《最新丙烯腈工段工艺合成化工毕业设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《最新丙烯腈工段工艺合成化工毕业设计.docx（50页珍藏版）》请在三一办公上搜索。
1、 届毕业论文 年产20万吨丙烯腈工段工艺合成 系 、 部： 学生姓名： 指导教师： 职称 专 业： 化学工程与工艺 班 级： 完成时间： I目 录 摘 要IIIAbstractIII第一章 文献综述11.1丙烯腈简述11.2 市场调研11.2.1 国际现状11.2.2 国内现状21.3丙烯腈的合成方法和工艺条件31.3.1 丙烷氨氧化法31.3.2 丙烯氨氧法41.3.3 方案的选择41.3.4 反应过程分析4第二章 工艺流程72.1 设计任务72.2 生产工艺流程示意图7都三章 物料衡算和热量衡算93.1小时生产能力93.2反应器的物料衡算和热量衡算93.3 废热锅炉的热量衡算123.4 空
2、气饱和塔物料衡算和热量衡算133.5 氨中和塔物料衡算和热量衡算153.6 换热器物料衡算和热量衡算193.7 水吸收塔物料衡算和热量衡算213.8 空气水饱和塔釜液槽243.9 丙烯蒸发器热量衡算253.10 丙烯过热器热量衡算253.11 氨蒸发器热量衡算253.12 气氨过热器263.13 混合器263.14 空气加热器的热量衡算27第四章 主要设备的工艺计算284.1 流化床合成反应器284.2 空气饱和塔314.3 丙烯蒸发器33第五章 车间布置设计19-20365.1 厂房建筑365.2 生产操作365.3 设备装修365.4 安全要求375.5 车间布置说明37第六章 结论38参
3、考文献39附录40致 谢42摘 要丙烯腈是重要的有机合成原料，是合成聚丙烯腈纤维，丁腈橡胶和合成塑料的重要单体。本文采用的是原料来源丰富、操作简单的丙烯氨氧化法生产丙烯腈。通过对从原料的处理到丙烯腈的合成工段的主要单元进行物料和热量衡算，通过对用流化床，丙烯氨氧化合成丙烯腈反应机理的分析，对年产20万吨丙烯腈的工艺流程和主要设备进行设计。关键词：丙烯腈；丙烯氨氧化法；生产；设计ABSTRACT Acrylonitrile is an important organic synthetic raw materials, an important monomer for the synthesis
4、 of polyacrylonitrile fibers, nitrile rubber and synthetic plastics.This article is a rich source of raw materials, easy-to-the ammoxidation of propylene production of acrylonitrile.Material and heat balance from the processing of raw materials to acrylonitrile synthesis section in the main unit ope
5、rator,By analysis and study of the fluidized bed reaction mechanism of propylene and ammonia oxidized into acrylonitrile，conduct the design of the process and major equipment used in Annual output of 20 million tons of acrylonitrile 。 Key words ：acrylonitrile ；ammonia oxidation of propylene ；product
6、ion ；design第一章 文献综述第一章 文献综述1.1 丙烯腈简述丙烯腈，CH2=CHCN，英文名Acrylonitrile（简称AN），1893 年已经在实验室合成成功.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0.002mgL，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。丙烯腈分子中含有CC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。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
7、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。丙稀腈的产品标准（中国国标GB7717.1-94）序号指标名称指标优等品一等品合格品1外观透明液体、无悬浮物2色度（pt-co）,号 55103酸度 0.00200.00354密度（20C）/（g/cm3）0.8000.8075PH值（5%水溶液）6.09.06滴定值（5%的水溶液）/ml 2.02.03.07水分/%(质) 0.450.450.608总醛（以乙醛计）/%(质) 0.050.050.0109总氰（以氢氰酸计）/%(质) 0.00050.00100.002010过氧化物（以过氧化氢
8、计）/%（质）0.000020.000020.0000411铁/%(质) 0.000010.000000.0000212丙烯醛/%（质） 0.00100.00200.004013丙酮/%(质) 0.0100.0200.03014乙腈/%(质) 0.0150.0200.03015铜/%(质) 0.000010.0000116沸程（在0.10133下）C74.579.017阻聚剂对一羟基苯甲醛（质）0.00350.0045氨（质）0.0080.0121.2 市场调研 1.2.1 国际现状 世界丙烯腈生产能力由2001年595万t减少到2003年的580万t a-1，2004年达到596.5万ta-
9、1。近年来，全球丙烯腈生产向亚洲转移，发达国家丙烯腈市场呈萎缩现象，一些公司纷纷关闭最差的生产线。2005年世界丙烯腈产能为614万ta-1，产量达到524万t，略高于2004年的521.9万t，装置开工率超过85%，低于2004年的90%。世界丙烯腈生产能力主要分布情况：美国315.1万ta-1，中国110万ta-1，日本75.3万ta-1，韩国52.0万ta-1，中国台湾43.万ta-1，东欧及俄罗斯38.2万ta-1，德国33.6万ta-1，英国28.0万ta-1，荷兰23.5万ta-1。全球丙烯腈生产量由2001年485万t增加到2002年495万t，2004年521.9万t，2005
10、年达524万。据英国Tecnon OrbiChem公司分析,近年来,因装置关闭超过开工的新增能力，世界丙烯腈供应显得较为紧张。开工率处于89%-90%的高位，但是效益仍然很低。据公司分析，截至2006年4月, 全球丙烯腈能力为605万ta-1，其中，东北亚占29%、北美占27%、中国占19%、西欧占10%、东欧占5.5%、其他地区占3.5%。据称，2008-2009年丙烯腈装置开工率仍将维持在现有水平，直至新增产能投入。全球丙烯腈需求的年增长率预计为2%-2.5%。腈纶需求预计平缓，而需求年增长率预计为5%，丙烯酰胺需求年增长率预计为6%-7%。丙烯腈工业发展的一个新亮点是新的丙烷制丙烯腈技术
11、，较低的成本费用可望提高下游产品的竞争能力。 据日本旭化成公司预测，2012年世界丙烯腈需求将继续扩张。表1 世界丙烯腈需求（万吨）2地区2001年2002年2003年2004年2005年2010年欧洲130130130125100100中东/非洲303030303535亚洲230250270280315340拉丁美洲202025253025北美706045454040全世界约480约490约500约510约520约5501.2.2 国内现状 2005年我国主要的丙烯腈生产企业有10家，见表2，总产能约为101.3万ta-1(全国总产能约达110万ta-1，)，总产量达到93.1万t。其中20
12、05年2月投产的上海赛科产能为26万ta-1，是目前国内最大的丙烯腈生产厂家。需求增长促使我国丙烯腈继续扩能，2006年丙烯腈的扩能主要为吉林石化公司扩能到25万ta-1，抚顺石化公司扩能到9.2万ta-1，合计增加5万ta-1，2006年底我国丙烯腈主要企业总产能达到106.3万ta-1，全国总产能约达115万ta-1。2005年我国丙烯腈消费量达到124.7万，国内供应缺口为31.6万。预计2012年丙烯腈消费量略有增加。 表2 我国丙烯腈主要生产厂家及产能生产厂家 产能/(万t.a-1) 备注上海石化公司 13.0 大庆石化公司 8.0 2004年5月扩建到8万t.a-1.大庆炼化公司8
13、.0 齐鲁石化丙烯腈厂 4.0 抚顺石化腈纶厂 8.0 2006年8月扩能至9.2万t.a-1吉林石化公司21.2 安庆石化腈纶厂 8.0 2005年扩能完成上海赛科石化公司 26.0 大庆油田助剂厂 2.0 2005年2月底投产兰州石化公司 3.1 合计 101.3 近年，我国丙烯腈进口一直保持在30万以上，2004年进口31.86万t，2005年由于上海赛科石化2万ta-1装置投产，国内供应能力大幅增加，使进口量有所下降，为31.64万t，2006年1-6月进口量已达到15.84万t，预计全年进口将高于2005年。我国丙烯腈进口主要来自韩国、日本、美国、中国台湾等国家和地区。2005年开始
14、，我国有部分丙烯腈出口国外，主要出口商是上海赛科石化的丙烯腈工厂，其在2006年上半年的出口量达到3万以上。国内需求与现有生产能力仍有一定差距，丙烯腈在国内拥有广阔的市场和发展潜力。1.3丙烯腈的合成方法和工艺条件1.3.1 丙烷氨氧化法以美国BP 公司、日本三菱化成公司为代表的主要丙烯腈生产商开始了以丙烷为原料的生产丙烯腈的技术开发工作。该技术主要合成工艺有两种：一是BP 公司开发的丙烷直接氨氧化法，在特定的催化剂下，以纯氧为氧化剂，同时进行丙烷氧化脱氢和丙烯氨氧化法反应；二是三菱化成公司开发的独特循环工艺，主要是丙烷氧化脱氢后生成丙烯，然后再以常规氨氧化法生产丙烯腈，其主要特点是采用选择性
15、烃的吸附分离体系的循环工艺，可将循环物流中的惰性气体和碳氧化物选择性除去，原料丙烷和丙烯100%回收，从而降低了生产成本。尽管丙烷法较丙烯氨氧化法总投资高，但是由于丙烷价格（19.8 美分/kg）比丙烯价格（39.6 美分/kg）低一半，因此单从原料成本上看丙烷法比丙烯法更有前景，有关资料介绍丙烷法有望比丙烯氨氧化法降低30%的生产成本。尽管目前尚处于研究阶段，开发高效的催化剂是关键，但是由于丙烷价格低廉、容易得到，不久的将来丙烷氨氧化法法可望工业化生产，前景乐观。1.3.2 丙烯氨氧法目前，全球95%以上的丙烯腈生产都采用美国BP公司(现为BP-AMOCO 公司)开创并发展的丙烯氨氧化法技术
16、（又称sohio 法），该技术以丙烯和氨气为原料，通过氧化生产丙烯腈，副产乙腈和氢氰酸。该法原料易得、工序简单、操作稳定、产品精制方便，经过近40 年的发展，技术日趋成熟。目前主要技术改进集中在催化剂、流化床反应器以及节能降耗等方面。丙烯腈氧化法的优点如下：(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，都可回收利用，而且丙烯腈成晶纯度较高。(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。(
17、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。1.3.3 方案的选择 目前丙烯腈的合成路线主要有以上两种，其中，丙烯氨氧化法的技术相对丙烷氨氧化法来说比较成熟，经讨论，我们决定采用丙烯氨氧化法中的Sohio法进行模拟与设计。1.3.4 反应过程分析 （1）丙烯氨氧化的原理：a. 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；与此同时，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 + 3 H2O H = -512.5KJ
18、/mol副反应：生成乙腈：C3H6 + 1.5NH3 + 1.5O2 1.5CH3CN + 3H2O H = -522KJ/mol生成氢氰酸：C3H6 + 3NH3 + 3O2 3HCN + 6H2O H = -941KJ/mol生成二氧化碳：C3H6 + 4.5O2 3CO2 +3 H2O H = -1925KJ/mol生成一氧化碳：C3H6 + 3O2 3CO + 3H2O H = -1067KJ/mol 上述副反应中，生成乙腈和氢氰酸是主要的，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。反应过程也副产少量的丙烯醛、丙烯酸、乙醛、丙腈以及高聚物等，因
19、此，工业生产条件下的丙烯氨氧过程十分复杂。主、副产物的相对生成量，取决于催化剂本身性。(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,由C-A型已发展到第四代的C-49、C-89。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。下面对这两类催化剂作一简单介绍。AMo系催化剂工业上最早使用的是P-Mo-Bi-O(C-A)催化剂,其代表组成为PBi9Mo12O52。活性组分为MoO3和Bi2O3.Bi的作用是夺取丙烯中的氢,Mo的作用是往丙烯中引入氧或氨。因而是一个
20、双功能催化剂。P是助催化剂,起提高催化剂选择性的作用。这种催化剂要求的反应温度较高(460-490),丙烯腈收率60%左右。由于在原料气中需配入大量水蒸气,约为丙烯量的3倍(mol),在反应温度下Mo和Bi因挥发损失严重,催化剂容易失活,而且不易再生,寿命较短,只在工业装置上使用了不足10年就被C-21、C-41等代替。BSb系催化剂Sb系催化剂在60年代中期用于工业生产,有Sb-U-O、Sb-Sn-O和Sb-Fe-O等。初期使用的Sb-U-O催化剂活性很好,丙烯转化率和丙烯腈收率都较高,但由于具有放射性,废催化剂处理困难,使用几年后已不采用。Sb-Fe-O催化剂由日本化学公司开发成功,即牌号
21、为NB-733A和NB-733B催化剂。据文献报道,催化剂中Fe/Sb比为11(mol),X光衍射测试表明,催化剂的主体是FeSbO4,还有少量的Sb2O4。工业运转结果表明,丙烯腈收率达75%左右,副产乙腈生成量甚少,价格也比较便宜,添加V、Mo、W等可改善该催化剂的耐还原性。丙烯氨氧化法的催化剂都是制约反应进程的关键因素。如美国BP-Amoco 公司开发的C-49MC 催化剂，丙烯转化率98.3%，丙烯腈选择性达84.5%。(3) 工艺条件的选择a. 丙烯:氨:氧气物质的量比为1:1-1.2:1.8-2.3。丙烯:氨物质的量比理论值为1:1，实际为1:1.2，若物质的量比过低，则副产物丙烯
22、醛生成量显著上升；若物质的量比过量，在后续急冷工艺氨处理量加大。丙烯:氧的物质的量比理论值为1:1.5，实际为1:1.8-2.5。若换成空气，则实际为1:10-12。降低氧气比使选择性增加，但造成丙烯转化率降低，使丙烯腈收率降低；如果增大氧气比，则二氧化碳生成量上升，丙烯腈的选择性降低，且反应器的体积要增大。b. 反应温度的影响；反应温度升高，丙烯转化率增加，副产物乙腈生成量下降，氢氰酸和二氧化碳生成量上升，使丙烯腈选择性降低。通常反应温度：400-470。c. 反应压力的影响；压力提高，反应器的生产能力上升，丙烯转化率提高，但丙烯腈的收率却直线下降，因为副产物的生成量也增加。因此要选择适当的
23、反应压力，使反应器的生产能力和丙烯的消耗保持在最经济的状态，一般反应压力为0.1-0.3MPa。d. 反应时间的影响；反应时间过短，丙烯转化率下降，从而丙烯腈收率降低。反之，如果反应时间过长，则丙烯腈发生二次反应，不利于丙烯腈选择性的提高。一般反应时间6-15S。e. 转化率和反应选择性；丙烯:氨:空气中氧的物质的量比为1:1-1.2:1.8-2.3，反应温度为400-500，反应压力为0.1013MPA，在此反应条件下主副产物单程收率为：丙烯腈60%-75%，丙烯转化率85%-99%。5第二章 工艺流程第二章 工艺流程2.1 设计任务 (1) 设计要求：丙烯腈产品纯度（质量）99.5%，按照
24、300 天开工计算，即7200 小时(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 年产20万吨丙烯腈。(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)催化剂 C-49MC(6)反应器 流化床反应器(7)工段产品为丙烯腈水溶液，含丙烯腈约1.8%（wt）。2.2 生产工艺流程示意图 图1 丙烯腈合成工段生产工艺流程示意图图1的流程简述如下：液态丙烯和液态氨分别经丙烯蒸发器和氨蒸发器汽化，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
25、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左右进入氨中和塔，在7080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，并从塔釡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510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。17第三章 物料衡算和热量衡算第三章 物料衡算和热量衡算3.1 小时生产能力 按年工作日300天，丙烯腈损失率3.
26、1%，设计裕量6%计算，丙烯腈小时产量为：6000010001.061.031/(30024)= 9107.17kg/h3.2 反应器的物料衡算和热量衡算(1) 计算依据a. 丙烯腈产量 9107kg/h，即171.8kmol/hb. 原料组成（摩尔分数） 含 C3H685%，C3H815%c. 进反应器的原料配比（摩尔比）为C3H6 ：NH3 ：O2 ：H2O 1 ：1.05 ：2.3 ：3d. 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0.60.0650.070.0070.12e. 操作压力 进
27、口0.203MPa，出口0.162MPaf. 反应器进口温度110，反应温度470，出口气体温度360。(2) 物料衡算a. 反应器进口原料气中各组分的流量C3H6 171.8/0.6=286.3kmol/h=12026.1kg/hC3H8 286.3/0.850.15=5.05kmol/h=2223kg/hNH3 286.31.05 =300.6kmol/h=5110kg/hO2 286.32.3=658.5kmol/h=21072kg/hH2O 286.33=858.9kmol/h=15460.2kg/hN2 658.5/0.210.79=2477.2kmol/h=69392kg/hb.
28、反应器出口混合气中各组分的流量丙烯腈 171.8kmol/h=9105.4kg/h乙腈 3/2286.30.07 =30.06kmol/h=1233kg/h丙烯醛 286.30.007=2kmol/h=112.2kg/hCO2 3286.30.12=10.31kmol/h=453kg/hHCN 3286.30.065=55.83kmol/h=1507kg/hC3H8 50.5kmol/h=2223kg/hN2 2477.2kmol/h=69362kg/hO2 658.5-3/2171.8-55.83 -2 -30.06 -9/(32) 103.07 =158.3kmol/h=5066kg/hC
29、3H6 286.3-1/355.83-2 -2/330.06 -171.8-1/3103.7 =39.49kmol/h=1659kg/hNH3 300.6-171.8-30.06-55,83 =42.91kmol/h=729.5kg/hH2O 858.9+3171.8+230.06+255.83+103.07+2 =1651kmol/h=29720kg/hc. 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/hKg/h%(mol)%(wt)Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)C3H6286.3120266.1809.6039.39 16590.
30、8261.325C3H850.5 2223 1.0901.77550.5 22231.061.774NH3300.651106.4904.0742.91 729.30.8990.582O2658.52107214.2216.82158.3 50663.3144.048H2O858.9 15460.2 18.5412.341651 2972034.5223.72N22477.2 69362 54.3855.392477.2 6936251.8055.38AN0000171.89105.43.5917.271ACN000030.06 1233 0.62890.9843HCN000055.83 15
31、07 1.1681.231ACL00002112.2 0.0420.0896CO20000103.7 4530 2.1553.621合计154404175001001004782125240100100（3） 热量衡算 各物质0t的平均定压比热容如表3 所示表3 各物质0t的平均定压比热容如下：CP/kJ/(kgk)物质C3H6C3H8NH3O2N2H2OANCNACNCLCO2CP01101.8412.052.3010.9411.0461.88303602.6783.0132.6361.0041.0882.0081.8741.3401.9331.9661.13004702.9293.3472
32、.9391.0461.1092.2092.0291.7242.102.1721.213a. 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：470C，浓相段出口混合气110C，反应器入口混合气HH3H125C，浓相段出口混合气25C，反应器入口混合气H2各物质25t的平均比热容用0t的平均比热容代替，误差不大，因此，H1=(120261.841+22232.05+51102.301+210720.941+693621.046+1546021.883)(25-110)=-1.36107kJ/hH2=-(17.18103512.5+3.006103362.3+5.5831033
33、15.1+2103353.1+10.327103641)= -1.786108kJ/hH3=(165.92.929+22233.347+729.52.939+50661.046+693621.109+297202.092+9105.42.209+12332.10+15071.724+112.22.172+45301.213)(470-25)=8.38107kJ/hH =H1+H2+H3 = -1.36107-1.768108+8.38107= -1.066108kJ/h若热损失取H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)1.066108= 1.013
34、108kJ/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 i=2736kJ/kg143饱和水焓 iH2O=601.2kJ/kg 产生的蒸汽量=1.013108/(2736-601.2)=47450 kg/hb. 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=(16592.929+22233.347+72952.939+50661.046+693621.109+297202.092+9105.42.209+12332.10+15071.724+112.22.172+45301.213)(470-0)=8.8
35、46107kJ/h离开稀相段的气体带出热为Q2=(16592.929+22233.347+72952.939+50661.046+693621.109+297202.092+9105.42.209+12332.10+15071.724+112.22.172+45301.213)(360-0)=6.50107kJ/h热损失取4%，则稀相段换热装置的热负荷为Q3=(1-0.04) (Q1-Q2)=( 1-0.04)(8.846107-6.50107)=2.252107kJ/h稀相段换热装置产生0.405MPa的饱和蒸汽量为G=2.252107/(2736-601.2)=10550kg/h3.3 废
36、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0.162MPac. 出口气体温度180，压力0.152 MPad. 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0180的平均比热容为：物质C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO2CP2.0712.3432.4060.9621.0541.9251.5521.4851.6071.5861.004a. 入口气体带入热（等于反应器稀相段的气体带出热）Q1=6.5107kJ/hb. 出口气体带出热Q
37、2=(16592.929+22233.347+72952.939+50661.046+693621.109+297202.092+9105.42.209+12332.10+15071.724+112.22.172+45301.213)(180-0)=3.04107kJ/hc. 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(6.50107-3.04107)=3.114107kJ/hc. 产生蒸汽量产生0.405 MPa的饱和蒸汽量为G=3.114107/(2736-601.2)=14590kg/h3.4 空气饱和塔物料衡算和热量衡算(1) 计算依据a
38、. 入塔空气压力0.263MPa，出塔空气压力0.243MPab. 空压机入口空气温度30，相对湿度80%，空压机出口气体温度170c. 饱和塔气、液比为152.4（体积比），饱和度0.81d. 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ANACN氰醇ACLH2O合计%(wt)0.0050.0080.00050.000299.986100e. 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 658.5kmol/h 即 21072kg/hH2O 2477.2kmol/h 即 69362 kg/hN2 858.9kmol/h 即15460.2 kg/h
39、(2) 物料衡算a. 进塔空气量进塔干空气量=(658.5+2477.2)=3135.7kmol/h=90420kg/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0.02290420=1990kg/hb. 进塔热水量气液比为151.2，故进塔喷淋液量为(658.5+2477.2)22.4(273+170)/2730.1013/0.2631/152.4=297.5m3/h塔顶喷淋液（105）的密度为958kg/m3,因此进塔水的质量流量为297.5958=285000 kg/hc. 出塔湿空气量出塔气体中的O2、N2、H2O的量与反应器入
40、口气体相同，因而O2 658.5kmol/h 即 21072kg/hH2O 2477.2kmol/h 即 69362kg/hN2 858.9kmol/h 即 15460,2kg/hd. 出塔液量塔内水蒸发量=15460.2-1990=13470.2kg/h 出塔液流量=285000-13470.2=271530kg/h e. 饱和塔物料如下表6表6 饱和塔物料平衡表成分入塔气出塔气入塔喷淋液塔釜排出液kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kg/h%(wt)kg/h%(wt)658.52107220.422.88658.52107216.4819.9
41、000002477.26936276.7575.322477.26936262.0165.500000921.1165808.851.8858.915460.221.5114.6028596099.98627148999.985AN000000001.4250.0051.4250.00525ACN000000002.280.0082.280.0084氰醇000000000.1430.00050.1430.00053ACL000000000.0570.00020.0570.00021合计100100100100285000100271530100(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=0.2150.243=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
