年产9.5 万吨丙烯腈合成工段实用工艺设计

年产9.5 万吨丙烯腈合成工段工艺设
计
《课程设计》成绩评定栏
化工工艺设计课程设计任务书
目录
第一部分概述 (7)
第二部分生产方案选择 (7)
第三部分生产流程设计 (8)
第四部分物料衡算与热量衡算 (10)
4.1小时生产能力 (10)
4.2反应器的物料衡算和热量衡算 (10)
4.2.1计算依据 (10)
4.2.2物料衡算 (10)
4.2.3热量衡算 (12)
4.3空气饱和塔物料衡算和热量衡算 (13)
4.3.1计算依据 (13)
4.3.2物料衡算 (14)
4.3.3热量衡算 (15)
4.4氨中和塔物料衡算和热量衡算 (16)
4.4.1计算依据 (16)
4.4.2物料衡算 (17)
4.4.3热量衡算 (18)
4.5 换热器物料衡算和热量衡算 (21)
4.5.1计算依据 (21)
4.5.2物料衡算 (22)
4.5.3热量衡算 (22)
4.6 水吸收塔物料衡算和热量衡算 (23)
4.6.1计算依据 (23)
4.6.2物料衡算 (23)
4.6.3热量衡算 (25)
4.7 空气水饱和塔釜液槽 (27)
4.7.1计算依据 (27)
4.7.2物料衡算 (27)
4.7.3热量衡算 (28)
4.8 丙烯蒸发器热量衡算 (29)
4.8.1计算依据 (29)
4.8.2有关数据 (29)
4.8.3热衡算求丙烯蒸发器的热负荷和冷冻盐水用量 (29)
4.9 丙烯过热器热量衡算 (29)
4.9.1计算依据 (29)
4.9.2热衡算 (29)
4.10 氨蒸发器热量衡算 (30)
4.10.1计算依据 (30)
4.10.2有关数据 (30)
4.10.3热衡算求氨蒸发器的热负荷和加热蒸汽用量 (30)
4.11 氨气过热器 (30)
4.11.1计算依据 (30)
4.11.2热量衡算 (30)
4.12 混合器 (30)
4.12.1计算依据 (30)
4.12.2热衡算 (31)
4.13 空气加热器的热量衡算 (31)
4.13.1计算依据 (31)
4.13.2热衡算 (32)
第五部分主要设备工艺计算 (32)
5.1反应器 (32)
5.1.1计算依据 (32)
5.1.2浓相段直径 (32)
5.1.3浓相段高度 (33)
5.1.4扩大段（此处即稀相段）直径 (33)
5.1.5扩大段高度 (33)
5.1.6浓相段冷却装置的换热面积 (33)
5.1.7稀相段冷却装置的换热面积 (34)
5.2 空气饱和塔 (34)
5.2.1计算依据 (34)
5.2.2塔径的确定 (34)
5.2.3填料高度 (36)
5.3 水吸收塔 (36)
5.3.1计算依据 (36)
5.3.2塔径的确定 (36)
5.3.3填料高度 (37)
5.4 丙烯蒸发器 (38)
5.4.1计算依据 (38)
5.4.2丙烯蒸发器换热面积 (38)
5.5 循环冷却器 (40)
5.5.1计算依据 (40)
5.5.2计算换热面积 (40)
5.6 氨蒸发器 (42)
5.6.1计算依据 (42)
5.6.2计算换热面积 (42)
5.7 氨气过热器 (43)
5.7.1计算依据 (43)
5.7.2计算换热面积 (43)
5.8 丙烯过热器 (43)
5.8.1计算依据 (43)
5.8.2计算换热面积 (43)
5.9 空气加热器 (44)
5.9.1计算依据 (44)
5.9.2计算换热面积 (44)
5.10 循环液泵 (45)
5.11 空气压缩机 (45)
5.12中和液贮槽 (46)
第六部分设计心得 (46)
参考文献 (47)
第七部分附录 (47)
年产9.5 万吨丙烯腈合成工段工艺设计
摘要：设计丙烯腈的生产工艺流程，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定
及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对丙 烯腈的工艺设计任务。

第一部分 概述
丙烯腈，别名，氰基乙烯；为无色易燃液体，剧毒、有刺激味，微溶于水，易溶于一般有机溶剂；遇火种、高温、氧化剂有燃烧爆炸的危险，其蒸汽与空气混合物能成为爆炸性混合物，爆炸极限为 3.1%-17% （体积百分比）；沸点为 77.3℃ ，闪点 -5℃ ，自燃点为 481℃ 。

丙烯腈是石油化学工业的重要产品，用来生产聚丙烯纤维(即合成纤维腈纶)、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯塑料(ABS)、苯乙烯塑料和丙烯酰胺(丙烯腈水解产物)。

另外，丙烯腈醇解可制得丙烯酸酯等。

丙烯腈在引发剂(过氧甲酰)作用下可聚合成一线型高分子化合物——聚丙烯腈。

聚丙烯腈制成的腈纶质地柔软，类似羊毛，俗称“人造羊毛”，它强度高，比重轻，保温性好，耐日光、耐酸和耐大多数溶剂。

丙烯腈与丁二烯共聚生产的丁腈橡胶具有良好的耐油、耐寒、耐溶剂等性能，是现代工业最重要的橡胶，应用十分广泛。

丙烯氨氧化法的优点如下
(1)丙烯是目前大量生产的石油化学工业的产品，氨是合成氨工业的产品，这两种原料均来源丰富且价格低廉。

(2)工艺流程比较简单．经一步反应便可得到丙烯腈产物。

(3)反应的副产物较少，副产物主要是氢氰酸和乙腈，都可以回收利用．而且丙烯腈成品纯度较高。

(4)丙烯氨氧化过程系放热反应，在热平衡上很有利。

(5)反应在常压或低压下进行，对设备无加压要求。

(6)与其他生产方法如乙炔与氢氰酸合成法，环氧乙烷与氢氰酸合成法等比较，可以减少原料的配套设备(如乙炔发生装置和氰化氢合成装茸)的建设投资
第二部分 生产方案选择
对于此次丙烯腈的合成我选用的是丙烯氨氧化法，它的氧化原理如下：丙烯氨氧化法制丙烯腈（AN ）生产过程的主反应为
O H CHCN CH O NH H C 22236332
3
+=→++
该反应的反应热为()mol kJ H r /5.512298=∆- AN
主要的副反应和相应的反应热数据如下： （1）生成氰化氢（HCN ）
O H HCN O NH H C 223636333+→++ 298()315.1r H kJ mol -=V HCN （2）生成丙烯醛（ACL ）
O H CHO CH CH O H C 22263+-=→+ ()mol kJ H r /1.353298=∆-ACL
（3）生成乙腈（ACN ）
O H CN CH O NH H C 23236332
32
32
3+→++
()mol kJ H r /3.362298=∆- ACN
（4）生成CO 2和H 2O
O H CO O H C 22263332
9
+→+
()mol kJ H r /641298=∆-CO 2
上列副反应中,生成乙腈和氢氰酸的反应是主要的。

O H CO CO 22和、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。

第三部分 生产流程设计
液态丙烯和液态氨分别经丙蒸发器气烯蒸发器和氨化，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。

温合器出口气体混合物进入反应器，在反应器进行丙烯的氨氧化反应。

反应器出口的高温气体先经废热锅炉回收热量，气体冷却到230℃左右进人氨中和塔，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。

氨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．水吸收塔塔底得到古丙烯腈约1.8％的丙烯腈水溶液，经换热器与
图1 丙烯腈合成工段生产工艺流程示意图
第四部分 物料衡算与热量衡算
4.1小时生产能力
按年工作日300天，丙烯腈损失率3%，设计裕量6%计算，年产量9.5万吨/年，则每天每小时产量为：
h kg /69.1440524
30003
.106.1100095000=⨯⨯⨯⨯
4.2反应器的物料衡算和热量衡算
4.2.1计算依据
（1）丙烯腈产量h kg /69.14405,即h kmol /81.271
（2）原料组成（摩尔分数）丙烯（C 3H 6）85%，丙烷（C 3H 8）15% （3）进反应器的原料配比(摩尔比)为
34322:::1:1.05:23:3C H NH O H O −−→
（4）反应后各产物的单程收率为
表4.1 反应后各产物的单程收率
物质 丙烯腈（AN ） 氰化氢（HCN ） 乙腈（ACN ） 丙烯醛（ACL ） 二氧化碳
摩尔收率
0.6
0.065
0.07
0.007
0.12 （5）操作压力进口0.203MPa ，出口0.162MPa
（6）反应器进口气体温度ll0℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃ 4.2.2物料衡算
（1）反应器进口原科气中各组分的流量 C 3H 6
h kg h kmol /84.19026/02.4536
.081
.271== C 3H 8
h kg h kmol /36.3517/94.7915.085
.002
.453==⨯
NH 3 h kg h kmol /41.8086/67.47505.102.453==⨯ O 2 h kg h kmol /4.33342/95.10413.202.453==⨯ H 2O h kg h kmol /08.24463/06.1359302.453==⨯
N 2
h kg h kmol /07.109752/72.391979.021
.095
.1041==⨯
(2) 反应器出口混合气中各组分的流量 丙烯腈 h kg h kmol /69.14405/81.271= 乙腈
h kg h kmol /25.1950/57.4707.002.4532
3
==⨯⨯ 丙烯醛 h kg h kmol /52.177/17.3007.002.453==⨯ CO 2 h kg h kmol /96.7175/09.16312.002.4533==⨯⨯ HCN h kg h kmol /18.2385/34.88065.002.4533==⨯⨯ C 3H 8 h kg h kmol /36.3517/94.79= N 2 h kg h kmol /07.109752/72.3919=
O 2 h
kg h kmol /64.12368/52.38609
.1632
39
57.4717.334.8881.2712395.1041==⨯⨯----⨯- C 3H 6
h
kg h kmol /98.2758/69.6509
.1633
1
81.27157.473234.883102.453==⨯--⨯-⨯- NH 3 h kg h kmol /15.1155/95.6781.27157.4734.8867.475==---
H 2O h
kg h kmol /26.47026/57.261217
.309.16357.47234.88281.271306.1359==++⨯+⨯+⨯+
(3) 反应器物料平衡表
4.2.3热量衡算
查阅相关资料获得各物质0～110℃、0～360℃、0～470℃的平均定压比热容
表4.3 各物质0～t ℃平均定压比热容
（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 假设如下热力学途径：
h
kJ H /1015.2)11025)(08.24463883.107.109752046.14.33342941.041.8086301.236.351705.284.19026841.1(7
1⨯-=-⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯=∆
h
kJ H /109.2)6411009.1631.3531017.31.3151034.883.3621057.475.5121081.271(8333332⨯-=⨯⨯+⨯⨯+⨯⨯+⨯⨯+⨯⨯-=∆h
kJ /1035.1)25470)(213.196.7175172.252.177724.118.238510.225.1950029.269.14405092.226.47026109.107.109752046.164.12368939.215.1155347.336.3517929.298.2758(83⨯=-⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯=∆H h kJ /10765.11035.1109.21015.28887321⨯-=⨯+⨯-⨯-=∆H +∆H +∆H =∆H
若热损失取H ∆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：
h kJ Q /1068.110765.1)05.01(88⨯=⨯⨯-=
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：2736/steam i kJ kg = 143℃饱和水焓：2601.2/H O i kJ kg =
h kg /90.786952
.6012736101.68=产生的蒸汽量 8
=-⨯∴
（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：
h
kJ Q /1029.1)0470)(213.196.7175172.252.177724.118.238510.225.1950092.226.47026109.107.109752046.164.12368939.215.1155347.336.3517929.298.2758(81⨯=-⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯= 离开稀相段的气体带出热为：
h
kJ Q /1005.1)0360)(130.196.7175966.152.17764.118.2385933.125.1950874.169.14405008.226.47026088.107.109752004.164.12368636.215.1155013.336.3517678.298.2758(82⨯=-⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯= 热损失取4%，则稀相段换热装置的热负荷为：
h kJ Q Q Q /1030.2)1005.11029.1)(04.01())(04.01(78821⨯=⨯-⨯-=+-=
稀相段换热装置产生0.405MPa 的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：
h kg G /84.107732
.60127361030.27
=-⨯=
4.3空气饱和塔物料衡算和热量衡算
4.3.1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
表4.4 塔顶喷淋液的组成
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
O 2 1041.95kmol/h 即33342.4kg/h N 2 3919.72kmol/h 即 109752.07kg/h H 2O 1359.06kmol/h 即 24463.08kg/h 4.3.2物料衡算 （1）进塔空气量
/h
kg 56.143094km ol/h 67.496172.391995.1041干空气）（进塔干空气量==+=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： /h kg 08.148356.143094022.0水气=⨯
（2）进塔热水量
气、液比为152.4，故进塔喷淋液量为：
/h 455.81m 4
.1521
263.01013.027*********.467.49613=⨯⨯+⨯⨯
塔顶喷淋液105℃的密度为3958kg/m ，因此进塔水的质量流量为：
kg/h 98.36665495881.455=⨯
（3）出塔湿空气量
出塔气体中的O H N O 222、、的量与反应器人口气体相同，因而
O 2 1041.95kmol/h 即33342.4kg/h N 2 3919.72kmol/h 即 109752.07kg/h H 2O 1359.06kmol/h 即 24463.08kg/h
（4）出塔液量
kg/h 98.153********-98.366654 kg/h 213153148.08-08.44632==∴==出塔液流量塔内水蒸发量
（5）空气饱和塔物料平衡表
表4.5 空气饱和塔平衡表
成分
入塔气
出塔气
入塔喷淋液
塔釜排出液 kmol/h
kg/h
%(mol) %(wt)
kmol/h
kg/h
%(mol) %(wt) kg/h
%(wt) kg/h %(wt) O 2 1041.95 33342.4 20.285 22.799 1041.95 33342.40 16.485 19.90 0.00
0 0.00 0 N 2 3919.72 109752.07 76.310 75. 3919.72 109752.07 62.014 65.50 0.00
0.00
H 2O 174.89 3148.08 3.405 2.153 1359.06 24463.08 21.502 14.60 436665.98 99.986 415350.98 99.986 AN
0 0.000 0.000 0.00 0.00 0.000 0.000 21.84 0.005 21.84 0.0053 氰醇 0 0 0.000 0.000 0.00 0.00 0.000 0.000 34.94 0.008
34.94
0.0084 ACN 0 0 0.000 0.000 0.00 0.00 0.000 0.000 2.18 0.0005 2.18 0.00053 ACL
0.000 0.000 0.00
0.00
0.000 0.000 0.87
0.0002 0.87
0.00021
合计 5136.56 146242.55 100
100
6320.73 167557.55
100 100 436725.81 100 415410.81 100
4.3.3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：
%215.0%10095
.104106.135972.391906
.1359=⨯++
根据分压定律．蒸汽的实际分压为：
MPa P y P O H O H 05655.0243.0215.022=⨯==
因饱和度为0.81，．所以饱和蒸汽分压应为：
Pa MP 69800a 0698.081.005655.0==
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，l05℃。

（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。

(a)170℃进塔空气带人热量1Q ，
170℃蒸汽焓值为2773.3/kJ kg ，干空气在0～l70℃的平均比热容
1.004kJ/(kg K)p c =⋅
h kJ Q /1032.3)3.277308.3148()0170(004.1)07.1097524.33342(71⨯=⨯+-⨯+=
(b)出塔湿空气带出热量2Q
90℃蒸汽焓2660/kJ kg ，空气比热容取 1.004kJ/(kg K)p c =⋅
h
kJ Q /1080.7)266008.24463()090(004.1)07.1097524.33342(72⨯=⨯+-⨯+=(c)105℃入塔喷淋液带入热量
3
Q
()h kJ Q /10918.10105184.498.43666583⨯=-⨯= (d)求出塔热水温度t 出塔热水带出热量用4Q 表示，则
t t Q 5.1737828184.498.4153504=⨯=
热损失按5%，则
h
kJ Q Q Q /10125.110918.11032.3(05.005.078731⨯=⨯+⨯⨯=+=））（损
损热平衡方程：Q Q Q Q Q ++=+4231
代入数据,
7
78710125.1t 5.1737828108.710918.11032.3⨯++⨯=⨯+⨯ 解得：℃11.78=t
因此，出塔热水温度为78.11℃
氨中和塔物料衡算4.4和热量
衡算
4.4.1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
表4.6 塔底出口液体的组成
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
4.4.2物料衡算
（1）排出的废液量及其组成
进塔气中含有h kg /15.1155的氨，在塔被硫酸吸收生成硫酸铵。

氨和硫酸反应的方程式：424423)(2SO NH SO H NH =+
424)(SO NH 的生成量，即需要连续排出的424)(SO NH 流量为:
h kg /7.448417
2132
15.1155=⨯⨯
塔底排出液中,(NH 4)2SO 4的含量为30.9%（wt ），因此，排放的废液量为：
h kg /59.14513309.0/7.4484=
排放的废液中．各组分的量：
()kg/h 70.4484309.059.14513kg/h
57.72005.059.14513kg/h
32.200016.059.14513kg/h
90.20002.059.14513kg/h 35.40003.059.14513kg/h 16.99466853.059.14513424422=⨯==⨯==⨯==⨯==⨯==⨯=SO NH SO H HCN ACN AN O H
（2）需补充的新鲜吸收剂（93%的H 2SO 4）的量为：
h kg /19.365893.0/)2
1798
15.1155005.059.14513(=⨯⨯
+⨯ （3）出塔气体中各组分的量 C 3H 6 h kg /98.2758 C 3H 8 h kg /36.3517 O 2 h kg /64.12368 N 2 h kg /07.109752
AN h kg /34.1440135.469.14405=- ACN h kg /35.194790.225.1950=- ACL h kg /52.177
HCN h kg /86.238232.218.2385=-
CO 2 h kg /96.7175
H 2O h kg /24.3733616.994607.019.365926.47026=-⨯+ 4.4.3热量衡算 （1）出塔气体温度 塔顶气体中实际蒸汽分压为
MPa P y P O H O H 0356.0122.02922.022=⨯==
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：
MPa P O H 0363.098.0/0356.02==ο
入塔喷淋液的硫酸铵含量为O gH SO NH g 2424100/)(4553.689
.30100=⨯
，已知
硫酸铵上方的饱和蒸汽压。

根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和2H O P 的值，插得到出塔气的温度为76℃ （2）入塔喷淋液温度 入塔喷淋液温度比气体出口温度低6℃，故为70℃
（3）塔釜排出液温度
表4.7 塔釜排出液温度
入塔气蒸汽分压O H O H 22在釜液
424)(SO NH 含量O gH SO NH g 2424100/)(45下溶液上方的饱和蒸汽分压等于
0.05MPa 时的釜液温度即为釜液的饱和温度，用插法从表中得到，饱和温度为83.5℃，设塔釜液温度比饱和温度低2.5℃ 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
O gH SO NH g 2424100/)(45，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
972865431Q Q Q Q Q Q Q Q Q ++=+++++
(a)入塔气体带入热1Q 入塔气体带入热量h kJ Q /1053.261
⨯=
(b)出塔气体带出热2Q
各组分在0～76℃的平均比热容的值如下
表4.8 各组分在0～76℃的平均比热容
组分 C 3H 6 C 3H 8 02 N 2 H 2O AN HCN ACN ACL CO 2
p C
1.715 1.966 0.9414 1. 1.883 1.347 1.393 1.406 1.343 0.921
h
kJ Q
/1097.1)076)(921.096.7175343.152.177393.118.2385406.125.1950347.169.14405883.126.47026046.107.1097529414.064.12368966.136.3517715.198.2758(7
2
⨯=-⨯+⨯
+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯
+⨯+⨯+⨯=
（c ）蒸汽在塔冷凝放热3Q
kg/h
02.969024.3733626.47026-=-==出口气带出蒸气进塔气体带入蒸汽蒸汽在塔内的冷凝量 蒸汽的冷凝热为
kg J /k 6.2246
h J Q /k 1018.26.224602.969073⨯=⨯=
(d)有机物冷凝放热4Q
AN 的冷凝量h kg /35.4．其冷凝热为kg J
/k 615
ACN 的冷凝量h kg /90.2．其冷凝热为kg J /k 728 HCN 的冷凝量h kg /32.2，其冷凝热为kg J /k 6.878
h J Q /k 80.68246.87832.272890.261535.44=⨯+⨯+⨯=
(e)氨中和放热5Q ；
每生成1mol 硫酸铵放热273.8kJ
h kJ Q /1030.98.273132
1000
70.448465⨯=⨯⨯=
(f)硫酸稀释放热6Q 硫酸的稀释热为749kJ ／kg
h kJ Q /1055.274919.365893.066⨯=⨯⨯=
(g)塔釜排放的废液带出热量7Q
塔釜排放的废液中，O H 2与424)(SO NH 的摩尔比为
132
70
.44841816.9946,查氮肥设计手册得此组成的硫酸铵水溶液比热容为
)/(347.3K kg kJ ⋅。

h kJ Q /1089.3)080(347.359.1451367⨯=-⨯=
(h)新鲜吸收剂带入热8Q
42%3930SO H ℃、的比热容为)/(603.1K kg kJ ⋅
h J Q /k 1076.1030603.119.365858⨯=-⨯=）（
(i)求循环冷却器热负荷9Q
因操作温度不高，忽略热损失。

把有关数据代入热平衡方程：
9
72865431Q Q Q Q Q Q Q Q Q ++=+++++
9
67566761089.31097.11076.11055.21030.980.68241018.21053.2Q +⨯+⨯=⨯+⨯+⨯++⨯+⨯ 解得
h
kJ Q /1028.179⨯=
(J)循环冷却器的冷却水用量W
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
h
t h kg W /765/1065.7)
3236(184.41028.157
=⨯=-⨯=
(5)求循环液量m 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)/(368.3K kg kJ ⋅，循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容)/(364.3K kg kJ ⋅。

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：
70364.3)7.192(9267368.3⨯⨯+=+⨯m t m （1） 对循环冷却器列热平衡得：
791028.1368.381347.3⨯==⨯-⨯⨯Q t m m （2）
联解式（1）和（2）得
℃
95.69/360261==t h
kg m
4.5 换热器物料衡算和热量衡算
4.5.1计算依据
进口气体76℃，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 4.5.2物料衡算
出口气体温度40℃， 40℃饱和蒸汽压力为
kPa mmHg p
O
H 375.732.552==ο
设出口气体中含有X kmol/h 的蒸汽，根据分压定律有:
375.75.11524.207484.7099=⨯+-x
x
解得 h kg h kmol x /22.6170/79.342==
∴ 蒸汽的冷凝量为 h kg /02.3116622.617024.37336=- 因此得到换热器气体方(壳方)的物料平衡如下
4.5.3热量衡算
(1)换热器入口气体带入热1Q (等于氨中和塔出口气体带出热)
h kJ Q /1097.171⨯=
(2)蒸汽冷凝放出热2Q 40℃水汽化热为2401.lkJ ／kg
h kJ Q /1048.71.240102.3116672⨯=⨯=
(3)冷凝液带出热3Q
()h kJ Q /1022.5040184.402.3116663⨯=-⨯=
(4)出口气体带出热4Q
出口气体各组分在0～40℃的平均摩尔热容为
表4.10 出口气体各组分在0～40℃的平均摩尔热容
组分
C 3H 6 C 3H 8 O 2 N 2 H 2O AN ACN HCN ACL CO 2
p C 61.92 72.38 29.46 29.29 36.75 63.35 52.09 62.76 65.61 38.66
h kJ Q /1022.7)040)(66.3809.16361.6517.376.6225.8809.5250.4735.6372.27175.3679.34229.2972.391946.2952.38638.7294.7992.6169.65(64⨯=-⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯
+⨯+⨯+⨯=(5)热衡算求换热器热负荷
5Q
平衡方程：54321
Q Q Q Q Q ++=+
代入数据求得：h kJ Q /1021.87
5⨯=
4.6 水吸收塔物料衡算和热量衡算
4.6.1计算依据
图4 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 ） 4.6.2物料衡算
（1）进塔物料（包括气体和冷凝水）的组成和流量与换热器出口相同 （2）出塔气的组成和量出塔干气含有
63H C )/98.2758(/69.65h kg h kmol 83H C )/36.3517(/94.79h kg h kmol
O 2
)/64.12368(/52.386h kg h kmol
N 2 )/07.109752(/72.3919h kg h kmol CO 2 )/96.7175(/09.163h kg h kmol
10℃水的饱和蒸汽压
Pa p
O
H 12282=ο
，总压为101325Pa
kmol/h 96.461409.16372.391952.38694.7969.65出塔器中干气总量=++++=
出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：
h kg h kmol /16.1019/62.5696.461412281013251228
==⨯-
出塔气总量为：
h kg /01.13557396.717507.10975264.1236836.351798.2758=++++
（3）塔顶加入的吸收水量
（a ）出塔AN 溶液总量 出塔AN 溶液中，AN 为1.8%（wt ），AN 的量为14401.34kg/h ，因此，出塔AN 溶液总量为h kg /44.800074018.0/34.14401=
（b ）塔顶加入的吸收水量 作水吸收塔的总质量衡算得：
kg/h
13.74382902.311663.16065201.13557344.800074=--+=--+=凝水量入塔气量出塔气体总量溶液量塔底入塔吸收液量AN
（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 、ACN 、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。

kg/h 73.70547316.101924.3733613.743829=-+=-+=出塔气带出的水
进塔气液混合物中的水塔顶加入水溶液中的水AN
（5）水吸收塔平衡如下：
表4.11 换水吸收塔的物料平衡
组分
C 3H 6
C 3H 8
H 2O
O 2
N 2
AN
ACN
HCN
ACL
CO 2
合计
流量（kmol/h ） 65.69 79.94 342.79 386.52 3919.72 271.72 47.50 88.25 3.17 .09 5082.12
（6）检验前面关于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 l l l x E P =ο
或οi i i x E P =
塔底排出液的温度为15℃(见后面的热衡算)
查得l5 ℃时ACN 、HCN 、ACL ．和AN 的亨利系数E 值为
ACN kP atm E 3.4054== HCN kP atm E 182418== ACL kP mHg E 4.4443333== AN kP atm E 8108== (a) 丙烯腈AN
塔底 kP P AN 71.5112051.0=⨯=
00705.0810
71
.5===
*
AN AN AN E P x 从以上计算可看出，x
x AN
AN
<=*006203.0，可见溶液未达饱和。

(b)丙烯醛ACL kP P ACL 0672.01120006.0=⨯=
000151.04
.4440672
.0===
*
ACL ACL ACL E P x 塔底ACL 。

含量x
x ACL ACL
<=*0000723.0，溶液未达饱和。

(c)乙腈ACN
kP P ACN 016.1112009.0=⨯=
0025.03
.405016
.1===
*ACN ACN ACN
E P x
塔底ACN 含量x
x ACN ACN
<=*00108.0，溶液未达饱和。

(d)氢氰酸HCN
kP P HCN 892.1112017.0=⨯=
0010.01824
892
.1===
*
HCN HCN HCN E P x 塔底HCN 含量x
x HCN
HCN
<=*00108.0
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。

4.6.3热量衡算
（1）入塔气带入热1Q 。

各组分在0～40℃的平均摩尔热容如下
表4.12 各组分在0～40℃的平均摩尔热容
组分
C 3H 6
C 3H 8
O 2
N 2
H 2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO 2
p C
61.92 72.38 29.46 29.29 36.75 63.35 52.09 62.76 65.61 38.66
h
kJ Q /1022.7)040)(66.3809.16361.6517.376.6225.8809.525.4735.6372.27175.3679.34229.2972.391946.2952.38638.7294.7992.6169.65(61⨯=-⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯=（2）入塔凝水带人热2Q ：
h kJ Q /1022.5)040(184.402.3116662⨯=-⨯= （3）出塔气带出热3Q 。

h kJ Q /1044.1)010)(66.3809.16375.3662.5629.2972.391946.2952.38638.7294.7992.6169.65(6
3⨯=-⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯=
（4）吸收水带入热4Q
h kJ Q /1056.1)05(184.413.74382974⨯=-⨯=
（5）出塔AN 溶液带出热5Q
AN 溶液中各组分的液体摩尔热容如下
表4.13 AN 溶液中各组分的液体摩尔热容
组分
H 2O AN ACN HCN ACL p C
75.3
121.1
107.3
71.55
123.8
t
t Q 55.2995940)8.12317.355.7125.883.1075.471.12172.2713.7599.39192(5=⨯+⨯+⨯+⨯+⨯=（6）水冷凝放热
6
Q
kg/h 86.3014616.101902.31166=-=水冷凝量
水的冷凝热为2256kJ/kg 故h kJ Q /1080.6225686.3014676⨯=⨯= （7）HCN ACL ACN AN 、、、等气体的溶解放热7Q 溶解热=冷凝放热+液-液互溶放热=冷凝热
HCN ACL ACN AN 、、、的冷凝热数据如下
表4.14 HCN ACL ACN AN 、、、的冷凝热数据
组分
AN ACN ACL HCN p C
610.9
765.7
493.7
937.2
h
kJ Q /1026.12.93786.23827.49352.1777.76535.19479.61034.144017
7⨯=⨯+⨯+⨯+⨯=
（8）热衡算求出塔液温度t
热平衡方程 5376421Q Q Q Q Q Q Q +=++++： 代人数据得：
t
55.29959401044.11026.11080.61056.11022.51022.7677766+⨯=⨯+⨯+⨯+⨯+⨯ 解得 ℃78.35=t
4.7 空气水饱和塔釜液槽
4.7.1计算依据
进、出口物料关系和各股物料的流量和温度如图5所示。

图中，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l5%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。

4.7.2物料衡算 进料：
（1）乙腈解吸塔釜液入槽量=1076350-436665.98=639684.02kg/h （2）空气饱和塔塔底液入槽量=415350.98-162000=253350.98kg/h （3） 入槽软水量x kg/h 出料；
（1） 去水吸收塔液体量743829.13kg/h （2） 去萃取解吸塔液体量285000kg/h 作釜液槽的总质量平衡得
28500013.74382998.25335002.639684+=++x 解得 h kg /13.135794x =
图5 饱和塔釜液槽的物料关系
4.7.3热量衡算
（1）入槽乙腈解吸塔釜液带入热1Q 。

()h J Q /k 1081.20105184.402.63968481⨯=-⨯=
（2）入槽软水带入热2Q 。

()h J Q /k 107.1030184.413.13579472⨯=-⨯=
（3）空气饱和塔塔底液带入热3Q ， ()h J Q /k 1028.8011.78184.498.25335073⨯=-⨯=
（4）去吸收塔液体带出热4Q
()t Q 08
.31121810t 184.413.7438294=-⨯= （5）去萃取解吸塔液体带出热5Q ()t Q 11924400t 184.42850005=-⨯=
（6）热衡算求槽出口液体温度t
热损失按5％考虑，热平衡方程为()5432195.0Q Q Q Q Q +=++ 代人数据
()
t t 119244008.31121811028.8107.11081.295.0778+=⨯+⨯+⨯
解得 t=84.04℃
4.8 丙烯蒸发器热量衡算
4.8.1计算依据
蒸发压力0.405MPa ；加热剂用O ℃的冷冻盐水，冷冻盐水出口温度-2℃;丙烯蒸发量l002.3kg/h 。

4.8.2有关数据
（1）0.405MPa 下丙烯的沸点为-l3℃，汽化热410kJ ／kg （2） 0.405MPa 下丙烷的沸点为-5℃，汽化热376.6kJ ／kg 4.8.3热衡算求丙烯蒸发器的热负荷和冷冻盐水用量 （1） 丙烯蒸发吸收的热1Q
h kJ Q /1080.741084.1902661⨯=⨯= （2）丙烷蒸发吸收的热2Q 。

h kJ Q /1032.16.37663.351762⨯=⨯= （3）丙烯蒸发器的热负荷Q 冷损失按l0％考虑
h kJ Q /1000.1)1032.11080.7(1.1766⨯=⨯+⨯= （4）冷冻盐水用量
平均温度(-1℃)下，冷冻盐水比热容为)/(47.3K kg kJ ⋅ 冷冻盐水用量为
()[]
h kg W /1044.12047.31000.167
⨯=--⨯=
4.9 丙烯过热器热量衡算
4.9.1计算依据
丙烯进口温度-13℃，出口温度65℃。

用0.405MPa 蒸汽为加热剂。

4.9.2热衡算
求丙烯过热器热负荷和加热蒸汽量
丙烯气的比热容为)/(464.1K kg kJ ⋅，丙烷气比热容)/(715.1K kg kJ ⋅，冷损失按10％考虑，需要加热蒸汽提供的热量为
()[]h kJ Q /1091.21365)715.163.3517464.184.19026(1.16⨯=--⨯+⨯= 加热蒸汽量为
h kg W /09.13612138
1091.26
=⨯=
上式中kg kJ /2138是0.405M Pa 蒸汽的冷凝热。

4.10 氨蒸发器热量衡算
4.10.1计算依据
（1）蒸发压力0.405MPa 。

（2）加热剂用0.405MPa 饱和蒸汽。

冷凝热为kg kJ /2138。

4.10.2有关数据
0．405MPa 下氨的蒸发温度为-7 C ，汽化热为kg kJ /1276。

4.10.3热衡算求氨蒸发器的热负荷和加热蒸汽用量 冷损失按10％考虑，氨蒸发器的热负荷为 h kJ Q /1014.11.1127641.80867⨯=⨯⨯=
加热蒸汽量为 h kg W /09.53322138
1014.17
=⨯=
4.11 氨气过热器
4.11.1计算依据
（1）氨气进口温度-7℃，出口温度65℃。

（2）用0.405MPa 蒸汽为加热剂。

（3）氨气流量h kg /41.8086。

4.11.2热量衡算
求氨气过热器的热负荷和加热蒸汽用量
氨气的比热容为)/(218.2K kg kJ ⋅，冷损失按10％考虑，氨气过热器的热负荷为
()[]h kJ Q /1046.1765218.241.80866⨯=--⨯=
加热蒸汽用量为
h
kg W /17.66421381029.16
=⨯=
4.12 混合器
4.12.1计算依据
气氨进口温度65℃．流量h kg /41.8086。

丙烯气进口温度65℃，流量h kg /84.19026，丙烷气进口温度65℃，流量h kg /63.3517。

出口混合气温度110℃。

湿空气来自空气加热器 4.12.2热衡算
求进口温空气的温度t 以0℃为热衡算基准。

38363、、NH H C H C ，在0～65℃的平均比热容如下表
表4.15 38363、、NH H C H C 在0～65℃的平均比热容
组分
C 3H 6 C 3H 8 NH 3 p C
1.569
1.82
2.
（1）气态丙烯、丙烷带入热1Q ． ()h
kJ Q /1036.2065)82.163.3517569.184.19026(61⨯=-⨯+⨯=（2）气态氨带入热
2Q
()
h kJ Q /1015.1065)197.241.8086(6
2⨯=-⨯=
（3）温空气带入热3Q
2N 、2O 和蒸汽0～136℃的平均比热容分别为)/(046.1K kg kJ ⋅、
)/(841.1K kg kJ ⋅和)/(925.1K kg kJ ⋅
()t
t Q 531023.20)
925.108.24463841.14.33342046.107.109752(⨯=-⨯+⨯+⨯=（4）混合器出口气体带出热4Q
()h
kJ Q /1005.30110)925.108.24463841.14.33342046.107.109752197.241.808682.163.3517569.184.19026(74⨯=-⨯+⨯+⨯
+⨯+⨯+⨯=（5）热衡算求进口湿空气的温度t 热损失按l0％考虑。

热衡算方程： 4321)(9
.0Q Q Q Q =++ 代入数据：
75661005.3)1023.21015.11036.2(9.0⨯=⨯+⨯+⨯t
解得 ℃23.136=t
4.13 空气加热器的热量衡算
4.13.1计算依据
（1）入口空气温度90℃，出口空气温度136℃。

（2）空气的流量和组成如下。

表4.16 空气的流量和组成
4.13.2热衡算
求空气加热器的热负荷和加热蒸汽量 2 N 、2O 和蒸汽90～136℃的平均比热容分别为)/(046.1K kg kJ ⋅、)/(841.1K kg kJ ⋅和
)/(925.1K kg kJ ⋅。

热损失按l0％考虑，空气加热器的热负荷为
()h
kJ Q /1013.11.19023.136)925.108.24463841.14.33342046.107.109752(7⨯=⨯-⨯+⨯+⨯= 用0.608MPa 的蒸汽为加热剂，其饱和温度为l64.2C ，冷凝热为kg kJ /2066，加热蒸汽用量为
h kg W /51.54692066
1013.17
=⨯=
第五部分 主要设备工艺计算
5.1反应器
5.1.1计算依据
（1）出口气体流量7706.37kmol/h ；入口气体流量7329.36kmol/h 。

（2）气体进口压力0.203mPa ，出口压力0.162mPa 。

（3）反应温度470℃，气体离开稀相段的温度为360℃
（4）流化床的换热装置以水为冷却剂，产生0.405Mpa （143℃）的饱和蒸汽。

（5）接触时间10s 5.1.2浓相段直径
因反应过程总物质的量增加，故按出口处计算塔径比较安全 出口处气体体积流量为
s m h m V /60.81/293777162.01013
.027********.2237.770633==⨯+⨯⨯=
取空床线速2.6m/s 浓相段直径为
m d 32.66
.2785.06
.81=⨯=
取流化床浓相段直径为6.4m
5.1.3浓相段高度
按接触时间10s 算，推化剂的堆体积为 3816106.81m V r =⨯= 静床高 m H 6.24)5.6785.0/(81620=⨯= 取膨胀比为2，则浓相段高度为
m RH H 2.496.24201=⨯== 取浓相段高50m 校核
推化剂的堆密度为6403/m kg
推化剂的品质t kg W 522522240640816==⨯= 推化剂负荷为
)/(027.0522240
1000
315.1463kgcat h H molC ⋅=⨯
实验装置的推化剂负荷可达到1.77mol )./(63kgcat h H C ，本设计的值小于实验值，是可靠的。

5.1.4扩大段（此处即稀相段）直径
取扩大段气速为操作气速的一半即 u=1.3m/s 气体流量为
s m h m V /52.69/250284162
.01013
.027********.2237.770633==⨯+⨯⨯=
扩大段直径为
m d 25.83
.1785.052
.69=⨯=
取8.4m
5.1.5扩大段高度
根据流化床直径6.4m ，空塔气速2.6m/s ，查图得2H /D=2 稀相段高度 =2H 2D=5.6m 取6m 5.1.6浓相段冷却装置的换热面积
换热装置用套管式，总差传热系数取233)./(2K m W
换热装置的热负荷已由热衡算求出 Q=1.68×108kJ/h =4.67×107J/S
换热面积为27
9.612)
143470(2331067.4m F =-⨯=
取30%的设计裕量，则换热面积为612.9×(1+0.3)=7972m 5.1.7稀相段冷却装置的换热面积
用套管式换热装置，水为冷却剂，产生0.405Mpa （143℃）蒸汽。

总传热系数取)./(202k m W ，换热装置热负荷为Q=2.3×107kJ/h =6.39×106J/S 又()()
℃267143
360143
470ln
143360143470=-----=
∆m t
换热面积为26
m 63.1196267
201039.6=⨯⨯=
F 取30%设计裕量，则换热面积为1196.69×(1+0.3)=15562m
5.2 空气饱和塔
5.2.1计算依据
（1） 进塔空气的组成和流量
表5.1 空气饱和塔进塔空气的组成和流量
组分
O 2 N 2 H 2O 合计 h kmol /
1014.95 3919.72 174.89 5136.56 h kg /
33342.4
109752.07
3148.06
146242.53
（2） 出塔温空气的组成和流量
表5.2 空气饱和塔出塔温空气的组成和流量
组分
O 2 N 2 H 2O 合计 h kmol /
1014.95 3919.72 1359.06 6320.73 h kg /
33342.4
109752.07
24463.08
167557.55
（3）塔顶喷淋液量h kg /98.436665，温度℃105。

（4）塔底排出液量h kg /98.415350，温度℃11.78。

（5）塔底压力O.263MPa ，塔顶压力O.243MPa 。

（6）人塔气温度l70℃，出塔气温度90℃。

（7）填料用5.45050⨯⨯φ陶瓷拉西环(乱堆)。

5.2.2塔径的确定
根据拉西环的泛点速度计算公式
8
1412.03275.1022.0lg ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭
⎫ ⎝⎛-=⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛ρρμρρεL G L L G F G L a g w （A ） （1）塔顶处
3/135.2243
.01013
.027*******.2273.632055
.167557m kg G
=⨯
+⨯⨯=
ρ
3/958m kg L
=ρ
S mPa L
⋅=282.0μ
h kg L /98.436665= h kg G /55.167557=
把数据代人(A)式
解得 s m w F /760.1=
泛点率取75％，则气体空塔速度为 s m w w F /320.1760.175.075.0=⨯== 出塔操作条件下的气量：
s m h m V /8.21/62.78480243.01013
.027*******.2273.632033==⨯+⨯⨯=
塔径应为： m d 59.4320
.1785.08
.21=⨯=
（2）塔底处
3/033.2263
.01013
.027********.2256.513653
.146242m kg G
=⨯
+⨯⨯=
ρ
3/975m kg L
=ρ
S mPa L
⋅=38.0μ
h kg L /98.415350= h kg G /53.146242=
把数据代入(A)式 解得 s m w F /739.1=
气体空塔速度为 s m w w F /304.1739.175.075.0=⨯==
人塔气在操作条件下的气量：
s m h m V /98.19/28.71914263
.01013
.027********.2256.513633==⨯+⨯⨯=
塔径应为： m d 83.3739
.1785.098
.19=⨯=
取塔径为： m d 6.4= 5.2.3填料高度
空气水饱和塔的填料高度确定须考虑两方面的要求 （1）使出塔气体中蒸汽含量达到要求。

（2）使塔顶喷淋液中的ACN 等在塔脱吸以使出塔釜液中ACN 等的含量尽量低，以减少朽污水处理负荷并回收ACN 等副产物。

按工厂实践经验。

取填料高度1lm
5.3 水吸收塔
5.3.1计算依据 （1）进塔气体流量和组成
表5.3 水吸收塔进塔气体流量和组成
组分
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
ACN
ACL
HCN
CO2
合计
kmol/h 65.69 79.94 386.52 3919.72 2074.24 271.72 47.50 3.17 88.25 .09 7099.84 Kg/h
2758.98
3517.36
12368.64
109752.07
37336.24
14401.34
1947.35
177.52
2382.86
7175.96
191818.32
（2）出塔气体流量和组成
表5.4 水吸收塔出塔气体流量和组成
组分 C3H6 C3H8 O2 N2 H2O CO2 AN 合计 kmol/h 65.69 79.94
386.52
3919.72
56.62
.09
少量
4508.49 Kg/h
2758.98
3517.36 12368.64 109752.07 1019.16 7175.96 少量
129416.21
随入塔气进入的凝水h kg /02.31166
（3）塔顶喷淋液量h kg /13.743829，含AN 0.005％(wt)，温度5℃。

（4）塔底排出液量h kg /44.800074，温度℃78.35=t 。

（5）塔底压力ll2kPa ，塔顶压力101kPa 。

（6）入塔气温度40℃，出塔气温度l0℃， （7）出塔气体中AN 含量不大于0.%(wt)。

（8）填料用250Y 型塑料孔板波纹填料。

5.3.2塔径的确定
塑料孔板渡纹填料的泛点气速计算公式为
8
1412.032563.1291.0lg ⎪
⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛-=⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛ρρμρρεL G L L G F G L a g w (A) 按塔底情况计算F w
3/16.1112
3
.101273402734.2284.709932
.191818m kg G
=⨯
+⨯⨯=
ρ
3/997m kg L
=ρ
S mPa L
⋅=154.1μ
h kg L /44.800074= h kg G /32.191818= 32/240m m a = 97.0=ε
把数据代人(A)式
解得 s m w F /64.2=
空塔气速为(泛点率取70%) s m w w F /848.164.27.07.0=⨯== 气体在操作条件下的流量为
s m h m V /81.45/62.1649181123
.101273402734.2284.709933==⨯+⨯⨯=
塔径应为： m d 6.5848
.1785.081
.45=⨯=
取塔径为：m 6.5 5.3.3填料高度
液体的喷淋密度 )/(306
.5785.08
.999/13.743829232
h m m U ⋅=⨯=
塑料孔板液纹填料250Y 的液相传质单元高度OL H ： 当)/(2023h m m U ⋅=时，25℃下的OL H 为0.187m )/(4023h m m U ⋅=时，25℃下的OL H 为0.225m 插得到)/(3023h m m U ⋅=时，25℃下的OL H 为0.206m
又 e
t OL OL H H )
25(0234.0t 25)(-•
=）（℃
塔液体的平均沮度为℃39.202/)78.355(=+ ∴ 229.0/206.0e
)
2539.20(0234.0==-OL H
液相传质单元数计算式如下
(
)()
2
*
21*12
*
2112
1lg X X X X X X X X X X N OL ------=
* 塔底 311091.672
.27163.3960372
.271-⨯=-=
X
kPa E 8101= kP P 112=
∴ 0071.0810
112
051.01*1=⨯==
E P X AN 00715.00071
.010071
.0*1=-=X
塔顶 5210698.118
/)005.0100(53
/005.0-⨯=-=
X
kPa E 6.5062= kP P 3.101=
出口气体中含有AN 不小于0.％(wt)，因kP P AN 055.03.101105.54=⨯⨯=-
∴ 42*2
1009.16
.506055
.0-⨯===E P X AN 代入数据求OL N ：
()()()()
15.2210698.11009.100691.00071.0lg 10698.11009.100691.00071.010698.11091.6lg 545
45
32
*
21
*12
*21121=⨯-⨯-⨯-⨯--⨯-⨯=------=------*X X X X X X X X X X N OL
∴ 填料高度为 m H N Z OL OL 1.5229.015.22=⨯=⋅=
取填料高度为：m 7
5.4 丙烯蒸发器
5.4.1计算依据
（1）丙烯在管外蒸发，蒸发压力0.405MPa ，蒸发温度-l3℃，管用0℃的冷冻盐水(NaOH %5.17水溶液)与丙烯换热，冷冻盐水出口温度-2℃。

（2） 丙烯蒸发量h kg /84.19026，冷冻盐水用量h kg /1440000。

（3）丙烯蒸发器热负荷h kJ /1000.17
⨯
5.4.2丙烯蒸发器换热面积。