年产1万吨丙烯腈合成工段设计
学 校：
学 院： 化学工程学院
学生姓名：
专 业： 化学工程工艺
完成时间：
摘
丙烯腈石油化学工业重产品合成聚丙烯腈纤维丁腈橡胶合成塑料重单体文采原料源丰富操作简单丙烯氨氧化法生产丙烯腈通原料处理丙烯腈合成工段单元进行物料热量衡算空气加热器丙烯蒸发器氨蒸发器工艺计算算出部分设备换热面积完成丙烯腈合成工段初步设计
关键词 丙烯腈丙烯氨氧化法生产设计
ABSTRACT
Acrylonitrile is an important product for the petrochemical industry synthetic acrylic fiber acrylonitrilebutadiene rubber and synthetic plastics important monomers This article is a rich source of raw materials production of ammonia oxidation of propylene nitride From raw materials handling to the synthesis of acrylonitrile unit＇s main unit for material and energy balance air heaters propylene evaporator ammonia evaporator process calculation worked out some of the equipment of the heat transfer area completed the preliminary design of the raw material process
Key words acrylonitrile propylene ammonia oxidationproductiondesign
目 录
1 丙烯腈概 1
11 丙烯系产品生产 1
12 丙烯氨氧化生产丙烯腈 2
121 丙烯腈性质途 2
122 丙烯腈生产方法 3
123 反应原理 3
124 操作条件 4
125 工艺流程 6
126 典型设备－流化床反应器 8
2 总体方案工艺设计 9
21 设计务 9
22 流程确定 10
3 工艺设计计算 12
31 物料衡算热量衡算 12
311 反应器物料衡算热量衡算 12
312 废热锅炉物料衡算热量衡算 15
313 空气饱塔物料衡算热量衡算 16
314 氨中塔物料衡算热量衡算 18
315 换热器物料衡算热量衡算 21
316 水吸收塔物料衡算热量衡算 22
317 空气水饱塔釜液槽 24
318 丙烯蒸发器热量衡算 25
319 丙烯滤器热量衡算 25
3110 氨蒸发器热量衡算 26
3111 气氨热器 26
3112 混合器 26
3113 空气加热器热量衡算 27
32 设备工艺计算 28
321 流化床合成反应器 28
322 空气饱塔 29
323 丙烯蒸发器 32
4 车间布置设计 34
41 厂房建筑 34
42 生产操作 34
43 设备装修 34
44 安全求 35
45 车间布置说明 35
5 环境保护安全措施求 36
51 丙烯腈生产中三废处理 36
52 生产安全防护措施 36
6 结 38
参考文献 39
致 谢 40
附 录 41
1 丙烯腈概
丙烯腈种色易燃易爆刺激性臭味液体聚常温常压呈黄色含－CN剧毒空气中高允许浓度45ppm
重基机原料丁二烯聚生成丁腈橡胶三合成材料重单体丙烯腈途十分广泛世界数国家50％丙烯腈生产腈纶纤维国生产腈纶丙烯腈占80％外丙烯腈生产ABSAS丙烯酰胺丁腈橡胶丁腈胶乳二腈二胺丙烯腈阻隔性树脂聚丙烯腈碳纤维等
生产丙烯腈方法环氧乙烷法乙炔法丙烯氨氧化法前两种方法原料昂贵需剧毒HCN原料生产成高限制丙烯腈生产发展丙烯氨氧化法具原料价廉易步合成投资少生产成低等优点广泛应
次设计采丙烷氨氧化法：丙烷催化剂作氨氧气（空气）反应合成丙烯腈
11 丙烯系产品生产
丙烯源两炼油厂裂化装置炼厂气回收二石油烃裂解制乙烯时联产丙烯部分直炼油厂年裂解装置建设较快丙烯产量相应提高较快世界市场样年国丙烯发展速度逐渐超乙烯2000年国乙烯需求量47889万吨丙烯需求量达49885万吨首次超乙烯丙烯需求量种保持乙烯
乙烯相似丙烯分子中含双键α活泼氢具高化学反应活性工业生产中利丙烯加成反应氧化反应羧基化烷基化聚合反应等系列价值衍生物
丙烯重机化工原料生产聚丙烯异丙苯羰基醇丙烯腈环氧丙烷丙烯酸异丙醇等聚丙烯国丙烯消费衍生物2003年国聚丙烯产量4455万吨消耗丙烯约4440万吨约占全国丙烯总消费量7212004年国聚丙烯产量4749万吨消耗丙烯约4800万吨2003年增长约81丙烯腈国丙烯第二衍生物2003年国丙烯腈产量约560万吨消费丙烯约627万吨约占全国丙烯总消费量1022004年产量约580万吨消费丙烯约650万吨2003年增长约37环氧丙烷国丙烯第三消费衍生物2003年全国环氧丙烷产量约398万吨消耗丙烯约358万吨约占全国丙烯总消费量582004年产量约420万吨消耗丙烯约378万吨2003年增长约131丁醇辛醇丙烯
衍生物2003年国丁辛醇产量合计约4535万吨消耗丙烯约407万吨约占全国丙烯总消费量662004年产量合计4491万吨消耗丙烯约403万吨2003年减少约102003年生产化工产品苯酚丙酮丙烯酸等方面丙烯消费量约109万吨约占全国丙烯总消费量182004年消费量约115万吨
目前国丙烯衍生物率低需量进口维持国供需衡国丙烯生产提供广阔发展空间然发展空间非国公司独享国外石化公司带发展机遇实际目前国周边丙烯生产国区处丙烯衍生物净出口位量国出口中东区新增丙烯生产力部分瞄准国市场未国市场面激烈竞争
12 丙烯氨氧化生产丙烯腈
121 丙烯腈性质途
丙烯腈常温色透明液体味甜微臭沸点775℃凝固点833℃闪点0℃燃点481℃溶机溶剂丙酮苯四氯化碳乙醚乙醇中水部分互溶20℃时水中溶解度73％(w)水丙烯腈中溶解度31％(w)蒸气空气形成爆炸混合物爆炸极限305～175％(v)丙烯腈水苯四氯化碳甲醇异丙醇等会形成二元沸混合物水沸点71℃沸物中丙烯腈含量88％(w)苯乙烯存形成丙烯腈苯乙烯水三元沸混合物
丙烯腈剧毒毒性约氢氰酸毒性十分灼伤皮肤低浓度时刺激粘膜长时间吸入蒸气引起恶心呕吐头晕疲倦等生产贮存运输中应采取严格安全防护措施工作场丙烯腈允许浓度0002mgL
丙烯腈分子中双键()氰基()两种饱键化学性质活泼 发生聚合加成水解醇解等反应
聚合反应发生丙烯腈CC双键纯丙烯腈光作行聚合成品丙烯腈中通常加入少量阻聚剂苯二酚甲基醚(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种合成纤维合成橡胶塑料涂料粘合剂等
丙烯腈三合成重单体目前生产聚丙烯腈纤维(商品名腈纶)次生产ABS树脂(丙烯腈—丁二烯—苯乙烯聚物)合成
橡胶(丙烯腈—丁二烯聚物)丙烯腈水解丙烯酸合成丙烯酸树脂单体丙烯腈电解加氢偶联制二腈生产尼龙—66原料
122 丙烯腈生产方法
1960年前丙烯腈生产方法三种
(1)环氧乙烷法 环氧乙烷氢氰酸原料两步反应合成丙烯腈
(2)乙醛法
(3)乙炔法
1952年世界国相继建立乙炔氢氰酸合成丙烯腈工厂方法两法技术先进工艺程简单丙烯腈分离提纯较困难需量电生产电石然方法世界国普遍采生产发展受区资源限制
生产方法原料贵需剧毒HCN原料引进—CN基生产成高限制丙烯腈生产发展1959年开发成功丙烯氨氧化—步合成丙烯睛新方法该法具原料价廉易工艺流程简单设备投资少产品质量高生产成低等许优点1960年工业生产应快取代乙炔法迅速推动丙烯腈生产发展成世界国生产丙烯腈方法
123 反应原理
(1)副反应
反应 ：
CHCHCH3 + NH3 +32O2 → CH2CHCN + 3H2O
丙烯氨氧定条件发生反应生成丙烯腈外尚种副产物生成
副反应：
CH2CHCH3 + 3NH3 + 3O2 → 3HCN + 6H2O
氢氰酸生成量约占丙烯腈质量16
CH2CHCH3 +32NH3 +32O2 → 32CH3CN + 3H2O
乙腈生成量约占丙烯腈质量17
CH2CHCH3 + O2 → CH2CHCHO + H2O
丙烯醛生成量约占丙烯腈质量1100
CH2CHCH3 + 92O2 → 3CO2 + 3H2O
二氧化碳生成量约占丙烯腈质量14产量副产物
述副反应强放热反应尤深度氧化反应反应程中副产物生成必然降低目产物收率仅浪费原料产物组成复杂化分离精制带困难影响产品质量减少副反应提高目产物收率考虑工艺流程合理设备强化外关键选择适宜催化剂采催化剂必须反应具较低活化样反应较低温度进行热力学更利深度氧化等副反应动力学受抑制
(2)催化剂
工业丙烯氨氧化反应催化剂两类类复合酸盐类(钼系)磷钼酸铋磷钨酸铋等类重金属氧化物种金属氧化物混合物(锑系)例SbMoBiVWCeUFeCoNiTe氧化物Sb—Sn氧化物Sb—U氧化物等
国目前采第类催化剂钼系代表性催化剂美国Sohio 公司C41C49国MB82MB86般认中Mo—Bi催化剂P—Ce助催化剂具提高催化剂活性延长催化剂寿命作质量计Mo—Bi占活性组分部分单MoO3定催化活性选择性差单Bi03生成丙烯腈催化活性二者组合表现出较活性选择性稳定性单独P—Ce时反应加速极少加速Mo—Bi配合时改进MO—Bi催化剂性般说助催化剂量5％载体选择重反应强放热工业生产中采流化床反应器流化床反应器求催化剂强度高耐磨性采粗孔微球型硅胶作催化剂载体
124 操作条件
(1)原料纯度
原料丙烯烃类裂解气催化裂化气分离中含杂质碳二丙烷碳四硫化物存丙烷烷烃反应没影响存稀释浓度实际含丙烯50％丙烯—丙烷馏分作原料乙烯氨氧化反应中丙烯活泼没活泼αH般情况少量乙烯存反应利影响丁烯更高级烯烃存会反应带利丁烯更高级烯烃丙烯易氧化会消耗原料中氧甚造成缺氧催化剂活性降正丁烯氧化生成甲基乙烯酮（沸点80℃）异丁烯氨氧化生成甲基丙烯腈（沸点90℃）沸点丙烯腈沸点接会丙烯腈精制带困难
丙烯中丁烯更高级烯烃含量必须控制硫化物存会催化剂活性降应预先脱
(2)原料配
合理原料配保证丙烯腈合成反应稳定副反应少消耗定额低操作安全重素严格控制投入反应器物料流量重
a丙烯氨配（氨） 实际投料中发现氨理值11时较副产物丙烯醛生成氨量少等理量济增加氨消耗量增加硫酸消耗量量氨硫酸中加重氨中塔负担丙烯氨摩尔应控制理值略理值丙烯氨＝11～12左右
b丙烯空气配（氧） 丙烯氨氧化需氧气空气带入目前工业实际采丙烯氧摩尔约l2～3（理值115）采理值氧保护催化剂致催化剂缺氧引起失活反应时短时间缺氧造成催化剂活性降540℃温度通空气生恢复活性催化剂长期缺氧条件操作生活性全部恢复生产中应保持反应气体中2％（体积计）含氧量空气会带问题丙烯浓度降影响反应速度降低反应器生产力促反应产物离开催化剂床层继续发生深度氧化反应选择性降动力消耗增加反应器流出物中产物浓度降影响产物回收空气量应适宜值
c丙烯水蒸气配（水） 丙烯氨氧化反应需水蒸气参加根该反应特点原料中加入定量水蒸气种处促产物催化剂表面解吸出避免丙烯腈深度氧化加入水蒸气原料混合气中丙烯空气例正处爆炸范围加入水蒸气保证生产安全利水蒸气热容较种稀释剂加入水蒸气带走量反应生成热反应温度易控制加入水蒸气催化剂表面积炭清作方面水蒸气加入势必降低设备生产力增加动力消耗催化剂活性较高时加水蒸气发展趋势改进催化剂性便少加加水蒸汽目前工业生产情况丙烯加入水蒸气摩尔13时综合效果较
(3)反应温度
温度影响丙烯氨氧化重素温度低350℃时生成丙烯腈获丙烯腈高收率必须控制较高反应温度温度变化丙烯转化率丙烯腈收率副产物氢氰酸乙腈收率催化剂空时收率
影响
反应温度升高时丙烯转化率丙烯腈收率明显增加副产物乙腈氢氰酸收率增加着温度升高丙烯腈收率乙腈收率会出现值丙烯腈收率值应温度约460℃左右乙腈收率值应温度约417℃左右生产中通常采460℃左右进行操作外457℃反应时丙烯易氧作生成量CO2放热较反应温度易控制者高温度会催化剂稳定性降低
(4)接触时间
丙烯氨氧化反应气—固相催化反应反应催化剂表面进行原料气催化剂必须定接触时间原料气量转化成目产物般说适增加接触时间提高丙烯转化率丙烯腈收率副产物乙腈氢氰酸丙烯醛收率变化生产利增加接触时间限度长接触时间会丙烯腈深度氧化机会增反丙烯腈收率降时长接触时间会降低设备生产力尾气中氧含量降低造成催化剂活性降接触时间般5～l0s
(5)反应压力
丙烯氨氧化生产丙烯腈体积缩反应提高压力增反应衡转化率时提高压力增加气体相密度相应增加设备生产力实验表明加压反应效果常压理想加压副反应更利反降低丙烯腈收率船采常压操作适加压克服部设备线阻力
125 工艺流程
丙烯氨氧化生产丙烯腈工艺流程图1—1示
图11 丙烯氨氧化法合成丙烯腈工艺流程图
1－反应器2－旋风分离器31011162225－塔顶气体冷凝器4－急冷塔5－水吸收塔6－急冷塔釜液泵7－急冷塔部循环泵8－回收塔920－塔釜液泵1217－分层器1319－油层抽出泵14－乙腈塔15－脱氰塔182430－塔底沸器21－成品塔23－成品塔侧线抽出冷器26－吸收塔侧线采出泵27－吸收塔侧线冷器28－氨蒸发器29－丙烯蒸发器
原料丙烯蒸发器（29）蒸发氨蒸发器（28）蒸发进行热混合流化床底部气体分布板进入反应器（1）原料空气滤空压机送入反应器（1）锥底原料催化剂作流化床反应器中进行氨氧化反应反应尾气旋风分离器（2）捕集生成气夹带催化剂颗粒然进入尾气冷器（3）水冷进入急冷塔（4）氨氧化反应放出量热保持床层温度稳定反应器中设置定数量U型冷通入高压热水水汽化潜热移走反应热
反应气体进入急冷塔（4）通高密度喷淋循环水气体冷降温反应器流出物料中尚少量未反应氨氨必须氨存碱性介质中会发生希发生反应氢氰酸聚合丙烯醛聚合氢氰酸丙烯醛加成氰醇氢氰酸丙烯腈加成丁二腈氨丙烯腈反应生成氨基丙腈等生成聚合物会堵塞道种加成反应会导致产物丙烯腈副产物氢氰酸损失冷时需塔中加入硫酸中未反应氨工业采硫酸浓度15％(w)左右中程反应物料冷程急冷塔氨中塔反应物料急冷塔未反应氨冷40℃左右进入水吸收塔（5）利合成气体中丙烯腈氢氰酸乙腈等产物气体水中溶解度相差原理水作吸收剂回收合成产物通常合成气体塔釜进入水塔顶加入进行逆流接触提高吸收效率吸收产物吸收液应呈碱性含氰化物机物吸收液吸收塔釜泵送回收塔（8）气体塔顶排出排出气体中求丙烯腈氢氰酸含量均2×l05
丙烯腈水溶液含种副产物中包括少量乙腈氢氰酸微量丙烯醛丙腈等众杂质中乙腈丙烯腈分离困难乙腈丙烯腈沸点仅相差4℃采般精馏法估算精馏塔150块塔板样高塔设备宜工业生产中目前工业生产中般采沸精馏塔顶丙烯腈水沸物塔底乙腈量水
利回收塔（8）吸收液中丙烯腈乙腈进行分离回收塔侧线气相抽出含乙腈水蒸气混合物送乙腈塔（14）釜回收副产品乙腈乙腈塔顶蒸出乙腈水混合蒸汽冷凝冷送乙腈回收系统回收者烧掉乙腈
塔釜液提纯含少量机物水部分水返回回收塔（8）中作补充水回收塔顶蒸出丙烯腈氢氰酸水等混合物冷凝冷进入分层器（12）中密度差述混合物分油相水相水相中含部分丙烯腈氢氰酸等物质泵送脱氰塔（14）脱氢氰酸回收塔釜含少量重组分水送废水处理系统
含丙烯腈氢氰酸水等物质物料进入脱氰塔（15）中通沸器加热轻组分氢氰酸塔顶蒸出冷凝冷送加工脱氰塔侧线抽出丙烯腈水少量氢氰酸混合物料分层器（17）中分层富水相送急冷塔回收塔回收氰化物富丙烯腈相泵送回塔进步脱水塔釜纯度较高丙烯腈料液泵送成品塔（21）
成品塔顶蒸出蒸汽冷凝进入塔顶作回流成品塔釜抽出含重组分丙烯腈料液送入急冷塔中回收丙烯腈成品塔侧线液相抽出成品丙烯腈冷送成品中间罐
126 典型设备－流化床反应器
丙烯氨氧化反应装置采流化床反应器结构图1—2示流化床反应器外形作分三部分床底段反应段扩段
床底段反应器部许流化床底部呈锥形称锥形体部分气体进料防爆孔催化剂放出气体分布板等部件床底段起原料气预分配作气体分布板气体均匀分布外承载催化剂堆积
反应段反应器中间圆筒部分作化学反应提供足够反应空间化学反应进行完全催化剂受气体吹动呈流化状集中部分催化剂粒子聚集密度称浓相段排出反应放出热量浓相段设置定数量垂直U形中通入高压软水利水汽化带出反应热产生蒸汽作源
扩段指反应器部反应段直径稍部分中安装串联成二级三级旋风分离器作回收气体离开反应段时带出部分催化剂扩段中催化剂聚集密度较称稀相段
图1－2丙烯氨氧化流化床反应器结构图
1－第级旋风分离器2－第二级旋风分离器3－第三级旋风分离器4－三级料腿5－二级料腿6－级料腿7－气体分布板
2 总体方案工艺设计
21 设计务
（1）设计项目名称 丙烯腈合成工段初步设计
（2）生产方法 丙烯氨空气原料丙烯氨氧化法合成丙烯腈
（3）生产力 年产60000吨丙烯腈
（4）原料组成 液态丙烯原料含丙烯85（mol）丙烷15（mol）液态氨原料含氨100
（5）工段产品丙烯腈水溶液含丙烯腈18(wt)
22 流程确定
液态丙烯液态氨分丙烯蒸发器氨蒸发器气化然分丙烯热器氨气热热需温度进入混合器：压缩空气先通空气饱塔增湿空气加热器预热定温度进入混合器混合气出口高温气体废热锅炉回收热量气体冷230℃左右进入氨中塔70~80℃硫酸吸收反应器出口气体中未反应氨中塔塔底含硫酸铵酸液循法冷器吸热返回塔顶循环时补充部分新鲜酸液塔釜排放部分含硫酸铵废液中塔出口气体换热器冷进入水吸收塔5~10℃水吸收丙烯腈副产物水吸收塔塔底含丙烯腈约18丙烯腈水溶液换热器氨中塔出口气体换热温度升高精制工段
物料流程图：
图21 物料流程图
3 工艺设计计算
31 物料衡算热量衡算
年工作日300天丙烯腈损失率31设计裕量6计算丙烯腈时产量：10000×1000×106×1031(300×24) 151786kgh
311 反应器物料衡算热量衡算
(1) 计算
a丙烯腈产量 151786kgh2863kmolh
b原料组成（摩尔分数） 含 C3H685C3H815
c进反应器原料配（摩尔）
C3H6 ：NH3 ：O2 ：H2O ＝ 1 ：105 ：23 ：3
d反应产物单程收率表31示
表31 反应产物单程收率
物质
丙烯腈（AN）
氰化氢（HCN）
乙腈（ACN）
丙烯醛（ACL）
CO2
摩尔收率
06
0065
007
0007
012
e操作压力 进口0203MPa出口0162MPa
f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组分流量
C3H6 2863064772kmolh20042kgh
C3H8 (4772085)×015 842 kmolh 3705 kgh
NH3 4772×1055011 kmolh 85187 kgh
O2 4772×2310976 kmolh351232 kgh
H2O 4772×314316 kmolh257688 kgh
N2 （10976021）×0794129 kmolh115614 kgh
b反应器出口混合气中组分流量
丙烯腈(AN) 2863 kmolh151786 kgh
乙腈(ACN) 32 ×4772×007501 kmolh2054 kgh
丙烯醛(ACL) 4772×0007033 kmolh1848 kgh
CO2 3×4772×0121718 kmolh7559 kgh
HCN 3×4772×0065931 kmolh2512 kgh
C3H8 842 kmolh 3705 kgh
N2 4129 kmolh115614 kgh
O2 10976（32）×28639310335019（3×2）×1718 2640kmolh8448 kgh
C3H6 4772（13）×931033（23）×5012863（13）×1718659 kmolh 2767kgh
NH3 50112863501931716 kmolh1217 kgh
H2O 14316+3×2863+2×501+2×931+1718+033 2752 kmolh49536 kgh
c反应器物料衡表表32
表32 反应器物料衡表
组分
流量组成
反应器进口
反应器出口
Kmol
h
Kg
h
(mol)
(wt)
Kmol
h
Kg
h
(mol)
(wt)
C3H6
4772
20042
6181
96
659
2767
0827
1325
C3H8
842
3705
1091
1775
842
3705
106
1775
NH3
5011
85187
649
408
716
1217
0898
0583
O2
10976
351232
1422
1682
2640
8448
3312
4046
H2O
4129
115614
5438
5538
4129
115614
5782
554
N2
14316
257688
1854
1234
2752
49536
3449
2371
AN
0
0
0
0
2863
151786
3594
7271
ACN
0
0
0
0
501
2054
06289
09843
HCN
0
0
0
0
931
2512
1168
1231
ACL
0
0
0
0
033
1848
0042
00896
CO2
0
0
0
0
1718
7559
2516
3622
合计
77207
20917
100
100
79713
20877
100
100
（3） 热量衡算
物质0～t℃均定压热容表33 示
表33 物质0～t℃均定压热容 CP[kJ(kg·k)]
物质
C3H6
C3H8
NH3
O2
N2
H2O
AN
CN
ACN
CL
CO2
CP
0～110℃
1841
205
2301
0941
1046
1883
0～360℃
2678
3013
2636
1004
1088
2008
1874
1340
1933
1966
1130
0～470℃
2929
3347
2939
1046
1109
2209
2029
1724
210
2172
1213
a浓相段热衡算求浓相段换热装置热负荷产生蒸汽量
假设热力学途径：
470°C浓相段出口混合气
110°C反应器入口混合气
△H
△H3
△H1
25°C浓相段出口混合气
25°C反应器入口混合气
△H2
物质25～t℃均热容0～t℃均热容代误差
△H1(20042×1841+3705×205+85187×2301+351232×0941+115614×1046+
257688×1883)×(25110)2266×106kJh
△H2(2863×5125+501×3623+931×3151+033×
3531+1718×641)×103 3055×107kJh
△H3(2677×2929+3705×3347+1217×2939+8444×1046+115614×1109+
49536×2092+151786×2209+2054×210+2512×1724+1848×2172+7559×1213)×(47025)1396×107kJh
△H △H1+△H2+△H3 2266×1063055×107+1396×107 1886×107kJh
热损失取△H5需浓相段换热装置取出热量（换热装置热负荷）：Q(1005)×1886×1071792×107kJh
浓相段换热装置产生0405MPa饱蒸汽（饱温度143℃）
143℃饱蒸汽焓 i2736kJkg
143℃饱水焓 iH2O6012kJkg
∴ 产生蒸汽量1792×107(27366012)8394 kgh
b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
Q1(2767×2929+3705×3347+1217×2939+8448×1046+11561×1109+
49536×2092+2054×2209+2512×210+2512×1724+1848×2172+7559×1213)
×(4700)1344×107kJh
离开稀相段气体带出热
Q2(2762×2929+3705×3347+1217×2939+8448×1046+115614×1109+
49536×2092+2054×2209+2512×210+2054×1724+1848×2172+7559×1213)×(3600)1083×107kJh
热损失取4稀相段换热装置热负荷
Q3(1004) (Q1Q2)( 1004)×(1344×1071083×107)2410×106kJh
稀相段换热装置产生0405MPa饱蒸汽量
G2410×106(27366012)11289kgh
312 废热锅炉物料衡算热量衡算
(1) 计算
a入口气出口气组成反应器出口气体相
b入口气体温度360℃压力0162MPa
c出口气体温度180℃压力0152 MPa
d锅炉水侧产生0405 MPa饱蒸汽
(2) 热衡算
0℃气体衡算基准物质均热容表34示
表34 物质0～180℃均热容
物质
C3H6
C3H8
NH3
O2
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2
CP
2071
2343
2406
0962
1054
1925
1552
1485
1607
1586
1004
a入口气体带入热（等反应器稀相段气体带出热）
Q11083×107kJh
b出口气体带出热
Q2(2762×2071+3705×2347+1217×2406+8448×0962+115614×1154+
49536×1925+151786×1552+2054×1607+2512×1482+1848×1586+7559×1004)×(1800)5269×106kJh
c热衡算求需取出热量Q
热损失10计需取出热量
Q09(Q1Q2)09×(1083×1075269×106)5005×106kJh
d产生蒸汽量
产生0405 MPa饱蒸汽量
G5005×106(27366012)2344kgh
313 空气饱塔物料衡算热量衡算
(1) 计算
a入塔空气压力0263MPa出塔空气压力0243MPa
b空压机入口空气温度30℃相湿度80空压机出口气体温度170℃
c饱塔气液1524（体积）饱度081
d塔顶喷淋液乙腈解吸塔釜液温度105℃组成表35示：
表35 塔顶喷淋液组成
组分
AN
ACN
氰醇
ACL
H2O
合计
(wt)
0005
0008
00005
00002
99986
100
e塔顶出口湿空气成分量反应器入口气体求
O2 10976kmolh 351232kgh
N2 4129kmolh 115614kgh
H2O 14316kmolh 257688 kgh
(2) 物料衡算
a进塔空气量
进塔干空气量（10976+4129）52265kmolh15073kgh
查30℃相湿度80时空气湿含量0022kg水气kg干空气进塔空气带入水蒸汽量
0022×150733316kgh
b进塔热水量
气液1512进塔喷淋液量
(10976+24772)×224×(273+170)273×010130263×115244959m3h
塔顶喷淋液（105℃）密度958kgm3进塔水质量流量
4959×95847507 kgh
c出塔湿空气量
出塔气体中O2N2H2O量反应器入口气体相
O2 10976kmolh351232kgh
N2 4129kmolh115614kgh
H2O 14316kmolh257688kgh
d出塔液量
塔水蒸发量257688—3316224528kgh
∴ 塔液流量47507—224528452617kgh
e饱塔物料表36
表36 饱塔物料衡表
成分
入塔气
出塔气
入塔喷淋液
塔釜排出液
kmolh
Kg
h
(mol)
(wt)
kmol h
Kg
h
(mol)
(wt)
Kg
h
(wt)
Kg
h
(wt)
10976
351232
204
2288
10976
351232
1648
1990
0
0
0
0
4129
115614
7675
7532
4129
115614
6201
6550
0
0
0
0
1842
3316
885
18
14316
257688
2151
1460
47500
99986
45254
99985
AN
0
0
0
0
0
0
0
0
2375
0005
2375
000525
ACN
0
0
0
0
0
0
0
0
3800
0008
3800
00084
氰醇
0
0
0
0
0
0
0
0
0238
00005
0238
000053
ACL
0
0
0
0
0
0
0
0
0095
00002
0095
000021
合计
54108
1540532
100
100
66582
1765048
100
100
47507
100
45261
100
(3) 热衡算
a空气饱塔出口气体温度
物料衡表知空气饱塔出口气体中蒸汽摩尔分数0215根分压定律蒸汽实际分压
PH2OyH2OP0215×0243005655MPa
饱度081饱蒸汽分压应
00565508100698MPa69800Pa
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
b入塔热水温度 入塔水精制工段乙腈解吸塔塔釜105℃
c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
(a)170℃进塔空气带入热量Q1
170℃蒸汽焓值27733kJkg干空气0～170℃均热容 1004kJ(kg·K)
Q1(351232+115614 )×1004×(1700)+3316×277333492×106kJh
(b)出塔湿空气带出热量Q2
90℃蒸汽焓2660kJkg空气热容取1004kJ(kg·K)
Q2(351232+115614)×1004(900)+257688×26608217×106kJh
(c)105℃入塔喷淋液带入热量Q3
Q347507×4184×(1050) 2087×107kJh
(d)求出塔热水温度t
出塔热水带出热量 Q445261×4184t189375t
热损失5计 Q5005(3492×106+1983×107)1170×106kJh
热衡方程 Q 1+ Q 3 Q 2+ Q4+Q5
代入数：
3492×106+2087×1078217×106+189375t +1170×106
解
t79℃
出塔热水温度79℃
314 氨中塔物料衡算热量衡算
(1) 计算
a入塔气体流量组成反应器出口气体相
b中塔全部氨硫酸吸收生成硫酸铵
c新鲜硫酸吸收剂含量93（wt）
d塔底出口液体（循环液）组成表37：
表37 塔底出口液体组成
组分
H2O
AN
ACN
HCN
H2SO4
(NH4)SO4
合计
(wt)
6853
003
002
0016
05
3090
100
e 进塔气温度180℃出塔气温度76℃新鲜硫酸吸收剂温度30℃
f 塔顶压力0122 MPa塔顶压力0142 MPa
(2) 物料衡算
排废液量组成
进塔气中含7295kgh氨塔硫酸吸收生成硫酸铵氨硫酸反应方程式：
2NH3 + H2SO4 (NH4)SO4
(NH4)SO4生成量需连续排出(NH4)SO4流量：
1217 ×132(2×17)4725kgh
塔底排出液中(NH4)SO4含量309（wt）排放废液量：
4725030915291kgh
排放废液中组分量：
H2O 15291×0685310479kgh
AN 15291×000030459kgh
ACN 15291×0000203058kgh
HCN 15291×00001602447kgh
H2SO4 15291×00057647kgh
(NH4)2SO4 15291×03094727kgh
a需补充新鲜硫酸吸收剂（93 H2SO4）量：
(15291×0005+1217×9834)0933855kgh
b出塔气体中组分量
C3H6 2767kgh
C3H8 3705kgh
O2 8448kgh
N2 115614kgh
AN 15178604591517401kgh
ACN 20540305820509kgh
ACL 1848kgh
HCN 25120244725096kgh
CO2 7559kgh
H2O 出塔气中水入塔气中带入水+新鲜吸收剂带入水废液排出水
49536+3855×007104793932685kgh
出塔气中水入塔气中带入水+新鲜吸收剂带入水废液排出水
29720+2312×007629023592kgh
(3) 热衡算
a出塔气体温度
塔顶气体中实际蒸汽分压
PH2OyH2OP02980×012200363MPa
设饱度098塔气体温度衡饱蒸汽分压：
P○H2O003636098003710MPa
入塔喷淋液硫酸铵含量100×309685345g(NH4)2SO4100g H2O已知硫酸铵溶液方饱蒸汽压表
根入塔喷淋液硫酸铵含量p○H2O值插出塔气温度
76℃
b入塔喷淋液温度
入塔喷淋液温度气体出口温度低6℃70℃
c 塔釜排出液温度
表38 硫酸铵溶液方饱蒸汽压MPa
温度℃
(NH4)2SO4含量g[(NH4)2SO4gH2O]
40
45
50
70
80
90
002796
004252
00629
002756
00419
006199
002716
004129
006109
d热衡算求循环冷器热负荷冷水量
Q1 +Q3+ Q4+ Q5+ Q6+ Q8Q7+Q2+Q9
(a)入塔气体带出热Q1
入塔气体带入热量废热锅炉出口气体带出热量相
Q15269×106kJh
(b)出塔气体带出热Q2组分0～76℃均热容值
表39 组分0～76℃均热容值
物质
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2
CP
1715
1966
09414
1046
1883
1347
1393
1406
1343
0921
Q2(1659×2929+2223×3347+7295×2939+5066×1046+69362×1109+29720
×2092+91054×2209+1233×210+1507×1724+1122×2172+4530×1213)×(760)
1892×106kJh
(c)蒸汽塔冷凝放热Q3
蒸汽塔冷凝量进塔气体带入蒸汽出口气带出蒸汽
49536393268510209kgh
蒸汽冷凝热22466 kJ kg
Q310209×224662294×106kJh
(d)机物冷凝放热Q4
AN冷凝量 00459 kgh冷凝热615 kJ kg
(e)氨气放热Q5
生成1mol硫酸铵放热2738kJ
Q54727×1000132×27389801×105kJh
(f)硫酸稀释放热Q6
硫酸稀释热749 kJ kg
∴ Q6358515×7492685×105kJh
(g)塔釜排放废液带出热量Q7
根塔釜排放废液中H2O (NH4)2SO4摩尔查氮肥设计手册组分硫酸铵水溶液热容3347 kJ（kg·K）
∴ Q715291×3347×（810）4145×105kJh
(h)新鲜吸收剂带入热Q8
30℃93 H2SO4热容1603 kJ（kg·K）
∴ Q83855×1603×（300）18539kJh
(i)求循环冷器热负荷Q9
操作温度高忽略热损失数代入衡方程：
解 Q96524×106kJh
(j)循环冷器冷水量W
设循环冷器循环水水温度32℃排水温度36℃
W6524×106[4184(3632)]3898×105kgh3898th
e求循环液量m
30℃循环液热容3368kJ（kg·K）循环液新鲜吸收液混合喷淋液热容3364 kJ（kg·K）
设循环液流量m kgh循环冷器出口循环液温度t℃
新鲜吸收剂循环液汇合处列热衡方程：
m×3368t+18539(m+3955) ×3364×70 (31)
循环冷器列热衡方程：
m×3347×81m×3368t Q96524×10 (32)
解析（31）（32）
m183051kgh
t7004℃
315 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
76°C
40°C
(1)计算 进口气体76℃组成流量氨中塔出口气相
出口气体温度40℃操作压力1155kPa
(2)物料衡算 出口气体温度40℃40℃饱蒸汽压力
5532mmHg7375kPa
设出口气体中含xkmolh蒸汽根分压定律：
解 x3510kmolh6318kgh
蒸汽冷凝量 393268563183300885kgh
(3)热量衡算
a换热器入口气体带入热Q11892×106kJh
b 蒸汽冷凝放热Q2
c冷凝液带出热Q3
d出口气体带出热Q4
表310 出口气体组分0～40℃均摩尔热容
物质
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
CP
6192
7238
2946
2929
3675
6335
5209
6276
6561
3866
出口气体组分0~40℃均热容：
Q47410×105kJh
e热衡算求换热器热负荷
热衡方程：Q1+Q2Q3+Q4+Q5
解 Q58534×106kJh
316 水吸收塔物料衡算热量衡算
(1)计算
a入塔气流量组成换热器出口气相
b入塔气温度40℃压力112kPa出塔气温度10℃压力101 kPa
c入塔吸收液温度5℃
d出塔AN溶液中含AN18（wt）
（2）物料衡算
a进塔物流流量组成换热器出口相
b出塔气量组成
设入塔气中ANHCNACLCAN等组分全部水吸收
等组分溶水出塔气中含水蒸气量：
出塔气总量：16596+2223+5069+69362+4532+62583496kgh
c塔顶加入吸收水量
（a）出塔AN溶液总量 1517860018843256 kgh
（b）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
843256+1391342165552330088578383 kgh
d塔底AN溶液组成量
AN溶液中水塔顶加入水+进塔气液混合物中带入水出塔气中带出水78383+6318+3300885104128221156 kgh
(3)热量衡算
AN溶液中组分液体摩尔热容：
组 分
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CP[kJ(kmol· k)]
753
1211
1073
7155
1238
a入塔气带入热Q1
Q17315×105kJh
b入塔凝水带入热Q2
Q2330085×4184(400)5524×105kJh
c出塔气带出热Q3
Q31438×105kJh
d吸收水带入热Q4
Q41640×105kJh
e出塔AN溶液带出热Q5
Q5348626tt
f水冷凝放热Q6
水冷凝量63181041252768kgh
水冷凝热 2256kJkgg
∴ Q6 52768×2256119×106kgh
ANACNACLHCN等气体溶解放热Q7
溶解热冷凝热
ANACNACLHCN冷凝热
表311 ANACNACLHCN冷凝热
组 分
AN
ACN
ACL
HCN
冷凝热(kJkg)
6109
7657
4937
9372
Q7151786×6109+20509×7657+1848×4937+25096×9372
1329×106kJh
h热衡算求出塔液温度
热衡方程 Q1+Q2+Q3+Q4+Q6+Q7Q3+Q5
代入数解
t1520℃
317 空气水饱塔釜液槽
（1）空气饱塔液体进出口流量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排污量乙腈解析塔塔釜液量15考虑乙腈解析塔塔釜液量萃取解析塔液体量精致系统物料衡算确定
（2）物料衡算
进料：
a 乙腈解析塔釜液入槽量1133004750765793kgh
b 空气饱塔塔低液入槽量452551700028255 kgh
c 入槽软水量 x kgh
出料：
a水吸收塔液体量 78496 kgh
b萃取解析塔液体量 30000kgh
做液体釜总质量衡
65793+28255+x78496+30000
解 x14448 kgh
（3）热量衡算
a入槽乙腈解析塔釜液带入热Q1
b入槽软水带入热Q2
c空气饱塔底液带入热Q3
d吸收塔液体带出热Q4
e萃取解析塔带出热Q5
f热衡算求槽出口液体温度t
热损失5算热衡方程
095（Q1+Q2+Q3）Q4+Q5
代入数：
解 t8323℃
318 丙烯蒸发器热量衡算
（1） 计算 蒸发压力0405Mpa加热剂0℃冷盐水出口温度
2℃丙烯蒸发量12028kgh
（2）关资料
a 0405Mpa丙烯沸点13℃汽化热410KJkg
b 0405Mpa丙烷沸点5℃汽化热3766KJkg
（3）热衡算秋丙烯蒸发器热负荷冷冻盐水量
a 丙烯蒸发吸收热Q1
b丙烷蒸发吸收热Q2
c丙烯蒸发器热负荷Q
冷损失10考虑
冷冻盐水量
均温度（1℃）冷冻盐水热容347KJ(kgK)
冷冻盐水量
319 丙烯滤器热量衡算
（1）计算 丙烯进口温度13℃出口温度65℃0405Mpa蒸汽加热剂
（2）热衡算求丙烯热器热负荷加热蒸汽量
丙烯气热容1464KJ(kgK)丙烷气热容1715KJ(kgK)热损失10考虑需加热蒸汽提供热量
加热蒸汽量
式中2138KJkg0405Mpa蒸汽冷凝热
3110 氨蒸发器热量衡算
（1）计算
a蒸发压力0405Mpa
b加热剂0405Mpa饱蒸汽冷凝热2138 KJh
（2）关资料 0405Mpa氨蒸发温度7℃汽化热1276KJkg
（3）热衡算求氨蒸发器热负荷加热蒸汽量 冷损失10考虑氨蒸发器热负荷Q
加热蒸汽量
W55925kgh
3111 气氨热器
（1）计算
a气氨进口温度7℃出口温度65℃
b0405Mpa蒸汽加热剂
c气氨流量511 kgh
（2） 热衡算求气氨热器热负荷加热蒸汽量 氨气热容
2218 KJ(kgK)冷损失10算气氨热器热负荷
加热蒸汽量
W70kgh
3112 混合器
（1）计算气氨进口温度65℃流量511 kgh
丙烯气进口温度65℃流量12028kgh丙烷气进口温度65℃流量2224kgh出口混合气温度110℃湿空气空气加热器
（2）热衡算求进口湿空气温度t 0℃热衡算基准
0~65℃均热容
表312 气态丙烯丙烷带入热Q1
物 质
C3H6
C3H8
NH4
cP[kJ(kg· k)]
1569
182
2197
a气态丙烯丙烷带入热Q1
b气氨带入热Q2
c湿空气带入热Q3 蒸汽0~136℃均热容分
1046 KJ(kgK) 184KJ(kgK) 1925 KJ(kgK)
e混合器出口气体带出热Q4
Q4（20042×1569+3705×1829+851871×2197+115614×1046+351232×1841+275688×1925）×10（1100）3213×10 kJh
f热衡算求进口湿空气温度t 热损失10考虑
热衡算方程：09(Q1+Q2+Q3)Q4
代入数
解 t136℃
3113 空气加热器热量衡算
（1）计算
a入口空气温度90℃出口空气温度136℃
b空气流量组成
表313 空气流量组成
组分
合计
Kgh
351232
115614
257688
176506
（2）热衡算求空气加热器热负荷加热蒸汽量 蒸汽90~136℃均热容分1046 KJ(kgK) 184KJ(kgK) 1925 KJ(kgK)
热损失10考虑空气加热器热负荷
Q（115614×1046+351232×1841+257688×1925）（13690）×11
1190×10 KJh
0608 Mpa蒸汽加热剂饱温度1642℃冷凝热2066 KJkg加热蒸汽量
W57599kgh
32 设备工艺计算
321 流化床合成反应器
（1）计算
a出口气体流量79713kmolh入口气体流量77207kmolh
b气体进口压力0203mPa出口压力0162mPa
c反应温度470℃气体离开稀相段温度360℃
流化床换热装置水冷剂产生0405Mpa（143℃）饱蒸汽
e接触时间10s
（2）浓相段直径
反应程总物质量增加出口处计算塔径较安全
出口处气体体积流量
取空床线速06ms
浓相段直径
378m
取流化床浓相段直径38m
（3）浓相段高度
接触时间10s算推化剂堆体积
静床高 m
取膨胀2浓相段高度
119m≈12m
取浓相段高13m
校核
推化剂堆密度640
推化剂品质W674×64043136kg4314t
推化剂负荷
1106mol
实验装置推化剂负荷达177mol设计值实验值
（4）扩段（处稀相段）直径
取扩段气速操作气速半 u03ms
气体流量
扩段直径
d549m 取55m
扩段高度 根流化床直径38m空塔气速06ms查图D2
稀相段高度 2D2×3876m 取8m
浓相段冷装置换热面积
换热装置套式总差传热系数取233
换热装置热负荷已热衡算求出 Q1013×2813×
换热面积
取30设计裕量换热面积85
（7）稀相段冷装置换热面积
套式换热装置水冷剂产生0405Mpa（143℃）蒸汽
总传热系数取20换热装置热负荷
Q2410×106kJh669×105Js
267℃
换热面积
取30设计裕量换热面积160
322 空气饱塔
（1）计算
a进塔空气组成流量
表314 进塔空气组成流量
组分
合计
Kmolh
kgh
10976
351232
4129
115614
1842
3316
54108
1540532
b出塔空气组成流量
表315 出塔空气组成流量
组分
合计
Kmolh
kgh
10976
351232
4129
115614
14316
257688
66582
1765048
c塔顶喷淋液量47507kgh温度105℃
d塔底排出液量452617 kgh温度79℃
e塔底压力0263 Mpa塔顶压力0243 Mpa
f入塔气温度170℃出塔气温度90℃
g填料50×50×45陶瓷拉西环（乱堆）
(2) 塔径确定
拉西环泛点速度计算公式
lg0022175 (33)
式中
——泛点空塔气速ms
g——重力加速度981m
_____干填料子
——气相液相密度
LG——气相液相流量kgh
——液体粘度mPa(cP)
50×50瓷拉西环干填料子177
a 塔顶处
958
L47507 kgh
G1765048 kgh
0282mPas
数带入（33）式：
解 1743ms
泛点率取75气体空塔速度：
W075×137431307ms
出塔操作条件气量
塔径应
b塔底处
975
L452617 kgh
G1540532kgh
038mPas
数带入（33）式
解 1721ms
气体空塔速度
w075075×17211291ms
入塔气操作条件气量：
塔径
取塔径15m
(3) 填料高度
空气水饱塔填料高度确定必须考虑两方面求
a式出塔气体中蒸汽含量达求
b式塔顶喷淋液中CAN等塔脱吸出塔釜液中CAN等含量量低减少污水处理负荷回收CAN等副产物
c工厂实际验取填料高度11m
323 丙烯蒸发器
（1）计算
a丙烯外蒸发蒸发压力0405Mpa蒸发温度13℃0℃冷冻盐水（175NaOH水溶液）丙烯换热冷冻盐水出口温度2℃
b丙烯蒸发量12026kgh冷冻盐水量913460 kgh
c丙烯蒸发器热负荷6344×
（2）丙烯蒸发器换热面积
a热系数蒸发器安装38×35U型钢100根
冷冻盐水均温度1℃次温度关物性数
μ2485×103kg(m•s)
λ0545W(m•K)
Cp3473kJ(kg•K)
ρ11308kgm3
冷冻盐水流速
u062ms
8240﹤10000度湍流
158
1278
b外液体丙烯沸腾热系数2326
c总传热系数
冷冻盐水方污垢热阻取0264×丙烯蒸发侧污垢热阻取
0176×钢导热系数45w(mk)
K578
传热均温差 热端温差0（13）13℃冷端温差2（13）11℃传热均温差℃
d换热面积
热负荷 Q1057×106kJh2936×105Js
换热面积
A704722(532×45)3968m2
取安全系数12 换热面积50
4 车间布置设计
车间布置会生产操作中造成流物流紊乱利设备安装维修会延长物料输送路增加设备费造成良通风采光甚法生产造成事发生设计前必须成分准备关资料总面布置工艺流程图物料衡算等阶段资料设计程中深入研究领会应方面原求
车间布置涉面较广致纳方面
41 厂房建筑
1．厂房面力求简单化利建筑定型化施工机械化
2．柱间距般超12m
3．层高设备高低安装位置关般层4～6m低低32m净高度低26m
4．条件采露天敞开式设计节省投资利通风采光防爆等安全需
5．影响流程情况较高设备集中布置
6．笨重设备震动设备量布置底楼面
7．设备穿孔避开梁
8．厂房出入口交通道楼梯等需精心安排
42 生产操作
1．设备布置量工艺流程致避免交叉返运料量采位差送料般高层低层布置计量槽应设备槽重型设备震动设备
2．相互联系设备量考虑操作行通道送料半成品堆放等空
3．相相似设备称集中利操作理水电气等供应
4．考虑进出料取样观察等方便
43 设备装修
1．仅考虑安装时设备进出考虑单设备更换检修保证足够空间通道
2．二层楼设备需层设吊孔庞特殊设备封闭式厂房中先安装设备砌墙
3．考虑起吊装置塔顶房梁等设永久吊架
44 安全求
1．采光量避光操作高设备避免窗挡光
2．通风高温毒易燃易爆车间取敞开式利通风散热机械通风效果
3．毒物质设备放置风操作位置应风剧毒设备隔离操作单独排风
4．防爆车间采单层厂房避免车间死角层楼板泄压孔设计防火防爆墙设计双斗门门窗外开二楼考虑紧急疏散措施考虑消防措施设备
45 车间布置说明
车间设计着方便安全节省源原特进行设计
配电室控制室仓库等设计时安全第方便快捷原设计
5 环境保护安全措施求
51 丙烯腈生产中三废处理
丙烯腈生产中量工业污水产生污水中含氢氰酸乙腈丙烯腈丙烯醛等毒物质处理直接排放会污染水源体动植物造成危害国家含氰废水排放严格规定定治理达标准准予排放
丙烯腈装置废水源反应生成水工艺程水反应条件采催化剂副反应物单程收率会样生成水量会差工艺程水包括分离合成产物程吸收水萃取水反应器稀释蒸气(催化剂)蒸馏塔直接蒸气(终冷凝成水)提纯丙烯腈乙腈氢氰酸加工程中需水分离排放排放水中含氰毒物聚合物机物(硫酸铵催化剂粉尘等)排放前需处理例氨中塔釜液废水塔处理含丙烯腈100～300 mgl乙腈100～200 mgl氢氰酸1000～1500 mgl化学需氧量20000～30000 mgl总机物含量达5(w)乙腈精制系统清洗设备废碱液中含乙腈10～15(w)氢氧化钠20～25(w)物质15～20(w)
丙烯睛装置三废中废渣废催化剂目前国尚回收装置均采掩埋处理废气吸收塔放空气果原料丙烯纯度较高烃含量低放空气直接排入气废水采浊清分开处理方法含机物高废水焚烧炉焚烧含机物低废水化学生化处理达排放标准进行排放整装置三废排放达国家标准
52 生产安全防护措施
呼吸系统防护：接触毒物时必须佩戴滤式防毒面具(全面罩)紧急事态抢救撤离时佩戴空气呼吸器
眼睛防护：呼吸系统防护中已作防护
身体防护：穿连衣式胶布防毒衣
手防护：戴橡胶手套
：工作现场禁止吸烟进食饮水工作毕彻底清洗单独存放毒物污染衣服洗备车间应配备急救设备药品作业员应学会救互救
急救措施：（1）皮肤接触：立脱污染衣着流动清水5硫代硫酸钠溶液彻底洗少20分钟医（2）眼睛接触：提起眼睑流动清水生理盐水洗医（3）吸入：迅速脱离现场空气新鲜处保持呼吸道通畅呼吸困难输氧呼吸心跳停止时立进行工呼吸（勿口口）胸外心脏压术吸入亚硝酸异戊酯医（4）食入：饮足量温水催吐1∶5000高锰酸钾5硫代硫酸钠溶液洗胃医
泄漏应急处理：迅速撤离泄漏污染区员安全区进行隔离严格限制出入切断火源建议应急处理员戴正压式呼吸器穿防毒服切断泄漏源防止进入水道排洪沟等限制性空间量泄漏：活性炭惰性材料吸收量水洗洗水稀释放入废水系统量泄漏：构筑围堤挖坑收容泡沫覆盖降低蒸气灾害喷雾状水冷稀释蒸气保护现场员泄漏物稀释成燃物防爆泵转移槽车专收集器回收运废物处理场处置废弃物处置方法：焚烧法焚烧炉燃烧室焚烧炉排出氮氧化物通洗涤器化学法乙醇氢氧化钠处理产物量水起排入水道外废水中回收丙烯腈种考虑处理办法
灭火方法：消防员必须佩戴滤式防毒面具（全面罩）隔离式呼吸器穿全身防火防毒服风处灭火灭火剂：二氧化碳干粉砂土水灭火效须水保持火场容器冷
工艺流程中安全防护措施：
（1）氧化反应器
预热升温投料前必须进行系统气密性试压氮气置换氧含量低2否准点火升温投料反应器高压冷水衡反应热量重手段供水压力重工艺指标必须常检查发现正常现象时迅速处理防止烧坏水（高压蒸汽锅炉）引起事
（2）精制工艺
机泵区塔系静动密封点正常生产中应常检查严密监视部位发现泄漏正常现象时必须迅速采取措施处理准泄漏正常情况继续生产防止中毒污染环境形成爆炸性混合物
防止接触剧毒物料时中毒危险（泵区抢修中发生次沾染剧毒物料造成中毒死亡事）机泵抢修严格进行安全措施检查容包括：关闭泵出入口旁路阀泵物料排放废液回收槽通入清水洗泵物料氮气吹扫作业员佩戴防护具监护员救护器材位拆机泵螺栓时避开接口述措施未执行前禁止开始抢修作业定期塔系统避雷接易燃燃高电阻率物料设备道静电接电气设备外壳等
安全保护设施进行检查发现陷患缺陷时消整改
（3）火炬焚烧炉
火炬常明线生产投料前检查否已点燃正常生产中熄火现象发现熄火立查明原时恢复正常状态氢氰酸氰化钠（丙酮氰醇）装置突然障时防止量剧毒物料排空造成环境污染中毒爆炸着火等事
（4）安全防护设备器材 定期检测仪器列特殊安全防护设备器材进行检查校验维护保养补充：
环境监测方法：
快速检测法便携式气相色谱法突发性环境污染事应急监测处理处置技术万太编直接进水样气相色谱法气体检测法气体速测（德国德尔格公司产品）
6 结
丙烯腈重机原料橡胶合成（丁腈橡胶）塑料合成（ABSAS树脂聚丙烯酰胺等）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
次年产6万吨丙烯腈合成工艺工厂设计中进行丙烯腈合成设备车间设计出结：
1国需求现生产力定差距丙烯腈国拥广阔市场发展潜力次设计采工艺较成熟丙烯氨氧化法技术（称sohio 法）
计划年产量1万吨年工作日300天结合反应时间确定丙烯腈时产量：151786kg
2通物料衡算需原料详见第3章
3通热量衡算确定需冷水量设备出口温度计算均满足需
4流化床反应器设计结果表61
表61 反应器数
项目
数值
项目
数值
浓相段直径
7m
扩段直径
12m
浓相段高度
51m
扩段高度
75m
浓相段冷装置换热面积
480 m2
稀相段冷装置换热面积
1500m2
参考文献
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[14] 陈涛 新型丙烯腈催化剂研究[D]兰州学 2006
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[20] 中国石化集团海工程限公司编 化学工艺设计手册(册)(第三版)[M] 北京 化学工业出版社 2003 3845
致 谢
次设计学生涯中件务写里高兴伤感高兴王**老师悉心指导学帮助毕业设计终完成伤感马离开生活四年校园真正投入社会生活中快毕业时候觉学四年里没真正学东西感谢四年陪伴身边朋友老师希日子里事事心
设计务年产6万吨丙烯腈合成工段初步设计设计务书时完成工艺设计绘制工程图纸次设计没丙烯腈生产时详细资料身水限设计中难免出现诸纰漏敬请老师学谅解指正
次设计中仅收集资料查阅文献力方面提升通设计编写增强处理文字力更重通次设计巩固学专业理知识总次毕业设计受益匪浅
文档香网(httpswwwxiangdangnet)户传 附 录
符号览表
符号
意义
单位
T
温度
℃
p○H2O
饱蒸汽压力
Kpa
W
冷冻水量
M3
R
膨胀
V
体积
M3
CP
定压热容
kJ(kg·℃)
D
塔直径
m
G
物料量
kg
H
塔高
m
Q
热量
kJ
t
物料温度
℃
t0
基准温度
℃
均温度差
℃
ΔmH
熔化热
kJkg
ΔvH
汽化热
kJkg
ΔH
反应焓
kJkg
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年产1万吨丙烯腈合成工段设计
学 校：
学 院： 化学工程学院
学生姓名：
专 业： 化学工程工艺
完成时间：
摘
丙烯腈石油化学工业重产品合成聚丙烯腈纤维丁腈橡胶合成塑料重单体文采原料源丰富操作简单丙烯氨氧化法生产丙烯腈通原料处理丙烯腈合成工段单元进行物料热量衡算空气加热器丙烯蒸发器氨蒸发器工艺计算算出部分设备换热面积完成丙烯腈合成工段初步设计
关键词 丙烯腈丙烯氨氧化法生产设计
ABSTRACT
Acrylonitrile is an important product for the petrochemical industry synthetic acrylic fiber acrylonitrilebutadiene rubber and synthetic plastics important monomers This article is a rich source of raw materials production of ammonia oxidation of propylene nitride From raw materials handling to the synthesis of acrylonitrile unit＇s main unit for material and energy balance air heaters propylene evaporator ammonia evaporator process calculation worked out some of the equipment of the heat transfer area completed the preliminary design of the raw material process
Key words acrylonitrile propylene ammonia oxidationproductiondesign
目 录
1 丙烯腈概 1
11 丙烯系产品生产 1
12 丙烯氨氧化生产丙烯腈 2
121 丙烯腈性质途 2
122 丙烯腈生产方法 3
123 反应原理 3
124 操作条件 4
125 工艺流程 6
126 典型设备－流化床反应器 8
2 总体方案工艺设计 9
21 设计务 9
22 流程确定 10
3 工艺设计计算 12
31 物料衡算热量衡算 12
311 反应器物料衡算热量衡算 12
312 废热锅炉物料衡算热量衡算 15
313 空气饱塔物料衡算热量衡算 16
314 氨中塔物料衡算热量衡算 18
315 换热器物料衡算热量衡算 21
316 水吸收塔物料衡算热量衡算 22
317 空气水饱塔釜液槽 24
318 丙烯蒸发器热量衡算 25
319 丙烯滤器热量衡算 25
3110 氨蒸发器热量衡算 26
3111 气氨热器 26
3112 混合器 26
3113 空气加热器热量衡算 27
32 设备工艺计算 28
321 流化床合成反应器 28
322 空气饱塔 29
323 丙烯蒸发器 32
4 车间布置设计 34
41 厂房建筑 34
42 生产操作 34
43 设备装修 34
44 安全求 35
45 车间布置说明 35
5 环境保护安全措施求 36
51 丙烯腈生产中三废处理 36
52 生产安全防护措施 36
6 结 38
参考文献 39
致 谢 40
附 录 41
1 丙烯腈概
丙烯腈种色易燃易爆刺激性臭味液体聚常温常压呈黄色含－CN剧毒空气中高允许浓度45ppm
重基机原料丁二烯聚生成丁腈橡胶三合成材料重单体丙烯腈途十分广泛世界数国家50％丙烯腈生产腈纶纤维国生产腈纶丙烯腈占80％外丙烯腈生产ABSAS丙烯酰胺丁腈橡胶丁腈胶乳二腈二胺丙烯腈阻隔性树脂聚丙烯腈碳纤维等
生产丙烯腈方法环氧乙烷法乙炔法丙烯氨氧化法前两种方法原料昂贵需剧毒HCN原料生产成高限制丙烯腈生产发展丙烯氨氧化法具原料价廉易步合成投资少生产成低等优点广泛应
次设计采丙烷氨氧化法：丙烷催化剂作氨氧气（空气）反应合成丙烯腈
11 丙烯系产品生产
丙烯源两炼油厂裂化装置炼厂气回收二石油烃裂解制乙烯时联产丙烯部分直炼油厂年裂解装置建设较快丙烯产量相应提高较快世界市场样年国丙烯发展速度逐渐超乙烯2000年国乙烯需求量47889万吨丙烯需求量达49885万吨首次超乙烯丙烯需求量种保持乙烯
乙烯相似丙烯分子中含双键α活泼氢具高化学反应活性工业生产中利丙烯加成反应氧化反应羧基化烷基化聚合反应等系列价值衍生物
丙烯重机化工原料生产聚丙烯异丙苯羰基醇丙烯腈环氧丙烷丙烯酸异丙醇等聚丙烯国丙烯消费衍生物2003年国聚丙烯产量4455万吨消耗丙烯约4440万吨约占全国丙烯总消费量7212004年国聚丙烯产量4749万吨消耗丙烯约4800万吨2003年增长约81丙烯腈国丙烯第二衍生物2003年国丙烯腈产量约560万吨消费丙烯约627万吨约占全国丙烯总消费量1022004年产量约580万吨消费丙烯约650万吨2003年增长约37环氧丙烷国丙烯第三消费衍生物2003年全国环氧丙烷产量约398万吨消耗丙烯约358万吨约占全国丙烯总消费量582004年产量约420万吨消耗丙烯约378万吨2003年增长约131丁醇辛醇丙烯
衍生物2003年国丁辛醇产量合计约4535万吨消耗丙烯约407万吨约占全国丙烯总消费量662004年产量合计4491万吨消耗丙烯约403万吨2003年减少约102003年生产化工产品苯酚丙酮丙烯酸等方面丙烯消费量约109万吨约占全国丙烯总消费量182004年消费量约115万吨
目前国丙烯衍生物率低需量进口维持国供需衡国丙烯生产提供广阔发展空间然发展空间非国公司独享国外石化公司带发展机遇实际目前国周边丙烯生产国区处丙烯衍生物净出口位量国出口中东区新增丙烯生产力部分瞄准国市场未国市场面激烈竞争
12 丙烯氨氧化生产丙烯腈
121 丙烯腈性质途
丙烯腈常温色透明液体味甜微臭沸点775℃凝固点833℃闪点0℃燃点481℃溶机溶剂丙酮苯四氯化碳乙醚乙醇中水部分互溶20℃时水中溶解度73％(w)水丙烯腈中溶解度31％(w)蒸气空气形成爆炸混合物爆炸极限305～175％(v)丙烯腈水苯四氯化碳甲醇异丙醇等会形成二元沸混合物水沸点71℃沸物中丙烯腈含量88％(w)苯乙烯存形成丙烯腈苯乙烯水三元沸混合物
丙烯腈剧毒毒性约氢氰酸毒性十分灼伤皮肤低浓度时刺激粘膜长时间吸入蒸气引起恶心呕吐头晕疲倦等生产贮存运输中应采取严格安全防护措施工作场丙烯腈允许浓度0002mgL
丙烯腈分子中双键()氰基()两种饱键化学性质活泼 发生聚合加成水解醇解等反应
聚合反应发生丙烯腈CC双键纯丙烯腈光作行聚合成品丙烯腈中通常加入少量阻聚剂苯二酚甲基醚(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种合成纤维合成橡胶塑料涂料粘合剂等
丙烯腈三合成重单体目前生产聚丙烯腈纤维(商品名腈纶)次生产ABS树脂(丙烯腈—丁二烯—苯乙烯聚物)合成
橡胶(丙烯腈—丁二烯聚物)丙烯腈水解丙烯酸合成丙烯酸树脂单体丙烯腈电解加氢偶联制二腈生产尼龙—66原料
122 丙烯腈生产方法
1960年前丙烯腈生产方法三种
(1)环氧乙烷法 环氧乙烷氢氰酸原料两步反应合成丙烯腈
(2)乙醛法
(3)乙炔法
1952年世界国相继建立乙炔氢氰酸合成丙烯腈工厂方法两法技术先进工艺程简单丙烯腈分离提纯较困难需量电生产电石然方法世界国普遍采生产发展受区资源限制
生产方法原料贵需剧毒HCN原料引进—CN基生产成高限制丙烯腈生产发展1959年开发成功丙烯氨氧化—步合成丙烯睛新方法该法具原料价廉易工艺流程简单设备投资少产品质量高生产成低等许优点1960年工业生产应快取代乙炔法迅速推动丙烯腈生产发展成世界国生产丙烯腈方法
123 反应原理
(1)副反应
反应 ：
CHCHCH3 + NH3 +32O2 → CH2CHCN + 3H2O
丙烯氨氧定条件发生反应生成丙烯腈外尚种副产物生成
副反应：
CH2CHCH3 + 3NH3 + 3O2 → 3HCN + 6H2O
氢氰酸生成量约占丙烯腈质量16
CH2CHCH3 +32NH3 +32O2 → 32CH3CN + 3H2O
乙腈生成量约占丙烯腈质量17
CH2CHCH3 + O2 → CH2CHCHO + H2O
丙烯醛生成量约占丙烯腈质量1100
CH2CHCH3 + 92O2 → 3CO2 + 3H2O
二氧化碳生成量约占丙烯腈质量14产量副产物
述副反应强放热反应尤深度氧化反应反应程中副产物生成必然降低目产物收率仅浪费原料产物组成复杂化分离精制带困难影响产品质量减少副反应提高目产物收率考虑工艺流程合理设备强化外关键选择适宜催化剂采催化剂必须反应具较低活化样反应较低温度进行热力学更利深度氧化等副反应动力学受抑制
(2)催化剂
工业丙烯氨氧化反应催化剂两类类复合酸盐类(钼系)磷钼酸铋磷钨酸铋等类重金属氧化物种金属氧化物混合物(锑系)例SbMoBiVWCeUFeCoNiTe氧化物Sb—Sn氧化物Sb—U氧化物等
国目前采第类催化剂钼系代表性催化剂美国Sohio 公司C41C49国MB82MB86般认中Mo—Bi催化剂P—Ce助催化剂具提高催化剂活性延长催化剂寿命作质量计Mo—Bi占活性组分部分单MoO3定催化活性选择性差单Bi03生成丙烯腈催化活性二者组合表现出较活性选择性稳定性单独P—Ce时反应加速极少加速Mo—Bi配合时改进MO—Bi催化剂性般说助催化剂量5％载体选择重反应强放热工业生产中采流化床反应器流化床反应器求催化剂强度高耐磨性采粗孔微球型硅胶作催化剂载体
124 操作条件
(1)原料纯度
原料丙烯烃类裂解气催化裂化气分离中含杂质碳二丙烷碳四硫化物存丙烷烷烃反应没影响存稀释浓度实际含丙烯50％丙烯—丙烷馏分作原料乙烯氨氧化反应中丙烯活泼没活泼αH般情况少量乙烯存反应利影响丁烯更高级烯烃存会反应带利丁烯更高级烯烃丙烯易氧化会消耗原料中氧甚造成缺氧催化剂活性降正丁烯氧化生成甲基乙烯酮（沸点80℃）异丁烯氨氧化生成甲基丙烯腈（沸点90℃）沸点丙烯腈沸点接会丙烯腈精制带困难
丙烯中丁烯更高级烯烃含量必须控制硫化物存会催化剂活性降应预先脱
(2)原料配
合理原料配保证丙烯腈合成反应稳定副反应少消耗定额低操作安全重素严格控制投入反应器物料流量重
a丙烯氨配（氨） 实际投料中发现氨理值11时较副产物丙烯醛生成氨量少等理量济增加氨消耗量增加硫酸消耗量量氨硫酸中加重氨中塔负担丙烯氨摩尔应控制理值略理值丙烯氨＝11～12左右
b丙烯空气配（氧） 丙烯氨氧化需氧气空气带入目前工业实际采丙烯氧摩尔约l2～3（理值115）采理值氧保护催化剂致催化剂缺氧引起失活反应时短时间缺氧造成催化剂活性降540℃温度通空气生恢复活性催化剂长期缺氧条件操作生活性全部恢复生产中应保持反应气体中2％（体积计）含氧量空气会带问题丙烯浓度降影响反应速度降低反应器生产力促反应产物离开催化剂床层继续发生深度氧化反应选择性降动力消耗增加反应器流出物中产物浓度降影响产物回收空气量应适宜值
c丙烯水蒸气配（水） 丙烯氨氧化反应需水蒸气参加根该反应特点原料中加入定量水蒸气种处促产物催化剂表面解吸出避免丙烯腈深度氧化加入水蒸气原料混合气中丙烯空气例正处爆炸范围加入水蒸气保证生产安全利水蒸气热容较种稀释剂加入水蒸气带走量反应生成热反应温度易控制加入水蒸气催化剂表面积炭清作方面水蒸气加入势必降低设备生产力增加动力消耗催化剂活性较高时加水蒸气发展趋势改进催化剂性便少加加水蒸汽目前工业生产情况丙烯加入水蒸气摩尔13时综合效果较
(3)反应温度
温度影响丙烯氨氧化重素温度低350℃时生成丙烯腈获丙烯腈高收率必须控制较高反应温度温度变化丙烯转化率丙烯腈收率副产物氢氰酸乙腈收率催化剂空时收率
影响
反应温度升高时丙烯转化率丙烯腈收率明显增加副产物乙腈氢氰酸收率增加着温度升高丙烯腈收率乙腈收率会出现值丙烯腈收率值应温度约460℃左右乙腈收率值应温度约417℃左右生产中通常采460℃左右进行操作外457℃反应时丙烯易氧作生成量CO2放热较反应温度易控制者高温度会催化剂稳定性降低
(4)接触时间
丙烯氨氧化反应气—固相催化反应反应催化剂表面进行原料气催化剂必须定接触时间原料气量转化成目产物般说适增加接触时间提高丙烯转化率丙烯腈收率副产物乙腈氢氰酸丙烯醛收率变化生产利增加接触时间限度长接触时间会丙烯腈深度氧化机会增反丙烯腈收率降时长接触时间会降低设备生产力尾气中氧含量降低造成催化剂活性降接触时间般5～l0s
(5)反应压力
丙烯氨氧化生产丙烯腈体积缩反应提高压力增反应衡转化率时提高压力增加气体相密度相应增加设备生产力实验表明加压反应效果常压理想加压副反应更利反降低丙烯腈收率船采常压操作适加压克服部设备线阻力
125 工艺流程
丙烯氨氧化生产丙烯腈工艺流程图1—1示
图11 丙烯氨氧化法合成丙烯腈工艺流程图
1－反应器2－旋风分离器31011162225－塔顶气体冷凝器4－急冷塔5－水吸收塔6－急冷塔釜液泵7－急冷塔部循环泵8－回收塔920－塔釜液泵1217－分层器1319－油层抽出泵14－乙腈塔15－脱氰塔182430－塔底沸器21－成品塔23－成品塔侧线抽出冷器26－吸收塔侧线采出泵27－吸收塔侧线冷器28－氨蒸发器29－丙烯蒸发器
原料丙烯蒸发器（29）蒸发氨蒸发器（28）蒸发进行热混合流化床底部气体分布板进入反应器（1）原料空气滤空压机送入反应器（1）锥底原料催化剂作流化床反应器中进行氨氧化反应反应尾气旋风分离器（2）捕集生成气夹带催化剂颗粒然进入尾气冷器（3）水冷进入急冷塔（4）氨氧化反应放出量热保持床层温度稳定反应器中设置定数量U型冷通入高压热水水汽化潜热移走反应热
反应气体进入急冷塔（4）通高密度喷淋循环水气体冷降温反应器流出物料中尚少量未反应氨氨必须氨存碱性介质中会发生希发生反应氢氰酸聚合丙烯醛聚合氢氰酸丙烯醛加成氰醇氢氰酸丙烯腈加成丁二腈氨丙烯腈反应生成氨基丙腈等生成聚合物会堵塞道种加成反应会导致产物丙烯腈副产物氢氰酸损失冷时需塔中加入硫酸中未反应氨工业采硫酸浓度15％(w)左右中程反应物料冷程急冷塔氨中塔反应物料急冷塔未反应氨冷40℃左右进入水吸收塔（5）利合成气体中丙烯腈氢氰酸乙腈等产物气体水中溶解度相差原理水作吸收剂回收合成产物通常合成气体塔釜进入水塔顶加入进行逆流接触提高吸收效率吸收产物吸收液应呈碱性含氰化物机物吸收液吸收塔釜泵送回收塔（8）气体塔顶排出排出气体中求丙烯腈氢氰酸含量均2×l05
丙烯腈水溶液含种副产物中包括少量乙腈氢氰酸微量丙烯醛丙腈等众杂质中乙腈丙烯腈分离困难乙腈丙烯腈沸点仅相差4℃采般精馏法估算精馏塔150块塔板样高塔设备宜工业生产中目前工业生产中般采沸精馏塔顶丙烯腈水沸物塔底乙腈量水
利回收塔（8）吸收液中丙烯腈乙腈进行分离回收塔侧线气相抽出含乙腈水蒸气混合物送乙腈塔（14）釜回收副产品乙腈乙腈塔顶蒸出乙腈水混合蒸汽冷凝冷送乙腈回收系统回收者烧掉乙腈
塔釜液提纯含少量机物水部分水返回回收塔（8）中作补充水回收塔顶蒸出丙烯腈氢氰酸水等混合物冷凝冷进入分层器（12）中密度差述混合物分油相水相水相中含部分丙烯腈氢氰酸等物质泵送脱氰塔（14）脱氢氰酸回收塔釜含少量重组分水送废水处理系统
含丙烯腈氢氰酸水等物质物料进入脱氰塔（15）中通沸器加热轻组分氢氰酸塔顶蒸出冷凝冷送加工脱氰塔侧线抽出丙烯腈水少量氢氰酸混合物料分层器（17）中分层富水相送急冷塔回收塔回收氰化物富丙烯腈相泵送回塔进步脱水塔釜纯度较高丙烯腈料液泵送成品塔（21）
成品塔顶蒸出蒸汽冷凝进入塔顶作回流成品塔釜抽出含重组分丙烯腈料液送入急冷塔中回收丙烯腈成品塔侧线液相抽出成品丙烯腈冷送成品中间罐
126 典型设备－流化床反应器
丙烯氨氧化反应装置采流化床反应器结构图1—2示流化床反应器外形作分三部分床底段反应段扩段
床底段反应器部许流化床底部呈锥形称锥形体部分气体进料防爆孔催化剂放出气体分布板等部件床底段起原料气预分配作气体分布板气体均匀分布外承载催化剂堆积
反应段反应器中间圆筒部分作化学反应提供足够反应空间化学反应进行完全催化剂受气体吹动呈流化状集中部分催化剂粒子聚集密度称浓相段排出反应放出热量浓相段设置定数量垂直U形中通入高压软水利水汽化带出反应热产生蒸汽作源
扩段指反应器部反应段直径稍部分中安装串联成二级三级旋风分离器作回收气体离开反应段时带出部分催化剂扩段中催化剂聚集密度较称稀相段
图1－2丙烯氨氧化流化床反应器结构图
1－第级旋风分离器2－第二级旋风分离器3－第三级旋风分离器4－三级料腿5－二级料腿6－级料腿7－气体分布板
2 总体方案工艺设计
21 设计务
（1）设计项目名称 丙烯腈合成工段初步设计
（2）生产方法 丙烯氨空气原料丙烯氨氧化法合成丙烯腈
（3）生产力 年产60000吨丙烯腈
（4）原料组成 液态丙烯原料含丙烯85（mol）丙烷15（mol）液态氨原料含氨100
（5）工段产品丙烯腈水溶液含丙烯腈18(wt)
22 流程确定
液态丙烯液态氨分丙烯蒸发器氨蒸发器气化然分丙烯热器氨气热热需温度进入混合器：压缩空气先通空气饱塔增湿空气加热器预热定温度进入混合器混合气出口高温气体废热锅炉回收热量气体冷230℃左右进入氨中塔70~80℃硫酸吸收反应器出口气体中未反应氨中塔塔底含硫酸铵酸液循法冷器吸热返回塔顶循环时补充部分新鲜酸液塔釜排放部分含硫酸铵废液中塔出口气体换热器冷进入水吸收塔5~10℃水吸收丙烯腈副产物水吸收塔塔底含丙烯腈约18丙烯腈水溶液换热器氨中塔出口气体换热温度升高精制工段
物料流程图：
图21 物料流程图
3 工艺设计计算
31 物料衡算热量衡算
年工作日300天丙烯腈损失率31设计裕量6计算丙烯腈时产量：10000×1000×106×1031(300×24) 151786kgh
311 反应器物料衡算热量衡算
(1) 计算
a丙烯腈产量 151786kgh2863kmolh
b原料组成（摩尔分数） 含 C3H685C3H815
c进反应器原料配（摩尔）
C3H6 ：NH3 ：O2 ：H2O ＝ 1 ：105 ：23 ：3
d反应产物单程收率表31示
表31 反应产物单程收率
物质
丙烯腈（AN）
氰化氢（HCN）
乙腈（ACN）
丙烯醛（ACL）
CO2
摩尔收率
06
0065
007
0007
012
e操作压力 进口0203MPa出口0162MPa
f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组分流量
C3H6 2863064772kmolh20042kgh
C3H8 (4772085)×015 842 kmolh 3705 kgh
NH3 4772×1055011 kmolh 85187 kgh
O2 4772×2310976 kmolh351232 kgh
H2O 4772×314316 kmolh257688 kgh
N2 （10976021）×0794129 kmolh115614 kgh
b反应器出口混合气中组分流量
丙烯腈(AN) 2863 kmolh151786 kgh
乙腈(ACN) 32 ×4772×007501 kmolh2054 kgh
丙烯醛(ACL) 4772×0007033 kmolh1848 kgh
CO2 3×4772×0121718 kmolh7559 kgh
HCN 3×4772×0065931 kmolh2512 kgh
C3H8 842 kmolh 3705 kgh
N2 4129 kmolh115614 kgh
O2 10976（32）×28639310335019（3×2）×1718 2640kmolh8448 kgh
C3H6 4772（13）×931033（23）×5012863（13）×1718659 kmolh 2767kgh
NH3 50112863501931716 kmolh1217 kgh
H2O 14316+3×2863+2×501+2×931+1718+033 2752 kmolh49536 kgh
c反应器物料衡表表32
表32 反应器物料衡表
组分
流量组成
反应器进口
反应器出口
Kmol
h
Kg
h
(mol)
(wt)
Kmol
h
Kg
h
(mol)
(wt)
C3H6
4772
20042
6181
96
659
2767
0827
1325
C3H8
842
3705
1091
1775
842
3705
106
1775
NH3
5011
85187
649
408
716
1217
0898
0583
O2
10976
351232
1422
1682
2640
8448
3312
4046
H2O
4129
115614
5438
5538
4129
115614
5782
554
N2
14316
257688
1854
1234
2752
49536
3449
2371
AN
0
0
0
0
2863
151786
3594
7271
ACN
0
0
0
0
501
2054
06289
09843
HCN
0
0
0
0
931
2512
1168
1231
ACL
0
0
0
0
033
1848
0042
00896
CO2
0
0
0
0
1718
7559
2516
3622
合计
77207
20917
100
100
79713
20877
100
100
（3） 热量衡算
物质0～t℃均定压热容表33 示
表33 物质0～t℃均定压热容 CP[kJ(kg·k)]
物质
C3H6
C3H8
NH3
O2
N2
H2O
AN
CN
ACN
CL
CO2
CP
0～110℃
1841
205
2301
0941
1046
1883
0～360℃
2678
3013
2636
1004
1088
2008
1874
1340
1933
1966
1130
0～470℃
2929
3347
2939
1046
1109
2209
2029
1724
210
2172
1213
a浓相段热衡算求浓相段换热装置热负荷产生蒸汽量
假设热力学途径：
470°C浓相段出口混合气
110°C反应器入口混合气
△H
△H3
△H1
25°C浓相段出口混合气
25°C反应器入口混合气
△H2
物质25～t℃均热容0～t℃均热容代误差
△H1(20042×1841+3705×205+85187×2301+351232×0941+115614×1046+
257688×1883)×(25110)2266×106kJh
△H2(2863×5125+501×3623+931×3151+033×
3531+1718×641)×103 3055×107kJh
△H3(2677×2929+3705×3347+1217×2939+8444×1046+115614×1109+
49536×2092+151786×2209+2054×210+2512×1724+1848×2172+7559×1213)×(47025)1396×107kJh
△H △H1+△H2+△H3 2266×1063055×107+1396×107 1886×107kJh
热损失取△H5需浓相段换热装置取出热量（换热装置热负荷）：Q(1005)×1886×1071792×107kJh
浓相段换热装置产生0405MPa饱蒸汽（饱温度143℃）
143℃饱蒸汽焓 i2736kJkg
143℃饱水焓 iH2O6012kJkg
∴ 产生蒸汽量1792×107(27366012)8394 kgh
b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
Q1(2767×2929+3705×3347+1217×2939+8448×1046+11561×1109+
49536×2092+2054×2209+2512×210+2512×1724+1848×2172+7559×1213)
×(4700)1344×107kJh
离开稀相段气体带出热
Q2(2762×2929+3705×3347+1217×2939+8448×1046+115614×1109+
49536×2092+2054×2209+2512×210+2054×1724+1848×2172+7559×1213)×(3600)1083×107kJh
热损失取4稀相段换热装置热负荷
Q3(1004) (Q1Q2)( 1004)×(1344×1071083×107)2410×106kJh
稀相段换热装置产生0405MPa饱蒸汽量
G2410×106(27366012)11289kgh
312 废热锅炉物料衡算热量衡算
(1) 计算
a入口气出口气组成反应器出口气体相
b入口气体温度360℃压力0162MPa
c出口气体温度180℃压力0152 MPa
d锅炉水侧产生0405 MPa饱蒸汽
(2) 热衡算
0℃气体衡算基准物质均热容表34示
表34 物质0～180℃均热容
物质
C3H6
C3H8
NH3
O2
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2
CP
2071
2343
2406
0962
1054
1925
1552
1485
1607
1586
1004
a入口气体带入热（等反应器稀相段气体带出热）
Q11083×107kJh
b出口气体带出热
Q2(2762×2071+3705×2347+1217×2406+8448×0962+115614×1154+
49536×1925+151786×1552+2054×1607+2512×1482+1848×1586+7559×1004)×(1800)5269×106kJh
c热衡算求需取出热量Q
热损失10计需取出热量
Q09(Q1Q2)09×(1083×1075269×106)5005×106kJh
d产生蒸汽量
产生0405 MPa饱蒸汽量
G5005×106(27366012)2344kgh
313 空气饱塔物料衡算热量衡算
(1) 计算
a入塔空气压力0263MPa出塔空气压力0243MPa
b空压机入口空气温度30℃相湿度80空压机出口气体温度170℃
c饱塔气液1524（体积）饱度081
d塔顶喷淋液乙腈解吸塔釜液温度105℃组成表35示：
表35 塔顶喷淋液组成
组分
AN
ACN
氰醇
ACL
H2O
合计
(wt)
0005
0008
00005
00002
99986
100
e塔顶出口湿空气成分量反应器入口气体求
O2 10976kmolh 351232kgh
N2 4129kmolh 115614kgh
H2O 14316kmolh 257688 kgh
(2) 物料衡算
a进塔空气量
进塔干空气量（10976+4129）52265kmolh15073kgh
查30℃相湿度80时空气湿含量0022kg水气kg干空气进塔空气带入水蒸汽量
0022×150733316kgh
b进塔热水量
气液1512进塔喷淋液量
(10976+24772)×224×(273+170)273×010130263×115244959m3h
塔顶喷淋液（105℃）密度958kgm3进塔水质量流量
4959×95847507 kgh
c出塔湿空气量
出塔气体中O2N2H2O量反应器入口气体相
O2 10976kmolh351232kgh
N2 4129kmolh115614kgh
H2O 14316kmolh257688kgh
d出塔液量
塔水蒸发量257688—3316224528kgh
∴ 塔液流量47507—224528452617kgh
e饱塔物料表36
表36 饱塔物料衡表
成分
入塔气
出塔气
入塔喷淋液
塔釜排出液
kmolh
Kg
h
(mol)
(wt)
kmol h
Kg
h
(mol)
(wt)
Kg
h
(wt)
Kg
h
(wt)
10976
351232
204
2288
10976
351232
1648
1990
0
0
0
0
4129
115614
7675
7532
4129
115614
6201
6550
0
0
0
0
1842
3316
885
18
14316
257688
2151
1460
47500
99986
45254
99985
AN
0
0
0
0
0
0
0
0
2375
0005
2375
000525
ACN
0
0
0
0
0
0
0
0
3800
0008
3800
00084
氰醇
0
0
0
0
0
0
0
0
0238
00005
0238
000053
ACL
0
0
0
0
0
0
0
0
0095
00002
0095
000021
合计
54108
1540532
100
100
66582
1765048
100
100
47507
100
45261
100
(3) 热衡算
a空气饱塔出口气体温度
物料衡表知空气饱塔出口气体中蒸汽摩尔分数0215根分压定律蒸汽实际分压
PH2OyH2OP0215×0243005655MPa
饱度081饱蒸汽分压应
00565508100698MPa69800Pa
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
b入塔热水温度 入塔水精制工段乙腈解吸塔塔釜105℃
c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
(a)170℃进塔空气带入热量Q1
170℃蒸汽焓值27733kJkg干空气0～170℃均热容 1004kJ(kg·K)
Q1(351232+115614 )×1004×(1700)+3316×277333492×106kJh
(b)出塔湿空气带出热量Q2
90℃蒸汽焓2660kJkg空气热容取1004kJ(kg·K)
Q2(351232+115614)×1004(900)+257688×26608217×106kJh
(c)105℃入塔喷淋液带入热量Q3
Q347507×4184×(1050) 2087×107kJh
(d)求出塔热水温度t
出塔热水带出热量 Q445261×4184t189375t
热损失5计 Q5005(3492×106+1983×107)1170×106kJh
热衡方程 Q 1+ Q 3 Q 2+ Q4+Q5
代入数：
3492×106+2087×1078217×106+189375t +1170×106
解
t79℃
出塔热水温度79℃
314 氨中塔物料衡算热量衡算
(1) 计算
a入塔气体流量组成反应器出口气体相
b中塔全部氨硫酸吸收生成硫酸铵
c新鲜硫酸吸收剂含量93（wt）
d塔底出口液体（循环液）组成表37：
表37 塔底出口液体组成
组分
H2O
AN
ACN
HCN
H2SO4
(NH4)SO4
合计
(wt)
6853
003
002
0016
05
3090
100
e 进塔气温度180℃出塔气温度76℃新鲜硫酸吸收剂温度30℃
f 塔顶压力0122 MPa塔顶压力0142 MPa
(2) 物料衡算
排废液量组成
进塔气中含7295kgh氨塔硫酸吸收生成硫酸铵氨硫酸反应方程式：
2NH3 + H2SO4 (NH4)SO4
(NH4)SO4生成量需连续排出(NH4)SO4流量：
1217 ×132(2×17)4725kgh
塔底排出液中(NH4)SO4含量309（wt）排放废液量：
4725030915291kgh
排放废液中组分量：
H2O 15291×0685310479kgh
AN 15291×000030459kgh
ACN 15291×0000203058kgh
HCN 15291×00001602447kgh
H2SO4 15291×00057647kgh
(NH4)2SO4 15291×03094727kgh
a需补充新鲜硫酸吸收剂（93 H2SO4）量：
(15291×0005+1217×9834)0933855kgh
b出塔气体中组分量
C3H6 2767kgh
C3H8 3705kgh
O2 8448kgh
N2 115614kgh
AN 15178604591517401kgh
ACN 20540305820509kgh
ACL 1848kgh
HCN 25120244725096kgh
CO2 7559kgh
H2O 出塔气中水入塔气中带入水+新鲜吸收剂带入水废液排出水
49536+3855×007104793932685kgh
出塔气中水入塔气中带入水+新鲜吸收剂带入水废液排出水
29720+2312×007629023592kgh
(3) 热衡算
a出塔气体温度
塔顶气体中实际蒸汽分压
PH2OyH2OP02980×012200363MPa
设饱度098塔气体温度衡饱蒸汽分压：
P○H2O003636098003710MPa
入塔喷淋液硫酸铵含量100×309685345g(NH4)2SO4100g H2O已知硫酸铵溶液方饱蒸汽压表
根入塔喷淋液硫酸铵含量p○H2O值插出塔气温度
76℃
b入塔喷淋液温度
入塔喷淋液温度气体出口温度低6℃70℃
c 塔釜排出液温度
表38 硫酸铵溶液方饱蒸汽压MPa
温度℃
(NH4)2SO4含量g[(NH4)2SO4gH2O]
40
45
50
70
80
90
002796
004252
00629
002756
00419
006199
002716
004129
006109
d热衡算求循环冷器热负荷冷水量
Q1 +Q3+ Q4+ Q5+ Q6+ Q8Q7+Q2+Q9
(a)入塔气体带出热Q1
入塔气体带入热量废热锅炉出口气体带出热量相
Q15269×106kJh
(b)出塔气体带出热Q2组分0～76℃均热容值
表39 组分0～76℃均热容值
物质
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2
CP
1715
1966
09414
1046
1883
1347
1393
1406
1343
0921
Q2(1659×2929+2223×3347+7295×2939+5066×1046+69362×1109+29720
×2092+91054×2209+1233×210+1507×1724+1122×2172+4530×1213)×(760)
1892×106kJh
(c)蒸汽塔冷凝放热Q3
蒸汽塔冷凝量进塔气体带入蒸汽出口气带出蒸汽
49536393268510209kgh
蒸汽冷凝热22466 kJ kg
Q310209×224662294×106kJh
(d)机物冷凝放热Q4
AN冷凝量 00459 kgh冷凝热615 kJ kg
(e)氨气放热Q5
生成1mol硫酸铵放热2738kJ
Q54727×1000132×27389801×105kJh
(f)硫酸稀释放热Q6
硫酸稀释热749 kJ kg
∴ Q6358515×7492685×105kJh
(g)塔釜排放废液带出热量Q7
根塔釜排放废液中H2O (NH4)2SO4摩尔查氮肥设计手册组分硫酸铵水溶液热容3347 kJ（kg·K）
∴ Q715291×3347×（810）4145×105kJh
(h)新鲜吸收剂带入热Q8
30℃93 H2SO4热容1603 kJ（kg·K）
∴ Q83855×1603×（300）18539kJh
(i)求循环冷器热负荷Q9
操作温度高忽略热损失数代入衡方程：
解 Q96524×106kJh
(j)循环冷器冷水量W
设循环冷器循环水水温度32℃排水温度36℃
W6524×106[4184(3632)]3898×105kgh3898th
e求循环液量m
30℃循环液热容3368kJ（kg·K）循环液新鲜吸收液混合喷淋液热容3364 kJ（kg·K）
设循环液流量m kgh循环冷器出口循环液温度t℃
新鲜吸收剂循环液汇合处列热衡方程：
m×3368t+18539(m+3955) ×3364×70 (31)
循环冷器列热衡方程：
m×3347×81m×3368t Q96524×10 (32)
解析（31）（32）
m183051kgh
t7004℃
315 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
76°C
40°C
(1)计算 进口气体76℃组成流量氨中塔出口气相
出口气体温度40℃操作压力1155kPa
(2)物料衡算 出口气体温度40℃40℃饱蒸汽压力
5532mmHg7375kPa
设出口气体中含xkmolh蒸汽根分压定律：
解 x3510kmolh6318kgh
蒸汽冷凝量 393268563183300885kgh
(3)热量衡算
a换热器入口气体带入热Q11892×106kJh
b 蒸汽冷凝放热Q2
c冷凝液带出热Q3
d出口气体带出热Q4
表310 出口气体组分0～40℃均摩尔热容
物质
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
CP
6192
7238
2946
2929
3675
6335
5209
6276
6561
3866
出口气体组分0~40℃均热容：
Q47410×105kJh
e热衡算求换热器热负荷
热衡方程：Q1+Q2Q3+Q4+Q5
解 Q58534×106kJh
316 水吸收塔物料衡算热量衡算
(1)计算
a入塔气流量组成换热器出口气相
b入塔气温度40℃压力112kPa出塔气温度10℃压力101 kPa
c入塔吸收液温度5℃
d出塔AN溶液中含AN18（wt）
（2）物料衡算
a进塔物流流量组成换热器出口相
b出塔气量组成
设入塔气中ANHCNACLCAN等组分全部水吸收
等组分溶水出塔气中含水蒸气量：
出塔气总量：16596+2223+5069+69362+4532+62583496kgh
c塔顶加入吸收水量
（a）出塔AN溶液总量 1517860018843256 kgh
（b）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
843256+1391342165552330088578383 kgh
d塔底AN溶液组成量
AN溶液中水塔顶加入水+进塔气液混合物中带入水出塔气中带出水78383+6318+3300885104128221156 kgh
(3)热量衡算
AN溶液中组分液体摩尔热容：
组 分
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CP[kJ(kmol· k)]
753
1211
1073
7155
1238
a入塔气带入热Q1
Q17315×105kJh
b入塔凝水带入热Q2
Q2330085×4184(400)5524×105kJh
c出塔气带出热Q3
Q31438×105kJh
d吸收水带入热Q4
Q41640×105kJh
e出塔AN溶液带出热Q5
Q5348626tt
f水冷凝放热Q6
水冷凝量63181041252768kgh
水冷凝热 2256kJkgg
∴ Q6 52768×2256119×106kgh
ANACNACLHCN等气体溶解放热Q7
溶解热冷凝热
ANACNACLHCN冷凝热
表311 ANACNACLHCN冷凝热
组 分
AN
ACN
ACL
HCN
冷凝热(kJkg)
6109
7657
4937
9372
Q7151786×6109+20509×7657+1848×4937+25096×9372
1329×106kJh
h热衡算求出塔液温度
热衡方程 Q1+Q2+Q3+Q4+Q6+Q7Q3+Q5
代入数解
t1520℃
317 空气水饱塔釜液槽
（1）空气饱塔液体进出口流量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排污量乙腈解析塔塔釜液量15考虑乙腈解析塔塔釜液量萃取解析塔液体量精致系统物料衡算确定
（2）物料衡算
进料：
a 乙腈解析塔釜液入槽量1133004750765793kgh
b 空气饱塔塔低液入槽量452551700028255 kgh
c 入槽软水量 x kgh
出料：
a水吸收塔液体量 78496 kgh
b萃取解析塔液体量 30000kgh
做液体釜总质量衡
65793+28255+x78496+30000
解 x14448 kgh
（3）热量衡算
a入槽乙腈解析塔釜液带入热Q1
b入槽软水带入热Q2
c空气饱塔底液带入热Q3
d吸收塔液体带出热Q4
e萃取解析塔带出热Q5
f热衡算求槽出口液体温度t
热损失5算热衡方程
095（Q1+Q2+Q3）Q4+Q5
代入数：
解 t8323℃
318 丙烯蒸发器热量衡算
（1） 计算 蒸发压力0405Mpa加热剂0℃冷盐水出口温度
2℃丙烯蒸发量12028kgh
（2）关资料
a 0405Mpa丙烯沸点13℃汽化热410KJkg
b 0405Mpa丙烷沸点5℃汽化热3766KJkg
（3）热衡算秋丙烯蒸发器热负荷冷冻盐水量
a 丙烯蒸发吸收热Q1
b丙烷蒸发吸收热Q2
c丙烯蒸发器热负荷Q
冷损失10考虑
冷冻盐水量
均温度（1℃）冷冻盐水热容347KJ(kgK)
冷冻盐水量
319 丙烯滤器热量衡算
（1）计算 丙烯进口温度13℃出口温度65℃0405Mpa蒸汽加热剂
（2）热衡算求丙烯热器热负荷加热蒸汽量
丙烯气热容1464KJ(kgK)丙烷气热容1715KJ(kgK)热损失10考虑需加热蒸汽提供热量
加热蒸汽量
式中2138KJkg0405Mpa蒸汽冷凝热
3110 氨蒸发器热量衡算
（1）计算
a蒸发压力0405Mpa
b加热剂0405Mpa饱蒸汽冷凝热2138 KJh
（2）关资料 0405Mpa氨蒸发温度7℃汽化热1276KJkg
（3）热衡算求氨蒸发器热负荷加热蒸汽量 冷损失10考虑氨蒸发器热负荷Q
加热蒸汽量
W55925kgh
3111 气氨热器
（1）计算
a气氨进口温度7℃出口温度65℃
b0405Mpa蒸汽加热剂
c气氨流量511 kgh
（2） 热衡算求气氨热器热负荷加热蒸汽量 氨气热容
2218 KJ(kgK)冷损失10算气氨热器热负荷
加热蒸汽量
W70kgh
3112 混合器
（1）计算气氨进口温度65℃流量511 kgh
丙烯气进口温度65℃流量12028kgh丙烷气进口温度65℃流量2224kgh出口混合气温度110℃湿空气空气加热器
（2）热衡算求进口湿空气温度t 0℃热衡算基准
0~65℃均热容
表312 气态丙烯丙烷带入热Q1
物 质
C3H6
C3H8
NH4
cP[kJ(kg· k)]
1569
182
2197
a气态丙烯丙烷带入热Q1
b气氨带入热Q2
c湿空气带入热Q3 蒸汽0~136℃均热容分
1046 KJ(kgK) 184KJ(kgK) 1925 KJ(kgK)
e混合器出口气体带出热Q4
Q4（20042×1569+3705×1829+851871×2197+115614×1046+351232×1841+275688×1925）×10（1100）3213×10 kJh
f热衡算求进口湿空气温度t 热损失10考虑
热衡算方程：09(Q1+Q2+Q3)Q4
代入数
解 t136℃
3113 空气加热器热量衡算
（1）计算
a入口空气温度90℃出口空气温度136℃
b空气流量组成
表313 空气流量组成
组分
合计
Kgh
351232
115614
257688
176506
（2）热衡算求空气加热器热负荷加热蒸汽量 蒸汽90~136℃均热容分1046 KJ(kgK) 184KJ(kgK) 1925 KJ(kgK)
热损失10考虑空气加热器热负荷
Q（115614×1046+351232×1841+257688×1925）（13690）×11
1190×10 KJh
0608 Mpa蒸汽加热剂饱温度1642℃冷凝热2066 KJkg加热蒸汽量
W57599kgh
32 设备工艺计算
321 流化床合成反应器
（1）计算
a出口气体流量79713kmolh入口气体流量77207kmolh
b气体进口压力0203mPa出口压力0162mPa
c反应温度470℃气体离开稀相段温度360℃
流化床换热装置水冷剂产生0405Mpa（143℃）饱蒸汽
e接触时间10s
（2）浓相段直径
反应程总物质量增加出口处计算塔径较安全
出口处气体体积流量
取空床线速06ms
浓相段直径
378m
取流化床浓相段直径38m
（3）浓相段高度
接触时间10s算推化剂堆体积
静床高 m
取膨胀2浓相段高度
119m≈12m
取浓相段高13m
校核
推化剂堆密度640
推化剂品质W674×64043136kg4314t
推化剂负荷
1106mol
实验装置推化剂负荷达177mol设计值实验值
（4）扩段（处稀相段）直径
取扩段气速操作气速半 u03ms
气体流量
扩段直径
d549m 取55m
扩段高度 根流化床直径38m空塔气速06ms查图D2
稀相段高度 2D2×3876m 取8m
浓相段冷装置换热面积
换热装置套式总差传热系数取233
换热装置热负荷已热衡算求出 Q1013×2813×
换热面积
取30设计裕量换热面积85
（7）稀相段冷装置换热面积
套式换热装置水冷剂产生0405Mpa（143℃）蒸汽
总传热系数取20换热装置热负荷
Q2410×106kJh669×105Js
267℃
换热面积
取30设计裕量换热面积160
322 空气饱塔
（1）计算
a进塔空气组成流量
表314 进塔空气组成流量
组分
合计
Kmolh
kgh
10976
351232
4129
115614
1842
3316
54108
1540532
b出塔空气组成流量
表315 出塔空气组成流量
组分
合计
Kmolh
kgh
10976
351232
4129
115614
14316
257688
66582
1765048
c塔顶喷淋液量47507kgh温度105℃
d塔底排出液量452617 kgh温度79℃
e塔底压力0263 Mpa塔顶压力0243 Mpa
f入塔气温度170℃出塔气温度90℃
g填料50×50×45陶瓷拉西环（乱堆）
(2) 塔径确定
拉西环泛点速度计算公式
lg0022175 (33)
式中
——泛点空塔气速ms
g——重力加速度981m
_____干填料子
——气相液相密度
LG——气相液相流量kgh
——液体粘度mPa(cP)
50×50瓷拉西环干填料子177
a 塔顶处
958
L47507 kgh
G1765048 kgh
0282mPas
数带入（33）式：
解 1743ms
泛点率取75气体空塔速度：
W075×137431307ms
出塔操作条件气量
塔径应
b塔底处
975
L452617 kgh
G1540532kgh
038mPas
数带入（33）式
解 1721ms
气体空塔速度
w075075×17211291ms
入塔气操作条件气量：
塔径
取塔径15m
(3) 填料高度
空气水饱塔填料高度确定必须考虑两方面求
a式出塔气体中蒸汽含量达求
b式塔顶喷淋液中CAN等塔脱吸出塔釜液中CAN等含量量低减少污水处理负荷回收CAN等副产物
c工厂实际验取填料高度11m
323 丙烯蒸发器
（1）计算
a丙烯外蒸发蒸发压力0405Mpa蒸发温度13℃0℃冷冻盐水（175NaOH水溶液）丙烯换热冷冻盐水出口温度2℃
b丙烯蒸发量12026kgh冷冻盐水量913460 kgh
c丙烯蒸发器热负荷6344×
（2）丙烯蒸发器换热面积
a热系数蒸发器安装38×35U型钢100根
冷冻盐水均温度1℃次温度关物性数
μ2485×103kg(m•s)
λ0545W(m•K)
Cp3473kJ(kg•K)
ρ11308kgm3
冷冻盐水流速
u062ms
8240﹤10000度湍流
158
1278
b外液体丙烯沸腾热系数2326
c总传热系数
冷冻盐水方污垢热阻取0264×丙烯蒸发侧污垢热阻取
0176×钢导热系数45w(mk)
K578
传热均温差 热端温差0（13）13℃冷端温差2（13）11℃传热均温差℃
d换热面积
热负荷 Q1057×106kJh2936×105Js
换热面积
A704722(532×45)3968m2
取安全系数12 换热面积50
4 车间布置设计
车间布置会生产操作中造成流物流紊乱利设备安装维修会延长物料输送路增加设备费造成良通风采光甚法生产造成事发生设计前必须成分准备关资料总面布置工艺流程图物料衡算等阶段资料设计程中深入研究领会应方面原求
车间布置涉面较广致纳方面
41 厂房建筑
1．厂房面力求简单化利建筑定型化施工机械化
2．柱间距般超12m
3．层高设备高低安装位置关般层4～6m低低32m净高度低26m
4．条件采露天敞开式设计节省投资利通风采光防爆等安全需
5．影响流程情况较高设备集中布置
6．笨重设备震动设备量布置底楼面
7．设备穿孔避开梁
8．厂房出入口交通道楼梯等需精心安排
42 生产操作
1．设备布置量工艺流程致避免交叉返运料量采位差送料般高层低层布置计量槽应设备槽重型设备震动设备
2．相互联系设备量考虑操作行通道送料半成品堆放等空
3．相相似设备称集中利操作理水电气等供应
4．考虑进出料取样观察等方便
43 设备装修
1．仅考虑安装时设备进出考虑单设备更换检修保证足够空间通道
2．二层楼设备需层设吊孔庞特殊设备封闭式厂房中先安装设备砌墙
3．考虑起吊装置塔顶房梁等设永久吊架
44 安全求
1．采光量避光操作高设备避免窗挡光
2．通风高温毒易燃易爆车间取敞开式利通风散热机械通风效果
3．毒物质设备放置风操作位置应风剧毒设备隔离操作单独排风
4．防爆车间采单层厂房避免车间死角层楼板泄压孔设计防火防爆墙设计双斗门门窗外开二楼考虑紧急疏散措施考虑消防措施设备
45 车间布置说明
车间设计着方便安全节省源原特进行设计
配电室控制室仓库等设计时安全第方便快捷原设计
5 环境保护安全措施求
51 丙烯腈生产中三废处理
丙烯腈生产中量工业污水产生污水中含氢氰酸乙腈丙烯腈丙烯醛等毒物质处理直接排放会污染水源体动植物造成危害国家含氰废水排放严格规定定治理达标准准予排放
丙烯腈装置废水源反应生成水工艺程水反应条件采催化剂副反应物单程收率会样生成水量会差工艺程水包括分离合成产物程吸收水萃取水反应器稀释蒸气(催化剂)蒸馏塔直接蒸气(终冷凝成水)提纯丙烯腈乙腈氢氰酸加工程中需水分离排放排放水中含氰毒物聚合物机物(硫酸铵催化剂粉尘等)排放前需处理例氨中塔釜液废水塔处理含丙烯腈100～300 mgl乙腈100～200 mgl氢氰酸1000～1500 mgl化学需氧量20000～30000 mgl总机物含量达5(w)乙腈精制系统清洗设备废碱液中含乙腈10～15(w)氢氧化钠20～25(w)物质15～20(w)
丙烯睛装置三废中废渣废催化剂目前国尚回收装置均采掩埋处理废气吸收塔放空气果原料丙烯纯度较高烃含量低放空气直接排入气废水采浊清分开处理方法含机物高废水焚烧炉焚烧含机物低废水化学生化处理达排放标准进行排放整装置三废排放达国家标准
52 生产安全防护措施
呼吸系统防护：接触毒物时必须佩戴滤式防毒面具(全面罩)紧急事态抢救撤离时佩戴空气呼吸器
眼睛防护：呼吸系统防护中已作防护
身体防护：穿连衣式胶布防毒衣
手防护：戴橡胶手套
：工作现场禁止吸烟进食饮水工作毕彻底清洗单独存放毒物污染衣服洗备车间应配备急救设备药品作业员应学会救互救
急救措施：（1）皮肤接触：立脱污染衣着流动清水5硫代硫酸钠溶液彻底洗少20分钟医（2）眼睛接触：提起眼睑流动清水生理盐水洗医（3）吸入：迅速脱离现场空气新鲜处保持呼吸道通畅呼吸困难输氧呼吸心跳停止时立进行工呼吸（勿口口）胸外心脏压术吸入亚硝酸异戊酯医（4）食入：饮足量温水催吐1∶5000高锰酸钾5硫代硫酸钠溶液洗胃医
泄漏应急处理：迅速撤离泄漏污染区员安全区进行隔离严格限制出入切断火源建议应急处理员戴正压式呼吸器穿防毒服切断泄漏源防止进入水道排洪沟等限制性空间量泄漏：活性炭惰性材料吸收量水洗洗水稀释放入废水系统量泄漏：构筑围堤挖坑收容泡沫覆盖降低蒸气灾害喷雾状水冷稀释蒸气保护现场员泄漏物稀释成燃物防爆泵转移槽车专收集器回收运废物处理场处置废弃物处置方法：焚烧法焚烧炉燃烧室焚烧炉排出氮氧化物通洗涤器化学法乙醇氢氧化钠处理产物量水起排入水道外废水中回收丙烯腈种考虑处理办法
灭火方法：消防员必须佩戴滤式防毒面具（全面罩）隔离式呼吸器穿全身防火防毒服风处灭火灭火剂：二氧化碳干粉砂土水灭火效须水保持火场容器冷
工艺流程中安全防护措施：
（1）氧化反应器
预热升温投料前必须进行系统气密性试压氮气置换氧含量低2否准点火升温投料反应器高压冷水衡反应热量重手段供水压力重工艺指标必须常检查发现正常现象时迅速处理防止烧坏水（高压蒸汽锅炉）引起事
（2）精制工艺
机泵区塔系静动密封点正常生产中应常检查严密监视部位发现泄漏正常现象时必须迅速采取措施处理准泄漏正常情况继续生产防止中毒污染环境形成爆炸性混合物
防止接触剧毒物料时中毒危险（泵区抢修中发生次沾染剧毒物料造成中毒死亡事）机泵抢修严格进行安全措施检查容包括：关闭泵出入口旁路阀泵物料排放废液回收槽通入清水洗泵物料氮气吹扫作业员佩戴防护具监护员救护器材位拆机泵螺栓时避开接口述措施未执行前禁止开始抢修作业定期塔系统避雷接易燃燃高电阻率物料设备道静电接电气设备外壳等
安全保护设施进行检查发现陷患缺陷时消整改
（3）火炬焚烧炉
火炬常明线生产投料前检查否已点燃正常生产中熄火现象发现熄火立查明原时恢复正常状态氢氰酸氰化钠（丙酮氰醇）装置突然障时防止量剧毒物料排空造成环境污染中毒爆炸着火等事
（4）安全防护设备器材 定期检测仪器列特殊安全防护设备器材进行检查校验维护保养补充：
环境监测方法：
快速检测法便携式气相色谱法突发性环境污染事应急监测处理处置技术万太编直接进水样气相色谱法气体检测法气体速测（德国德尔格公司产品）
6 结
丙烯腈重机原料橡胶合成（丁腈橡胶）塑料合成（ABSAS树脂聚丙烯酰胺等）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
次年产6万吨丙烯腈合成工艺工厂设计中进行丙烯腈合成设备车间设计出结：
1国需求现生产力定差距丙烯腈国拥广阔市场发展潜力次设计采工艺较成熟丙烯氨氧化法技术（称sohio 法）
计划年产量1万吨年工作日300天结合反应时间确定丙烯腈时产量：151786kg
2通物料衡算需原料详见第3章
3通热量衡算确定需冷水量设备出口温度计算均满足需
4流化床反应器设计结果表61
表61 反应器数
项目
数值
项目
数值
浓相段直径
7m
扩段直径
12m
浓相段高度
51m
扩段高度
75m
浓相段冷装置换热面积
480 m2
稀相段冷装置换热面积
1500m2
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致 谢
次设计学生涯中件务写里高兴伤感高兴王**老师悉心指导学帮助毕业设计终完成伤感马离开生活四年校园真正投入社会生活中快毕业时候觉学四年里没真正学东西感谢四年陪伴身边朋友老师希日子里事事心
设计务年产6万吨丙烯腈合成工段初步设计设计务书时完成工艺设计绘制工程图纸次设计没丙烯腈生产时详细资料身水限设计中难免出现诸纰漏敬请老师学谅解指正
次设计中仅收集资料查阅文献力方面提升通设计编写增强处理文字力更重通次设计巩固学专业理知识总次毕业设计受益匪浅
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单位
T
温度
℃
p○H2O
饱蒸汽压力
Kpa
W
冷冻水量
M3
R
膨胀
V
体积
M3
CP
定压热容
kJ(kg·℃)
D
塔直径
m
G
物料量
kg
H
塔高
m
Q
热量
kJ
t
物料温度
℃
t0
基准温度
℃
均温度差
℃
ΔmH
熔化热
kJkg
ΔvH
汽化热
kJkg
ΔH
反应焓
kJkg
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