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丙烯腈的简介

第一章 综述
1.1 丙烯腈简述
丙烯腈是非常重要的有机的化工产品，丙烯腈在丙烯系列的产品当中是比较重要的，在世界范围内，丙烯腈的产量在丙烯系列产品中仅仅少于聚丙烯，居于第二位。丙烯腈也是重要的有机合成原料，由丙烯腈经催化水合克制得丙烯酰胺，由丙烯酰胺制得的聚丙烯酰胺是三次采油的重要助剂。由丙烯腈经电解加氢偶联可制得已二腈，再加氢可制得已二胺，已二胺是生产尼龙的主要单体。由丙烯腈还可以制得一系列精细化工产品，如谷氨酸钠、医药、农药熏蒸剂、高分子絮凝剂、化学灌浆剂、纤维改性剂、纸张增强剂、固化剂、密封胶、涂料和橡胶硫化促进剂等。
丙烯腈在常温常压在是一种没有颜色的液体，味道有些甜，微臭，它的沸点是77.3℃。丙烯腈它是有毒的，在室内范围内允许的浓度是0.002mg/L。丙烯腈的分子当中含有氰基和C—C双键，所以它的化学性质是活泼的，而且能够发生加成、聚合等反应，可以制出各种的合成橡胶、合成纤维、塑料、涂料等。
1.2 丙烯腈的合成方法
在生产丙烯腈的历史上，曾采用过四种方法来生产。
（1） 以环氧乙烷为原料的氰乙醇法：环氧乙烷和氢氰酸在水和三甲胺的存在下反应得到氰乙醇，然后以碳酸镁为催化剂，于200~280℃脱水制得丙烯腈，收率约为75%。

此方法生产的丙烯腈纯度较高，但是氢氰酸毒性大，生产成本也很高。
（2） 乙炔法：乙炔和氢氰酸在氯化亚铜-氯化钾-氯化钠的稀酸盐的溶液的催化作用下，在80~90℃反应得到丙烯腈。

这种方法工艺过程简单，收率也不错，但是副反应比较多，产物精致困难，毒性也比较大，而且乙炔的原料价格要高于丙烯。这种方法在1960年以前是全世界各国生产丙烯腈的主要方法。
（3）乙醛-氢氰酸氧化法：乙醛可以由依稀大量的廉价的制得，而且生产成本也比上面的两种方法低，但是就是由于后面紧接着出现了丙烯氨氧化法的工业化，所以说这种方法最终也没能得到发展下去。

（4）丙烯氨氧化法：这种方法最早是由美国的Sohio公司研发成功的，并且于1960年建成了第一套工业化生产装置。

1.3 方案的选择
由于丙烯是可以通过石油烃热裂解大量的廉价制得，而且这个反应又是可以一步就合成的，同时这种方法的生产成本也很低，仅仅为上面三种方法的50%左右，这种方法还不需要用到氢氰酸，在生产过程中的安全性也比上面的三种方法要好的多。因此，丙烯氨氧化法现在是世界上生产丙烯腈的主要方法。
1.4 反应过程分析
（1）丙烯氨氧化的原理
丙烯氨氧化反应是一个非均相催化氧化反应:
ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋ＮＨ３＋３/２Ｏ２→ＣＨ２=ＣＨＣN＋３Ｈ２Ｏ
与此同时,在催化剂表面还发生如下一系列副反应。
①生成乙腈(ACN)。 
ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋３/２ＮＨ３＋３/２Ｏ２→３/２ＣＨ３ＣＮ＋3Ｈ２Ｏ
②生成氢氰酸(HCN)。 
ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋３ＮＨ３＋３Ｏ２→３ＨＣＮ＋６Ｈ２Ｏ
③生成丙烯醛。 
ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋Ｏ２→ＣＨ２=ＣＨＣＨＯ＋Ｈ２Ｏ
④生成乙醛。 
ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋３/４Ｏ２→３/２ＣＨ３ＣＨＯ
⑤生成二氧化碳
ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋９/２Ｏ２→３ＣＯ２＋３Ｈ２Ｏ
⑥生成一氧化碳。 
ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋３Ｏ２→３ＣＯ＋３Ｈ２Ｏ
上面的这些副反应都是比较强的放热反应，特别是深度氧化反应。在反应的过程当中，必然会生成一些副产物，上列副反应中,生成乙腈和氢氰酸的反应是主要的。CO2、CO和H2O可以由丙烯直接氧化得到,也可以由丙烯腈、乙腈等再次氧化得到。除上述副反应外,还有生成微量丙酮、丙腈、丙烯酸和乙酸等副反应。那么这样就会降低我们想要的产物的收率，这样不仅仅浪费了原料，而且也会使生成的产物比较复杂，给我们接下来的分离和精制也会带来困难，那么这样也会影响产品的质量。如果我们想要提高我们的目的产物的收率，那么我们就必须减少过程中的副反应，除了要考虑设备和工艺流程合理之外，我们主要还要考虑选择比较合适的催化剂，使那些副反应能够得到抑制。
(2)催化剂 
 丙烯氨氧化所采用的催化剂主要有两类,即Mo系和Sb系催化剂。Mo系催化剂由Sohio公司开发的C-41、C-49。Sb系催化剂由英国酿酒公司首先开发,在此基础上,日本化学公司又相继开发成功第三代的NS-733A和第四代的NS-733B。
我们国家目前主要采用的催化剂是Mo系的催化剂，钼系的代表性的催化剂除了有美国的Sohio公司的C-41、C-49外，还有我国的MB-82、MB-86。一般的时候，Mo-Bi是主要的催化剂，P-Ce是助催化剂，作用是能够提高催化剂活性并且能够延长催化剂的使用寿命。如果按质量计算的话，Mo-Bi占这个活性组分的绝大部分，虽然单一的MoO3具有一定的催化活性，但是它的选择性是比较差的，单一的BiO3对生成丙烯腈也没有催化活性，所以只有二者的组合才能表现出比较好的活性、稳定性和选择性。如果单独使用助催化剂P-Ce时，对这个反应不能够起到加速或者是极少加速的作用，但是如果它们和Mo-Bi配合使用时，那么就能够改进Mo-Bi催化剂的性能了。一般来说，我们对助催化剂的用量都会控制在5%以下的。当然载体的选择也是很重要的，由于这个反应它是一个强放热的反应，所以在工业生产的过程当中，我们会采用流化床反应器。流化床反应器对催化剂的强度要求是很高的，而且要求它的耐磨性也要好，所以我们就会采用粗孔微球型硅胶作为我们这个催化剂的载体。
(3)工艺条件的选择
①原料纯度：原料丙烯是经过催化裂化气或者是烃类裂解气分离得到的，那么这个过程中避免不了的会产生一些杂质，像是丙烷或者是其他的一些烷烃，但是这些烷烃对反应不会产生一些不利的影响；又或者是像乙烯也不会对反应产生影响，因为乙烯不含有活泼的α-H，所以乙烯在这类反反应中没有丙烯活泼，必然也就不会产生影响；但是如果杂质中含有丁烯或者是更高级的烯烃，那么就会产生不利的影响了，那是因为丁烯和其它更高级的烯烃比丙烯更容易发生氧化，那么这些杂质就会消耗反应中的氧气，也就会造成反应过程缺氧，会使催化剂活性降低；所以，必须严格控制原料的纯度，尽量控制丁烯以及其他一些更高级的烯烃的含量；硫化物的存在，也会降低催化剂的活性，所以必须提前去除。
② 丙烯：氨：氧气事实上物质的量之比为1:1-1.2:1.8-2.3。
理论上丙烯：氨的物质的量的比值为1:1，但是实际上为1:1.2，如果氨的物质的量大于丙烯物质的量，那么副产物丙烯醛的产量就会增多；如果丙烯的物质的量大于氨的物质的量，那么在处理氨的过程中就会特别麻烦。
理论上丙烯：氧的物质的量的比值为1:1.5，但是实际上为1:1.8-2.5。之所以要让氧气多一点，主要是为了保护催化剂的活性，不至于让催化剂因为缺氧而造成催化剂失活。如果降低氧气比会使选择性增加，那么丙烯的转化率就会随之降低，同样丙烯腈的收率也会下降的；如果增大氧气比，那么就会增加二氧化碳的生成量，减弱丙烯腈的选择性，也会扩大反应器的体积。
③．反应温度的影响：在丙烯氨氧化的反应过程中温度是一个很重要的影响因素。当温度低于350℃是，就不怎么生成丙烯腈。所以我们要是想要或得较高的丙烯腈，那么我们就只能升高温度，同时还必须得控制好反应温度。因为反应温度的变化不仅对丙烯腈的产量有影响，也会对副产物的产量、反应物的转化率，催化剂的空时收率产生影响。
如果增加反应温度就会发现，反应物丙烯的转化率、生成物丙烯腈的产率都会增加，但是同时也会发现，副产物的收率也会有所增加。随着温度的升高，丙烯腈的收率会出现一个最大值，大约是在460℃左右，同样，副产物乙腈的收率也会随着温度的升高出现一个最大值，大约是在417℃左右。在实验过程中，我们经常会采用大约在460℃左右下进行。
④．反应压力的影响：通过丙烯氨氧化法来生产丙烯腈实际上是一个体积减小的一个过程，那么理论上来说，如果增大反应压力，那么就会增加反映转化率，从而提高丙烯腈转化率，同样如果增大压力，那么也会增大反应气体的密度，这样也就可以增加设备的反映能力。但是实验结果表明事实上不是这样的，如果增大压力就会发现，丙烯腈的收率不但没有上升反而是呈直线下降，那么就说明增大了压力，反而对副产物的生成产生了一个更有利的条件，那么也就增加的副产物的产率，所以我们一般情况下还是只能选择在常压下操作了，如果过程中适当的加了一点压，那么也只是为了克服反应后面的设备和管线的阻力。我们一般情况下都会把反应压力设置在0.1-0.3MPa。
⑤.反应接触时间的影响：丙烯氨氧化反应一般是在催化剂表面进行的，它是一种气-固相催化反应。因此，我们必须把原料气与催化剂的接触时间控制在一个合理范围内，使原料气的转化率达到最大。在理论上来说，如果适当的增多接触时间，就会增大丙烯腈的产率和丙烯的转化率，副产物的产量不怎么会发生变化，如果这样的话对我们的生产是有利的。但是事实上并不是这样的，如果过多的增加接抽时间，那么就会造成丙烯腈过度氧化，这样就会使丙烯腈的产率下降，过多的消耗氧气，也会造成催化剂的活性降低，同样还会使设备的生产能力降低，所以我们一般情况下会把接触时间控制在5-10s。
第二章 工艺流程
2.1 设计任务
（1）设计题目：年产10000吨丙烯腈合成工段工艺设计
（2）生产原料：①丙烯—液态丙烯原料
其中含丙烯85%，丙烷15%（均为mol）
②空气—取自大气
③氨—液态氨，来自合成氨工业，含氨100%
（3）生产方法：用丙烯氨氧化法合成丙烯腈
（4）产品为丙烯腈水溶液，含丙烯腈1.8%（wt）

2.2 生产工艺流程图

第三章 工艺设计计算
3.1物料衡算与热量衡算
3.1.1 小时生产能力
按年工作日300天计算，丙烯腈损失率3.1%，设计裕量6%计算，丙烯腈小时产量为：
10000×1000×1.06×1.031/(300×24)= 1517.86kg/h

3.1.2 反应器的物料衡算和热量衡算
(1) 计算依据
a. 丙烯腈产量 1517.86kg/h，即28.63kmol/h
b. 原料组成（摩尔分数）  含 C3H6 85%，C3H8 15% 
c. 进反应器的原料配比（摩尔比）为 ：
C3H6 ：NH3 ：O2 ：H2O ＝ 1 ：1.05 ：2.3 ：3
d. 反应后各产物的单程收率如表1所示 
表1  反应后各产物的单程收率 
物质
丙烯腈（AN）
氰化氢（HCN）
乙腈（ACN）
丙烯醛（ACL）
CO2
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. 反应器进口温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃。
主要物质
C3H6
C3H8 
NH3
丙烯腈
乙腈
丙烯醛
摩尔质量
42
44
17
53
41
56
g.化学参数

(2) 物料衡算
a. 反应器进口原料气中各组分的流量
C3H6   28.63/0.6=47.72kmol/h=2004.2kg/h  
C3H8    47.72/0.85×0.15=8.42kmol/h=370.5kg/h 
 NH3    47.72×1.05 =50.11kmol/h=851.87kg/h  
O2     47.72×2.3=109.76kmol/h=3512.32kg/h  
H2O    47.72×3=143.16kmol/h=2576.88kg/h  
N2     109.76/0.21×0.79=412.9kmol/h=11561.4kg/h
b. 反应器出口混合气中各组分的流量
丙烯腈(AN)    28.63 kmol/h=1517.86 kg/h
乙腈(ACN)     3/2 ×47.72×0.07=5.01 kmol/h=205.4 kg/h
丙烯醛(ACL)   47.72×0.007=0.33 kmol/h=18.48 kg/h
CO2           3×47.72×0.12=17.18 kmol/h=755.9 kg/h
HCN           3×47.72×0.065=9.31 kmol/h=251.2 kg/h
C3H8          8.42 kmol/h =370.5 kg/h 
N2    412.9 kmol/h=11561.4 kg/h
O2 ：109.76-（3/2）×28.63-9.31-0.33-5.01-9/（3×2）×17.18 =26.40kmol/h=844.8 kg/h
C3H6  47.72-（1/3）×9.31-0.33-（2/3）×5.01-28.63-（1/3）×17.18=6.59 kmol/h =276.7kg/h
 NH3：  50.11-28.63-5.01-9.31=7.16 kmol/h=121.7 kg/h
H2O ： 143.16+3×28.63+2×5.01+2×9.31+17.18+0.33 =275.2 kmol/h=4953.6 kg/h

c. 反应器物料平衡表如表2

表2  反应器物料平衡表
组分
流量和组成
反应器进口
反应器出口
Kmol/h
Kg/h
%(mol)
%(wt)
Kmol/h
Kg/h
%(mol)
%(wt)
C3H6
47.72
2004.2
6.181
9.6
6.59
276.7
0.827
1.325
C3H8
8.42
370.5
1.091
1.775
8.42
370.5
1.06
1.775
NH3
50.11
851.87
6.49
4.08
7.16
121.7
0.898
0.583
O2
109.76
3512.32
14.22
16.82
26.40
844.8
3.312
4.046
H2O
412.9
11561.4
54.38
55.38
412.9
11561.4
57.82
55.4
N2
143.16
2576.88
18.54
12.34
275.2
4953.6
34.49
23.71
AN
0
0
0
0
28.63
1517.86
3.594
7.271
ACN
0
0
0
0
5.01
205.4
0.6289
0.9843
HCN
0
0
0
0
9.31
251.2
1.168
1.231
ACL
0
0
0
0
0.33
18.48
0.042
0.0896
CO2
0
0
0
0
17.18
755.9
2.516
3.622
合计
772.07
20917
100
100
797.13
20877
100
100

（3） 热量衡算
各物质0～t℃的平均定压比热容如表3 所示

表3 各物质0～t℃的平均定压比热容如下：CP/[kJ/(kg·k)]

物质

C3H6

C3H8

NH3

O2

N2

H2O

AN

HCN

ACN 

ACL

CO2
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
1.874
1.340
1.933
1.966
1.130
0~470℃
2.929
3.347
2.939
1.046 
1.109
2.209
2.029 
1.724
2.10
2.172
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
假设热力学途径：
110°C，反应器入口混合气
△H
470°C，浓相段出口混合气

△H1 △H3
25°C，反应器入口混合气
△H2
25°C，浓相段出口混合气

各物质25～t℃平均比热容用0～t℃的平均比热容代替，误差不大，因此:
△H1=(2004.2×1.841+370.5×2.05+851.87×2.301+3512.32×0.941+11561.4×1.046+2576.88×1.883)× (25-110)=-2.266×106kJ/h
△H2=-(28.3×512.5+5.01×362.3+9.31×315.1+0.33×353.1+17.18×641) = -3.055×107kJ/h
△H3=(276.7×2.929+370.5×3.347+121.7×2.939+844.8×1.046+11561.4×1.109+4953.6×2.092+1517.86×2.209+205.4×2.10+251.2×1.724+18.48×2.172+755.9×1.213)×(470-25)=1.396×107kJ/h 
△H =△H1+△H2+△H3  
= -2.266×106-3.055×107+1.396×107= -1.886×107kJ/h
 若热损失取ΔH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： Q=(1-0.05)×1.886×107=1.792×107kJ/h 
浓相段换热装置产生0.405Mpa的饱和蒸汽（饱和温度143℃）
143℃饱和蒸汽焓Isteam=2736kJ/kg
143℃饱和水焓IH2O=601.2kJ/kg

∴  产生的蒸汽量==8394kg/h
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：
Q1=(276.7×2.929+370.5×3.347+121.7×2.939+844.8×1.046+11561.4×1.109+4953.6×2.092+1517.86×2.209+205.4×2.10+251.2×1.724+18.48×2.172+755.9×1.213)×(470-0) =1.334×107kJ/h
离开稀相段的气体带出热为：
Q2=(276.7×2.678+370.5×3.013+121.7×2.636+844.8×1.004+11561.4×1.088+4953.6×2.088+1517.86×1.874+205.4×1.933+251.2×1.640+18.48×1.966+755.9×1.130)×(360-0) =1.083×107kJ/h
若热损失为4%，则稀相段换热装置的热负荷为：
Q3=(1-0.04) (Q1-Q2)=( 1-0.04)×(1.334×107-1.083×107)=2.410×106kJ/h
稀相段换热装置产生0.405Mpa的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：
G=2.410×106/(2736-601.2)=1128.9kg/h
3.1.3  废热锅炉的热量衡算
(1)  计算依据
a. 入口气和出口气的组成与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0.152 MPa 
d. 锅炉水侧产生0.405 MPa的饱和蒸汽
(2)  热衡算
以0℃气体为衡算基准，各物质的平均比热容为表4所示。
表4  各物质0～180℃的平均比热容为：
物质
C3H6
C3H8
NH3
O2
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2
CP
2.071
2.343 
2.406
0.962 
1.054 
1.925 
1.552 
1.485 
1.607
1.586
1.004
a.  入口气体带入热（等于反应器稀相段的气体带出热）
Q1=1.083×107kJ/h
b. 出口气体带出热
Q2=(276.7×2.071+370.5×2.342+121.7×2.406+844.8×0.926+11561.4×1.154+4953.6×1.925+ 1517.86×1.552+205.4×1.607+251.2×1.485+18.48×1.586+755.9×1.004)×(180-0) =5.269×106kJ/h 
c. 热衡算求需要取出的热量Q
按热损失10%计,需要取出的热量为
Q=0.9(Q1-Q2)=0.9×(1.083×107-1.083×107)=5.005×106kJ/h
d. 产生蒸汽量
产生0.405 MPa的饱和蒸汽量为
G=5.005×106/(2736-601.2)=2344kg/h
3.1.4  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0.243MPa 
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℃，组成如表5所示：
表5  塔顶喷淋液各组成
组分
AN
ACN
氰醇
ACL 
H2O
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
O2    109.76kmol/h   即3512.32kg/h 
H2O   412.9kmol/h  即 11561.4kg/h  
N2    143.16kmol/h   即2576.88 kg/h

(2)  物料衡算
a. 进塔空气量 
进塔干空气量=(109.76+412.9)=522.65kmol/h=15073kg/h 
查得30℃，相对湿度80%时空气湿含量为0.022kg水气/kg干空气，因此，进塔空气带入的水蒸汽量为: 0.022×15073=331.6kg/h 
b. 进塔热水量 
气液比为152.4，故进塔喷淋液量为 
(109.76+412.9)×22.4×(273+170)/273×0.1013/0.263×1/152.4=49.59m3/h 
塔顶喷淋液（105℃）的密度为958kg/m3,因此进塔水的质量流量为 49.59×958=47507 kg/h 
C.出塔湿空气量 
出塔气体中的O2 、N2、H2O的量与反应器入口气体相同，因此 :
O2      109.76kmol/h 即3512.32kg/h
N2      412.9kmol/h 即11561.4kg/h 
H2O    143.16kmol/h 即2576.88kg/h
d.出塔液量 
塔内水蒸发量=2576.88—331.6=2245.28kg/h 
∴ 塔液流量=47507—2245.28=45261.7kg/h 
e. 饱和塔物料衡算表
成分
入塔气
出塔气
入塔喷淋液 
塔釜排出液
kmol/h
kg/h
%(mol)
%(wt)
kmol/h
kg/h
%(mol)
%(wt)
kg/h
%(wt)
kg/h
%(wt)
O2
109.76
3512.32
20.4
22.88
109.76
3512.32
16.48
19.90
0
0
0
0
N2
412.9
11561.4
76.75
75.32
412.9
11561.4
62.01
65.50
0
0
0
0
H2O
18.42
331.6
8.85
1.8
143.16
2576.88
21.51
14.60
47500
99.986
45254
99.985
AN
0
0
0
0
0
0
0
0
2.375
0.005
2.375
0.00525
ACN
0
0
0
0
0
0
0
0
3.800
0.008
3.800
0.0084
氰醇
0
0
0
0
0
0
0
0
0.238
0.0005
0.238
0.00053
ACL
0
0
0
0
0
0
0
0
0.095
0.0002
0.095
0.00021
合计
541.08
15405.32
100
100
665.82
17650.48
100
100
47507
100
45261
100
(3)热衡算 
a.空气饱和塔出口气体温度  从物料平衡表得知，空气饱和塔出口气体中，蒸汽的摩尔分数为0.215，根据分压定律，蒸汽的实际分压为：

PH2O=YH2OP=0.215×0.243=0.05655MPa
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，得到对应的饱和温度为90℃，因此，必须控制出塔气体温度在90℃，才能保证工艺要求的蒸汽量
b．入塔热水温度  入塔水来自精制段乙腈解吸塔塔釜，105℃
c.由热衡算求出热水温度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2773.3kJ/kg，干空气在0～170℃的平均比热容为1.004kJ/(kg·K)。  
Q1=(3512.32+11561.4 )×1.004×(170-0)+331.6×2773.3=3.492×106kJ/h
(b)出塔湿空气带出热量Q2 
 90℃蒸汽焓2660kJ/kg，空气比热容取1.004kJ/(kg·K)。  
Q2=(3512.32+11561.4)×1.004(90-0)+2576.88×2660=8.217×106kJ/h 
(c)105℃入塔喷淋液带入热量Q3 
Q3=47507×4.184×(105-0) =2.087×107kJ/h
(d)求出塔热水温度t 
  出塔热水带出的热量  Q4=45261.7×4.184t=189375t 
热损失按5%计，则 Q5=0.05(3.492×106+1.983×107)=1.170×106kJ/h  
热平衡方程            Q 1+ Q 3= Q 2+ Q4+Q5 代入数据： 
3.492×106´+2.087×107´=8.217×106´+189375t+1.170×106 
解得 t=79℃ 
因此，出塔热水温度为79℃。
3.1.5  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）的组成如表6：
表6   塔底出口液体的组成
组分
H2O
AN
ACN
HCN
H2SO4
(NH4)SO4 
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℃，新鲜硫酸吸收剂温度30℃。 
f. 塔顶压力0.122 MPa，塔顶压力0.142 MPa。
(2)  物料衡算
a. 排除的废液量及其组成 
进塔气中含有72.95kg/h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如下： 
2NH3 + H2SO4         (NH4)SO4 
(NH4)SO4的生成量，即需要连续排出的(NH4)SO4流量为：
121.7 ×132/(2×17)=472.5kg/h 
塔底排出液中，(NH4)SO4的含量为30.9%（wt），因此
排放的废液量为： 472.5/0.309=1529.1kg/h  排放的废液中，
各组分的量： 
 H2O              1529.1×0.6853=1047.9kg/h  
AN               1529.1×0.0003=0.459kg/h
 ACN              1529.1×0.0002=0.3058kg/h 
HCN              1529.1×0.00016=0.2447kg/h 
H2SO4              1529.1×0.005=7.647kg/h 
(NH4)2SO4    1529.1×0.309=472.7kg/h
b. 需补充的新鲜硫酸吸收剂（93% H2SO4）的量为：
 (1529.1×0.005+121.7×98/34)/0.93=385.5kg/h
c. 出塔气体中各组分的量 
 C3H6 276.7kg/h
C3H8 370.5kg/h
O2 844.8kg/h
N2 11561.4kg/h
AN 1517.86－0.459＝1517.401kg/h
ACN 205.4－0.3058＝205.09kg/h
ACL 18.48kg/h
HCN 251.2－0.2447＝250.96kg/h
CO2 755.9kg/h
H2O 出塔气中的水＝入塔气中的水＋新鲜吸收剂带入水－废液排出的水
                      ＝4593.6+385.5×0.07-1047.9=3932.685kg/h

a. 氨中和塔循环系统物料平衡表
流量和组成组分
入塔气
新鲜吸收液
排放废液
出塔气
Kmol/h
Kg/h
%(mol)
%(wt)
Kg/h
%(wt)
Kg/h
%(wt)
Kmol/h
Kg/h
%(mol)
%(wt)
C3H6
6.59
276.7
0.826
1.325
0
0
0
0
6.59
276.7
0.898
1.402
C3H8
8.42
370.5
1.06
1.774
0
0
0
0
8.42
370.5
1.148
1.877
NH3
7.16
121.7
0.899
0.582
0
0
0
0
0
0
0
0
O2
26.40
844.8
3.314
4.048
0
0
0
0
26.40
844.8
3.60
4.282
N2
412.9
11561.4
51.8
55.38
0
0
0
0
412.9
11561.4
56.31
58.58
H2O
275.2
4953.6
34.52
23.72
26.985
7
1047.9
68.53
218.5
3932.685
29.80
19.93
AN
28.63
1517.86
3.591
7.271
0
0
0.459
0.03
28.63
1517.86
3.904
7.692
ACN
5.01
205.4
0.6284
0.9840
0
0
0.3058
0.02
5.00
205.09
0.68
1.04
HCN
9.31
251.2
1.167
1.203
0
0
0.2447
0.016
9.29
250.96
1.269
1.273
ACL
0.33
18.48
0.042
0.0894
0
0
0
0
0.33
18.48
0.045
0.0946
CO2
17.18
755.9
2.155
3.621
0
0
0
0
17.18
755.9
2.342
3.83
H2SO4 
0
0
0
0
358.515
93
7.647
0.5
0
0
0
0
(NH4)SO4
0
0
0
0
0
0
472.7
30.9
0
0
0
0
合计
797.1
20877
100
100
385.5
100
1529.1
100
733.18
19733
100
100

(3)  热衡算
a. 出塔气体温度  
塔顶气体中实际蒸汽分压为 
PH2O=YH2OP=0.2980×0.122=0.0363MPa 
设饱和度为0.98，则与塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为：
  P○H2O=0.03636/0.98=0.03710MPa 
入塔喷淋液的硫酸铵含量为100×30.9/68.53=45g(NH4)2SO4/100g H2O，已知硫 酸铵溶液上方的饱和蒸汽压如下表。 
根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和P○H2O的值，内插得到出塔气的温度为76℃。
b. 入塔喷淋液的温度 
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7硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPa
温度/℃
(NH4)2SO4含量/g[(NH4)2SO4/gH2O]
40
45
50
70
0.02796
0.02756 
0.02716 
80
0.04