化工工艺设计
课 程 设 计
年产35万吨丙烯腈合成工段工艺设计
年 级
2013
专 业
化学工程工艺
学 号
姓 名
指导教师
设计成绩
完成日期
2016 年 月 日
课程设计成绩评定栏
评定基元
评审素
评审涵
分值
评分
签名栏
设计说明
50
格式规范
容完整
格式否规范
10
评阅教师签名
容否完整
10
工艺计算
正确完整规范
物料恒算
10
热量衡算
10
设备设计选型
10
设计图纸40
图纸规范
标注清晰
方案流程图
10
评阅教师签名
工艺物料流程图
10
带控制点工艺流程图
20
时成绩10
课出勤
课出勤考核
5
指导教师签名
制图出勤
制图出勤考核
5
合计
100
化工工艺设计
课程设计务书
学 号
学生姓名
专业（班级）
设计题目
年产 35 万吨丙烯腈合成工段工艺设计
设
计
技
术
参
数
1生产力： 35000 吨年
2原料：丙烯85丙烷15（摩尔分率）液氨100
3产品：18（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
求
1确定设计方案画出流程框图（求见4（1））
2物料衡算热量衡算
3设备工艺设计计算
4绘图求：（1）流程框图（CAD者PPT绘截图方案设计中）
（2）方案流程图（CAD手绘A3图纸）
（3）工艺物料流程图（带物料表CAD手绘A3图纸）
（4）制带控制点工艺流程图（CAD手绘A3图纸）
5编写设计说明书
工
作
量
1设计计算：15周
2工艺流程图设计说明书：1周
3答辩：05周
工
作
计
划
第周：物料衡算热量衡算设备工艺设计计算
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(册)中国石化集团海工程限公司编化学工业出版社2009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2002年
第部分 概述
11 丙烯腈性质
111 丙烯腈物理性质
丙烯腈种非常重机化工原料合成纤维树脂橡胶急胶粘剂等领域着广泛应丙烯腈英文名Acrylonifrile（简称ACN）化学分子式：CH2CHCN分子量：531丙烯腈常温色淡黄色液体剧毒特殊气味溶丙酮苯四氯化碳乙醚乙醇等机溶剂水互溶溶解度见表11丙烯腈室允许浓度0002MGL空中爆炸极限305~175（体积）生产贮存运输中必须严格安全防护措施
丙烯腈水苯四氯化碳甲醇异丙醇等会成二元沸混合物水沸点 71℃沸点中丙烯腈含量88（质量）苯乙烯存形成丙烯腈—苯乙烯—水三元沸混合物丙烯腈物理性质见表12
表 11 丙烯腈水相互溶解度
温度℃
水丙烯腈中溶解度（质量）
丙烯腈水中溶解度（质量）
0
210
715
10
255
717
20
308
730
30
382
751
40
485
790
50
615
841
60
765
910
70
921
990
80
1095
1110
表 12 丙烯腈物理性质
性质
指标
性质
指标
性质
指标
沸点(1013KPa)
785℃
燃点℃
481
蒸汽压KPa
熔点℃
—820
热容Jkg1 K1
2092±003
87℃时
667
相密度(d426 )
00806
蒸发潜热(0~77℃)
326kJmol
455℃时
3333
粘度(25℃)
034
生成热(25℃)
151kJmol
773℃时
10132
折射率(nD25 )
13888
燃烧热
1761kJmol
界温度
246℃
闪点℃
0
聚合热(25℃)
72 kJmol
界压力
342MPa
112 丙烯腈化学性质应
丙烯腈分子中含双键氰基（CN ）化学性质非常活泼发生加成聚合水解醇解腈基氢乙基化等反应
聚合反应加成反应发生丙烯腈 CC 双键纯丙烯腈光作行聚合丙烯腈成品丙烯腈生产程中通常加少量阻聚剂苯酚甲基醚（阻聚剂MEHQ）苯二酚氯化亚铜胺类化合物等聚外丙烯腈苯乙烯丁二烯乙酸乙烯氯乙烯丙烯酰胺等中种种发生聚反应制合成纤维塑料涂料粘合剂等丙烯腈电解加氢偶联反应制已二腈氰基反应包括水合反应水解反应醇解反应等丙烯腈水铜催化剂存水合制取丙烯酰胺
氰乙基化反应丙烯腈醇硫醇胺氨酰胺醛酮等反应丙烯腈醇反应制取烷氧基丙胺烷氧基丙胺液体染料分散剂抗静电剂纤维处理剂表面活性剂医药等原料丙烯腈氨反应制13 丙二胺该产物作纺织溶剂聚氨酯溶剂催化剂
丙烯腈生产 ABS 树脂丙烯酰胺丙烯酸纤维二睛苯乙烯二睛树脂等目前国供应求年需量进口满足市场需求2000 年进口量超150kt
12丙烯腈生产状况
121世界丙烯腈生产消费概况
全世界丙烯腈生产集中美国西欧日等国家区全世界1999年丙烯腈总生产力5233万t(见表13) 美国日西欧丙烯腈生产力合计357万t 占世界总力669％1999年世界丙烯腈需求量480万t产量470万t 预计2000年世界丙烯腈总生产力达585万t产量消费量达507万t中腈纶消费量275万tABSAS126万t106万t(见表14)年台塑公司4月年末10万ta装置投产美国Solutia公司8月25万ta装置建成会增加45万t生产力2000年日旭化成三菱化学韩国东西石油化学泰光产业等公司定期检修年会缓新增力投产击
表13 1999年世界丙烯腈生产力(万ta)
国家区
生产力
国家区
生产力
美国
1642
土耳
90
德国
44
巴西
90
意利
19
南非
75
荷兰
185
印度
30
西班牙
115
罗马尼亚
80
英国
280
保加利亚
45
墨西哥
165
日
718
韩国
37
俄罗斯
24
中国(总计)
388
中国台湾省
180
合计
5323
表14 世界丙烯腈消费结构(万t)
年份
1995
1996
1997
1998
2000
生产力
463
508
533
545
585
产量
415
437
451
469
507
消费量
415
437
451
469
507
腈纶
231
244
251
260
275
ABSAS
100
107
110
115
126
84
86
90
94
106
开工率(％)
90
86
85
86
87
122国生产概况
国烯腈生产起步1968年八十年代开始国丙烯腈工业发展快国外引进技术目前正运行生产装置9套 (包括中国台湾省) 总生产力588万t加采国技术生产装置总生产力593万t正计划建设生产装置海石化公司25万t／a金陵石化公司66万t／a外少装置准备生产力扩2000年国丙烯腈总生产力达80万t中中国陆丙烯腈生产力达42万～45万ta台湾省丙烯脂生产力38万ta 样国2000年丙烯腈总生产力居世界第二位仅次美国国丙烯腈生产力见表15
表15 国丙烯腈生产力(万ta)
生产厂家
生产力
采技术
备 注
海石化股份限公司
5
BP技术
实际达7
庆石化总厂化工厂
6
BP技术
庆油田聚合物厂
6
BP技术
齐鲁石化公司丙烯腈厂
4
BP技术
齐鲁石化公司齐胜化工厂
05
国技术
兰化公司石化厂
32
BP技术
抚石化公司腈纶厂
5
BP技术
计划扩展7
吉化公司化肥厂
66
BP技术
安庆石化公司腈纶厂
5
BP技术
台湾CPDC公司
18
BP技术
合计
593
13国丙烯腈发展方
14丙烯氨氧化原理
141化学反应
工业生产条件丙烯氨氧化反应非均相催化氧化反应
时催化剂表面发生系列副反应
（1）生成乙腈(ACN)：
（2）生成氢氰酸(HCN)
（3）生成丙烯醛
(4)生成二氧化碳
述副反应中生成乙腈氢氰酸反应CO2COH2O丙烯直接氧化丙烯腈乙腈等次氧化述副反应外生成微量丙酮丙腈丙烯酸乙酸等副反应
142 催化剂
丙烯氨氧化采催化剂两类Mo系Sb系催化剂
（1）Mo系催化剂工业早PMoBiO(CA)催化剂代表组成PBi9Mo12O52活性组分MoO3Bi2O3Bi作夺取丙烯中氢Mo作丙烯中引入氧氨双功催化剂P助催化剂起提高催化剂选择性作种催化剂求反应温度较高(460～490℃)丙烯腈收率60左右原料气中需配入量水蒸气约丙烯量3倍(mol)反应温度MoBi挥发损失严重催化剂容易失活易生寿命较短工业装置足10年C21C41等代
（2）Sb系催化剂Sb系催化剂60年代中期工业生产SbUOSbSnOSbFeO等初期SbUO催化剂活性丙烯转化率丙烯腈收率较高具放射性废催化剂处理困难年已采SbFeO催化剂日化学公司开发成功牌号NB733ANB733B催化剂文献报道催化剂中FeSb1∶1(mol)X光衍射测试表明催化剂体FeSbO4少量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较便宜添加VMoW等改善该催化剂耐原性
143 反应机理动力学
丙烯氨氧化生成丙烯腈反应机理目前两种观点
简单式表示
第二部分 生产方案选择
第三部分 工艺流程设计
31 丙烯腈工艺流程示意图
32时生产力
年工作日300天丙烯腈损失率3设计裕量6年产量35万吨计算天时产量：
第四部分 物料衡算热量衡算
41反应器物料衡算热量衡算
411计算
（1）丙烯腈产量 530736kghF10003kmolh
（2）原料组成（摩尔分数） 丙烯（C3H6）85丙烷（C3H8）15
（3）进反应器原料配（摩尔分数）
C3H6NH3O2H2O1105233
反应产物单程收率：
物质
丙烯腈（AN）
氰化氢（HCN）
乙腈（CAN）
丙烯醛（ACL）
CO2
摩尔收率
06
0065
007
0007
012
（4）操作压力
进口：0203MPa 出口：0162MPa
（5）反应器进口气体温度110℃反应温度470℃出口气体温度360℃
412 物料衡算
（1）反应器进口原料气中组分流量
C3H6
C3H8：
NH3：
O2：
H2O：
N2：
（2）反应器出口混合气中组分流量
丙烯腈：530736kgh F10003kmolh
乙腈 ：
丙烯醛：
CO2：
HCN：
C3H8：
N2：
O2：
C3H6：
NH3：
H2O：
（3）：反应器物料衡表
流量组成
组分
反应器进口
反应器出口
kmolh
kgh
(mol)
(wt)
kmolh
kgh
(mol)
(wt)
C3H6
16672
700210
618
960
2302
96698
083
132
C3H8
2942
129453
109
178
2942
129453
106
178
NH3
17506
297595
649
408
2501
42517
090
058
O2
38346
1227059
1422
1682
9220
295040
331
405
N2
144254
4039112
5348
5538
144254
4039112
5179
5537
H2O
50016
900288
1854
1234
96148
1730664
3452
2373
丙烯腈
（AN）
0
0
0
0
10003
530736
359
728
乙腈
（ACN）
0
0
0
0
1751
71777
063
098
氰化氢
（HCN）
0
0
0
0
3251
87778
117
120
丙烯醛
（ACL）
0
0
0
0
117
6553
004
009
CO2
0
0
0
0
6002
264084
216
362
合计
269736
7293717
100
100
278491
7294412
100
100
413 热量衡算
查阅相关资料获物质物质0～110℃0～360℃0～470℃均定压热容
物质
C3H6
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
0~110℃
1841
205
2301
0941
1046
1883
0~360℃
2678
3013
2636
1004
1088
2008
1874
1640
1933
1966
1130
0~470℃
2929
3347
2939
1046
1109
2092
2029
1724
210
2172
1213
（1）浓相段热衡算求浓相段换热装置热负荷产生蒸汽量
110℃反应器入口混合气
470℃浓相段出口混合气
25℃反应器入口混合气
25℃浓相段出口混合气
假设热力学途径：
物质25~t℃均热容0~t℃均热容代误差
热损失取 5需浓相段换热装置取出热量（换热装置热负荷）：
浓相段换热装置产生0405MPa 饱蒸汽（饱温度143℃）
143℃饱蒸汽焓：
143℃饱水焓：
：
（2）稀相段热衡算求稀相段换热装置热负荷产生蒸汽量
0℃气体衡算基准
进入稀相段气体带入热：
离开稀相段气体带出热：
热损失取4稀相段换热装置热负荷：
稀相段换热装置产生0405 饱蒸汽产生蒸汽量：
42空气饱塔物料衡算热量衡算
421计算
(1)入塔空气压力0263MPa 出塔空气压力0243MPa
(2) 空压机入口空气温度30℃相温度80％空压机出口气体温度170℃
(3) 饱塔气液1524(体积)饱度081
(4) 塔顶喷淋液乙腈解吸塔釜液温度105℃组成
组分
AN
ACN
氰醇
ACL
水
合计
（Wt）
0005
0008
00005
00002
99986
100
(5) 塔顶出口湿空气成分量反应器入口气体求
O2：38346kmolh1227059kgh
N2：144254 kmolh4039112 kgh
H2O：50016kmolh900288 kgh
422物料衡算
（1）进塔空气量
查30℃相湿度80时空气温含量0022kg水气kg干空气．进塔空气带入水蒸气量：
（2）进塔热水量
气液1524进塔喷淋液量：
塔顶喷淋液105℃密度 进塔水质量流量：
（3）出塔湿空气量
出塔气体中 O2N2H2O量反应器入口气体相：
O2：38346kmolh1227059kgh
N2：144254 kmolh4039112 kgh
H2O：50016kmolh900288 kgh
（4）出塔液量
423热量衡算
（1）空气饱塔出口气体温度
空气饱塔出口气体中蒸汽摩尔分数：
根分压定律蒸汽实际分压：
饱度081．饱蒸汽分压应：
查饱蒸汽表应饱温度90℃须控制出塔气体温度90℃．保证工艺求蒸汽量
（2）入塔热水温度
入塔水精制工段乙腈解吸塔塔釜105℃
（3）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
①170℃进塔空气带入热量Q1：
170℃蒸汽焓值27733kJkg干空气0~l70℃均热容
②出塔湿空气带出热量Q2
90℃蒸汽焓2660kJkg空气热容取
③105℃入塔喷淋液带入热量Q3
④求出塔热水温度t
出塔热水带出热量
热损失5者
热衡方程Q1+Q3Q2+Q4+Q损
1220133511+70600063932870617292+63956093t+414006995
解t7811℃
出塔热水温度7811℃
43氨中塔物料衡算热量衡算
431计算
（1）入塔气体流量组成反应器出口气体相
（2）中塔全部氨硫酸吸收生成硫酸铵
（3）新鲜硫酸吸收剂含量93％(wt)
（4）塔底出口液体(循环液)组成
组分
水
AN
ACN
HCN
硫酸
硫酸铵
合计
（wt）
6853
003
002
0016
05
3090
100
（5）进塔气温度l80℃出塔气温度76℃新鲜硫酸吸收剂温度30℃
（6）塔顶压力0122MPa塔底压力0142MPa
图2 氨中塔局部流程
1—氨中塔 2—循环冷器
432物料衡算
（1）排出废液量组成
进塔气中含 42517kgh氨塔硫酸吸收生成硫酸铵
氨硫酸反应方程式：
生成量需连续排出流量：
塔底排出液中(NH4)2SO4含量309（wt）排放废液量
排放废液中．组分量
H2O：
AN：
CAN：
HCN：
H2SO4：
(NH4)2SO4：
（2）需补充新鲜吸收剂（93H2SO4）量：
（3）出塔气体中组分量
C3H6：96698kgh2302kmolh
C3H8 129453kgh2942kmolh
O2：295040kgh9220kmolh
N2：4039112kgh144254kmolh
AN：530736012530724kgh10002kmolh
ACN：7177700871769kgh1750kmolh
ACL：6553kgh117kmolh
HCN：8777800687772kgh3251kmolh
CO2：264084kgh6002kmolh
H2O：1730664+134645×0073660831374006kgh76334kmolh
433热量衡算
（1）出塔气体温度
塔顶气体中实际蒸汽分压：
PH2OyH2OP0298×012200364MPa
设饱度098出塔气体温度衡饱蒸汽分压：
入塔喷淋液硫酸铵含量：
已知硫酸铵方饱蒸汽压表
含 量
温 度
40
45
50
70
002796
002756
002716
80
004252
00419
004129
90
00629
006199
006109
根入塔喷淋液硫酸铵含量PH2O值插出：
塔气温度767℃
（2）入塔喷淋液温度
入塔喷淋液温度气体出口温度低67℃70℃
（3）塔釜排出液温度
yH2O03452
入塔气水蒸汽分压：PH2OyH2OP03452×01420049MPa
釜液(NH4)2SO4含量()溶液方饱蒸汽分压等0049MPa时釜液温度釜液饱温度插法表中饱温度8353℃设塔釜液温度饱温度低253℃ 81℃查硫酸铵溶解度数知80℃时．100g水溶解953g硫酸铵釜液硫酸铵含量()釜液温度控制81℃会硫酸铵结晶析出
（4）热衡算求循环冷器热负荷冷水量
作图33虚线方框列热衡方程
图3 氨中塔热量衡算
1—氨中塔 2—循环冷器
Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8Q2+Q7+Q9
①入塔气体带入热
入塔气体带入热量Q1253×106kJh
②出塔气体带出热
组分0～767℃均热容值
组分
C3H6
C3H8
02
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2
1715
1966
09414
1046
1883
1347
1393
1406
1343
0921
Q2(96698×1715+129453×1966+29504×09414+4039112×1046+1374006×1883+1347×530724+1393×87772+1406×71769+1343×6553+0921×264084) ×(7670)8700338×767
6673159kJh
③蒸汽塔冷凝放热
蒸汽塔冷凝量进塔气体带入蒸汽出口气带出蒸汽
17306641374006
356658kgh
蒸汽冷凝热22466kJkg
Q3356658×22466801267863kJh
④机物冷凝放热
AN冷凝量160kgh冷凝热 615kJkg
ACN冷凝量107kgh冷凝热 728kJkg
HCN冷凝量085kgh冷凝热8786kJkg
Q416×615+107×728+085×8786250977kgh
⑤氨中放热
生成1mol硫酸铵放热2738kJ
⑥硫酸稀释放热
硫酸稀释热749kJkg
Q6093×134645×74993789668kJh
⑦塔釜排放废液带出热量
塔釜排放废液中H2O(NH4)2SO4摩尔 查氮肥设计手册组成硫酸铵水溶液热容
Q7534194×3347×(800)143035785kJh
⑧新鲜吸收剂带入热
热容
Q8134645×1603×(300)6475078kJh
⑨循环冷器热负荷
操作温度高忽略热损失
关数代入热衡方程：
解：
⑩循环冷器冷水量
设循环冷器循环水水温度32℃排水温度36℃
冷水量：
（5）循环液量
循环液流量受入塔喷淋液温度限制70℃循环液热容循环液新鲜吸收液混合喷淋液热容
设循环液流量m kgh循环冷器出口循环液温度t℃
新鲜暖收剂循环液汇合处(附图中A点)列热衡方程：
m×3368t+9267(m+1927) ×3364×70 (1)
循环冷器列热衡
m×3347×81－m×3368t686818801 (2)
联解式(1)(2)：m19394226kgh
44换热器物料衡算热量衡算
换热器
AN溶液精制
AN溶液水吸收塔
气体氨中塔
气液混合物水吸收塔
441计算
进口气体767℃组成流量氨中塔出口气相
出口气体温度40℃操作压力1155kPa
442物料衡算
进口气组成流量
组分
流量
C3H6
2302kmolh
C3H8
2942kmolh
O2
9220kmolh
N2
144254kmolh
AN
10002kmolh
ACN
1750kmolh
ACL
117kmolh
HCN
3251kmolh
CO2
6002kmolh
H2O
76334kmolh
合计
256174kmolh
出口气体温度40℃ 40℃饱蒸汽压力
设出口气体中含x kmolh蒸汽根分压定律：
解 x12267kmolh2208kgh
蒸汽冷凝量137400622081153206kgh
换热器气体方(壳方)物料衡：
组分
流
量
Kmolh
C3H6
C3H8
H2O
O2
N2
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
冷凝水
合计
230
294
1227
922
14425
100
1750
3251
117
600
6407
25617
443热量衡算
（1）换热器入口气体带入热（等氨中塔出口气体带出热）
Q16673159kJh
（2）蒸汽冷凝放出热
40℃水汽化热24011kJ／kg
Q21153206×240112768962927kJh
（3）冷凝液带出热
Q31153206×4184×(400)193000556kJh
（4）出口气体带出热
出口气体组分0～40℃均摩尔热容：
组分
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
6192
7238
2946
2929
3675
6335
5209
6276
6561
3866
Q4（230×6192+294×7238 +3675×1227+922×2946+14425×2929+6335×100+1750×5209+3251×6276+117×6561 +600×3866）×(400)258846641kJh
（5）热衡算求换热器热负荷
衡方程：Q1+Q2Q3+Q4+Q5
代入数求：Q5298443163kJh
45水吸收塔物料衡算热量衡算
451计算
水吸收塔局部流程
（1）入塔气流量组成换热器出口相
（2）入塔器温度40℃压力112Kpa出塔气温度10℃压力101Kpa
（3）入塔吸收液温度5℃
（4）出塔AN溶液中含AN 18（wt）
452物料衡算
（1）进塔物料（包括气体凝水）组成流量换热器出口相
进口气量23×42+294×44+1227×18+922×32+14425×28+100×53+175×41+3251×27+117×56+60×445740939kgh
（2）出塔气组成量
出塔干气含：C3H6 23kmolh 966kgh
C3H8 294kmolh12936kgh
O2 922kmolh29504kgh
N2 14425kmolh40390kgh
CO2 67kmolh2948kgh
10℃水饱蒸汽压总压P101325pa
出塔器中干气总量23+294+922+14425+ 6715938kmolh
出塔气中含蒸汽量分压定律求计算：
出塔气总量：966+12936+29504+40390+2948458948kgh
（3）塔顶加入吸收水量
①出塔AN溶液总量
出塔AN溶液中AN18（wt）AN量530736kgh出塔AN溶液总量530736001829485333kgh
②塔顶加入吸收水量
作水吸收塔总质量衡算：
入塔吸收液量塔底AN溶液量+出塔气体总量－入塔气量－凝水量
29485333+458948－5740939－1153206
27180668kgh
（4）塔底AN溶液组成量
ANACNHCNACL全部水吸收塔底AN溶液中ANCANHCNACL量进塔气液混合物相AN溶液中水量全塔水衡求出
AN溶液中水量塔顶加入水+进塔气液混合物中水出塔气带出水
27180668+76334×1835195
28519485kgh
（5）水吸收塔衡
入塔气
组分
C3H6
C3H8
H2O
O2
N2
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
合计
流
量Kmolh
230
294
1227
922
14425
100
1750
3251
117
600
1921
含量
0052
00091
00169
00006
1
出塔气
流量
230
294
1882
922
14425
0
0
0
0
600
1666
（6）检验前面ANACNACLHCN全部溶水假设正确性
系统压力1Mpa气相视理想气体ANACNACLHCN量相水溶液稀溶液．系统服亨利定律分压定律压力含量关系：
塔底排出液温度15℃(见面热衡算)
查15℃时ACNHCNACLAN亨利系数E值：
AN E810kPa
ACL E4444kPa
ACN E4053kPa
HCN E1824kPa
①AN
塔底 ＰAN0052×112582kPa
计算出溶液未饱
②ACL
ＰACL00006×11200672kPa
溶液未达饱
③ACN
ＰACN00091×11210192kPa
溶液未达饱
④HCN
ＰHCN00169×11218928kPa
计算结果知吸收塔部HCN吸收推动力负值吸收塔足够高塔顶出口气体中HCN含量达求
453 热量衡算
（1）入塔气带入热
组分0～40℃均摩尔热容：
组分
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
6192
7238
2946
2929
3675
6335
5209
6276
6561
3866
Q1（230×6192+294×7238 +3675×1227+922×2946+14425×2929+6335×100+1750×5209+3251×6276+117×6561 +600×3866）×(400)258846641 kJh
（2）入塔冷凝水带入热
Q21153206×4184×(400)193000556kJh
（3）出塔气带出热
Q3(230×6192+294×7238 +3675×1882+922×2946+14425×2929+600×3866)(100)515304kJh
（4）吸收水带入热
Q427180668×4184×(50)568619575kJh
（5）出塔AN溶液带出热
溶液中组分液体摩尔热容：
组分
753
1211
1073
7155
1238
Q5（1584416×753+100×1211+175×1073+3251×7155+117×1238）×t
120952381t
（6）水冷凝放热
水冷凝量22086－35195185665kgh
水冷凝热2256kJkgQ641886024kJh
（7）ANACNACLHCN等气体溶解放热
溶解热冷凝放热+液液互溶放热冷凝热
ANACNACLHCN冷凝热数：
组分
AN
ACN
ACL
HCN
6109
7657
4937
9372
Q76109×530724+7657× 71769+4937×6553+9372×87772
46466795kJh
（8）热衡算求出塔液温度t
热衡方程 ：Q1+Q2+Q4+Q6+Q7Q3+Q5
代数
258846641+193000556+568619575+41886024+46466795515304+120952381t
解 t1532℃
46空气水饱塔釜液槽
461计算
空气饱塔液体进出口流量出口液体温度空气饱塔物料热衡算确定水吸收塔液体流量水吸收塔物料衡算确定见文相关部分计算排污量乙腈解吸塔塔釜液量15考虑乙腈解吸塔塔釜液量萃取解吸塔液体量精制系统物料衡算确定
462物料衡算
（1）进料
①乙腈解吸塔釜液入槽量16070305
②空气饱塔塔底液入槽量15285873
③入槽软水量xkgh
（2）出料
①水吸收塔液体量
②萃取解吸塔液体量
作釜液槽总质量衡
解
463热量衡算
（1）入槽乙腈解吸塔釜液带入热
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课 程 设 计
年产35万吨丙烯腈合成工段工艺设计
年 级
2013
专 业
化学工程工艺
学 号
姓 名
指导教师
设计成绩
完成日期
2016 年 月 日
课程设计成绩评定栏
评定基元
评审素
评审涵
分值
评分
签名栏
设计说明
50
格式规范
容完整
格式否规范
10
评阅教师签名
容否完整
10
工艺计算
正确完整规范
物料恒算
10
热量衡算
10
设备设计选型
10
设计图纸40
图纸规范
标注清晰
方案流程图
10
评阅教师签名
工艺物料流程图
10
带控制点工艺流程图
20
时成绩10
课出勤
课出勤考核
5
指导教师签名
制图出勤
制图出勤考核
5
合计
100
化工工艺设计
课程设计务书
学 号
学生姓名
专业（班级）
设计题目
年产 35 万吨丙烯腈合成工段工艺设计
设
计
技
术
参
数
1生产力： 35000 吨年
2原料：丙烯85丙烷15（摩尔分率）液氨100
3产品：18（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
求
1确定设计方案画出流程框图（求见4（1））
2物料衡算热量衡算
3设备工艺设计计算
4绘图求：（1）流程框图（CAD者PPT绘截图方案设计中）
（2）方案流程图（CAD手绘A3图纸）
（3）工艺物料流程图（带物料表CAD手绘A3图纸）
（4）制带控制点工艺流程图（CAD手绘A3图纸）
5编写设计说明书
工
作
量
1设计计算：15周
2工艺流程图设计说明书：1周
3答辩：05周
工
作
计
划
第周：物料衡算热量衡算设备工艺设计计算
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(册)中国石化集团海工程限公司编化学工业出版社2009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2002年
第部分 概述
11 丙烯腈性质
111 丙烯腈物理性质
丙烯腈种非常重机化工原料合成纤维树脂橡胶急胶粘剂等领域着广泛应丙烯腈英文名Acrylonifrile（简称ACN）化学分子式：CH2CHCN分子量：531丙烯腈常温色淡黄色液体剧毒特殊气味溶丙酮苯四氯化碳乙醚乙醇等机溶剂水互溶溶解度见表11丙烯腈室允许浓度0002MGL空中爆炸极限305~175（体积）生产贮存运输中必须严格安全防护措施
丙烯腈水苯四氯化碳甲醇异丙醇等会成二元沸混合物水沸点 71℃沸点中丙烯腈含量88（质量）苯乙烯存形成丙烯腈—苯乙烯—水三元沸混合物丙烯腈物理性质见表12
表 11 丙烯腈水相互溶解度
温度℃
水丙烯腈中溶解度（质量）
丙烯腈水中溶解度（质量）
0
210
715
10
255
717
20
308
730
30
382
751
40
485
790
50
615
841
60
765
910
70
921
990
80
1095
1110
表 12 丙烯腈物理性质
性质
指标
性质
指标
性质
指标
沸点(1013KPa)
785℃
燃点℃
481
蒸汽压KPa
熔点℃
—820
热容Jkg1 K1
2092±003
87℃时
667
相密度(d426 )
00806
蒸发潜热(0~77℃)
326kJmol
455℃时
3333
粘度(25℃)
034
生成热(25℃)
151kJmol
773℃时
10132
折射率(nD25 )
13888
燃烧热
1761kJmol
界温度
246℃
闪点℃
0
聚合热(25℃)
72 kJmol
界压力
342MPa
112 丙烯腈化学性质应
丙烯腈分子中含双键氰基（CN ）化学性质非常活泼发生加成聚合水解醇解腈基氢乙基化等反应
聚合反应加成反应发生丙烯腈 CC 双键纯丙烯腈光作行聚合丙烯腈成品丙烯腈生产程中通常加少量阻聚剂苯酚甲基醚（阻聚剂MEHQ）苯二酚氯化亚铜胺类化合物等聚外丙烯腈苯乙烯丁二烯乙酸乙烯氯乙烯丙烯酰胺等中种种发生聚反应制合成纤维塑料涂料粘合剂等丙烯腈电解加氢偶联反应制已二腈氰基反应包括水合反应水解反应醇解反应等丙烯腈水铜催化剂存水合制取丙烯酰胺
氰乙基化反应丙烯腈醇硫醇胺氨酰胺醛酮等反应丙烯腈醇反应制取烷氧基丙胺烷氧基丙胺液体染料分散剂抗静电剂纤维处理剂表面活性剂医药等原料丙烯腈氨反应制13 丙二胺该产物作纺织溶剂聚氨酯溶剂催化剂
丙烯腈生产 ABS 树脂丙烯酰胺丙烯酸纤维二睛苯乙烯二睛树脂等目前国供应求年需量进口满足市场需求2000 年进口量超150kt
12丙烯腈生产状况
121世界丙烯腈生产消费概况
全世界丙烯腈生产集中美国西欧日等国家区全世界1999年丙烯腈总生产力5233万t(见表13) 美国日西欧丙烯腈生产力合计357万t 占世界总力669％1999年世界丙烯腈需求量480万t产量470万t 预计2000年世界丙烯腈总生产力达585万t产量消费量达507万t中腈纶消费量275万tABSAS126万t106万t(见表14)年台塑公司4月年末10万ta装置投产美国Solutia公司8月25万ta装置建成会增加45万t生产力2000年日旭化成三菱化学韩国东西石油化学泰光产业等公司定期检修年会缓新增力投产击
表13 1999年世界丙烯腈生产力(万ta)
国家区
生产力
国家区
生产力
美国
1642
土耳
90
德国
44
巴西
90
意利
19
南非
75
荷兰
185
印度
30
西班牙
115
罗马尼亚
80
英国
280
保加利亚
45
墨西哥
165
日
718
韩国
37
俄罗斯
24
中国(总计)
388
中国台湾省
180
合计
5323
表14 世界丙烯腈消费结构(万t)
年份
1995
1996
1997
1998
2000
生产力
463
508
533
545
585
产量
415
437
451
469
507
消费量
415
437
451
469
507
腈纶
231
244
251
260
275
ABSAS
100
107
110
115
126
84
86
90
94
106
开工率(％)
90
86
85
86
87
122国生产概况
国烯腈生产起步1968年八十年代开始国丙烯腈工业发展快国外引进技术目前正运行生产装置9套 (包括中国台湾省) 总生产力588万t加采国技术生产装置总生产力593万t正计划建设生产装置海石化公司25万t／a金陵石化公司66万t／a外少装置准备生产力扩2000年国丙烯腈总生产力达80万t中中国陆丙烯腈生产力达42万～45万ta台湾省丙烯脂生产力38万ta 样国2000年丙烯腈总生产力居世界第二位仅次美国国丙烯腈生产力见表15
表15 国丙烯腈生产力(万ta)
生产厂家
生产力
采技术
备 注
海石化股份限公司
5
BP技术
实际达7
庆石化总厂化工厂
6
BP技术
庆油田聚合物厂
6
BP技术
齐鲁石化公司丙烯腈厂
4
BP技术
齐鲁石化公司齐胜化工厂
05
国技术
兰化公司石化厂
32
BP技术
抚石化公司腈纶厂
5
BP技术
计划扩展7
吉化公司化肥厂
66
BP技术
安庆石化公司腈纶厂
5
BP技术
台湾CPDC公司
18
BP技术
合计
593
13国丙烯腈发展方
14丙烯氨氧化原理
141化学反应
工业生产条件丙烯氨氧化反应非均相催化氧化反应
时催化剂表面发生系列副反应
（1）生成乙腈(ACN)：
（2）生成氢氰酸(HCN)
（3）生成丙烯醛
(4)生成二氧化碳
述副反应中生成乙腈氢氰酸反应CO2COH2O丙烯直接氧化丙烯腈乙腈等次氧化述副反应外生成微量丙酮丙腈丙烯酸乙酸等副反应
142 催化剂
丙烯氨氧化采催化剂两类Mo系Sb系催化剂
（1）Mo系催化剂工业早PMoBiO(CA)催化剂代表组成PBi9Mo12O52活性组分MoO3Bi2O3Bi作夺取丙烯中氢Mo作丙烯中引入氧氨双功催化剂P助催化剂起提高催化剂选择性作种催化剂求反应温度较高(460～490℃)丙烯腈收率60左右原料气中需配入量水蒸气约丙烯量3倍(mol)反应温度MoBi挥发损失严重催化剂容易失活易生寿命较短工业装置足10年C21C41等代
（2）Sb系催化剂Sb系催化剂60年代中期工业生产SbUOSbSnOSbFeO等初期SbUO催化剂活性丙烯转化率丙烯腈收率较高具放射性废催化剂处理困难年已采SbFeO催化剂日化学公司开发成功牌号NB733ANB733B催化剂文献报道催化剂中FeSb1∶1(mol)X光衍射测试表明催化剂体FeSbO4少量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较便宜添加VMoW等改善该催化剂耐原性
143 反应机理动力学
丙烯氨氧化生成丙烯腈反应机理目前两种观点
简单式表示
第二部分 生产方案选择
第三部分 工艺流程设计
31 丙烯腈工艺流程示意图
32时生产力
年工作日300天丙烯腈损失率3设计裕量6年产量35万吨计算天时产量：
第四部分 物料衡算热量衡算
41反应器物料衡算热量衡算
411计算
（1）丙烯腈产量 530736kghF10003kmolh
（2）原料组成（摩尔分数） 丙烯（C3H6）85丙烷（C3H8）15
（3）进反应器原料配（摩尔分数）
C3H6NH3O2H2O1105233
反应产物单程收率：
物质
丙烯腈（AN）
氰化氢（HCN）
乙腈（CAN）
丙烯醛（ACL）
CO2
摩尔收率
06
0065
007
0007
012
（4）操作压力
进口：0203MPa 出口：0162MPa
（5）反应器进口气体温度110℃反应温度470℃出口气体温度360℃
412 物料衡算
（1）反应器进口原料气中组分流量
C3H6
C3H8：
NH3：
O2：
H2O：
N2：
（2）反应器出口混合气中组分流量
丙烯腈：530736kgh F10003kmolh
乙腈 ：
丙烯醛：
CO2：
HCN：
C3H8：
N2：
O2：
C3H6：
NH3：
H2O：
（3）：反应器物料衡表
流量组成
组分
反应器进口
反应器出口
kmolh
kgh
(mol)
(wt)
kmolh
kgh
(mol)
(wt)
C3H6
16672
700210
618
960
2302
96698
083
132
C3H8
2942
129453
109
178
2942
129453
106
178
NH3
17506
297595
649
408
2501
42517
090
058
O2
38346
1227059
1422
1682
9220
295040
331
405
N2
144254
4039112
5348
5538
144254
4039112
5179
5537
H2O
50016
900288
1854
1234
96148
1730664
3452
2373
丙烯腈
（AN）
0
0
0
0
10003
530736
359
728
乙腈
（ACN）
0
0
0
0
1751
71777
063
098
氰化氢
（HCN）
0
0
0
0
3251
87778
117
120
丙烯醛
（ACL）
0
0
0
0
117
6553
004
009
CO2
0
0
0
0
6002
264084
216
362
合计
269736
7293717
100
100
278491
7294412
100
100
413 热量衡算
查阅相关资料获物质物质0～110℃0～360℃0～470℃均定压热容
物质
C3H6
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
0~110℃
1841
205
2301
0941
1046
1883
0~360℃
2678
3013
2636
1004
1088
2008
1874
1640
1933
1966
1130
0~470℃
2929
3347
2939
1046
1109
2092
2029
1724
210
2172
1213
（1）浓相段热衡算求浓相段换热装置热负荷产生蒸汽量
110℃反应器入口混合气
470℃浓相段出口混合气
25℃反应器入口混合气
25℃浓相段出口混合气
假设热力学途径：
物质25~t℃均热容0~t℃均热容代误差
热损失取 5需浓相段换热装置取出热量（换热装置热负荷）：
浓相段换热装置产生0405MPa 饱蒸汽（饱温度143℃）
143℃饱蒸汽焓：
143℃饱水焓：
：
（2）稀相段热衡算求稀相段换热装置热负荷产生蒸汽量
0℃气体衡算基准
进入稀相段气体带入热：
离开稀相段气体带出热：
热损失取4稀相段换热装置热负荷：
稀相段换热装置产生0405 饱蒸汽产生蒸汽量：
42空气饱塔物料衡算热量衡算
421计算
(1)入塔空气压力0263MPa 出塔空气压力0243MPa
(2) 空压机入口空气温度30℃相温度80％空压机出口气体温度170℃
(3) 饱塔气液1524(体积)饱度081
(4) 塔顶喷淋液乙腈解吸塔釜液温度105℃组成
组分
AN
ACN
氰醇
ACL
水
合计
（Wt）
0005
0008
00005
00002
99986
100
(5) 塔顶出口湿空气成分量反应器入口气体求
O2：38346kmolh1227059kgh
N2：144254 kmolh4039112 kgh
H2O：50016kmolh900288 kgh
422物料衡算
（1）进塔空气量
查30℃相湿度80时空气温含量0022kg水气kg干空气．进塔空气带入水蒸气量：
（2）进塔热水量
气液1524进塔喷淋液量：
塔顶喷淋液105℃密度 进塔水质量流量：
（3）出塔湿空气量
出塔气体中 O2N2H2O量反应器入口气体相：
O2：38346kmolh1227059kgh
N2：144254 kmolh4039112 kgh
H2O：50016kmolh900288 kgh
（4）出塔液量
423热量衡算
（1）空气饱塔出口气体温度
空气饱塔出口气体中蒸汽摩尔分数：
根分压定律蒸汽实际分压：
饱度081．饱蒸汽分压应：
查饱蒸汽表应饱温度90℃须控制出塔气体温度90℃．保证工艺求蒸汽量
（2）入塔热水温度
入塔水精制工段乙腈解吸塔塔釜105℃
（3）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
①170℃进塔空气带入热量Q1：
170℃蒸汽焓值27733kJkg干空气0~l70℃均热容
②出塔湿空气带出热量Q2
90℃蒸汽焓2660kJkg空气热容取
③105℃入塔喷淋液带入热量Q3
④求出塔热水温度t
出塔热水带出热量
热损失5者
热衡方程Q1+Q3Q2+Q4+Q损
1220133511+70600063932870617292+63956093t+414006995
解t7811℃
出塔热水温度7811℃
43氨中塔物料衡算热量衡算
431计算
（1）入塔气体流量组成反应器出口气体相
（2）中塔全部氨硫酸吸收生成硫酸铵
（3）新鲜硫酸吸收剂含量93％(wt)
（4）塔底出口液体(循环液)组成
组分
水
AN
ACN
HCN
硫酸
硫酸铵
合计
（wt）
6853
003
002
0016
05
3090
100
（5）进塔气温度l80℃出塔气温度76℃新鲜硫酸吸收剂温度30℃
（6）塔顶压力0122MPa塔底压力0142MPa
图2 氨中塔局部流程
1—氨中塔 2—循环冷器
432物料衡算
（1）排出废液量组成
进塔气中含 42517kgh氨塔硫酸吸收生成硫酸铵
氨硫酸反应方程式：
生成量需连续排出流量：
塔底排出液中(NH4)2SO4含量309（wt）排放废液量
排放废液中．组分量
H2O：
AN：
CAN：
HCN：
H2SO4：
(NH4)2SO4：
（2）需补充新鲜吸收剂（93H2SO4）量：
（3）出塔气体中组分量
C3H6：96698kgh2302kmolh
C3H8 129453kgh2942kmolh
O2：295040kgh9220kmolh
N2：4039112kgh144254kmolh
AN：530736012530724kgh10002kmolh
ACN：7177700871769kgh1750kmolh
ACL：6553kgh117kmolh
HCN：8777800687772kgh3251kmolh
CO2：264084kgh6002kmolh
H2O：1730664+134645×0073660831374006kgh76334kmolh
433热量衡算
（1）出塔气体温度
塔顶气体中实际蒸汽分压：
PH2OyH2OP0298×012200364MPa
设饱度098出塔气体温度衡饱蒸汽分压：
入塔喷淋液硫酸铵含量：
已知硫酸铵方饱蒸汽压表
含 量
温 度
40
45
50
70
002796
002756
002716
80
004252
00419
004129
90
00629
006199
006109
根入塔喷淋液硫酸铵含量PH2O值插出：
塔气温度767℃
（2）入塔喷淋液温度
入塔喷淋液温度气体出口温度低67℃70℃
（3）塔釜排出液温度
yH2O03452
入塔气水蒸汽分压：PH2OyH2OP03452×01420049MPa
釜液(NH4)2SO4含量()溶液方饱蒸汽分压等0049MPa时釜液温度釜液饱温度插法表中饱温度8353℃设塔釜液温度饱温度低253℃ 81℃查硫酸铵溶解度数知80℃时．100g水溶解953g硫酸铵釜液硫酸铵含量()釜液温度控制81℃会硫酸铵结晶析出
（4）热衡算求循环冷器热负荷冷水量
作图33虚线方框列热衡方程
图3 氨中塔热量衡算
1—氨中塔 2—循环冷器
Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8Q2+Q7+Q9
①入塔气体带入热
入塔气体带入热量Q1253×106kJh
②出塔气体带出热
组分0～767℃均热容值
组分
C3H6
C3H8
02
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2
1715
1966
09414
1046
1883
1347
1393
1406
1343
0921
Q2(96698×1715+129453×1966+29504×09414+4039112×1046+1374006×1883+1347×530724+1393×87772+1406×71769+1343×6553+0921×264084) ×(7670)8700338×767
6673159kJh
③蒸汽塔冷凝放热
蒸汽塔冷凝量进塔气体带入蒸汽出口气带出蒸汽
17306641374006
356658kgh
蒸汽冷凝热22466kJkg
Q3356658×22466801267863kJh
④机物冷凝放热
AN冷凝量160kgh冷凝热 615kJkg
ACN冷凝量107kgh冷凝热 728kJkg
HCN冷凝量085kgh冷凝热8786kJkg
Q416×615+107×728+085×8786250977kgh
⑤氨中放热
生成1mol硫酸铵放热2738kJ
⑥硫酸稀释放热
硫酸稀释热749kJkg
Q6093×134645×74993789668kJh
⑦塔釜排放废液带出热量
塔釜排放废液中H2O(NH4)2SO4摩尔 查氮肥设计手册组成硫酸铵水溶液热容
Q7534194×3347×(800)143035785kJh
⑧新鲜吸收剂带入热
热容
Q8134645×1603×(300)6475078kJh
⑨循环冷器热负荷
操作温度高忽略热损失
关数代入热衡方程：
解：
⑩循环冷器冷水量
设循环冷器循环水水温度32℃排水温度36℃
冷水量：
（5）循环液量
循环液流量受入塔喷淋液温度限制70℃循环液热容循环液新鲜吸收液混合喷淋液热容
设循环液流量m kgh循环冷器出口循环液温度t℃
新鲜暖收剂循环液汇合处(附图中A点)列热衡方程：
m×3368t+9267(m+1927) ×3364×70 (1)
循环冷器列热衡
m×3347×81－m×3368t686818801 (2)
联解式(1)(2)：m19394226kgh
44换热器物料衡算热量衡算
换热器
AN溶液精制
AN溶液水吸收塔
气体氨中塔
气液混合物水吸收塔
441计算
进口气体767℃组成流量氨中塔出口气相
出口气体温度40℃操作压力1155kPa
442物料衡算
进口气组成流量
组分
流量
C3H6
2302kmolh
C3H8
2942kmolh
O2
9220kmolh
N2
144254kmolh
AN
10002kmolh
ACN
1750kmolh
ACL
117kmolh
HCN
3251kmolh
CO2
6002kmolh
H2O
76334kmolh
合计
256174kmolh
出口气体温度40℃ 40℃饱蒸汽压力
设出口气体中含x kmolh蒸汽根分压定律：
解 x12267kmolh2208kgh
蒸汽冷凝量137400622081153206kgh
换热器气体方(壳方)物料衡：
组分
流
量
Kmolh
C3H6
C3H8
H2O
O2
N2
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
冷凝水
合计
230
294
1227
922
14425
100
1750
3251
117
600
6407
25617
443热量衡算
（1）换热器入口气体带入热（等氨中塔出口气体带出热）
Q16673159kJh
（2）蒸汽冷凝放出热
40℃水汽化热24011kJ／kg
Q21153206×240112768962927kJh
（3）冷凝液带出热
Q31153206×4184×(400)193000556kJh
（4）出口气体带出热
出口气体组分0～40℃均摩尔热容：
组分
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
6192
7238
2946
2929
3675
6335
5209
6276
6561
3866
Q4（230×6192+294×7238 +3675×1227+922×2946+14425×2929+6335×100+1750×5209+3251×6276+117×6561 +600×3866）×(400)258846641kJh
（5）热衡算求换热器热负荷
衡方程：Q1+Q2Q3+Q4+Q5
代入数求：Q5298443163kJh
45水吸收塔物料衡算热量衡算
451计算
水吸收塔局部流程
（1）入塔气流量组成换热器出口相
（2）入塔器温度40℃压力112Kpa出塔气温度10℃压力101Kpa
（3）入塔吸收液温度5℃
（4）出塔AN溶液中含AN 18（wt）
452物料衡算
（1）进塔物料（包括气体凝水）组成流量换热器出口相
进口气量23×42+294×44+1227×18+922×32+14425×28+100×53+175×41+3251×27+117×56+60×445740939kgh
（2）出塔气组成量
出塔干气含：C3H6 23kmolh 966kgh
C3H8 294kmolh12936kgh
O2 922kmolh29504kgh
N2 14425kmolh40390kgh
CO2 67kmolh2948kgh
10℃水饱蒸汽压总压P101325pa
出塔器中干气总量23+294+922+14425+ 6715938kmolh
出塔气中含蒸汽量分压定律求计算：
出塔气总量：966+12936+29504+40390+2948458948kgh
（3）塔顶加入吸收水量
①出塔AN溶液总量
出塔AN溶液中AN18（wt）AN量530736kgh出塔AN溶液总量530736001829485333kgh
②塔顶加入吸收水量
作水吸收塔总质量衡算：
入塔吸收液量塔底AN溶液量+出塔气体总量－入塔气量－凝水量
29485333+458948－5740939－1153206
27180668kgh
（4）塔底AN溶液组成量
ANACNHCNACL全部水吸收塔底AN溶液中ANCANHCNACL量进塔气液混合物相AN溶液中水量全塔水衡求出
AN溶液中水量塔顶加入水+进塔气液混合物中水出塔气带出水
27180668+76334×1835195
28519485kgh
（5）水吸收塔衡
入塔气
组分
C3H6
C3H8
H2O
O2
N2
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
合计
流
量Kmolh
230
294
1227
922
14425
100
1750
3251
117
600
1921
含量
0052
00091
00169
00006
1
出塔气
流量
230
294
1882
922
14425
0
0
0
0
600
1666
（6）检验前面ANACNACLHCN全部溶水假设正确性
系统压力1Mpa气相视理想气体ANACNACLHCN量相水溶液稀溶液．系统服亨利定律分压定律压力含量关系：
塔底排出液温度15℃(见面热衡算)
查15℃时ACNHCNACLAN亨利系数E值：
AN E810kPa
ACL E4444kPa
ACN E4053kPa
HCN E1824kPa
①AN
塔底 ＰAN0052×112582kPa
计算出溶液未饱
②ACL
ＰACL00006×11200672kPa
溶液未达饱
③ACN
ＰACN00091×11210192kPa
溶液未达饱
④HCN
ＰHCN00169×11218928kPa
计算结果知吸收塔部HCN吸收推动力负值吸收塔足够高塔顶出口气体中HCN含量达求
453 热量衡算
（1）入塔气带入热
组分0～40℃均摩尔热容：
组分
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
6192
7238
2946
2929
3675
6335
5209
6276
6561
3866
Q1（230×6192+294×7238 +3675×1227+922×2946+14425×2929+6335×100+1750×5209+3251×6276+117×6561 +600×3866）×(400)258846641 kJh
（2）入塔冷凝水带入热
Q21153206×4184×(400)193000556kJh
（3）出塔气带出热
Q3(230×6192+294×7238 +3675×1882+922×2946+14425×2929+600×3866)(100)515304kJh
（4）吸收水带入热
Q427180668×4184×(50)568619575kJh
（5）出塔AN溶液带出热
溶液中组分液体摩尔热容：
组分
753
1211
1073
7155
1238
Q5（1584416×753+100×1211+175×1073+3251×7155+117×1238）×t
120952381t
（6）水冷凝放热
水冷凝量22086－35195185665kgh
水冷凝热2256kJkgQ641886024kJh
（7）ANACNACLHCN等气体溶解放热
溶解热冷凝放热+液液互溶放热冷凝热
ANACNACLHCN冷凝热数：
组分
AN
ACN
ACL
HCN
6109
7657
4937
9372
Q76109×530724+7657× 71769+4937×6553+9372×87772
46466795kJh
（8）热衡算求出塔液温度t
热衡方程 ：Q1+Q2+Q4+Q6+Q7Q3+Q5
代数
258846641+193000556+568619575+41886024+46466795515304+120952381t
解 t1532℃
46空气水饱塔釜液槽
461计算
空气饱塔液体进出口流量出口液体温度空气饱塔物料热衡算确定水吸收塔液体流量水吸收塔物料衡算确定见文相关部分计算排污量乙腈解吸塔塔釜液量15考虑乙腈解吸塔塔釜液量萃取解吸塔液体量精制系统物料衡算确定
462物料衡算
（1）进料
①乙腈解吸塔釜液入槽量16070305
②空气饱塔塔底液入槽量15285873
③入槽软水量xkgh
（2）出料
①水吸收塔液体量
②萃取解吸塔液体量
作釜液槽总质量衡
解
463热量衡算
（1）入槽乙腈解吸塔釜液带入热
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