年产3000吨丙烯氰an正文合成工段换热器工艺设计-学位论文.doc

年产3000吨丙烯氰(AN)合成工段换热器工艺设计年产3000吨丙烯氰合成工段换热器工艺设计目 录一、设计说明 31.1 概述31.2 丙烯腈生产技术的发展概况 31.2.1 国外的发展情况 31.2.2国内的发展情况 41.3 世界范围内产品的生产厂家、产量 61.4 世界范围内生产该产品的所有工艺及其分析 71.4.1 环氧乙烷法71.4.2 乙炔法71.4.3 丙烯氨氧化法71.5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 主要设备方案 9 2.2.1 催化设备92.2.2控制系统10三、物料衡算和热量衡算 10 3.1 生产工艺及物料流程 103.2 小时生产能力 143.3 物料衡算和热量衡算 143.3.1 反应器的物料衡算和热量衡算 143.3.2 废热锅炉的热量衡算 173.3.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算 183.3.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算 213.3.5 换热器物料衡算和热量衡算 273.3.6 丙烯蒸发器热量衡算 323.3.7 丙烯过热器热量衡算 333.3.8 氨蒸发器热量衡算 333.3.9气氨过热器 343.3.10 混合器 343.3.11 空气加热器的热量衡算 353.3.12吸收水第一冷却器 363.3.13 吸收水第二冷却器 36四、主要设备的工艺计算374.1 空气饱和塔 374.2 水吸收塔 404.3 合成反应器 434.4 废热锅炉 45五、环境保护要求465.1丙烯腈生产中的废水和废气及废渣的处理46六、参考文献501设 计 说 明1.1概述丙烯腈【化学式】：CH2CHCN，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，与水部分互溶，20时在水中的溶解度为7.3(w)，水在丙烯腈中的溶解度为3.1(w)。其蒸气与空气形成爆炸混合物，爆炸极限为3.0517.5(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，和水的共沸点为71，共沸物中丙烯腈的含量为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的十分之一，能灼伤皮肤，低浓度时刺激粘膜，长时间吸入其蒸气能引起恶心，呕吐、头晕、疲倦等，因此在生产、贮存和运输中，应采取严格的安全防护措施，工作场所内丙烯腈允许浓度为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的C=C双键上，纯丙烯腈在光的作用下就能自行聚合，所以在成品丙烯腈中，通常要加入少量阻聚剂，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，丙烯腈还能与苯乙烯、丁二烯、乙酸乙烯、氯乙烯、丙烯酰胺等中的一种或几种发生共聚反应，由此可制得各种合成纤维、合成橡胶、塑料、涂料和粘合剂等。丙烯腈是三大合成的重要单体，目前主要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的共聚物)，和合成橡胶(丙烯腈丁二烯共聚物)。丙烯腈水解所得的丙烯酸是合成丙烯酸树脂的单体。丙烯腈电解加氢，偶联制得的己二腈，是生产尼龙66的原料。 1.2 丙烯腈生产技术的发展概况1.21国外的发展情况自1960年Sohio公司成功地开发了丙烯氨氧化制丙烯腈工艺以来，其他合成方法均遭淘汰，丙烯氨氧化工艺成为当代工业生产丙烯腈的唯一技术。Sohio丙烯腈工艺日趋完善，催化剂的改进已成为提高丙烯腈收率的主要因素。西欧有2个工厂曾采用由Distillers Ugine开发的固定床丙烯氨氧化制丙烯腈的工艺，于1990年关闭，墨西哥的1个工厂于1993年关闭，在东欧的少数工厂也陆续停工。至今，全世界的丙烯腈生产几乎都采用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公司(已收购Sohio公司)拥有丙烯腈生产装置所采用的Sohio工艺，其他专利许可公司还包括日本旭化成公司、日东公司、Solutia公司和中国石油化工集团(简称中国石化)。对于目前正在开发的丙烯腈工艺，值得密切关注的是直接以丙烷为原料的合成丙烯腈工艺。（1）装置规模向大型化发展近年来国外丙烯腈装置总的发展趋势是向大型化发展。一些原设计能力为7万吨/年的生产装置通过消除“瓶颈”制约，扩大了生产能力，有的达到9万吨/年，有的甚至超过13万吨/年。另外一些新建或准备建设的丙烯腈装置的规模多数为13万吨/年，甚至达2535万吨/年。由于装置规模的大型化，每万吨丙烯腈的建设投资大幅度下降，装置运行中的能耗和物耗降低，使丙烯腈生产成本降低，给企业带来了明显的经济效益。（2)新型催化剂的开发及应用不断研究开发新一代催化剂是丙烯腈技术发展的又一趋势。催化剂是丙烯腈生产技术的关键所在，也是丙烯腈专利的核心。新型催化剂的开发及应用对丙烯腈工艺技术的发展和改进起着决定性的作用。几十年来世界上从事丙烯腈研究与开发的各公司都投入了大量的人力、物力和财力，致力于新型催化剂的研究开发工作，BP、旭化成、Monsanto、中国石油化工总公司等都推出了自己的一代又一代的新催化剂。这些新型催化剂不仅提高了丙烯腈的单程收率，而且提高了选择性，减少了副产物的生成。从催化剂的单程收率看，70年代为70%75%；80年代达到80%；90年代超过了80%。高效新型催化剂的开发和应用为丙烯腈工艺的发展提供了坚实的技术基础，也是丙烯腈生产技术提高和发展的一个重要标志。1.2.2国内的发展情况20世纪60年代以来，我国不断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。目前，中国石化已开发出了具有自主知识产权的丙烯腈成套技术，其中包括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。并且利用该成套技术分别将中国石油化工股份有限公司齐鲁分公司的原产能2.5万吨/年丙烯腈生产装置改造成了具有自主知识产权的4万吨/年国产化示范装置；将中国石化上海石油化工股份有限公司(简称上海石化)的原产能6.0万吨/年丙烯腈装置改造至13万吨/年，打破了国外的技术垄断，为国内现有装置改扩建提供了技术依据。我国人口众多，解决14亿人口的穿衣问题十分突出。因此，目前我国的丙烯腈主要用于生产腈纶。从目前发展水平看，我国腈纶产量远远满足不了市场的需求。近3年来我国腈纶的年消耗量约在125135万吨，尽管我国的腈纶生产能力已达到140万吨/年，而2005年丙烯腈的生产总量只有120万吨，只能满足腈纶生产能力需求的一半，其余需通过进口来解决。预计到2012年我国的腈纶消耗量为180万吨/年左右，国内生产能力将达到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的需求，有关部门预计到2012年我国丙烯腈的需求量将超过180万吨/年。我国从60年代初着手丙烯腈技术的研究开发工作，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，多数是千吨级的工厂。80年代开始我国丙烯腈工业发展很快，2008年底已形成的生产能力达126万吨/年的规模。到2012年我国丙烯腈生产总能力可达到185万吨/年，仅次于美国和日本，居世界第三位。如按到2010年我国丙烯腈需要量为160万吨/年计，还需增加20万吨/年的生产能力。从技术发展看，用国内丙烯腈技术建设的工厂最大规模才达到1万吨/年，而迄今我国大型丙烯腈装置的技术都是从国外引进。引进一套5万吨/年的丙烯腈装置，仅专利许可和催化剂费用就高达1500万美元。因此，努力开发我国自己的丙烯腈成套技术，特别是采用国内技术兴建大型的丙烯腈装置是摆在我们面前的一项艰巨的任务。我国丙烯腈技术的开发工作已有40多年的历史，丙烯腈生产也有30多年的经验。这些都为发展我国自己的丙烯腈技术打下了坚实的基础。尤其是1983年中国石油化工总公司成立以来，总公司十分重视丙烯腈技术的开发，组织了一系列丙烯腈的重大技术攻关，取得了许多重大的工业化技术成果，特别是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，均已在国内大型丙烯腈装置上应用成功，使我国的丙烯腈生产工艺在原有基础上，在关键性的工艺技术上有了重大改进，使我国的丙烯腈总体技术达到了国际水平。国产催化剂所以能够比较普遍地被采用，并逐步取代进口催化剂主要原因有两条:一是国产催化剂的性能质量与进口催化剂相当，甚至优于某些牌号的进口催化剂；二是国产催化剂在价格上比进口催化剂有较强的竞争力。当然在推广应用国产催化剂上还有许多工作要做，我们不仅要做好国产催化剂在国内市场的推广应用，而且要努力开拓国际市场，参与国际竞争。值得一提的是淄博石油化工厂在引进装置开车时，首装就采用了国产MB-86催化剂，而且开车结果很好。齐鲁石化公司、上海石化研究院以及清华大学、石油大学合作完成了“丙烯腈主装置成套国产化技术开发与工业应用”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-液分离器等国内自行开发的专利或专有技术为基础，将原生产能力2.5万ta的齐鲁丙烯腈装置改造成具有自主知识产权的4万ta丙烯腈国产化示范装置，打破了国外的技术垄断。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的丙烯单耗降到了1.077t，产品精制回收率提高了4.2%，副产品乙腈回收率提高到97.21%，也为开发10万ta以上丙烯腈成套技术和国内现有同类装置的改扩建提供了技术依据。目前，丙烯腈成套工业技术已在大庆石化、安庆石化、吉化公司、上海石化等4套丙烯腈装置上推广应用，取得了显著的经济效益。几年来，齐鲁石化丙烯腈装置平均每年新增利润4000万元，大庆石化、安庆石化等4家装置每年新增利润4100万元。据粗略计算，国产丙烯腈成套工业技术如在国内全面推广应用，预计年新增效益可达6亿元。1.3 世界范围内产品的生产厂家、产量 2010年全球主要丙烯腈生产企业及产能统计产能排序生产厂家国家和地区生产能力/(万t.a-1)1英力士集团德国，美国104.32Asccend性能材料公司美国52.23旭化成日本50.04台塑中国台湾省32.05巴斯夫英国28.06东西石化公司韩国27.37上海赛科上海市26.08帝斯曼荷兰25.99Tae Kwang工业韩国25.010氰特工业美国22.711吉林石化公司吉林市21.012Dia-Nitrix Co Ltd日本20.513台湾石化中国台湾省19.014LUKOII俄罗斯18.515Mitsubishi Rayon日本13.316BP美国13.017其他78.8合计619.51.4 世界范围内生产该产品的所有工艺及其分析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。 此法生产的丙烯腈原料昂贵，且氢氰酸毒性大，已被淘汰。1.4.2 乙炔法由乙炔与氢氰酸作用而得，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的主要方法，现基本淘汰。1.4.3 丙烯氨氧化法以丙烯、氨氧和空气中的氧为原料制得，主要副产物为氢氰酸、乙腈、丙烯醛、CO2和CO。C3H6 + NH3 +1.5 O2 CH2 =CHCN + 3H2O 典型的生产过程为，原料气体以丙烯I 氨I 空气= 1.0I1. 15 I 10. 5（mol）的比例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.该方法具有原料易得、工艺过程简单、产品成本低等优点。该方法是目前国内外主要生产方法。1.5设计任务 设计项目名称 年产3000吨丙烯腈合成工段换热器工艺设计 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。 生产能力 年生产天数300天，产量3000t/a丙烯腈。 原料组成 液态丙烯原料含丙烯85%（mol）；液态氨原料含氨100%。 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。丙烯氨氧化的原理：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；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 + 3H2O 该反应的反应热为：（-Hr ）= 512.5KJ/mol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=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H2OC3H6 + 9/2O2 3CO2 + 3H2O（-Hr）298=641kJ/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，因此，工业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。2.2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，当然，也应继续开发应用其他性能优良的催化剂。 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 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。3 物料衡酸和热量衡算3.1生产工艺及物料流程丙烯氨氧化生产丙烯腈的工艺流程主要分三部分：反应部分、回收部分和精制部分。其工艺过程可简单表示如下：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流程图如下：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。主要设备装配图：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/h3.3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： 455.36kg/h,即8.60kmol/hb原料组成（摩尔分数）： 含C3H6 85%, C3H8 15%c进反应器的原料配比（摩尔分数）为： C3H6 : NH3 : O2 : H2O1:1.05:2.3:3d.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0.60.0650.070.0070.12e. 操作压力： 进口0.203MPa, 出口0.162MPaf.反应器进口气体温度110，反应温度470，出口气体温度360g.化学参数如表：主要物质C3H6C3H8NH3丙烯腈 乙腈丙烯醛摩尔质量kg/kmol424417534156（2）物料衡算 a. 反应器进口原料气中各组分的流量C3H6 8.60/0.6=14.3 kmol/h=600.6 kg/hC3H8 (14.3/0.85)0.15= 2.52kmol/h =110.88 kg/hNH3 14.31.05=15.02kmol/h = 255.34 kg/hO2 14.32.3=32.89 kmol/h=1052.48 kg/hH2O 14.33=42.90kmol/h=772.2 kg/hN2 （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的流量 丙烯腈(AN) 8.60kmol/h =455.36kg/h 乙腈(ACN) 3/2 14.30.07=1.50 kmol/h=61.56 kg/h 丙烯醛(ACL) 14.30.007=0.10 kmol/h=5.60kg/h CO2 314.30.12=5.15 kmol/h=226.6 kg/h HCN 314.30.065=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/(32)5.15 =7.88kmol/h =252.16 kg/hC3H6 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/hH2O 42.9+38.60+21.50+22.79+5.15+0.10 = 82.53 kmol/h=1485.54 kg/hc.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/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)C3H614.3600.66.1819.62.0586.100.8271.325C3H82.52110.881.0911.7752.52110.881.061.775NH315.02255.346.494.082.3139.270.8980.583O232.891052.4814.2216.827.88252.163.3124.046N2123.733464.4454.3855.38123.733464.4457.8255.4H2O42.90772.218.5412.3482.531485.5434.4923.71AN00008.60455.363.5947.271ACN00001.5061.560.62890.9843HCN00002.7975.331.1681.231ACL00000.105.600.0420.0896CO200005.15226.62.5163.622合计231.366255.94100100239.166262.84100100（3）热量衡算物质C3H6C3H8NH3O2N2H2O01101.8412.052.3010.9411.0461.88303602.6783.0132.6361.0041.0882.00804702.9293.3472.9391.0461.1092.092各物质0t的平均定压比热容物质ANHCNACNACLCO203601.8741.6401.9331.9661.13004702.0291.7242.102.1721.213假设如下热力学途径：470C，浓相段出口混合气H110C，反应器入口混合气H3H125C，浓相段出口混合气H225C，反应器入口混合气各物质25t平均比热容用0t的平均比热容代替，误差不大，因此，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H1=( 600.61.841+110.882.05+255.342.301+1052.480.941+3464.441.046+772.21.833 )(25-100)=-5.96kJ/hH2= -(8.60512.5+1.50362.3+2.79315.1+0.10353.1+5.15641)=-9.17 kJ/hH3=(86.102.929+110.883.347+39.272.939+252.161.046+3464.441.109+1485.542.092+455.362.209+61.562.10+75.331.724+5.602.172+226.61.213)(470-25)= 4.23 kJ/hH=H1+H2+H3=-5.54 kJ/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)5.54=5.26kJ/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 =2736 kJ/kg143饱和水焓iH2O=601.2 kJ/kg 产生的蒸汽量为 G=246.39 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= (86.102.929+110.883.347+39.272.939+252.161.046+3464.441.109+1485.542.092+455.362.209+61.562.10+75.331.724+5.602.172+226.61.213) (470-0) =4.468 kJ/h离开稀相段的气体带出的热为Q2 =(86.102.678+110.883.013+39.272.636+252.161.004+3464.441.088+1485.542.008+455.361.874+61.561.933+75.331.64+5.601.966+226.61.130)(360-0)=3.253 kJ/h若热损失为4%，则稀相段换热装置的热负荷为Q = (1-0.04) (Q1-Q2)= (1-0.04) (4.468-3.253) =1.166kJ/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=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0.162Mpac.出口气体温度180，压力0.152MPad.锅炉水侧产生0.405Mpa的饱和蒸汽（2）热衡算以0气体为衡算基准各物质在0180的平均比热容为物质H2O2.0712.3432.4060.9621.0541.925物质ANHCNACNACL1.5521.4851.6071.5861.004a入口气体带入热（等于反应器稀相段气体带出热）Q1= 3.253 kJ/hb出口气体带出热Q2 =（86.102.071+110.882.343+39.272.406+252.160.962+3464.441.054+1485.541.925+455.361.552+61.561.485+75.331.607+5.601.586+226.61.004)（180-0）=1.520 kJ/hc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Q= (1-0.1) (Q1- Q2) =0.9(3.253-1.520) =1.560 kJ/hd. 产生蒸汽量 产生0.405Mpa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 Mpab.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，组成如下：物质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 32.89kmol/h即为1052.48 kg/h N2 123.73kmol/h即为3464.44 kg/hH2O 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，因此，进塔空气带入的水蒸气量为 0.0224517=99.37 kg/hb.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）的密度为958 ，因此进塔水的质量流量为14.86958= 14235.88 kg/hc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 32.89kmol/h即为1052.48 kg/h N2 123.73kmol/h即为3464.44 kg/hH2O 42.90kmol/h即为772.2 kg/hd.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/he.饱和塔物料衡算表成分入塔气出塔气kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)O232.891052.4820.422.8832.891052.4816.4819.90N2123.733464.4476.7575.32123.733464.4462.0165.50H2O5.5299.378.851.842.90772.221.5114.60AN00000000ACN00000000氰醇00000000ACL00000000合计162.144616.29100100199.525289.12100100入塔喷淋液塔釜排出液kg/h%(wt)kg/h%(wt)0000000014233.9399.98613561.1999.9850.71180.0050.67820.005251.13890.0081.08500.00840.07120.00050.06780.000530.02850.00020.02710.0002114235.8810