资源描述
目 录
一、概论及设计任务…………………………………………………………………… 2
二、生产方案…………………………………………………………………………… 2
2.1 工艺技术方案及原理………………………………………………………… 2
2.2 设备方案………………………………………………………………………3
2.3 工程方案………………………………………………………………………3
三、物料衡算和热量衡算 ………………………………………………………………3
3.1 生产工艺及物料流程…………………………………………………………3
3.2 小时生产能力…………………………………………………………………4
3.3 物料衡算和热量衡算…………………………………………………………4
3.3.1 反应器的物料衡算和热量衡算………………………………………4
3.3.2 废热锅炉的热量衡算…………………………………………………7
3.3.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算……………………………………8
3.3.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算…………………………………… 10
3.3.4 换热器物料衡算和热量衡算……………………………………… 13
3.3.6 水吸收塔物料衡算和热量衡算…………………………………… 14
3.3.7 空气水饱和塔釜液槽……………………………………………… 18
3.3.8 丙烯蒸发器热量衡算……………………………………………… 19
3.3.9 丙烯过热器热量衡算……………………………………………… 19
3.3.10 氨蒸发器热量衡算………………………………………………… 20
3.3.11 气氨过热器………………………………………………………… 20
3.3.12 混合器……………………………………………………………… 20
3.3.13 空气加热器的热量衡算…………………………………………… 21
3.3.14 吸收水第一冷却器………………………………………………… 21
3.3.14 吸收水第二冷却器………………………………………………… 22
3.3.16 吸收水第三冷却器………………………………………………… 22
四、主要设备的工艺计算………………………………………………………………22
4.1 空气饱和塔………………………………………………………………… 22
4.2 水吸收塔…………………………………………………………………… 24
4.3 合成反应器………………………………………………………………… 26
4.4 废热锅炉…………………………………………………………………… 27
4.4 丙烯蒸发器………………………………………………………………… 29
4.6 循环冷却器………………………………………………………………… 30
4.7 吸收水第一冷却器………………………………………………………… 31
4.8 吸收水第二冷却器………………………………………………………… 32
4.9 吸收水第三冷却器………………………………………………………… 33
4.10 氨蒸发器…………………………………………………………………… 34
4.11 气氨过热器………………………………………………………………… 34
4.12 丙烯过热器………………………………………………………………… 34
4.13 空气加热器………………………………………………………………… 34
4.14 循环液泵…………………………………………………………………… 36
4.14 空气压缩机………………………………………………………………… 36
4.16 中和液贮槽………………………………………………………………… 37
五、工艺设备一览表………………………………………………………………… 37
六、原料消耗综合表………………………………………………………………… 39
七、能量消耗综合表………………………………………………………………… 40
八、排出物综合表…………………………………………………………………… 41
九、主要管道流速表………………………………………………………………… 41
十、环境保护和安全措施…………………………………………………………… 44
10.1丙烯腈生产中的废水和废气及废渣的处理……………………………… 44
10.2生产安全及防护措施……………………………………………………… 441、概论及设计任务
概论
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3.04％～17.4％，与水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等可形成二元共沸物。丙烯腈分子中含有C—C双键和氰基，化学性质活泼，能发生聚合、加成、氰基和氰乙基等反应，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，现已处于中试阶段。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％。研究开发的催化剂主要有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，主要用于橡胶合成（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等膈成纤维、杀虫剂、抗水剂、粘合剂等。
设计任务
① 设计项目名称 丙烯腈合成工段
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10000t/a丙烯腈。
④ 原料组成 液态丙烯原料含丙烯84%（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，丙烯腈的生产采用环氧乙烷、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石油公司(Sohio)(现BP公司)开发成功丙烯氨氧化一步合成丙烯腈新工艺，又称Sohio法。由于丙烯价廉易得，又不需剧毒的HCN，从此丙烯腈的生产发生了根本的变化。迄今为止，丙烯腈的工业生产都以此方法进行。
丙烯氨氧化制丙烯腈主要有五种工艺路线，即Sohio法、Snam法、Distiners-Ugine法、Montedison UOP和O.S.W法，上述五种工艺路线的化学反应完全相同，丙烯、氨和空气通过催化剂生成丙烯腈，其中Sohio法和Montedison-UOP法采用流化床反应器，其他方法采用固定床反应器。相比较而言，Sohio法有一定的先进性，Snam法和Distillers-Ugine法丙烯的消耗定额比较高，而固定床反应器的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，因此，目前Sohio法应用比较普遍，约占全球总生产能力的90％。中国引进的也是Sohio技术。
本工程采用丙烯氨氧化的原理，丙烯氨氧化法制丙烯腈（AN）生产过程的主反应为
C3H6+NH3+3/2O2 CH2=CHCN+3H2O
该反应的反应热为 （-△Hr）298=486.4kJ/mol AN
主要的副反应和相应的反应热数据如下：
(1) 生成氢化氰（HCN）
C3H6 + 3NH3 +3O2 3HCN + 6H20
（-△Hr）298=314.1kJ/mol HCN
(2)生成丙烯醛（ACL）
C3H6 + O2 CH2=CH-CHO + H2O
（-△Hr）298=343.1kJ/mol ACN
(3)生成乙腈（ACN）
C3H6 + 3/2NH3 + 3/2O2 3/2CH3CN + 3H2O
（-△Hr）298=362.3kJ/mol ACN
(4)生成CO2和H2O
C3H6 + 9/2O2 3CO2 + 3H2O
（-△Hr）298=641kJ/mol CO2
2.2主要设备方案
2.2.1 催化设备
众所周知，在丙烯腈生产中，催化剂起着十分重要的作用。催化剂正在不断地更新换代，实践证明，居世界领先水平的催化剂有美国BP的C-49MC、日本化学公司的NS-733D以及我国的MB-93、MB-96等。这些催化剂的应用都可为丙烯腈的生产带来显著的经济效益。从催化剂的国产化方面考虑，结合扩能改造，应逐步采用效能更为优异的MB-93和MB-96催化剂。
其余的车间工段装置，在相应的车间工段设立控制室，进行监视控制操作。
锅炉房电站生产装置的运行控制方式，采用炉机集中控制。（包括炉、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
全厂选用一套中心DCS 系统，分别对仪表进行控制。对连锁较多的装置还采用PLC系统。DCS 及PLC系统考虑进口。
在线自动分析仪表，基本上采用国内引进技术生产的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，在线色谱仪选用国内引进技术生产的或者进口。
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，以及电气控制站及其马达控制中心和马达的驱动装置，从而实现生产过程综合自动化。
合成丙烯腈生产过程中，为了达到最佳的合成效果，H2/N2必须进行严格控制，由于工艺过程对H2/N2 配比干扰因素较多，应迅速检测出氢氮比，为此选用采集周期短的质谱仪测出氢氮比，从而能实现多变量预估控制，并使合成塔入口的氢氮比，波动最小，得到最佳氢氮比，产生最好的经济效益。
2.3程方案
土建工程方案选择及原则确定
1) 建筑结构设计符合技术先进、经济合理、安全适用
2) 在满足工艺生产的前提下，厂房布置尽量一体化，设备尽可能露天设置或采用敞开
式，半敞开式。
3) 尽量采用普及或放式通难度不大的建筑物配件。
4) 充分利用地方建材
3、物料衡算和热量衡算
3.1、生产工艺及物料流程
生产工艺流程示意图如下：
流程简介如下：
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。混合气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。中和塔出口气体经换热器冷却后进入水吸收塔，用4～10℃的水吸收丙烯腈和其他副产物，水吸收塔塔底得到含丙烯腈约1.8%的丙烯腈水溶液，经换热器与氨中和塔出口气体换热，温度升高后去精制工段。
物料流程图示意如下：
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
3.3 物料衡算和热量衡算
3.3.1反应器的物料衡算和热量衡算
(1)计算依据
a. 丙烯腈产量 1417.86kg/h,即28.63kmol/h
b.原料组成（摩尔分数） 含C3H6 84%,C3H8 14%
c.进反应器的原料配比（摩尔分数）为
C3H6 : NH3 : O2 : H2O＝1:1.04:23:3
d.反应后各产物的单程收率如表
物质
丙烯腈（AN）
氰化氢（HCN）
乙腈（ACN）
丙烯醛（ACL）
摩尔收率
0.6
0.064
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
主要物质
C3H6
C3H8
NH3
丙烯腈
乙腈
丙烯醛
摩尔质量kg/kmol
42
44
17
43
41
46
（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=47.72 kmol/h=2004.2 kg/h
C3H8 (47.72/0.84)×0.14= 8.42 kmol/h =370.4 kg/h
NH3 47.72×1.04=40.11 kmol/h = 841.87 kg/h
O2 47.72×2.3=109.76 kmol/h=3412.32 kg/h
H2O 47.72×3=143.16 kmol/h=2476.88 kg/h
N2 （109.76/0.21）×0.79=412.9 kmol/h=11461.4 kg/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=1417.86 kg/h
乙腈(ACN) 3/2 ×47.72×0.07=4.01 kmol/h=204.4 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=744.9 kg/h
HCN 3×47.72×0.064=9.31 kmol/h=241.2 kg/h
C3H8 8.42 kmol/h =370.4 kg/h
N2 412.9 kmol/h=11461.4 kg/h
O2 109.76-（3/2）×28.63-9.31-0.33-4.01-9/（3×2）×17.18 =26.40kmol/h=844.8 kg/h
C3H6 47.72-（1/3）×9.31-0.33-（2/3）×4.01-28.63-（1/3）×17.18=6.49 kmol/h =276.7kg/h
NH3 40.11-28.63-4.01-9.31=7.16 kmol/h=121.7 kg/h
H2O 143.16+3×28.63+2×4.01+2×9.31+17.18+0.33 =274.2 kmol/h=4943.6 kg/h
c.反应器物料平衡表
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
47.72
2004.2
6.181
9.6
6.49
276.7
0.827
1.324
C3H8
8.42
370.4
1.091
1.774
8.42
370.4
1.06
1.774
NH3
40.11
841.87
6.49
4.08
7.16
121.7
0.898
0.483
O2
109.76
3412.32
14.22
16.82
26.40
844.8
3.312
4.046
N2
412.9
11461.4
44.38
44.38
412.9
11461.4
47.82
44.4
H2O
143.16
2476.88
18.44
12.34
274.2
4943.6
34.49
23.71
AN
0
0
0
0
28.63
1417.86
3.494
7.271
ACN
0
0
0
0
4.01
204.4
0.6289
0.9843
HCN
0
0
0
0
9.31
241.2
1.168
1.231
ACL
0
0
0
0
0.33
18.48
0.042
0.0896
CO2
0
0
0
0
17.18
744.9
2.416
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下
物质
C3H6
C3H8
NH3
O2
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2
0~110℃
1.841
2.04
2.301
0.941
1.046
1.883
0~360℃
2.678
3.013
2.636
1.004
1.088
2.008
1.874
1.640
1.933
1.966
1.130
0~470℃
2.929
3.347
2.939
1.046
1.109
2.092
2.029
1.724
2.10
2.172
1.213
浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量
假设如下热力学途径：
470°C，浓相段出口混合气
110°C，反应器入口混合气
△H
.。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。
△H1
△H3
24°C，反应器入口混合气
24°C，浓相段出口混合气
△H2
各物质24～t℃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ΔH的4%，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=(1-0.04)×1.886×107=1.792×107kJ/h
浓相段换热装置产生0.404Mpa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=
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的热为
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0.404Mpa的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为
3.3.2废热锅炉的热量衡算
（1）计算依据
a.入口气体和出口气体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0.142MPa
d.锅炉水侧产生0.404Mpa的饱和蒸汽
（2）热衡算
以0℃气体为衡算基准
物质
C3H6
C3H8
NH3
O2
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2
2.071
2.343
2.406
0.962
1.044
1.924
1.442
1.484
1.607
1.486
1.004
各物质在0～180℃的平均比热容为
a. 入口气体带入热（等于反应器稀相段气体带出热
b.
c. 出口气体带出热
d. 热衡算求需要取出的热量Q
按热损失10%计，需取出的热量为
e. 产生蒸汽量
产生0.404Mpa饱和蒸汽的量为
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142.4（体积比），饱和度0.81
d.塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度104℃，组成如下：
物质
AN
ACN
氰醇
ACL
H2O
合计
%（wt）
0.004
0.008
0.0004
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3412.32kg/h
N2 412.9kmol/h即11461.4kg/h
H2O 143.16kmol/h即2476.88kg/h
(2)物料衡算
a.进塔空气量
进塔干空气量等于（109.76+412.9）=422.64kmol/h=14073kg/h
查得30℃，相对湿度80%时空气湿含量为0.022水气/kg干空气，因此，进塔空气带入的水蒸气量为 0.022×14073=331.6kg/h
b.进塔热水量
液比为142.4，故进塔喷淋液量为
塔顶喷淋液（104℃）的密度为948kg/m3,因此进塔水的质量流量为
49.49×948=47407kg/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3412.32kg/h
N2 412.9kmol/h即11461.4kg/h
H2O 143.16kmol/h即2476.88kg/h
d.出塔液量
塔内水蒸发量=2476.88—331.6=2244.28kg/h
∴ 塔液流量=47407—2244.28=44261.7kg/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
3412.32
20.4
22.88
109.76
3412.32
16.48
19.90
0
0
0
0
N2
412.9
11461.4
76.74
74.32
412.9
11461.4
62.01
64.40
0
0
0
0
H2O
18.42
331.6
8.84
1.8
143.16
2476.88
21.41
14.60
47400
99.986
44244
99.984
AN
0
0
0
0
0
0
0
0
2.374
0.004
2.374
0.00424
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
0.0004
0.238
0.00043
ACL
0
0
0
0
0
0
0
0
0.094
0.0002
0.094
0.00021
合计
441.08
14404.32
100
100
664.82
17640.48
100
100
47407
100
44261
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0.214，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：
0.04644/0.81=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，104℃
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
（b）出塔湿空气量带出热量Q2
90℃蒸汽焓2660kJ/kg,,空气比热容取1.044kJ/(kg·K)
（c）104℃入塔喷淋液带入热量Q3
(d)求出塔热水温度t 出塔热水带出的热量用Q4表示，则
按热损失4%计，则
热平衡方程 Q1+Q3=Q2+Q4+Q
代入数据：
解得
t=79℃
3.3.4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.塔底出口液体的组成如下：
组分
H2O
AN
ACN
HCN
H2SO4
(NH4)2SO4
合计
%（wt）
68.43
0.03
0.02
0.016
0.4
30.90
100
ｅ．进塔温度180℃，出塔温度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
进塔其中含有72.94kg/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：
硫酸铵的生成量，即需要连续排出的的流量为
塔底排出液中，的含量为30.9%（wt），因此，
排放的废液量为
472.4/0.309=1429.1kg/h
排放的废液中，各组分的量：
H2O 1429.1×0.6843=1047.9kg/h
AN 1429.1×0.0003=0.449kg/h
ACN 1429.1×0.0002=0.3048kg/h
HCN 1429.1×0.00016=0.2447kg/h
H2SO4 1429.1×0.004=7.647kg/h
(NH4)2SO4 1429.1×0.309=472.7kg/h
a. 需补充的新鲜吸收剂（93%硫酸）的量为：
c.出塔气体中各组分的量
C3H6 276.7kg/h
C3H8 370.4kg/h
O2 844.8kg/h
N2 11461.4kg/h
AN 1417.86-0.449=1417.401kg/h
ACN 204.4-0.3048=204.09kg/h
ACL 18.48kg/h
HCN 241.2-0.2447=240.96kg/h
CO2 744.9kg/h
H2O 出塔气中的水=入塔气中带入的水+新鲜吸收剂带入水-废液排出的水
=4943.6+384.4×0.07-1047.9=3932.684kg/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
6.49
276.7
0.826
1.324
0
0
0
0
6.49
276.7
0.898
1.402
C3H8
8.42
370.4
1.06
1.774
0
0
0
0
8.42
370.4
1.148
1.877
NH3
7.16
121.7
0.899
0.482
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
11461.4
41.8
44.38
0
0
0
0
412.9
11461.4
46.31
48.48
H2O
274.2
4943.6
34.42
23.72
26.984
7
1047.9
68.43
218.4
3932.684
29.80
19.93
AN
28.63
1417.86
3.491
7.271
0
0
0.449
0.03
28.63
1417.86
3.904
7.692
ACN
4.01
204.4
0.6284
0.9840
0
0
0.3048
0.02
4.00
204.09
0.68
1.04
HCN
9.31
241.2
1.167
1.203
0
0
0.2447
0.016
9.29
240.96
1.269
1.273
ACL
0.33
18.48
0.042
0.0894
0
0
0
0
0.33
18.48
0.044
0.0946
CO2
17.18
744.9
2.144
3.621
0
0
0
0
17.18
744.9
2.342
3.83
H2SO4
0
0
0
0
348.414
93
7.647
0.4
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
384.4
100
1429.1
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=0.0371MPa
入塔喷淋液的硫酸铵含量为100×30.9/68.43=44g(NH4)2SO4/100g H2O，已知硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压如表10.1所示。
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10.1硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPa
(NH4)2SO4含量/lg
[(NH4)2SO4/gH2O]
温度/℃
40
44
40
70
0.02796
0.02746
0.02716
80
0.04242
0.0419
0.04129
90
0.0629
0.06199
0.06109
入塔气蒸气分压PH2O=yH2Op=0.3442×0.142=0.049MPa,在釜液(NH4)2SO4含量[44g(NH4)2SO4/100gH2O]下溶液上方的饱和蒸汽分压等于0.049MPa时的釜液温度即为釜液的饱和温度，内插法从表10.1中得到，饱和温度为83.4℃，设塔釜液温度比饱和温度低2.4℃,即81℃。
又，查硫酸铵的溶解度数据得知，80℃时，每100g 水能溶解94.3g硫酸铵，而釜液的硫酸铵含量为44g(NH4)2SO4/100gH2O,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
Q1 +Q3+ Q4+ Q4+ Q6+ Q8=Q7+Q2+Q9
(a)入塔气体带出热Q1 入塔气体带入热量与废热锅炉出口气体带出热量相同。
Q1=4.269×106kJ/h
(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：
物质
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2
EP/[kJ/(kg·k)]
1.714
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
蒸汽在塔内的冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气带出蒸汽
=4943.6-3932.684=1020.9kg/h
蒸汽的冷凝热为2246.6 kJ/ kg
Q3=1020.9×2246.6=2.294×106kJ/h
(d)有机物冷凝放热Q4
AN的冷凝量 0.0.449 kg/h，其冷凝热为614 kJ/ kg
ACN的冷凝量 0.3048 kg/h，其冷凝热为728 kJ/ kg
HCN的冷凝量 0.2447 kg/h，其冷凝热为878.6 kJ/ kg
所以
(e)氨气和放热Q4
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749 kJ/ kg H2SO4
∴ Q6=348.414×749=2.684×104kJ/h
(g)塔釜排放的废液带出热量Q7
塔釜排放的废液中H2O 与(NH4)2SO4的摩尔比为，查氮肥设计手册得此组分的硫酸铵水溶液比热容为3.347 kJ/（kg·K）
∴ Q7=1429.1×3.347×（81-0）=4.144×104kJ/h
(h)新鲜吸收剂带入热Q8
30℃、93% H2SO4的比热容为1.603 kJ/（kg·K）。
∴ Q8=384.4×1.603×（30-0）=18439kJ/h
(i)求循环冷却器热负荷Q8
因操作温度不高，忽略热损失。把数据代入平衡方程：
解得 Q9=6.424×106kJ/h
(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℃。
W=6.424×106/[4.184(36-32)]=3.898×104kg/h=389.8t/h
e. 求循环液量m
30℃循环液的比热容为3.368kJ/（kg·K），循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容为3.364 kJ/（kg·K）。
设循环液流量为m kg/h，循环冷却器出口循环液温度t℃。
对新鲜吸收剂与循环液汇合处列热平衡方程得：
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