丙烯腈合成工段的工艺设计论文

天津大学
（高等教育自学考试）
本科生毕业设计（论文）任务书
天津渤海职业技术学院办学点化学工程专业石油
设计（论文）题目：1.2万吨/年丙烯腈合成工段的工艺设计完成期限：
指导教师
办学点负责人
批准日期
学生
接受任务日期
附
天津大学高等教育自学考试本科生毕业设计（论文）开题报告
目录
第一章文献综述 (1)
1.1丙烯腈简述 (1)
1.2 市场调研 (1)
1.2.1 国际现状 (1)
1.2.2 国内现状 (2)
1.3 丙烯腈的合成方法和工艺条件 (2)
1.3.1 丙烷氨氧化法 (2)
1.3.2 丙烯氨氧法 (3)
1.3.3 方案的选择 (3)
1.3.4 反应过程分析 (3)
第二章总体工艺方案设计 (6)
2.1 设计任务 (6)
2.2 流程确定 (6)
第三章工艺设计计算 (8)
3.1 物料衡算与热量衡算 (8)
3.1.1反应器的物料衡算与热量衡算 (8)
3.2废热锅炉的物料衡算与热量衡算 (11)
3.3氨中和塔物料衡算和热量横算 (12)
3.4氨中和塔换热器物料衡算和热量衡算 (18)
3.5水吸收塔物料衡算和热量衡算 (19)
3.6丙烯蒸发器热量衡算 (22)
3.7丙烯过热器热量衡算 (22)
3.8氨蒸发器热量衡算 (23)
3.9气氨过热器 (23)
3.10混合器 (23)
3.11空气加热器的热量衡算 (24)
3.12吸收水第一冷却器 (24)
3.13吸收水第二冷却器 (25)
3.14吸收水第三冷却器 (25)
第四章主要设备的工艺计算 (26)
4.1水吸收塔 (26)
4.2合成反应器 (28)
4.3废热锅炉 (29)
4.4丙烯蒸发器 (31)
4.5 吸收水第一冷却器 (32)
4.6吸收水第三冷却器 (34)
4.7氨蒸发器 (35)
4.8 气氨过热器 (36)
4.9 丙烯过热器 (36)
4.10空气加热器 (37)
4.11循环液泵 (38)
4.12空气压缩机 (38)
第五章安全与环保 (40)
5.2生产安全及防护措施 (40)
第六章结论与展望 (44)
参考文献 (45)
附录 (46)
致谢 (47)
摘要
本文介绍了丙烯腈生产基本情况及年产12000吨合成工艺系统流程，介绍了丙烯腈的生产情况，合成基本原理，发展前景及工艺流程的概述和工艺合成的基本方法，并且对设备进行物料，热量衡算和工艺计算。

丙烯腈是目前应广泛的一种化工原料，应用于生活和生产的各个领域，近年来随着国内外丙烯腈需求量的日益增长，丙烯腈供不应求，国内大部分丙烯腈靠进口来满足市场需求，为此加大生产规模和建立合理的生产方案是解决需求的首要问题。

目前丙烯腈的生产方法主要是以丙烯、氨、空气为原料，采用丙烯氨氧化法合成丙烯腈，该法原料来源广泛价格低廉且工艺简单，与以往的工艺相比具有很大的优越性，已成为国内重点关注的项目。

本文结合其工艺的优点和特性，以1.2万吨/年丙烯腈合成工段的工艺设计为主题，确定具体工艺流程和工艺参数以及相关设备的尺寸，旨在对其工艺的可行性做出分析和研究，对该项目的建设和发展具有极其重要的意义。

丙烯腈生产技术的发展主要是朝2个方向：装置规模向大型化发展；新型催化剂的开发及应用
关键词：丙烯腈合成工段工艺流程工艺参数
ABSTRACT
ABSTRACT
This article describes the basic situation of acrylonitrile production and synthesis of 12，000 tons annual output of system flow，introduced acrylonitrile production，synthesis of basic principles development prospects and process overview and synthesis of the basic method of process and equipmentfor material，And process heat balance calculation.
Acrylonitrile is a kind of chemical raw materials, the current should be widely applied to every field of life and production, with the growing demand of acrylonitrile at home and abroad in recent years, acrylonitrile in short supply, most acrylonitrile on imports to meet domestic market demand, to increase the scale of production and set up reasonable production plan is to address the needs of the primary issue. Present methods of acrylonitrile production mainly in propylene and ammonia, air as raw material, USES the synthesis method of acrylonitrile, propylene ammoxidation sources of the raw materials widely, low price and simple operation as compared with the previous process has great superiority, has become a domestic focus on the project. Combining with the characteristics and advantages of the process, with 12000 tons/year of acrylonitrile synthesize section process design as the theme, determine the specific technological process and technological parameters and the size of the related equipment, to make analysis and research, the feasibility of the process of the project's construction and development has the extremely vital significance.
By material balance，obtain the required raw material propylene，ammonia，sulfuric acid and water consumption of raw materials.
Keywords:acrylonitrile ;Synthesis section ;The process flow ;Process parameters
第一章文献综述
1.1丙烯腈简述
丙烯腈（AN）是重要的有机化工产品，是易燃、易爆、有刺激性臭味、剧毒的无色液体,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，主要用于橡胶合成（如丁腈橡胶）、塑料合成（如ABS，AS树脂、聚丙烯酰胺等）、有机合成、制造腈纶、尼龙66等膈成纤维、杀虫剂、抗水剂、粘合剂等。

1.2 市场调研
1.2.1 国际现状
2005年世界丙烯腈产能为614 万吨/年，2006年全球丙烯腈产能为617 万吨/年。

截至2009年，全球丙烯腈能力为623.7 万吨/年。

市场分析人士表示，2008 年全球丙烯腈需求比2007 年下降了约15%，这是丙烯腈历史上需求降幅最大的一年。

受全球经济低迷的影响，丙烯腈下游主要领域如腈纶纤维和丙烯腈-丁二烯-苯乙烯聚合物（ABS）市场需求疲软，从而导致2008 年全球丙烯腈需求下挫至约440 万吨/年。

2008年全球丙烯腈装置的平均开工率为75%，到了第四季度开工率甚至下降55%的低位。

2009年第一季度开工率比上年第四季度有较大幅度的上升，但仍远低于满负荷生产的水平。

据估算，2008年来自腈纶领域的丙烯腈需求，从2007 年的220 万吨下降至176 万吨；来自ABS 领域的丙烯腈需求，则从2007年的220 万吨下降至152 万吨。

据从事市场咨询的英国Tecnon OrbiChem 公司分析，丙烯腈生产面临的最大问题是腈纶纤维的不景气。

2008~2009 年，腈纶纤维生产商的开工率低达60%~64%。

腈纶是丙烯腈最大的终端用户，占丙烯腈需求量近50%。

2008年以来，由于需求减少，腈纶纤维生产商的开工率低达60%，产量大幅下滑。

据日本化学纤维协会报道，2008 年世界腈纶短纤维比上年减少18%，为202 万吨，已连续4 年减少。

中国大陆产量减少25%。

主要出口地区日本、台湾省则分别大幅度减少39%和32%。

腈纶需求衰退导致丙烯腈生产成本不能有效地向下游转移，迫使生产厂家低负荷运转，甚至停产。

丙烯腈第二大终端用户是ABS，ABS 成为驱动丙烯腈需求的主要动力。

前10 年来ABS 消费占全球丙烯腈生产越来越大的份额。

截至2008~2009 年，全球丙烯腈供应相对维持不变，约为620 万~621 万吨/年。

唯一计划新增的能力为旭化成公司与泰国PTT 化学公司合资在泰国马塔府建
设的20 万吨/年装置，定于2010 年底~2011 年初投产。

生产商们仍不看好2010 年的世界丙烯腈市场前景。

预计2010～2011 年世界丙烯腈需求年增长率约为1.5％。

腈纶需求继续下滑，其消费量比例将从2005 年50％下降至2010 年44％；ABS 消费量比例将从32％上升至36％。

据预计，2010年世界丙烯腈需求将达约624万吨。

1.2.2 国内现状
2005年我国主要的丙烯腈生产企业有10家，总产能约为101.3万t/a（全国总产能约达110万t/a），总产量达到93.1万t。

其中2005年2月投产的上海赛科产能为26万t/a，是目前国内最大的丙烯腈生产厂家。

需求增长促使我国丙烯腈继续扩能，2006年丙烯腈的扩能主要为吉林石化公司扩能到25万t/a，抚顺石化公司扩能到9.2万t/a，合计增加5万t/a，2006年底我国丙烯腈主要企业总产能达到106.3万t/a，全国总产能约达115万t/a。

2005年我国丙烯腈消费量达到124.7万，国内供应缺口为31.6万。

预计2012年丙烯腈消费量略有增加。

近年，我国丙烯腈进口一直保持在30万以上，2004年进口31.86万t，2005年由于上海赛科石化2万t/a装置投产，国内供应能力大幅增加，使进口量有所下降，为31.64万t，2006年1-6月进口量已达到15.84万t，预计全年进口将高于2005年。

我国丙烯腈进口主要来自韩国、日本、美国、中国台湾等国家和地区。

2005年开始，我国有部分丙烯腈出口国外，主要出口商是上海赛科石化的丙烯腈工厂，其在2006年上半年的出口量达到3万以上。

国内需求与现有生产能力仍有一定差距，丙烯腈在国内拥有广阔的市场和发展潜力。

1.3 丙烯腈的合成方法和工艺条件
1.3.1 丙烷氨氧化法
以美国BP 公司、日本旭化成公司和三菱化成公司为代表的主要丙烯腈生产商开始了以丙烷为原料的生产丙烯腈的技术开发工作。

该技术主要合成工艺有两种：一是BP 公司开发的丙烷直接氨氧化法，在特定的催化剂下，以纯氧为氧化剂，同时进行丙烷氧化脱氢和丙烯氨氧化法反应；日本旭化成公司开发的丙烷直接氨氧化工艺[7]。

是将丙烷、氨和氧在装有专用催化剂的管式反应器中进行反应, 其催化剂[8]为SiO2 上负载20%～60%的Mo、V、Nb 或Sb 金属, 反应中用惰性气体稀释, 反应条件为415℃和0.1MPa。

当丙烷转化率约为90%时, 丙烯腈选择性为70%, 收率约为60%。

三是三菱化成公司开发的独特循环工艺，主要是丙烷氧化脱氢后生成丙烯，然后再以常规氨氧化法生产丙烯腈，其主要特点是采用选择性烃的吸附分离体系的循环工艺，可将循环物流中的惰性气体和碳氧化物选择性除去，原料丙烷和丙烯100%回收，从而降低了生产成本。

尽管丙烷法较丙烯氨氧化法总投资高，但是由于丙烷价格（19.8 美分/kg）比丙烯
价格（39.6 美分/kg）低一半，因此单从原料成本上看丙烷法比丙烯法更有前景，有关资料介绍丙烷法有望比丙烯氨氧化法降低30%的生产成本。

尽管目前尚处于研究阶段，开发高效的催化剂是关键，但是由于丙烷价格低廉、容易得到，不久的将来丙烷氨氧化法法可望工业化生产，前景乐观。

1.3.2 丙烯氨氧法
目前世界95% 以上的丙烯腈生产采用BP公司开发的丙烯氨氧化法生产工艺（Sohh io工艺）。

以化学纯丙烯（丙烯含量92% ~94% ）和化肥级氧为原料（进料组成为丙烯：氨：空气= 1：1.2 ：10）,主要采用磷-钼-铋系催化剂, 采用流化床反应器, 在反应温度400~500、压力0.05~0.1MPa下与空气进行丙烯的氨氧化反应, 在反应器中的接触时间为10s或更低。

丙烯、氨和空气通过流化床反应器氨氧化生成丙烯腈, 副产品要包括乙腈、氢氰酸、丙烯醛、丙烯酸和CO2, 此外还有少量未反应的丙烯和氨。

除去未反应的氨, 反应气体去水吸收塔, 用低温水将气体中的有机物吸收。

然后, 将吸收液送去丙烯腈回收精制工序, 分离出高纯度丙烯睛、氢氰酸和粗乙睛。

BP公司丙烯氨氧化法生产工艺的主要技术改进集中在催化剂、流化床反应器以及节能降耗等。

丙烯腈氧化法的优点如下：
（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，都可回收利用，而且丙烯腈成晶纯度较高。

（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置）的建设投资。

1.3.3 方案的选择
目前丙烯腈的合成路线主要有以上两种，其中，丙烯氨氧化法的技术相对丙烷氨氧化法来说比较成熟，经讨论，我们决定采用丙烯氨氧化法中的Sohio法进行模拟与设计。

1.3.4 反应过程分析
（1）丙烯氨氧化的原理
化学反应在工业生产条件下,对于丙烯氨氧化法，主反应生成丙烯腈，是一个非均相反应；与此同时，在催化剂表面还发生一系列副反应。

主反应：C3H6 + NH3 +1.5 O2→ CH2 =CHCN + 3 H2O △H = -512.5KJ/mol
同时还会发生一系列副反应, 生成相当数量的氢氰酸（HCN）、乙腈（ACN）、一氧化碳、二氧化碳及少量的丙烯醛、丙烯酸、丙酮、丙腈等[12,13]。

其副反应方程式如下:
①生成乙腈：C3H6 + 1.5NH3 + 1.5O2→ 1.5CH3CN + 3H2O △H=-522KJ/mol
②生成氢氰酸：C3H6 + 3NH3 + 3O2→ 3HCN + 6H2O △H=-941KJ/mol
③生成二氧化碳：C3H6 + 4.5O2→ 3CO2 +3 H2O △H=-1925KJ/mol
④生成一氧化碳：C3H6 + 3O2→ 3CO + 3H2O △H=-1067KJ/mol
上述副反应中，生成乙腈和氢氰酸是主要的，CO2、CO 和H2O 可以由丙烯直接氧化得到，也可以由丙烯腈、乙腈等再次氧化得到[14]。

反应过程也副产少量的丙烯醛、丙烯酸、乙醛、丙腈以及高聚物等。

因此，工业生产条件下的丙烯氨氧过程十分复杂。

主、副产物的相对生成量，取决于催化剂本身性。

(2)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。

Mo系催化剂由Sohio公司开发,由C-A型已发展到第四代的C-49、C-89。

Sb系催化剂由英国酿酒公司首先开发,在此基础上,日本化学公司又相继开发成功第三代的NS-733A和第四代的NS-733B。

下面对这两类催化剂作一简单介绍。

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。

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。

丙烯氨氧化法的催化剂都是制约反应进程的关键因素。

如美国BP-Amoco 公司开发的C-49MC 催化剂，丙烯转化率98.3%，丙烯腈选择性达84.5%。

（3）工艺条件的选择
a. 丙烯:氨:氧气物质的量比为1:1~1.2:1.8~2.3。

丙烯:氨物质的量比理论值为1:1，实际为1:1.2，若物质的量比过低，则副产物丙烯醛生成量显著上升；若物质的量比过量，
在后续急冷工艺氨处理量加大。

丙烯:氧的物质的量比理论值为1:1.5，实际为1:1.8~2.5。

若换成空气，则实际为1:10~12。

降低氧气比使选择性增加，但造成丙烯转化率降低，使丙烯腈收率降低；如果增大氧气比，则二氧化碳生成量上升，丙烯腈的选择性降低，且反应器的体积要增大。

b. 反应温度的影响；反应温度升高，丙烯转化率增加，副产物乙腈生成量下降，氢氰酸和二氧化碳生成量上升，使丙烯腈选择性降低。

通常反应温度：400~470℃。

c. 反应压力的影响；压力提高，反应器的生产能力上升，丙烯转化率提高，但丙烯腈的收率却直线下降，因为副产物的生成量也增加。

因此要选择适当的反应压力，使反应器的生产能力和丙烯的消耗保持在最经济的状态，一般反应压力为0.1~0.3MPa。

d. 反应时间的影响；反应时间过短，丙烯转化率下降，从而丙烯腈收率降低。

反之，如果反应时间过长，则丙烯腈发生二次反应，不利于丙烯腈选择性的提高。

一般反应时间6~15s。

e. 转化率和反应选择性；丙烯:氨:空气中氧的物质的量比为1:1~1.2:1.8~2.3，反应温度为400~500℃，反应压力为0.1013MPA，在此反应条件下主副产物单程收率为：丙烯腈60%~75%，丙烯转化率85%-99%。

第二章总体工艺方案设计
2.1 设计任务
（1）设计项目名称：丙烯腈合成工段初步设计
（2）生产方法：以丙烯、氨、空气为原料，用丙烯氨氧化法合成丙烯腈。

（3）生产能力：年生产天数300天，年产12000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）工段产品为丙烯腈水溶液，含丙烯腈1.8%（wt）。

2.2 流程确定
生产工艺流程示意图如下
流程简介如下：
液态丙烯和液态氨分别经丙烯蒸发器和氨蒸发器气化，然后分别在丙烯过热器和氨气过热到需要的温度后进入混合气，经过压缩后的空气先通过空气饱和塔和增湿塔，经过空气加热气预热到一定的温度再进入混合气。

混合气出口的高温气体经过废热锅炉回收热量，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氨的酸液经过循环冷却器除去吸热再返回塔顶循
环使用，同时补充部分新鲜的酸液，并从塔釜排放一部分含硫酸氨的废液，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，温度升高后去精致工段。

物料流程图如下
第三章 工艺设计计算
3.1 物料衡算与热量衡算
按年工作日300天，丙烯腈损失率4.00%，设计裕量5%计算，丙烯腈小时产量为：12000×1000×1.05×1.04/（300×24）=1820㎏/h 。

3.1.1反应器的物料衡算与热量衡算 （1）计算依据
a 丙烯腈产量 1820㎏/h 即34.34kmol/h
b 原料组成（摩尔分数） 含36C H 85%，38C H 15%
c 进反应器的原料配比（摩尔比）为 363::C H NH 空气:2N =1：1.25：10.0:0.75
d 反应后各产物单程收率如表3-1所示
表3-1 反应后各产物单程收率
e 操作压力 进口0.023MPa ，出口0.162MPa
f 反应器进口温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃
g 丙烯氨氧化法制丙烯腈生产过程的主要化学反应
主反应：
O 3H CHCN CH O 2
3
NH H C 222363+=→++
()AN kJ/mol
512.5H -298R =∆
副反应：
O 6H 3HCN 3O NH H C 22363+→++ ()H C N k J /m o l 1.153H -298R =∆ O H CHO -CH CH O H C 22263+=→+ ()ACL kJ/mol 1.353H -298R =∆
O 3H CN CH 23
O 23NH 23H C 232363+→++
()ACN kJ/mol 2.363H -298R =∆ O 3H 3CO O 2
9
H C 22263+→+ ()2298R kJ/mol 0.641H -CO =∆
（2）物料衡算
a 反应器进口原料气中各组分的流量
C H34.34/0.8=42.925kmol/h=1802.85kg/h
36
C H42.925/0.85×0.15=7.575kmol/h=333.3kg/h
38
NH42.925×1.25=53.66kmol/h=912.16kg/h
3
O42.925×10×0.21=90.14kmol/h=2884.56kg/h
2
N42.925×10×0.79+42.925×0.75=371.3kmol/h=5198.22kg/h 2
b反应器出口混合气中各组分的流量
丙烯腈（AN）34.34kmol/h=1820kg/h
乙腈（ACN）3/2×42.925×0.026=1.67kmol/h=68.47kg/h
丙烯醛（ACL）42.925×0.02=0.85kmol/h=47.6kg/h
CO3×42.925×0.09=11.59kmol/h=509.95kg/h 2
H C N3×42.925×0.062=7.98kmol/h=215.57kg/h
C H7.575kmol/h=333.3kg/h
38
N371.3kmol/h=5198.22kg/h
2
O90.14-3/2×34.34-7.98-0.85-1.67-9/（3×2）×11.59 2
=10.655kmol/h=340.96kg/h
C H42.925-1/3×7.98-0.85-2/3×1.67-34.34-1/3×11.59
36
=0.098kmol/h=4.13kg/h
NH53.66-34.34-7.98-1.67=9.67kmol/h=164.39kg/h 3
H O3×34.34＋2×1.67＋2×7.98＋11.59+0.85
2
=134.76kmol/h=2425.68kg/h
c反应器物料平衡如表3－2
表3－2 反应器物料平衡
（3）热量衡算
各物质0～t ℃的平均比热熔如表3-3所示
表3-3各物质0～t ℃的平均定压比热熔 CP/[KJ （㎏·K）]
a 浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量
假设如下热力学途径: 各物质25～t ℃的平均比热熔用0～t ℃的平均比热熔代替，误差不大，因此，
1(1802.85 1.566333.3 1.704912.16 2.1042884.560.9195198.22 1.040)
H ∆=-⨯+⨯+⨯+⨯+⨯ 5
(2565) 5.3510/KJ h -=-⨯
32(34.34512.5 6.01362.311.16315.10.4353.120.6641)10H ∆=-⨯+⨯+⨯+⨯+⨯⨯
72.4710/KJ h =-⨯
3(4.13 2.130333.3 2.389164.39 2.442340.960.9735198.22 1.069H ∆=⨯+⨯+⨯+⨯+⨯
2425.68 1.9711820 1.55347.6 1.61268.47 1.486215.57 1.677509.950.968)+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯
6
(42725) 6.3210/KJ h -=⨯
5765123 5.3510 2.4710 6.3210 1.8910H H H H KJh ∆=∆+∆+∆=-⨯-⨯+⨯=-⨯
若热损失取△H 的5%，则需由浓相段换热装置取出的热量（即换热装置的热负荷）为：
55(10.05) 1.8910 1.7910/Q KJ h =-⨯⨯=⨯
浓相段换热装置产生0.405MPa 的饱和蒸汽（饱和温度143℃） 143℃的饱和蒸汽含i=2736KJ/kg 143℃饱和水含i 2H O =601.2KJ/kg
∴产生的蒸汽量=1.79×105/(2736-601.2)=83.85kg/h 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
1=(4.13 2.130333.3 2.389164.39 2.442340.960.9735198.22 1.069Q ⨯+⨯+⨯+⨯+⨯
2425.68 1.9711820 1.55347.6 1.61268.47 1.486215.57 1.677509.950.968)
+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯
6
427-0=6.7210/h
KJ ⨯（） 离开稀相段的气体带出热为
2Q =(4.13 2.130333.3 2.389164.39 2.442340.960.9735198.22 1.069⨯+⨯+⨯+⨯+⨯
2425.68 1.9711820 1.55347.6 1.61268.47 1.486215.57 1.677509.950.968)
+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯
6
415-0=6.5310/h
KJ ⨯（） 热损失取4%，则稀相段换热装置的热负荷为
3Q =（1－0.04）×
（1Q －2Q ）=66510.04 6.7210-6.5310=1.8210/KJ h ⨯⨯⨯⨯（－）（） 稀相段换热装置产生MP 的饱和蒸汽量为
G=
5
1.8210=85.25KJ/h 2736-601.2
⨯ 3.2废热锅炉的物料衡算与热量衡算
（1）计算依据
a.入口气和出口气的组成与反应器出口气体相同
b.入口气体温度360℃，压力0.162MP
c.出口气体温度180℃，压力0.152MP （2）热衡算
以0℃气体为衡算基准，各物质的平均比热容为表3-4所示。

表3-4各物质0℃～180℃的平均比热容
a.入口气体带入热（等于反应气稀相段的气体带出热）
1Q =66.5310/h KJ ⨯ b.出口气体带出热
2Q =(4.13 2.130333.3 2.389164.39 2.442340.960.9735198.22 1.069⨯+⨯+⨯+⨯+⨯
2425.68 1.9711820 1.55347.6 1.61268.47 1.486215.57 1.677509.950.968)
+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+⨯
6
180-0=2.8310/h
KJ ⨯（） c.热衡算求需求取出的热量Q 按热损失10%计，需要取出的热量为
Q=（1-0.1）×（1Q －2Q ）=666(10.1)(6.5310-2.8310) 3.3310/KJ h -⨯⨯=⨯ d.产生的蒸汽量
产生0.405Mpa 的饱和蒸汽量为
G=
6
33.3310=1.5610/2736-601.2
KJ kg ⨯⨯ 3.3氨中和塔物料衡算和热量横算
（1）计算依据
a. 入塔气体流量和组成与反应器出口气体相同 b ．在中和塔内全部氨硫酸吸收，生成硫酸铵 c ．新鲜硫酸吸收剂的含量为93%(wt ） d ．塔底出口液体的组成如下：
表3-5塔底出口液体的组成
e.进塔温度180℃，出塔温度78℃，新鲜硫酸吸收剂温度30℃
f.塔顶压力0.03MPa,塔底压力0.06MPa （2）物料衡算
a.排出的废液量及其组成
进塔其中183.38㎏/h ，在塔内被硫酸吸收生成硫酸铵，氨和硫酸反应的方程式如下：
3244242NH ()H SO NH SO +→
硫酸铵的生成量，即需要连续排出的424()NH SO 的流量为：
132
164.39638.22/217
kg h ⨯
=⨯ 上式中，132是424SO )(NH 分子量，17是氨的分子量。

塔底排出液中，424SO )(NH 的含量22%（wt ），因此 排放的废液量为：
638.22/0.22=2901kg/h
排放的废液中，各组分的量：
2H O 2901×
0.6853=1988.05kg/h AN 2901×0.0003=0.8703kg/h
ACN 2901×0.0002=0.5802 HCN 2901×0.00016=0.6266kg/h
24H SO 2901×
0.005=14.505kg/h 424()NH SO 2901×
0.309=896.41kg/h b.需补充的新鲜吸收剂（93%硫酸）的量为：
（2901×0.005＋164.39×
98
)/0.93=172
454.15kg/h c.出塔气体中各组分的量：
36C H 4.13kg/h 38C H 333.3kg/h 2O 340.96kg/h
2N 5198.22kg/h
AN 1820-0.8703=1819.129kg/h
ACN 68.47-0.5802=118.01kg/h ACL 22.44kg/h
HCN 215.57-0.6266=214.94kg/h
2CO 906.52kg/h
2H O 2425.68+638.22×0.07-1988.05=482.31kg/h d.氨中和塔循环系统物料平衡表
表3-6氨中和塔循环系统物料平衡表
（3）热衡算 a. 出塔气体温度
塔顶气体中实际气体分压为
22 5.55%0.030.00017H O H O P y P ==⨯=MPa
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
2000.00017/0.980.000173H P ==MPa 入塔喷淋液的硫酸铵含量为22
100=21.975.6
g ⨯4242()/100NH SO gH O ，已知硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压如下表：
表3-7硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPa
根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和200H P 的值，线性插入可得硫酸铵含量为29.1g 4242()/100NH SO gH O 时的数据见下表:
表3-8硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPa
线性内插可求2000.00017/0.980.000173H P ==MPa 时出塔气的温度为70.94℃不在78～87℃范围内。

故以上设计不可取，需要往急冷水塔中补充水。

采用反推法，设塔釜温度为85℃，则线性内插法得2000.05481H P MPa =，此时，222098%H O H O H O P P y P =⋅==
0.054810.980.05371MPa ⨯=，
∴22/0.05371/.13130.4091H O H O y P P ===，
即出塔总水量为26.795/0.4091=65.5 kmol/h =1178.95kg/h 即补水量为:65.5-26.795=38.71 kmol/h
设补水温度为85℃，通过水饱和塔以蒸汽的形式进入急冷塔，以蒸汽的形式存在，此时入塔水蒸气变为kg/h 46.1223/h 173.47kmol 38.71134.76==+ 则氨中和塔循环系统物料平衡表变为
表3-9氨中和塔循环系统物料平衡表
b ．入塔喷淋液的温度
入塔喷淋液温度比气体出口温度低6℃，故为79℃ c ．塔釜排出液温度
入塔气蒸气分压22H O H O P y P ==0.2282(入塔气水的摩尔分数，见物料平衡表)×0.06=0.020712MPa ，在釜液（NH 4）2SO 4含量[45g （NH 4）2SO 4/100gH 2O]下，溶液上方的饱和蒸汽分压等于0.020712MPa 时的釜液温度即为釜液的饱和温度，内插法从表3.1中得知，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 供水能溶解95.3g 硫酸铵，而 釜夜的硫酸铵含量为45g 424()NH SO /100g 2H O ，所以釜液温度控制81℃。

不会有硫酸铵结晶析出。

表3-10硫酸铵的溶解度数据
d. 热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量
Q 1 +Q 3+ Q 4+ Q 5+ Q 6+ Q 8=Q 7+Q 2+Q 9
（a ）入塔气体带出热Q 1 入塔气体带入热量与废热锅炉出口气体带出热量相同。

Q 1=5.269×106kJ/h
（b ）出塔气体带出热Q 2
各组分在0～85℃的平均比热容的值如下：
表3-11各组分在0～85℃的平均比热容
Q 2=（4.13×1.715+333.3×1.752+340.96×0.992+5198.22×1.040+482.31×1.871+
1819.129×1.251+118.01×1.310+214.94×1.374+22.44×1.323+906.52×0.863） ×（85-0）=9.16×105KJ/h
（c ）蒸汽在塔内冷凝放热Q 3
蒸汽在塔内的冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气体带出蒸汽
=2425.68-482.31=1943.37kg/h
蒸汽的冷凝热为2246.6 kJ/ kg
Q 3=1943.37×2246.6=4.36×106kJ/h （d ）有机物冷凝放热Q 4
AN 的冷凝量0.8703kg/h ，其冷凝热为1166.09KJ/kg ；
ACN 的冷凝量为0.5802kg/h ，其冷凝热为1381.25KJ/kg ； HCN 的冷凝量为0.6266kg/h ，其冷凝热为2249.82KJ/kg ，所以
Q 4=0.8703×1166.09+0.5802×1381.25+0.6266×2249.82=3225.98KJ/h
（e ）氨气和放热Q 5
每生成1mol 硫酸铵放热273.8kJ ，所以，
65896.411000273.8 1.8610/132
Q KJ h ⨯=⨯=⨯
（f ）硫酸稀释放热Q 6
硫酸的稀释热为749 kJ/ kg H 2SO 4，所以，
Q 6=14.505×749=1.1×104KJ/h
（g ）塔釜排放的废液带出热量Q 7
塔釜排放的废液中H 2O 与（NH 4）2SO 4的摩尔比为
1988.05896.41
/18132
,塔釜温度为81℃，查氮肥设计手册得此组分的硫酸铵水溶液比热容为3.347KJ/(kg ﹒K)，所以，
Q 7=2901.04×3.347（81-0）=7.865×105KJ/h
（h ）新鲜吸收剂带入热Q 8
30℃、93%24H SO 的比热容为1.603 KJ/(kg ﹒K)，所以，
Q 8=498.83×1.603×（30-0）=23988KJ/h
（i ）求循环冷却器热负荷Q 8
因操作温度不高，忽略热损失。

把数据代入平衡方程：
Q 1 +Q 3+ Q 4+ Q 5+ Q 6+ Q 8=Q 7+Q 2+Q 9得到，
5.269×106+4.36×106+3225.98+1.86×106+1.1×104+23988=7.865×105+9.16×105+ Q 9
解得
Q 9=9.81×106 kJ/h
(j)循环冷却器的冷却水用量W
设循环冷却器循环水上升水温25℃，排水温度30℃。

则，
t/h 586kg/h 105.86])32-/[4.184(36109.81W 56=⨯=⨯=
(e)求循环液量m
30℃循环液的比热容为3.368kJ/（kg·K ），循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容为3.364 kJ/（kg·K ）。

设循环液流量为m kg/h ，循环冷却器出口循环液温度t ℃。

对新鲜吸收剂与循环液汇合处列热平衡方程得：
m×3.368t+23988=（m ＋498.83）×3.364×79 (1)
对循环冷却器列热平衡方程得：
（m×3.347×81）-（m×3.368t ）=Q 9=9.81×106 (2)
联立(1)和(2)得，m=1.85×106kg/h t=78.81℃
3.4氨中和塔换热器物料衡算和热量衡算
（1） 计算依据
进口气体85℃，组成和流量与氨中和出口气体相同；出口气体温度40℃，操作压力115.0kPa 。

（2） 物料衡算
出口气体温度40℃，40℃饱和蒸汽压力为
a 375.7g mm 32.55002KP H P H ==
设出口气体中含有x kmol/h 的蒸汽，根据分压定律有：
375.70.115)795.2661.482(=⨯+-X
X
解得 x=31.16 kmol/h=560.96kg/h
∴ 蒸汽的冷凝量为8878.6Kg/h =560.96-9439.56 因此得到换热气体壳方的物料平衡如下：
表3-12换热气体壳方的物料平衡
(3)热量衡算
a ．换热器入口气体带入热 h KJ Q /1016.951⨯=
b ．蒸汽冷凝放热Q 2
40℃水汽化热为2401.1KJ/kg
h /1013.21.24016.887872KJ Q ⨯=⨯=
c ．冷凝液带出热Q 3
()h /1048.1040184.46.887863KJ Q ⨯=-⨯= d ．出口气体带出热Q 4
表3-13出口气体各组分在0~40℃的平均比热容如下：
75
.36795.2629.293.37146.29655.1038.72575.792.61098.0(4⨯+⨯+⨯+⨯+⨯=Q ()040)
66.3859.1161.6585.076.6298.709.5267.135.6334.34-⨯+⨯+⨯+⨯+⨯+ =6.39×105KJ/h
e ．热衡算求换热器的热负荷
热平衡方程：54321Q Q Q Q Q ++=+
带入数据得：556751039.61048.11013.21016.9Q +⨯+⨯=⨯+⨯ 得到
Q 5=2.01×107KJ/h
3.5水吸收塔物料衡算和热量衡算
（1）计算依据
a. 入塔气流量和组成与换热器出口气相同
b . 入塔气温度40℃，压力112KPa 。

出塔气温度10℃，压力101KPa
c . 入塔吸收液温度5℃
d. 出塔AN 溶液中含AN 1.8%(wt) （2）物料衡算
a ．进塔物流流量和组成与换热器出口相同
b ．出塔气量和组成
设入塔气中的AN 、HCN 、ACL 、CAN 等组分全部被水吸收，C 3H 6，C 3H 8，O 2，
N 2，CO 2，等组分不溶于水，因此，出塔气体中，干气体有：。