
求浓相段换热装置热负荷及产生蒸汽量
△H1=( 600.6×1.841+110.88×2.05+255.34×2.301+1052.48×0.941+3464.44×1.046+772.2×1.833 )(25-100)=-5.96×kJ/h
△H2= -(8.60×512.5+1.50×362.3+2.79×315.1+0.10×353.1+5.15×641)×
=-9.17× kJ/h
△H3=(86.10×2.929+110.88×3.347+39.27×2.939+252.16×1.046+3464.44×1.109+1485.54×2.092+455.36×2.209+61.56×2.10+75.33×1.724+5.60×2.172+226.6×1.213)(470-25)= 4.23× kJ/h
△H=△H1+△H2+△H3=-5.54× kJ/h
若热损失取ΔH5%，则需由浓相段换热装置取出热量（即换热装置热负荷）为：
Q = (1-0.05)×5.54×=5.26×kJ/h
浓相段换热装置产生0.405Mpa饱和蒸汽（饱和温度143℃），
143℃饱和蒸汽焓isteam =2736 kJ/kg
143℃饱和水焓iH2O=601.2 kJ/kg
∴ 产生蒸汽量为
G==246.39 kg/h
b.稀相段热衡算
求稀相段换热装置热负荷及产生蒸汽量
以0℃气体为衡算基准
进入稀相段气体带入热为
Q1= (86.10×2.929+110.88×3.347+39.27×2.939+252.16×1.046+3464.44×1.109+
1485.54×2.092+455.36×2.209+61.56×2.10+75.33×1.724+5.60×2.172+226.6×1.213) (470-0) =4.468× kJ/h
离开稀相段气体带出热为
Q2 =(86.10×2.678+110.88×3.013+39.27×2.636+252.16×1.004+3464.44×1.088+
1485.54×2.008+455.36×1.874+61.56×1.933+75.33×1.64+5.60×1.966+226.6×1.130)
(360-0)=3.253× kJ/h
若热损失为4%，则稀相段换热装置热负荷为
Q = (1-0.04) (Q1-Q2)
= (1-0.04) (4.468-3.253) ×=1.166×kJ/h
稀相段换热装置产生0.405Mpa饱和蒸汽
∴ 产生蒸汽量为
G=
3.3.2废热锅炉热量衡算
（1）计算依据
a.入口气体和出口气体组成和反应器出口气体相同
b.入口气体温度360℃，压力0.162Mpa
c.出口气体温度180℃，压力0.152MPa
d.锅炉水侧产生0.405Mpa饱和蒸汽
（2）热衡算
以0℃气体为衡算基准
各物质在0~180℃平均比热容为
物质

H2O

2.071
2.343
2.406
0.962
1.054
1.925

物质
AN
HCN
ACN
ACL

1.552
1.485
1.607
1.586
1.004
a．入口气体带入热（等于反应器稀相段气体带出热）
Q1= 3.253× kJ/h
b．出口气体带出热
Q2 =（86.10×2.071+110.88×2.343+39.27×2.406+252.16×0.962+3464.44×
1.054+1485.54×1.925+455.36×1.552+61.56×1.485+75.33×1.607+5.60×1.586+
226.6×1.004)（180-0）=1.520× kJ/h
c．热衡算 求需要取出热量Q
按热损失10%计，需取出热量为
Q= (1-0.1) (Q1- Q2) =0.9(3.253-1.520) ×=1.560× kJ/h
d. 产生蒸汽量
∴ 产生0.405Mpa饱和蒸汽量为：

3.3.3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0.263Mpa，出塔空气压力0.243 Mpa
b.空压机入口空气温度30℃，相对湿度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℃，组成以下：
物质
AN
ACN
氰醇
ACL
H2O
累计
%（wt）
0.005
0.008
0.0005
0.0002
99.986
100

e. 塔顶出口湿空气成份和量按反应器入口气体要求为
O2 32.89kmol/h即为1052.48 kg/h
N2 123.73kmol/h即为3464.44 kg/h
H2O 42.90kmol/h即为772.2 kg/h
(2)物料衡算
a.进塔空气量
进塔干空气量等于32.89+123.73=156.62 kmol/h=4517 kg/h
查得30℃，相对湿度80%时空气湿含量为0.022水气/kg干空气，所以，进塔空气带入水蒸气量为 0.022×4517=99.37 kg/h
b.进塔热水量
液比为152.4，故进塔喷淋液量为
= 14.86
塔顶喷淋液（105℃）密度为958 ，所以进塔水质量流量为
14.86×958= 14235.88 kg/h
c出塔湿空气量
出塔气体中O2、N2、H2O量和反应器入口气体相同，所以
O2 32.89kmol/h即为1052.48 kg/h
N2 123.73kmol/h即为3464.44 kg/h
H2O 42.90kmol/h即为772.2 kg/h
d.出塔液量
塔内水蒸发量 =772.2-99.37=672.83 kg/h
∴出塔液流量 =14235.88-672.83=13563.05 kg/h
e.饱和塔物料衡算表

成份

入塔气
出塔气
kmol/h
kg/h
%(mol)
%(wt)
kmol/h
kg/h
%(mol)
%(wt)
O2
32.89
1052.48
20.4
22.88
32.89
1052.48
16.48
19.90
N2
123.73
3464.44
76.75
75.32
123.73
3464.44
62.01
65.50
H2O
5.52
99.37
8.85
1.8
42.90
772.2
21.51
14.60
AN
0
0
0
0
0
0
0
0
ACN
0
0
0
0
0
0
0
0
氰醇
0
0
0
0
0
0
0
0
ACL
0
0
0
0
0
0
0
0
累计
162.14
4616.29
100
100
199.52
5289.12
100
100

入塔喷淋液
塔釜排出液
kg/h
%(wt)
kg/h
%(wt)
0
0
0
0
0
0
0
0
14233.93
99.986
13561.19
99.985
0.7118
0.005
0.6782
0.00525
1.1389
0.008
1.0850
0.0084
0.0712
0.0005
0.0678
0.00053
0.0285
0.0002
0.0271
0.00021
14235.88
100
13563.05
100

(3)热衡算
a.空气饱和塔出口气体温度
从物料平衡表得悉，空气饱和塔出口气体中，蒸汽摩尔分数为0.215，依据分压定律，蒸汽实际分压为

因饱和度为0.81，所以饱和蒸汽分压应为：
0.05655/0.81=0.0698Mpa = 69800Pa
查饱和蒸汽表，得到对应饱和温度为90℃，所以，必需控制出塔气体温度在90℃，才能确保工艺要求蒸汽量。
b.入塔热水温度
入塔水来自精制段乙腈解吸塔塔釜，105℃