年产10万吨丙烯腈合成段工艺大学本科毕业论文.doc

年产10万吨丙烯腈合成段工艺设计
The Process Design of 100kt/a Acrylonitrile by Synthesis

目录
摘要 I
Abstract II
引 言 1
第一章 文献综述 2
1.1 丙烯腈的概况 2
1.1.1 丙烯腈的发展 2
1.1.2 丙烯腈的应用方向 2
1.2 国内丙烯腈市场简况 2
1.2.1 现状 2
1.2.2 国内丙烯腈消费情况 3
1.3 国外丙烯腈市场简况 3
1.3.1 现状 3
1.3.2 国外丙烯腈消费情况 4
1.4 丙烯腈的性质 5
1.4.1 化学性质 5
1.4.2 物理性质 5
第二章 工艺流程介绍 7
2.1 生产方法简述 7
2.2 工艺流程说明 8
2.3 工艺条件 9
2.3.1 反应温度 9
2.3.2 反应压力 9
2.3.3 接触时间 9
2.3.4 原料纯度 10
第三章 物料衡算和热量衡算 11
3.1 小时生产能力 11
3.2 物料衡算和热量衡算 11
3.2.1 反应器的物料衡算和热量衡算 11
3.2.2 废热锅炉的热量衡算 14
3.2.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算 15
3.2.4 换热器物料衡算和热量衡算 18
3.2.5 丙烯蒸发器热量衡算 20
3.2.6 丙烯过热器热量衡算 21
3.2.7 氨蒸发器热量衡算 21
3.2.8 气氨过热器 21
3.2.9 混合器 22
3.2.10 空气加热器的热量衡算 22
第四章 流化床反应器的工艺计算 24
4.1 计算依据 24
4.2 浓相段直径 24
4.3 浓相段高度 24
4.4 扩大段直径 25
4.5 扩大段高度 25
4.6 浓相段冷却装置的换热面积 25
4.7 稀相段冷却装置的换热面积 25
第五章 原料消耗综合表 27
5.1 原料消耗 27
5.2 能量消耗综合表 27
第六章 丙烯腈生产中的废水和废气处理 29
结 论 30
致 谢 错误!未定义书签。
参考文献 31
附录A 工艺流程图
附录B 设备图

年产10万吨丙烯腈合成工段的工艺设计
摘要：本设计为年产10万吨丙烯腈的合成段工艺设计，在设计中采用了丙烯氨氧化生产丙烯腈法，此法能有效的降低生产成本。在该设计中对丙烯腈的国内外生产现状、性质、用途、生产方法进行了简单的介绍。本设计重点设计计算丙烯氨氧化生产丙烯腈的反应部分。工艺条件包括反应温度、反应压力、接触时间、原料纯度，反应原理有主、副反应、催化剂。通过物料衡算对丙烯腈的年生产能力、原料液流量进行了计算。通过设计计算得流化床的浓相段总高是13米，浓相段直径为4米，催化剂的堆体积为67.4立方米，稀相段高度为8米。稀相段直径为6米，经过合成丙烯腈含量最终达到了3%，经精馏后丙烯腈单程收率为78%，达到了预期的目标。
关键词：丙烯腈；丙烯氨氧化法；工艺流程；温度

The Process Design of 100kt/a Acrylonitrile by Synthetsis
Abstract: This is designed to 100kt/a acrylonitrile synthesis section process design, the design used in the production of acrylonitrile, propylene ammoxidation method, this method can effectively reduce production costs. In this design, the status of domestic and foreign production of acrylonitrile, nature, purpose, method of producing a simple introduction. The design focus design calculations propylene ammoxidation reaction part of the production of acrylonitrile. Process conditions include a reaction temperature, reaction pressure, contact time, purity of raw materials, a main reaction mechanism, side reactions, catalyst. Count of annual production capacity, raw material liquid flow acrylonitrile were calculated by mass balance. Dense phase fluidized bed section through the design calculated the total height is 13 meters thick with a diameter of 4 m section of the heap volume of 67.4 m3 of catalyst, dilute phase section height of 8 meters. Dilute phase section diameter of 6 meters, through the synthesis of acrylonitrile content eventually reach 3%, after one-way distillation of acrylonitrile yield of 78% ,to achieve the desired goal.
Keywords: acrylonitrile; ammonia oxidation of propylene; process; temperature

II

引 言
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3.05％～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。
本设计包括设计说明和图纸两部分。说明书主要包括工艺流程的确定，物料衡算，热量衡算，工艺设备的设计及选型等。图纸包括工艺流程图，主设备图等。

31

第一章 文献综述
1.1 丙烯腈的概况
1.1.1 丙烯腈的发展
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。
1.1.2 丙烯腈的应用方向
丙烯腈是合成纤维，合成橡胶和合成树脂的重要单体。由丙烯腈制得聚丙烯腈纤维即腈纶，其性能极似羊毛，因此也叫合成羊毛。丙烯腈与丁二烯共聚可制得丁腈橡胶，具有良好的耐油性，耐寒性，耐磨性，和电绝缘性能，并且在大多数化学溶剂，阳光和热作用下，性能比较稳定。丙烯腈与丁二烯、苯乙烯共聚制得ABS树脂，具有质轻、耐寒、抗冲击性能较好等优点。丙烯腈水解可制得丙烯酰胺和丙烯酸及其酯类。它们是重要的有机化工原料，丙烯腈还可电解加氢偶联制得己二腈，由己二腈加氢又可制得己二胺，己二胺是尼龙66原料。可制造抗水剂和胶粘剂等，也用于其他有机合成和医药工业中，并用作谷类熏蒸剂等。此外，该品也是一种非质子型极性溶剂、作为油田泥浆助剂PAC142原料。
丙烯腈是一种重要的有机化工原料，其用途十分广泛。世界上大多数国家50％以上的丙烯腈用于生产腈纶纤维。我国用于生产腈纶的丙烯腈占80％以上。此外，丙烯腈还用于生产丙烯腈-丁二烯-苯乙烯塑料(ABS)、丙苯树脂(AS)、丙烯酰胺、丁腈橡胶及丁腈胶乳、己二腈/己二胺、丙烯腈阻隔性树脂、聚丙烯腈碳纤维等[1]。
1.2 国内丙烯腈市场简况
1.2.1 现状
我国内烯腈生产起步于1968年。八十年代开始，我国丙烯腈工业发展很快，从国外引进技术目前正在运行的生产装置有9套 (包括中国台湾省) ，总生产能力为58.8万t，加上采用国内技术的生产装置，总生产能力为59.3万t。
正在计划建设的生产装置有上海石化公司25万t／a，金陵石化公司6.6万t／a。另外，有不少装置也准备将其生产能力扩大。到2000年，我国丙烯腈总生产能力达80多万t，其中中国大陆丙烯腈生产能力达42万～45万t/a，台湾省丙烯脂生产能力为38万t/a。 这样，我国2000年丙烯腈总生产能力将居世界第二位，而仅次于美国。
我国丙烯腈产量自进入90年代以来有较大的增长。1998年我国丙烯腈产量仅为8.05万t，1992年产量即达16.5万t。随着新装置的投产，产量逐年增长，但还不能满足国内对丙烯腈需求， 需进口一定数量的丙烯腈。
我国内烯腈产量自进入90年代以来有较大的增长。1998年我国丙烯腈产量仅为8.05万t，1992年产量即达16.5万t。随着新装置的投产，产量逐年增长，但还不能满足国内对丙烯腈需求， 需进口一定数量的丙烯腈。
1.2.2 国内丙烯腈消费情况
近年来，我国的丙烯腈主要用于生产脂纶，大约占85％左右。其次为ABS/S丙烯腈树脂。约占丙烯腈用量的6％～8％。其他为现烯酰胺：大庆油田石化总厂新建的5万t／a丙烯酰胺装置投产后，用于生产丙烯酰胺的丙烯腈量有较大幅度的增长，约占3％。1999年底，国内丙烯腈价格开始上涨，至今年4月初达10300～10700元/t。 国际市场丙烯腈价格坚挺，亚洲市场价格也呈现上涨势头。由于日本旭化成为首的亚洲地区的丙烯腈生产装置相继进入检修期，丙烯腊有可能出现短期供不应求的局面。
我国丙烯腈消费80％以上用于腈纶的生产，腈纶市场的波动将会严重影响丙烯腈的生产。因此，适当减少用于腈纶的比例，拓宽其它产品的应用领域是十分必要的，我国2000年腈纶的产能分别达到40万t和54万t，腈纶对丙烯腈的需求为40万～45万t。2000年，我国ABS树腈的生产能力达到31万～32万t，以开工率80％计，其产量达24万～26万t，需求丙烯腈10万～12万t。丙烯酰胺对丙烯腈的需求约为5万t，SAN树脂、丁腈橡胶及其它方面的需求共约10万t，因此，2000年我国对丙烯腈的总需求为65万～72万t，中国大陆的丙烯腈生产能力仅为42万～50万10缺口约20万t。2015年我国丙烯腈的需求达150多万t，缺口较大。所以，仍需进口一定数量的丙烯腈才能满足市场需求。
1.3 国外丙烯腈市场简况
1.3.1 现状
全世界丙烯腈的生产主要集中在美国、西欧和日本等国家和地区。全世界1999年丙烯腈总生产能力为523.3万t。美国、日、西欧丙烯腈生产能力合计为357万t，占世界总能力的66.9％。1999年世界丙烯腈需求量为480万t，产量470万t。 2000年，世界丙烯腈总生产能力达到585万t，产量及消费量达到507万t。其中用于腈纶的消费量为275万t，用于ABS、AS为126万t，其它106万t。今年台塑公司4月和年末各有10万t/a装置投产、美国Solutia公司8月25万t/a装置建成，还会增加45万t生产能力。2000年是日本旭化成、三菱化学和韩国东西石油化学、泰光产业等公司的定期检修年，这会缓和对新增能力投产的冲击。
美国现有丙烯腈生产装置6套，总计生产能力为164.2万t。世界绝大多数丙烯腈装置采用的技术是BP公司的。1997年，BP公司丙烯腈生产能力占世界总丙烯腈生产能力的11.7％，占有份额最大。目前，日本旭化成国内丙烯腈产量已达40万t，供应能力达57万t，跃居为世界第二大丙烯腈生产厂家。美国丙烯腈的开工率到1999年几乎达到满负荷，随着新增能力的开工，其开工率会逐渐降低。美国腈纶纤维的80％左右出口，主要出口到远东。1997年美国丙烯腈出口量几乎占本年产量的50％，预计如此高的出口比例可一直延续到2015年。
西欧的丙烯腈生产装置共有9套， 其中最大的为德国Erdoelchemie公司和英国 BASF公司，各为28万t／g。西欧丙烯腈用于腈纶纤维占的比例较大，其次为ABS/ SAN树脂。中国是一个大的腈纶纤维和ABS树脂进口国，因此，中国这类产品的进口和出口的增加和减少会对欧洲和美国的丙烯腈工业产生很大的影响。
据预测，在今后十年，西欧丙烯腈在腈纶纤维方面的需求将继续保持不景气的状态。由于聚丙烯酰胺需求的快速增长，所以丙烯酰胺对丙烯腈需求的增长最快。2015年西欧丙烯腊总需求量为400万t，1996～2005年丙烯腈需求的年增长率为0.9％。
1.3.2 国外丙烯腈消费情况
近年，西欧丙烯腈供求平衡，这种状况将持续下去。自1996年以来开工率一直很高，直到2015年也将继续保持较高的水平。
日本现有6个丙烯腈生产厂家，最大的厂家是旭化成公司，生产能力达37.7万t /a。日本1997年丙烯腈的需求量为70.6万t，2005年总需求量为77.5万t.1996～2005年平均年增长率为1.1％。
日本丙烯腈最主要的应用是腈纶纤维。1997年腈纶消耗丙烯腈的比例为52.4％，树脂与橡胶占29.7％，其它为17.9。日本在1997年之前进口丙烯腈数量较大，是世界上最大的丙烯腈进口国之一。1997年之后，日本期望其供需能够平衡。
韩国以前只有东西石油化学公司一家生产丙烯腈，1996年其生产能力由9万t／ a扩大到11万t/a。 泰光产业公司于1998年建成25万t/a丙烯腈生产装置。1997年韩国丙烯腈的需求量为35.5万t，其中66％用于晴纶纤维，但ABS对丙烯腈的需求增长最快。2000年，韩国对丙烯腈需求达60.0万t，1996-2000年丙烯腈需求的年平均增长速度为6.1％，而2000-2005年平均增长速度为3.3％。
韩国是一个丙烯腈进口国，随着泰光产业公司25万t／a丙烯腈装置的投产，其进口量将会明显地减少。
目前，印度只有IPCL一家公司生产丙烯腈，其生产能力为3万t/a。计划于2000年在古吉拉特新建一套10万t／a丙烯腈装置，另外，IOC公司也打算建一能力为7.5 万t／a的丙烯腈装置。
印度丙烯腈主要用于脂纶纤维的生产。1996年丙烯腈的需求为9.5万t。1996～2000年间年平均增长速度为10％，2000年需求量达13.9万t。在新装置建成之前,印度丙烯腈的需求缺口较大[2]。
另据报道,旭化成公司与沙特阿拉伯合建一25万t/a的丙烯腈生产装置。沙特因原料充足，拟以丙烷法生产，规模25万t／a， 2003-2004年建成投产。
亚洲目前丙烯腈生产能力为310万t，2015年将达到400万t，而2015年亚洲丙烯腈总需求为457万t，按所有装置都以100％的开工率计，还需从域外进口57万t。
亚洲几套大型装置，如韩国泰光产业25万t／a装置、台塑20万t／a及旭化成20万t／a装置建成后，将大大改善亚洲地区丙烯腈的供给状况。因亚洲丙烯腈需求较大的增长，上述装置的投产也不会引起丙烯腈的过剩[3]。
1.4 丙烯腈的性质
1.4.1 化学性质
易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。遇明火、高热易引起燃烧，并放出有毒气体。与氧化剂、强酸、强碱、胺类、溴反应剧烈。在火场高温下，能发生聚合放热，使容器破裂[4]
1.4.2 物理性质
无色液体，有苦杏仁味。

表1.4丙烯腈主要物理性质
分子量 53.06 闪点 -5℃
熔点 -83.6℃ 沸点 77.3℃
相对密度 0.81 临界压力 3.5MPa
饱和蒸汽压 13.33KPa 临界温度 263℃
燃烧热 1757.7KJ/mol 引燃温度 480℃

第二章 工艺流程介绍
2.1 生产方法简述
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[5]。
本设计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=586.5kJ/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=315.1kJ/mol HCN
(2)生成丙烯醛（ACL）
C3H6 + O2 CH2=CH-CHO + H2O
（-△Hr）298=353.1kJ/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 工艺流程说明
在10万吨丙烯腈生产装置的工艺设计过程中，综合考虑现有一些丙烯腈生产装置在热量平衡上的不足之处，立足于全系统热能的充分利用，以最大限度地达到节能降耗的效果，同时本着节约投资、方便操作与维护的原则对工艺流程进行合理优化，在此基础上设计10万吨丙烯腈生产装置的工艺流程。参见10万吨丙烯腈生产装置带物料点工艺流程简图。
反应器
混合器
空气加热器
空气
氨气过热器

氨蒸发器
液氨

废热炉
丙烯过热器
丙烯蒸发器
液态丙烯

图2.1丙烯腈生产简图

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5～10℃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[6]。

2.3 工艺条件
2.3.1 反应温度
应温度是丙烯氨氧化合成丙烯腈的重要参数，它不仅影响反应速率，也影响反应选择性。一般，在623K以下，几乎没有氨氧化反应发生，要获得高收率的丙烯腈，必须控制较高的反应温度。查资料得丙烯在P-Mo-Bi-O/SiO2催化剂上氨氧化反应温度对主、
副反应产物收率的影响，随着反应温度的升高，丙烯腈收率增加，在733K左右出现最大值，而副产物在690K左右出现最大值，超过最适宜温度，丙烯腈收率和副产物乙腈及氢氰酸的收率都下降，表明在过高温度时连串副反应（主要是深度氧化反应）加剧。适宜的反应温度与催化剂的活性有关。当反应温度高于743K时，丙烯腈收率明显下降，高温也会使催化剂的稳定性下降。
2.3.2 反应压力
丙烯氨氧化的主、副反应化学反应平衡常数K的数值都很大，故可将这些反应看作不可逆反应。此时，反应压力的变化对反应的影响仅表现在动力学上。由前述的动力学方程可知，反应速度与丙烯的分压成正比，故提高丙烯分压，对反应是有利的，而且还可提高反应器的生产能力。但在加快反应速度的同时，反应热也在激增，过高的丙烯分压使反应温度难以控制。实验又表明，增加反应压力，催化剂的选择性会降低，从而使丙烯腈的收率下降，故丙烯氨氧化反应不宜在加压下进行。反应器中的压力只是为了克服后续设备的阻力。通常操作压力为55KPa左右。对于流化床反应器,为0.049~0.059MPa(表压)
2.3.3 接触时间
接触时原料气在催化剂床层中的停留时间常称接触时间。
间与主、副反应产物单程收率以及丙烯转化率的关系，对主反应而言，增加接触时间，对提高丙烯腈单程收率是有利的，对副反应而言，增加接触时间除生成的副反应外,其余的收率均没有明显增长,即接触时间的变化对它们的影响不大。由此可知,适当增加接触时间对丙烯氨氧化生成丙烯腈的主反应是有利的,随着丙烯转化率的提高,丙烯腈的单程收率也会增加,但过分延长接触时间,丙烯深度氧化生成CO2的量会明显增加,导致丙烯腈收率降低。另外，接触时间的延长，降低了反应器的生产能力，对工业生产也是不利的。
适宜的接触时间与催化剂的活性、选择性以及反应温度有关，对于活性高、选择性好的催化剂，适宜的接触时间应短一些，反之则应长一些；反应温度高时，适宜的接触时间应短一些，反之则应长一点。一般生产上选用的接触时间，流化床为5~10s。
2.3.4 原料纯度
原料丙烯由烃类裂解气或催化剂裂解气分离得到,一般纯度都很高,但仍有碳二、丙烷及少量碳四,也可能有微量硫化物。在这些杂质中,丙烷和其他烷烃对氨氧化反应没有影响,但碳四中的丁烯比丙烯更容易与氧反应,会消耗氧,而使催化剂活性下降。而硫化原料氨的纯度达到肥料级就能满足工业生产要求;原料空气一般需经过除尘、酸-碱洗涤,除去空气中的固体粉尘,酸性和碱性杂质后就可在生产中使用[7]。

第三章 物料衡算和热量衡算
3.1 小时生产能力
本次设计产量较大，采用双塔并联生产，以下计算只计算单塔。
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:

3.2 物料衡算和热量衡算
3.2.1 反应器的物料衡算和热量衡算
计算依据
a. 丙烯腈产量 7589kg/h,即143.2kmol/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（摩尔分数）为
C3H6 : NH3 : O2 : H2O＝1:1.05:23:3
表3.1 各产物的收率
物质
丙烯腈（AN）
氰化氢（HCN）
乙腈（ACN）
丙烯醛（ACL）

摩尔收率
0.6
0.065
0.07
0.007
0.12

d. 操作压力 进口0.203MPa, 出口0.162MPa
e.反应器进口气体温度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 143.2/0.6=238.6 kmol/h=1002 kg/h
C3H8 (238.6/0.85)×0.15=42.1 kmol/h =185.3 kg/h
NH3 238.6×1.05=250.6 kmol/h = 4260 kg/h
O2 238.6×2.3=548.9 kmol/h=17564 kg/h
H2O 238.6×3=715.9 kmol/h=12887 kg/h
N2 （548.9/0.21）×0.79=206.48 kmol/h=57815 kg/h
b. 反应器出口混合气中各组分的流量
丙烯腈(AN) 143.2 kmol/h=7589 kg/h
乙腈(ACN) 3/2 ×238.6×0.07=25.06 kmol/h=1027 kg/h
丙烯醛(ACL) 238.6×0.007=1.67 kmol/h=93.5 kg/h
CO2 3×238.6×0.12=85.91 kmol/h=3780 kg/h
HCN 3×238.6×0.065=46.54 kmol/h=1257 kg/h
C3H8 42.11 kmol/h =1853 kg/h
N2 2065 kmol/h=57815 kg/h
O2 548.9-（3/2）×143.2-46.54-1.67-25.06-9/（3×2）×85.91 =132kmol/h=4224 kg/h
C3H6 238.6-（1/3）×46.54-1.67-（2/3）×25.06-143.2-（1/3）×85.91=32.93 kmol/h =1383kg/h
NH3 250.6-143.2-25.06-46.54=35.8 kmol/h=608.6 kg/h
H2O 715.9+3×143.2+2×25.06+2×46.54+85.91+1.67 =1375 kmol/h=24750 kg/h
c.反应器物料平衡表
表3.2 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
238.6
10023
6.181
9.6
32.93
1383
0.827
1.325
C3H8
42.11
1853
1.091
1.775
42.11
1853
1.06
1.775
NH3
250.6
4259.7
6.49
4.08
35.8
608.6
0.898
0.583
O2
548.9
17564
14.22
16.82
132
4224
3.312
4.046
N2
2065
57815
54.38
55.38
2065
57815
57.82
55.4
H2O
715.9
12887
18.54
12.34
1375
24750
34.49
23.71
AN
0
0
0
0
143.2
7590
3.594
7.271
ACN
0
0
0
0
25.06
1027
0.6289
0.9843
HCN
0
0
0
0
46.54
1258
1.168
1.231
ACL
0
0
0
0
1.67
93.5
0.042
0.0896
CO2
0
0
0
0
85.91
3780
2.516
3.622
合计
3861
104400
100
100
3985
104390
100
100

（3）热量衡算
表3.3 各物质0~t℃的平均定压比热容[8]
物质

C3H6
C3H8
NH3
O2
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2

Cp/[kJ/(kgK)]
0~110OC
1.841
2.05
2.301
0.941
1.046
1.883

0~360OC
2.678
3.013
2.636
1.004
1.088
2.008
1.874
1.640
1.9133
1.966
1.130
0~470OC
2.929
3.347
2.939
1.046
1.109
2.092
2.092
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

△H2
25°C，反应器入口混合气
25°C，浓相段出口混合气

图3.1 浓相段的热力学途径

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，

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)×8.883×107=8.439×107kJ/h （3-1）
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[9] 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:
（3-2）
稀相段换热装置产生0.405Mpa的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：

3.2.2 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0.152MPa
d.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
表3.4 各物质在0～180℃的平均比热容
物质
C3H6
C3H8
NH3
O2
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2
Cp/[kJ/(kg·K)]
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（等于反应器稀相段气体带出热）

b. 出口气体带走热:

c. 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:
（3-3）
d. 产生蒸汽量
产生0.405Mpa饱和蒸汽的量为:
（3-4）
3.2.3 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℃，组成如下：
表3.5 喷淋液的组成
物质
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 548.9kmol/h即17564kg/h
N2 2065kmol/h即57815kg/h
H2O 715.9kmol/h即12886kg/h
(2)物料衡算
a.进塔空气量
进塔干空气量:
（548.9+2065）=2614kmol/h=75380kg/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: 0.022×75380=1658kg/h
b.进塔热水量
液比为152.4，故进塔喷淋液量为:

塔顶喷淋液（105℃）的密度为958kg/m3,因此进塔水的质量流量为:
247.9×958=237500kg/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 548.9kmol/h即17564kg/h
N2 2065kmol/h即57815kg/h
H2O 715.9kmol/h即12886kg/h
d.出塔液量
塔内水蒸发量=12886—1658=11226kg/h
∴ 塔液流量=237500—11226=226274kg/h

表3.6 饱和塔物料衡算
成分
入塔气
出塔气
入塔喷淋液
塔釜排出液

kmol/h
%(mol)
%(wt)
kmol/h
%(mol)
%(wt)
kg/h
%(wt)
kg/h
%(wt)
O2