年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计课程设计


    化工工艺设计 课 程 设 计 年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计 年 级 2013 专 业 化学工程与工艺 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 评审要素 评审内涵 分值 评分 签名栏 设计说明, 50% 格式规范 内容完整 格式是否规范 10 评阅教师签名 内容是否完整 10 工艺计算 正确、完整和规范 物料恒算 10 热量衡算 10 设备设计和选型 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 带控制点的工艺流程图 20 平时成绩,10% 上课出勤 上课出勤考核 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 课程设计任务书 学 号 学生姓名 专业(班级) 设计题目 年产 3.5 万吨丙烯腈合成工段工艺设计 设 计 技 术 参 数 1.生产能力: 35000 吨/年 2.原料:丙烯85%,丙烷15%(摩尔分率);液氨100% 3.产品:1.8%(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 要 求 1.确定设计方案,并画出流程框图(要求见4(1)); 2.物料衡算,热量衡算 3.主要设备的工艺设计计算 4.绘图要求:(1)流程框图(CAD或者PPT绘,截图在方案设计中); (2)方案流程图(CAD或手绘,A3图纸); (3)工艺物料流程图(带物料表,CAD或手绘,A3图纸); (4)制带控制点的工艺流程图(CAD或手绘,A3图纸); 5.编写设计说明书 工 作 量 1.设计计算:1.5周 2.工艺流程图与设计说明书:1周 3.答辩:0.5周 工 作 计 划 第一周:物料衡算、热量衡算及主要设备的工艺设计计算 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(上下册),中国石化集团上海工程有限公司编,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 第一部分 概述 1.1 丙烯腈的性质 1.1.1 丙烯腈的物理性质 丙烯腈是一种非常重要的有机化工原料,在合成纤维、树脂、橡胶急胶粘剂等领域有着广泛的应用。丙烯腈,英文名Acrylonifrile(简称为ACN),化学分子式:CH2=CH-CN;分子量:53.1。丙烯腈在常温下是无色或淡黄色液体,剧毒,有特殊气味;可溶于丙酮、苯、四氯化碳、乙醚和乙醇等有机溶剂;与水互溶,溶解度见表1-1。丙烯腈在室内允许浓度为0.002MG/L,在空中的爆炸极限为3.05~17.5%(体积)。因此,在生产、贮存和运输中,必须有严格的安全防护措施。 丙烯腈和水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等会成二元共沸混合物,和水的共沸点为 71℃,共沸点中丙烯腈的含量为88%(质量),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。丙烯腈的主要物理性质见表1-2。 表 1-1 丙烯腈与水的相互溶解度 温度/℃ 水在丙烯腈中的溶解度(质量)/% 丙烯腈在水中的溶解度(质量)/% 0 2.10 7.15 10 2.55 7.17 20 3.08 7.30 30 3.82 7.51 40 4.85 7.90 50 6.15 8.41 60 7.65 9.10 70 9.21 9.90 80 10.95 11.10 表 1-2 丙烯腈的主要物理性质 性质 指标 性质 指标 性质 指标 沸点(101.3KPa) 78.5℃ 燃点/℃ 481 蒸汽压/KPa 熔点/℃ —82.0 比热容/J.kg-1. K-1 20.92±0.03 8.7℃时 6.67 相对密度(d426 ) 0.0806 蒸发潜热(0~77℃) 32.6kJ/mol 45.5℃时 33.33 粘度(25℃) 0.34 生成热(25℃) 151kJ/mol 77.3℃时 101.32 折射率(nD25 ) 1.3888 燃烧热 1761kJ/mol 临界温度 246℃ 闪点/℃ 0 聚合热(25℃) 72 kJ/mol 临界压力 3.42MPa 1.1.2 丙烯腈的化学性质及应用 丙烯腈分子中含有双键及氰基(-CN ),其化学性质非常活泼,可以发生加成、聚合、水解、醇解、腈基及氢乙基化等反应。 聚合反应和加成反应都发生在丙烯腈的 C=C 双键上,纯丙烯腈在光的作用下能自行聚合,所以在丙烯腈成品及丙烯腈生产过程中,通常要加少量阻聚剂,如对苯酚甲基醚(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,由此可制得合成纤维、塑料、涂料和粘合剂等。丙烯腈经电解加氢偶联反应可以制得已二腈。氰基反应包括水合反应、水解反应、醇解反应等,丙烯腈和水在铜催化剂存在下,可以水合制取丙烯酰胺。 氰乙基化反应是丙烯腈与醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反应;丙烯腈和醇反应可制取烷氧基丙胺,烷氧基丙胺是液体染料的分散剂、抗静电剂、纤维处理剂、表面活性剂、医药等的原料。丙烯腈与氨反应可制得1,3 丙二胺,该产物可用作纺织溶剂、聚氨酯溶剂和催化剂。 丙烯腈主要用来生产 ABS 树脂,丙烯酰胺、丙烯酸纤维、己二睛和苯乙烯-己二睛树脂等,目前国内供不应求,每年需大量进口来满足市场需求,2000 年进口量超过150kt。 1.2丙烯腈的生产状况 1.2.1世界丙烯腈生产与消费概况 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(见表1-3) 。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。 预计到2000年,世界丙烯腈总生产能力将达到585万t,产量及消费量将达到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(见表1-4)。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。 表1-3 1999年世界丙烯腈生产能力(万t/a) 国家和地区 生产能力 国家和地区 生产能力 美国 164.2 土耳其 9.0 德国 44 巴西 9.0 意大利 19 南非 7.5 荷兰 18.5 印度 3.0 西班牙 11.5 罗马尼亚 8.0 英国 28.0 保加利亚 4.5 墨西哥 16.5 日本 71.8 韩国 37 俄罗斯 24 中国(总计) 38.8 中国台湾省 18.0 合计 532.3 表1-4 世界丙烯腈消费结构(万t) 年份 1995 1996 1997 1998 2000 生产能力 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 ABS/AS 100 107 110 115 126 其它 84 86 90 94 106 开工率(%) 90 86 85 86 87 1.2.2国内生产概况 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可达80多万t,其中中国大陆丙烯腈生产能力可达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。我国丙烯腈生产能力。见表1-5。 表1-5 我国丙烯腈生产能力(万t/a) 生产厂家 生产能力 采用技术 备 注 上海石化股份有限公司 5 BP技术 实际可达到7 大庆石化总厂化工一厂 6 BP技术 大庆油田聚合物厂 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 0.5 国内技术 兰化公司石化厂 3.2 BP技术 抚顺石化公司腈纶厂 5 BP技术 计划扩展7 吉化公司化肥厂 6.6 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 59.3 1.3我国丙烯腈发展方向 1.4丙烯氨氧化的原理 1.4.1化学反应 在工业生产条件下,丙烯氨氧化反应是一个非均相催化氧化反应: 与此同时,在催化剂表面还发生如下一系列主要的副反应。 (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。 上述副反应中,生成乙腈和氢氰酸的反应是主要的。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。除上述副反应外,还有生成微量丙酮、丙腈、丙烯酸和乙酸等副反应。 1.4.2 催化剂 丙烯氨氧化所采用的催化剂主要有两类,即Mo系和Sb系催化剂。 (1)Mo系催化剂工业上最早使用的是P-Mo-Bi-O(C-A)催化剂,其代表组成为PBi9Mo12O52。活性组分为MoO3和Bi2O3.Bi的作用是夺取丙烯中的氢,Mo的作用是往丙烯中引入氧或氨。因而是一个双功能催化剂。P是助催化剂,起提高催化剂选择性的作用。这种催化剂要求的反应温度较高(460~490℃),丙烯腈收率60%左右。由于在原料气中需配入大量水蒸气,约为丙烯量的3倍(mol),在反应温度下Mo和Bi因挥发损失严重,催化剂容易失活,而且不易再生,寿命较短,只在工业装置上使用了不足10年就被C-21、C-41等代替。 (2)Sb系催化剂Sb系催化剂在60年代中期用于工业生产,有Sb-U-O、Sb-Sn-O和Sb-Fe-O等。初期使用的Sb-U-O催化剂活性很好,丙烯转化率和丙烯腈收率都较高,但由于具有放射性,废催化剂处理困难,使用几年后已不采用。Sb-Fe-O催化剂由日本化学公司开发成功,即牌号为NB-733A和NB-733B催化剂。据文献报道,催化剂中Fe/Sb比为1∶1(mol),X光衍射测试表明,催化剂的主体是FeSbO4,还有少量的Sb2O4。工业运转结果表明,丙烯腈收率达75%左右,副产乙腈生成量甚少,价格也比较便宜,添加V、Mo、W等可改善该催化剂的耐还原性。 1.4.3 反应机理和动力学 丙烯氨氧化生成丙烯腈的反应机理,目前主要有两种观点。 可简单地用下式表示。 第二部分 生产方案选择 第三部分 工艺流程设计 3.1 丙烯腈工艺流程示意图 3.2小时生产能力 按年工作日300天,丙烯腈损失率3%,设计裕量为6%,年产量为3.5万吨计算,则每天每小时产量: 第四部分 物料衡算和热量衡算 4.1反应器的物料衡算和热量衡算 4.1.1计算依据 (1)丙烯腈产量 5307.36kg/h,即F=100.03kmol/h (2)原料组成(摩尔分数) 丙烯(C3H6)85%,丙烷(C3H8)15% (3)进反应器的原料配比(摩尔分数)为 C3H6:NH3:O2:H2O=1:1.05:23:3 反应后各产物的单程收率为: 物质 丙烯腈(AN) 氰化氢(HCN) 乙腈(CAN) 丙烯醛(ACL) CO2 摩尔收率 0.6 0.065 0.07 0.007 0.12 (4)操作压力 进口:0.203MPa ,出口:0.162MPa (5)反应器进口气体温度110℃,反应温度470℃,出口气体温度360℃ 4.1.2 物料衡算 (1)反应器进口原料气中各组分的流量 C3H6: C3H8: NH3: O2: H2O: N2: (2)反应器出口混合气中各组分的流量 丙烯腈:5307.36kg/h F=100.03kmol/h 乙腈 : 丙烯醛: CO2: HCN: C3H8: N2: O2: C3H6: NH3: H2O: (3):反应器物料平衡表 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 166.72 7002.10 6.18 9.60 23.02 966.98 0.83 1.32 C3H8 29.42 1294.53 1.09 1.78 29.42 1294.53 1.06 1.78 NH3 175.06 2975.95 6.49 4.08 25.01 425.17 0.90 0.58 O2 383.46 12270.59 14.22 16.82 92.20 2950.40 3.31 4.05 N2 1442.54 40391.12 53.48 55.38 1442.54 40391.12 51.79 55.37 H2O 500.16 9002.88 18.54 12.34 961.48 17306.64 34.52 23.73 丙烯腈 (AN) 0 0 0 0 100.03 5307.36 3.59 7.28 乙腈 (ACN) 0 0 0 0 17.51 717.77 0.63 0.98 氰化氢 (HCN) 0 0 0 0 32.51 877.78 1.17 1.20 丙烯醛 (ACL) 0 0 0 0 1.17 65.53 0.04 0.09 CO2 0 0 0 0 60.02 2640.84 2.16 3.62 合计 2697.36 72937.17 100 100 2784.91 72944.12 100 100 4.1.3 热量衡算 查阅相关资料获得各物质各物质0~110℃、0~360℃、0~470℃的平均定压比热容 物质 C3H6 H2O AN HCN ACN ACL 0~110℃ 1.841 2.05 2.301 0.941 1.046 1.883 0~360℃ 2.678 3.013 2.636 1.004 1.088 2.008 1.874 1.640 1.933 1.966 1.130 0~470℃ 2.929 3.347 2.939 1.046 1.109 2.092 2.029 1.724 2.10 2.172 1.213 (1)浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量 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 假设如下热力学途径: 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 的5%,则需有浓相段换热装置取出的热量(即换热装置的热负荷)为: 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: 143℃饱和水焓: 所以: (2)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热为: 热损失取4%,则稀相段换热装置的热负荷为: 稀相段换热装置产生0.405 的饱和蒸汽,产生的蒸汽量为: 4.2空气饱和塔的物料衡算和热量衡算 4.2.1计算依据 (1)入塔空气压力0.263MPa ,出塔空气压力0.243MPa (2) 空压机入口空气温度30℃,相对温度80%,空压机出口气体温度170℃ (3) 饱和塔气、液比为152.4(体积比),饱和度0.81 (4) 塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液,温度105℃,组成如下: 组分 AN ACN 氰醇 ACL 水 合计 %(Wt) 0.005 0.008 0.0005 0.0002 99.986 100 (5) 塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为: O2:383.46kmol/h,即12270.59kg/h N2:1442.54 kmol/h,即40391.12 kg/h H2O:500.16kmol/h,即9002.88 kg/h 4.2.2物料衡算 (1)进塔空气量 查得30℃,相对湿度80%时空气温含量为0.022kg水气/kg干空气.因此,进塔空气带入的水蒸气量为: (2)进塔热水量 气、液比为152.4,故进塔喷淋液量为: 塔顶喷淋液105℃的密度为 ,因此进塔水的质量流量为: (3)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,因而: O2:383.46kmol/h,即12270.59kg/h N2:1442.54 kmol/h,即40391.12 kg/h H2O:500.16kmol/h,即9002.88 kg/h (4)出塔液量 4.2.3热量衡算 (1)空气饱和塔出口气体温度 空气饱和塔出口气体中,蒸汽的摩尔分数为: 根据分压定律,蒸汽的实际分压为: 饱和度为0.81,.所以饱和蒸汽分压应为: 查饱和蒸汽表得到对应的饱和温度为90℃,因此,须控制出塔气体温度为90℃.才能保证工艺要求的蒸汽量 (2)入塔热水温度 入塔水来自精制工段乙腈解吸塔塔釜,105℃ (3)由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℃进塔空气带入的热量Q1: 170℃蒸汽焓值为2773.3kJ/kg,干空气在0~l70℃的平均比热容 ②出塔湿空气带出热量Q2 90℃蒸汽焓2660kJ/kg,空气比热容取 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: 热损失按5%者,则 热平衡方程Q1+Q3=Q2+Q4+Q损 即12201335.11+70600063.93=28706172.92+639560.93t+4140069.95 解得t=78.11℃ 故,出塔热水温度为78.11℃ 4.3氨中和塔物料衡算和热量衡算 4.3.1计算依据 (1)入塔气体流量和组成与反应器出口气体相同 (2)在中和塔内全部氨被硫酸吸收,生成硫酸铵 (3)新鲜硫酸吸收剂的含量为93%(wt) (4)塔底出口液体(即循环液)的组成如下 组分 水 AN ACN HCN 硫酸 硫酸铵 合计 %(wt) 68.53 0.03 0.02 0.016 0.5 30.90 100 (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0.122MPa,塔底压力0.142MPa 图2 氨中和塔局部流程 1—氨中和塔; 2—循环冷却器 4.3.2物料衡算 (1)排出的废液量及其组成 进塔气中含有 425.17kg/h的氨,在塔内被硫酸吸收生成硫酸铵 氨和硫酸反应的方程式: 的生成量,即需要连续排出的的流量为: 塔底排出液中,(NH4)2SO4的含量为30.9%(wt),因此,排放的废液量为: 排放的废液中.各组分的量: H2O: AN: CAN: HCN: H2SO4: (NH4)2SO4: (2)需补充的新鲜吸收剂(93%的H2SO4)的量为: (3)出塔气体中各组分的量 C3H6:966.98kg/h=23.02kmol/h C3H8: 1294.53kg/h=29.42kmol/h O2:2950.40kg/h=92.20kmol/h N2:40391.12kg/h=1442.54kmol/h AN:5307.36-0.12=5307.24kg/h=100.02kmol/h ACN:717.77-0.08=717.69kg/h=17.50kmol/h ACL:65.53kg/h=1.17kmol/h HCN:877.78-0.06=877.72kg/h=32.51kmol/h CO2:2640.84kg/h=60.02kmol/h H2O:17306.64+1346.45×0.07-3660.83=13740.06kg/h=763.34kmol/h 4.3.3热量衡算 (1)出塔气体温度 塔顶气体中实际蒸汽分压为: PH2O=yH2OP=0.298×0.122=0.0364MPa 设饱和度为0.98,则与出塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为: 入塔喷淋液的硫酸铵含量为: 已知硫酸铵上方的饱和蒸汽压如表 含 量 温 度 40 45 50 70 0.02796 0.02756 0.02716 80 0.04252 0.0419 0.04129 90 0.0629 0.06199 0.06109 根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和PH2O的值,内插得到出: 塔气的温度为76.7℃ (2)入塔喷淋液温度 入塔喷淋液温度比气体出口温度低6.7℃,故为70℃ (3)塔釜排出液温度 yH2O=0.3452 入塔气水蒸汽分压:PH2O=yH2OP=0.3452×0.142=0.049MPa 在釜液(NH4)2SO4含量()下溶液上方的饱和蒸汽分压等于0.049MPa时的釜液温度即为釜液的饱和温度,用内插法从表中得到,饱和温度为83.53℃,设塔釜液温度比饱和温度低2.53℃ 即81℃。又查硫酸铵的溶解度数据得知,80℃时.每100g水能溶解95.3g硫酸铵,而釜液的硫酸铵含量为(),所以釜液温度控制81℃不会有硫酸铵结晶析出。 (4)热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量 作图3.3的虚线方框列热平衡方程得 图3 氨中和塔的热量衡算 1—氨中和塔; 2—循环冷却器 Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8=Q2+Q7+Q9 ①入塔气体带入热 入塔气体带入热量Q1=2.53×106kJ/h ②出塔气体带出热 各组分在0~76.7℃的平均比热容的值如下 组分 C3H6 C3H8 02 N2 H2O AN HCN ACN ACL CO2 1.715 1.966 0.9414 1.046 1.883 1.347 1.393 1.406 1.343 0.921 Q2=(966.98×1.715+1294.53×1.966+2950.4×0.9414+40391.12×1.046+13740.06×1.883+1.347×5307.24+1.393×877.72+1.406×717.69+1.343×65.53+0.921×2640.84) ×(76.7-0)=87003.38×76.7 =6673159kJ/h ③蒸汽在塔内冷凝放热 蒸汽在塔内的冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气带出蒸汽 =17306.64-13740.06 =3566.58kg/h 蒸汽的冷凝热为2246.6kJ/kg Q3=3566.58×2246.6=8012678.63kJ/h ④有机物冷凝放热 AN的冷凝量1.60kg/h,其冷凝热为 615kJ/kg ACN的冷凝量1.07kg/h,其冷凝热为 728kJ/kg HCN的冷凝量0.85kg/h,其冷凝热为878.6kJ/kg Q4=1.6×615+1.07×728+0.85×878.6=2509.77kg/h ⑤氨中和放热 每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ ⑥硫酸稀释放热 硫酸的稀释热为749kJ/kg Q6=0.93×1346.45×749=937896.68kJ/h ⑦塔釜排放的废液带出热量 塔釜排放的废液中,H2O与的(NH4)2SO4的摩尔比为 ,查氮肥设计手册得此组成的硫酸铵水溶液比热容为 Q7=5341.94×3.347×(80-0)=1430357.85kJ/h ⑧新鲜吸收剂带入热 的比热容为 Q8=1346.45×1.603×(30-0)=64750.78kJ/h ⑨循环冷却器热负荷 因操作温度不高,忽略热损失 把有关数据代入热平衡方程有: 解得: ⑩循环冷却器的冷却水用量 设循环冷却器循环水上水温度32℃,排水温度36℃ 则冷却水量为: (5)循环液量 循环液流量受入塔喷淋液温度的限制,70℃循环液的比热容为,循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容为 设循环液流量为m kg/h,循环冷却器出口循环液温度t℃ 对新鲜暖收剂与循环液汇合处(附图中A点)列热平衡方程得: m×3.368t+9267=(m+192.7) ×3.364×70 (1) 对循环冷却器列热平衡得: m×3.347×81-m×3.368t=6868188.01 (2) 联解式(1)(2)得:m=193942.26kg/h 4.4换热器物料衡算和热量衡算 换热器 AN溶液去精制 AN溶液来自水吸收塔 气体来自氨中和塔 气液混合物去水吸收塔 4.4.1计算依据 进口气体76.7℃,组成和流量与氨中和塔出口气相同 出口气体温度40℃,操作压力115.5kPa 4.4.2物料衡算 进口气组成及流量如下 组分 流量 C3H6 23.02kmol/h C3H8 29.42kmol/h O2 92.20kmol/h N2 1442.54kmol/h AN 100.02kmol/h ACN 17.50kmol/h ACL 1.17kmol/h HCN 32.51kmol/h CO2 60.02kmol/h H2O 763.34kmol/h 合计 2561.74kmol/h 出口气体温度40℃, 40℃饱和蒸汽压力为 设出口气体中含有x kmol/h的蒸汽,根据分压定律有: 解得 x=122.67kmol/h=2208kg/h 故,蒸汽的冷凝量为13740.06-2208=11532.06kg/h 因此得到换热器气体方(壳方)的物料平衡如下: 组分 流 量 Kmol/h C3H6 C3H8 H2O O2 N2 AN ACN HCN ACL CO2 冷凝水 合计 23.0 29.4 122.7 92.2 1442.5 100 17.50 32.51 1.17 60.0 640.7 2561.7 4.4.3热量衡算 (1)换热器入口气体带入热(等于氨中和塔出口气体带出热) Q1=6673159kJ/h (2)蒸汽冷凝放出热 40℃水汽化热为2401.1kJ/kg Q2=11532.06×2401.1=27689629.27kJ/h (3)冷凝液带出热 Q3=11532.06×4.184×(40-0)=1930005.56kJ/h (4)出口气体带出热 出口气体各组分在0~40℃的平均摩尔热容为: 组分 C3H6 C3H8 O2 N2 H2O AN ACN HCN ACL CO2 61.92 72.38 29.46 29.29 36.75 63.35 52.09 62.76 65.61 38.66 Q4=(23.0×61.92+29.4×72.38 +36.75×122.7+92.2×29.46+1442.5×29.29+63.35×100+17.50×52.09+32.51×62.76+1.17×65.61 +60.0×38.66)×(40-0)=2588466.41kJ/h (5)热衡算求换热器热负荷 平衡方程:Q1+Q2=Q3+Q4+Q5 代入数据求得:Q5=29844316.3kJ/h 4.5水吸收塔物料衡算和热量衡算 4.5.1计算依据 水吸收塔的局部流程 (1)入塔气流量和组成与换热器出口相同 (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 1.8%(wt) 4.5.2物料衡算 (1)进塔物料(包括气体和凝水)的组成和流量与换热器出口相同 进口气量=23×42+29.4×44+122.7×18+92.2×32+1442.5×28+100×53+17.5×41+32.51×27+1.17×56+60×44=57409.39kg/h (2)出塔气的组成和量 出塔干气含有:C3H6 23kmol/h =966kg/h C3H8 29.4kmol/h=1293.6kg/h O2 92.2kmol/h=2950.4kg/h N2 1442.5kmol/h=40390kg/h CO2 6.7kmol/h=294.8kg/h 10℃水的饱和蒸汽压,总压P=101325pa 出塔器中干气总量=23+29.4+92.2+1442.5+ 6.7=1593.8kmol/h 出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得,计算如下: 出塔气总量为:966+1293.6+2950.4+40390+294.8=45894.8kg/h (3)塔顶加入的吸收水量 ①出塔AN溶液总量 出塔AN溶液中,AN为1.8%(wt),AN的量为5307.36kg/h,因此,出塔AN溶液总量为5307.36/0.018=294853.33kg/h ②塔顶加入的吸收水量 作水吸收塔的总质量衡算得: 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 =294853.33+45894.8-57409.39-11532.06 =271806.68kg/h (4)塔底AN溶液的组成和量 AN、ACN、HCN、ACL全部被水吸收,因为塔底AN溶液中的AN、CAN、HCN、ACL的量与进塔气、液混合物相同,AN溶液中的水量按全塔水平衡求出 AN溶液中的水量=塔顶加入水+进塔气液混合物中的水-出塔气带出的水 =271806.68+763.34×18-351.95 =285194.85kg/h (5)水吸收塔平衡如下: 入塔气 组分 C3H6 C3H8 H2O O2 N2 AN ACN HCN ACL CO2 合计 流 量Kmol/h 23.0 29.4 122.7 92.2 1442.5 100 17.50 32.51 1.17 60.0 1921 含量 0.052 0.0091 0.0169 0.0006 1 出塔气 流量 23.0 29.4 18.82 92.2 1442.5 0 0 0 0 60.0 1666 (6)检验前面AN、ACN、ACL、HCN全部溶于水的假设的正确性 因系统压力小于1Mpa,气相可视为理想气体,AN、ACN、ACL、HCN的量相对于水很小,故溶液为稀溶液.系统服从亨利定律和分压定律。压力和含量的关系为: 或 塔底排出液的温度为15℃(见后面的热衡算) 查得15℃时ACN、HCN、ACL和AN的亨利系数E值为: AN E=810kPa ACL E=444.4kPa ACN E=405.3kPa HCN E=1824kPa ①AN 塔底  PAN=0.052×112=5.82kPa 从以上计算可看出,溶液未饱和 ②ACL PACL=0.0006×112=0.0672kPa ,溶液未达饱和 ③ACN PACN=0.0091×112=1.0192kPa ,溶液未达饱和 ④HCN  PHCN=0.0169×112=1.8928kPa 从计算结果可知,在吸收塔的下部,对HCN的吸收推动力为负值,但若吸收塔足够高,仍可使塔顶出口气体中HCN的含量达到要求 4.5.3 热量衡算 (1)入塔气带入热 各组分在0~40℃的平均摩尔热容如下: 组分 C3H6 C3H8 O2 N2 H2O AN ACN HCN ACL CO2 61.92 72.38 29.46 29.29 36.75 63.35 52.09 62.76 65.61 38.66 Q1=(23.0×61.92+29.4×72.38 +36.75×122.7+92.2×29.46+1442.5×29.29+63.35×100+17.50×52.09+32.51×62.76+1.17×65.61 +60.0×38.66)×(40-0)=2588466.41 kJ/h (2)入塔冷凝水带入热 Q2=11532.06×4.184×(40-0)=1930005.56kJ/h (3)出塔气带出热 Q3=(23.0×61.92+29.4×72.38 +36.75×18.82+92.2×29.46+1442.5×29.29+60.0×38.66)(10-0)=515304kJ/h (4)吸收水带入热 Q4=271806.68×4.184×(5-0)=5686195.75kJ/h (5)出塔AN溶液带出热 溶液中各组分的液体摩尔热容如下: 组分 75.3 121.1 107.3 71.55 123.8 Q5=(15844.16×75.3+100×121.1+17.5×107.3+32.51×71.55+1.17×123.8)×t =1209523.81t (6)水冷凝放热 水冷凝量=2208.6-351.95=1856.65kg/h 水的冷凝热为2256kJ/kg,故Q6=4188602.4kJ/h (7)AN、ACN、ACL、HCN等气体的溶解放热 溶解热=冷凝放热+液-液互溶放热=冷凝热 AN、ACN、ACL、HCN的冷凝热数据如下: 组分 AN ACN ACL HCN 610.9 765.7 493.7 937.2 Q7=610.9×5307.24+765.7× 717.69+493.7×65.53+937.2×877.72 =4646679.5kJ/h (8)热衡算求出塔液温度t 热平衡方程 :Q1+Q2+Q4+Q6+Q7=Q3+Q5 代人数据得 2588466.41+1930005.56+5686195.75+4188602.4+4646679.5=515304+1209523.81t 解得 t=15.32℃ 4.6空气水饱和塔釜液槽 4.6.1计算依据 空气饱和塔液体进、出口流量和出口液体的温度由空气饱和塔物料和热衡算确定;去水吸收塔的液体流量由水吸收塔物料衡算的确定,见本文相关部分计算;排污量按乙腈解吸塔来的塔釜液量的15%考虑;乙腈解吸塔塔釜液量和去萃取解吸塔的液体量由精制系统的物料衡算确定。 4.6.2物料衡算 (1)进料 ①乙腈解吸塔釜液入槽量=-160703.05= ②空气饱和塔塔底液入槽量=152858.73-= ③入槽软水量xkg/h (2)出料 ①去水吸收塔液体量 ②去萃取解吸塔液体量 作釜液槽的总质量平衡得 解得 4.6.3热量衡算 (1)入槽乙腈解吸塔釜液带入热 本文档由香当网(https://www.xiangdang.net)用户上传

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