目錄1設計任務書22丙烯腈車間工藝設計43前言44丙烯腈工藝設計計算55附表376畢業(yè)設計心得39參考文獻39燕山大學畢業(yè)設計（論文）任務書院（系）基層教學單位學號071610011055學生姓名蔡銀輝專業(yè)（班級）化學工程與工藝2班設計題目丙烯腈車間工藝設計設計技術參數1生產能力4700噸/年2原料丙烯85，丙烷15（摩爾分率）；液氨1003產品18（WT）丙烯腈水溶液4生產方法丙烯氨氧化法5丙烯腈損失率316設計裕量67年操作日300天設計要求1確定設計方案，畫出工藝流程草圖；2物料衡算，熱量衡算3主要設備的工藝設計計算4用CAD繪制工藝流程圖一張（用3圖紙打印）；5編寫設計說明書工作量1設計計算1周2工藝流程圖與設計說明書05周3答辯05周工作計劃第一周物料衡算、熱量衡算及主要設備的工藝設計計算第二周畫圖，撰寫設計說明書，答辯參考資料化工設計，黃璐主編，化學工業(yè)出版社，2000年化工工藝設計手冊，上海醫(yī)藥管理局編，化學工業(yè)出版社，2002年化學化工物性參數手冊，青島化工學院等編，化學工業(yè)出版社，2002年指導教師簽字基層教學單位主任簽字燕山大學畢業(yè)設計評審意見表指導教師評語該生在畢業(yè)設計工作期間態(tài)度（認真、較好、一般、較差）；工作（積極主動、較主動、不積極主動）。（能正確、基本能）提出設計方案；相關基礎理論（扎實、較扎實、一般、較差）；（基本上、一般地、較好地、出色地）完成了畢業(yè)設計任務書所規(guī)定的任務。同意參加答辯。設計成績?yōu)椋▋?yōu)秀、良好、中等、及格、不及格）。指導教師年月日評閱人評語說明書書寫質量（一般、較好、良好、優(yōu)秀），邏輯性（一般、較強、強），概念（較清楚、清楚、準確），圖表質量（一般、較好、很好），是一篇水平（一般、較好、好、優(yōu)秀）的畢業(yè)設計說明書。評閱成績?yōu)椋▋?yōu)秀、良好、中等、及格、不及格）。評閱人年月日答辯小組評語在答辯過程中，該同學表述（清晰，較清晰，一般，較差），（基本地、一般地，較好地、圓滿地）回答了教師所提出的問題。經答辯委員會評議，答辯成績?yōu)椋▋?yōu)秀、良好、中等、及格、不及格）。答辯小組成員簽字年月日畢業(yè)設計總成績（優(yōu)秀、良好、中等、及格、不及格）丙烯腈車間工藝設計摘要設計丙烯腈的生產工藝流程，通過對原料，產品的要求和物性參數的確定及對主要尺寸的計算，工藝設計和附屬設備結果選型設計，完成對丙烯腈的工藝設計任務。前言丙烯腈，別名，氰基乙烯；為無色易燃液體，劇毒、有刺激味，微溶于水，易溶于一般有機溶劑；遇火種、高溫、氧化劑有燃燒爆炸的危險，其蒸汽與空氣混合物能成為爆炸性混合物，爆炸極限為3117（體積百分比）；沸點為773，閃點5，自燃點為481。丙烯腈是石油化學工業(yè)的重要產品，用來生產聚丙烯纖維即合成纖維腈綸、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產物。另外，丙烯腈醇解可制得丙烯酸酯等。丙烯腈在引發(fā)劑過氧甲酰作用下可聚合成一線型高分子化合物聚丙烯腈。聚丙烯腈制成的腈綸質地柔軟，類似羊毛，俗稱“人造羊毛”，它強度高，比重輕，保溫性好，耐日光、耐酸和耐大多數溶劑。丙烯腈與丁二烯共聚生產的丁腈橡膠具有良好的耐油、耐寒、耐溶劑等性能，是現代工業(yè)最重要的橡膠，應用十分廣泛。丙烯氨氧化法的優(yōu)點如下1丙烯是目前大量生產的石油化學工業(yè)的產品，氨是合成氨工業(yè)的產品，這兩種原料均來源豐富且價格低廉。2工藝流程比較簡單經一步反應便可得到丙烯腈產物。3反應的副產物較少，副產物主要是氫氰酸和乙腈，都可以回收利用而且丙烯腈成品純度較高。4丙烯氨氧化過程系放熱反應，在熱平衡上很有利。5反應在常壓或低壓下進行，對設備無加壓要求。6與其他生產方法如乙炔與氫氰酸合成法，環(huán)氧乙烷與氫氰酸合成法等比較，可以減少原料的配套設備如乙炔發(fā)生裝置和氰化氫合成裝茸的建設投資丙烯腈工藝設計計算1生產能力4700噸/年2原料丙烯85，丙烷15（摩爾分率）；液氨1003產品18（WT）丙烯腈水溶液4生產方法丙烯氨氧化法5丙烯腈損失率316設計裕量67年操作日300天丙烯腈工藝流程的確定液態(tài)丙烯和液態(tài)氨分別經丙烯蒸發(fā)器和氨蒸發(fā)器蒸發(fā)，然后分別在丙烯過熱器和氨氣過熱器過熱到需要的溫度后進入混合器；經壓縮后的空氣先通過空氣飽和塔增濕，再經空氣加熱器預熱至一定溫度進入混合器。溫合器出口氣體混合物進入反應器，在反應器內進行丙烯的氨氧化反應。反應器出口的高溫氣體先經廢熱鍋爐回收熱量，氣體冷卻到230左右進人氨中和塔，在7080下用硫酸吸收反應器出口氣體中未反應的氨，中和塔塔底的含硫酸銨的酸液經循環(huán)冷卻器除去吸收熱后，返回塔頂循環(huán)使用同時補充部分新鮮酸液，并從塔釜排放一部分含硫酸銨的廢液。氨中和塔出口氣體經換熱器冷卻后進入水吸收塔，用510的水吸收丙烯腈和其他副產物水吸收塔塔底得到古丙烯腈約18的丙烯腈水溶液，經換熱器與氨中和塔出口氣體換熱，濕度升高后去精制工段。二物料衡算和熱量衡算11小時生產能力接年工作日300天，丙烯腈損失率31、設計裕量6計算，年產量為4300噸/年，則每天每小時產量為470103179/324KGH12反應器的物料衡算和熱量街算1計算依據A丙烯腈產量，即7139/KGH1346/KMOLHB原料組成摩爾分數丙烯85，丙烷15C進反應器的原料配比摩爾比為34320523HNOD反應后各產物的單程收率為物質丙烯腈（AN）氰化氫（HCN）乙腈ACN丙烯醛ACL二氧化碳摩爾收率0600650070007012E操作壓力進口0203，出口0162MPAPAF反應器進口氣體溫度LL0，反應溫度470，出口氣體溫度3602物料衡算A反應器進口原科氣中各組分的流量36CH14/0623/94206/KMOLHKGH85173N/38/KLK2O42319650MOHGHH67/219/KLK2N5048431B反應器出口混合氣中各組分的流量丙烯腈36/KMOLH7139/KGH乙腈2402656/OLKGH丙烯醛/20K2CO318739/MLHKHN24065/18KOGH389/KOLHG2134/MKHO9567012680724/9/KOLHKG36CH133409/278/KMLK3NH251346736/5712/KMOLHKGH2O72480690/9/KMOLHKG3熱量衡算查閱相關資料獲得各物質各物質0110、0360、0470的平均定壓比熱容A濃相段熱衡算求濃相段換熱裝置的熱負荷及產生蒸汽量各物質25T的平均比熱容用OT的平均比熱容代替，誤差不大，因此，15H942068174625382168094153310KJ/H3333275461807648/3692151291045930897257KJ/H576123H164815031KJ/H若熱損失取的5，則需有濃相段換熱裝置取出的熱量（即換熱裝置的熱負荷）為6605908KJ/QH濃相段換熱裝置產生0405的飽和蒸汽（飽和溫度143）MPA143飽和蒸汽焓2736/STEMIKJG143飽和水焓201HO6840190/732KGH產生的蒸汽量B稀相段熱衡算求稀相段換熱裝置的熱負荷及產生蒸汽量以0氣體為衡算基準進入稀相段的氣體帶入熱為162978143751293610453032090872725KJ/QH離開稀相段的氣體帶出熱為26197861435712396104531083098829650KJ/H熱損失取4，則稀相段換熱裝置的熱負荷為1266640515J/Q稀相段換熱裝置產生0405的飽和蒸汽，產生的蒸汽量為MPA65498/2731GKGH23空氣飽和塔物料衡算和熱量衡算1計算依據A入塔空氣壓力0263，出塔空氣壓力0243PAPAB空壓機入口空氣溫度30，相對溫度80，空壓機出口氣體溫度170C飽和塔氣、液比為1524體積比，飽和度081D塔頂噴淋液為乙腈解吸塔釜液，溫度105，組成如下組分NAC氰醇ACL水合計（WT）00050008000050000299986100E塔頂出口濕空氣的成分和量按反應器入口氣體的要求為2O519KMOL/H16508KG/H40843H673L/29/即即即2物料街算A進塔空氣量51408567/0849/MOLHKGH進塔干空氣量查得30，相對濕度80時空氣溫含量為0022KG水氣/KG干空氣因此，進塔空氣帶入的水蒸氣量為2791/KGB進塔熱水量氣、液比為1524，故進塔噴淋液量為327310312456257/264MH塔頂噴淋液105的密度為，因此進塔水的質量流量為958KG/7210HC出塔濕空氣量出塔氣體中的的量與反應器人口氣體相同，因而22ONH、2519KMOL/H16508KG/H40843H673L/9/即即即D出塔液量12587106/62549KGH塔內水蒸發(fā)量出塔液流量3熱衡算A空氣飽和塔出口氣體溫度空氣飽和塔出口氣體中，蒸汽的摩爾分數為6731025194085根據分壓定律蒸汽的實際分壓為2243HOPYMPA因飽和度為081，所以飽和蒸汽分壓應為05/810650查飽和蒸汽表得到對應的飽和溫度為90，因此，須控制出塔氣體溫度為90才能保證工藝要求的蒸汽量。B入塔熱水溫度入塔水來自精制工段乙腈解吸塔塔釜，L05。C由熱衡算求出塔熱水溫度T熱衡算基準0氣態(tài)空氣，0液態(tài)水。A170進塔空氣帶人熱量，1Q170蒸汽焓值為，干空氣在0L70的平均比熱容273/KJG104J/KPC6658415071587231420/QKJHB出塔濕空氣帶出熱量2Q90蒸汽焓，空氣比熱容取260/KJG104KJ/GKPC62158431504929638410/QKJHC105入塔噴淋液帶入熱量3Q736091/KJHD求出塔熱水溫度出塔熱水帶出熱量用表示，則T4425148603QT熱損失按5，則652197091/KJH損熱平衡方程134Q損代人數據，6765420951380437910T解得T7786因此，出塔熱水溫度為778624氨中和塔物料衡算和熱量衡算1計算依據A入塔氣體流量和組成與反應器出口氣體相同。B在中和塔內全部氨被硫酸吸收，生成硫酸銨。C新鮮硫酸吸收劑的含量為93WT。D塔底出口液體即循環(huán)液的組成如下組分水ANACNHCN硫酸硫酸銨合計（WT）68530030020016053090100E進塔氣溫度L80，出塔氣溫度76，新鮮硫酸吸收劑溫度30F塔頂壓力0122MPA，塔底壓力0142MPA。2物料衡算A排出的廢液量及其組成進塔氣中含有的氨，在塔內被硫酸吸收生成硫酸5712KG/H銨。氨和硫酸反應的方程式32442NHSOS的生成量，即需要連續(xù)排出的流量為42NHSO42NHSO1357276/KGH塔底排出液中,的含量為309（WT），因此，排放的廢液量為426/09排放的廢液中各組分的量247185312/064/71538/0921HOKGHANCSKGHB需補充的新鮮吸收劑的量為4（HSO）871657/3809/12KGHC出塔氣體中各組分的量368229/174/53902139/664/1878/359/20049128504/HKGHONAKGHCLKGHHOKGH3熱衡算A出塔氣體溫度塔頂氣體中實際蒸汽分壓為223537HOPYMPA設飽和度為098，則與出塔氣體溫度平衡的飽和蒸汽分壓為2037/98031HOPMPA入塔噴淋液的硫酸銨含量為，已知硫酸銨上9456G422NHSO/10G方的飽和蒸汽壓如表。根據入塔噴淋液的硫酸銨含量和的值，內插得到出塔氣的溫度為762HOB入塔噴淋液溫度入塔噴淋液溫度比氣體出口溫度低6，故為70C塔釜排出液溫度4045507000279600275600271680004252004190041299000629006199006109入塔氣蒸汽分壓，在釜液含2203491205HOPYMPA42NHSO量下溶液上方的飽和蒸汽分壓等于時的釜液溫45GNS/1G05PA度即為釜液的飽和溫度，用內插法從表中得到，飽和溫度為835，設塔釜液溫度比飽和溫度低25即81。又查硫酸銨的溶解度數據得知，80時每100G水能溶解953G硫酸銨，而釜液的硫酸銨含量為，所以釜液溫度控4225GNHSO/1G制81不會有硫酸銨結晶析出。D熱衡算求循環(huán)冷卻器的熱負荷和冷卻水用量作圖L03的虛線方框列熱平衡方程得14568279QQA入塔氣體帶入熱1入塔氣體帶入熱量630/KJHB出塔氣體帶出熱2Q各組分在076的平均比熱容的值如下組分36CH382O2NHACNAL2COP17151966094141046188313471393140613430921含量溫度2519785146936094153104685371782028KJ/QHC蒸汽在塔內冷凝放熱3Q蒸汽在塔內的冷凝量進塔氣體帶入蒸汽出口氣帶出蒸汽239018547916KG/H蒸汽的冷凝熱為2J530/QKJHD有機物冷凝放熱4AN的冷凝量其冷凝熱為0215/KGH615/KJGACN的冷凝量其冷凝熱為3728HCN的冷凝量，其冷凝熱為48/K/KJ4021560150146374/QKJHE氨中和放熱；每生成1MOL硫酸銨放熱2738KJ552780127384601/KJHF硫酸稀釋放熱6Q硫酸的稀釋熱為749KJKG56749180310/KJHG塔釜排放的廢液帶出熱量7塔釜排放的廢液中，與的摩爾比為,查氮肥設計2HO42NS4918270/3手冊得此組成的硫酸銨水溶液比熱容為。3/KJGK5716347801920/QKJHH新鮮吸收劑帶入熱Q的比熱容為。2409CHSO、63/KJGK81603890HI求循環(huán)冷卻器熱負荷9Q因操作溫度不高，忽略熱損失。把有關數據代入熱平衡方程65555923107374601308694210解得69/QKJHJ循環(huán)冷卻器的冷卻水用量W設循環(huán)冷卻器循環(huán)水上水溫度32，排水溫度36，則冷卻水量為6531208410/864/48KGHTE求循環(huán)液量M循環(huán)液流量受入塔噴淋液溫度的限制。70循環(huán)液的比熱容為，循環(huán)液與新鮮吸收液混合后的噴淋液36/KJGK比熱容。364/KJGK設循環(huán)液流量為MKG/H，循環(huán)冷卻器出口循環(huán)液溫度T。對新鮮暖收劑與循環(huán)液匯合處附圖中A點列熱平衡方程得1892719236470T對循環(huán)冷卻器列熱平衡得2693436851TQ聯解式1和2得204/71MKGHTC25換熱器物料衡算和熱量衡算1計算依據進口氣體76，組成和流量與氨中和塔出口氣相同出口氣體溫度40，操作壓力1155KPA。2物料衡算出口氣體溫度40，40飽和蒸汽壓力為253735HOPMGKPA設出口氣體中含有XKMOL/H的蒸汽，根據分壓定律有171608X解得5/29/XKMOLHKGH蒸汽的冷凝量為1850471580/KGH因此得到換熱器氣體方殼方的物料平衡如下3熱衡算A換熱器入口氣體帶入熱等于氨中和塔出口氣體帶出熱1Q51890/QKJHB蒸汽冷凝放出熱240水汽化熱為2401LKJKE6215780413790/KJHC冷凝液帶出熱3Q532641/KJD出口氣體帶出熱；4出口氣體各組分在040的平均摩爾熱容為組分36CH382O2NHACNHAL2COP619272382946292936756335520962766561386645309612378124961408291536714095740/QKJHE熱衡算求換熱器熱負荷5Q平衡方程1234代入數據求得65071/KJH26水吸收塔物料衡算和熱量衡算1計算依據A入塔氣流量和組成與換熱器出口相同。B入塔器溫度40，壓力112KPA。出塔氣溫度10，壓力101KPAC入塔吸收液溫度5D出塔AN溶液中含AN18（WT）2物料衡算A進塔物料（包括氣體和凝水）的組成和流量與換熱器出口相同B出塔干氣含有、36H09/1278/KMOLHKG38CH、396/174/KMOLHG、2OK2N940/541/KOLHKGHC80/35/KLH10水的飽和蒸汽壓，總壓為101325PA218,HOPPA出塔器中干氣總量30939612411940880722161KMOL/H出塔氣中含有蒸汽的量按分壓定律求得，計算如下1867/489/0325KMOLHKGH出塔氣總量為974395132560/C塔頂加入的吸收水量（A）出塔AN溶液總量出塔AN溶液中，AN為18（WT），AN的量為7588KG/H，因此，出塔AN溶液總量為71339/00183963278KG/H（B）塔頂加入的吸收水量作水吸收塔的總質量衡算得AN396278409817358036714/KGH入塔吸收液量塔底溶液量出塔氣體總量入塔氣量凝水量D塔底AN溶液的組成和量AN、ACN、HCN、ACL全部被水吸收，因為塔底AN溶液中的AN、CAN、HCN、ACL的量與進塔氣、液混合物相同，AN溶液中的水量按全塔水平衡求出。AN36714291578049382706KG/H溶液中的水塔頂加入水進塔氣液混合物中的水出塔氣帶出的水E水吸收塔平衡如下F檢驗前面關于AN、ACN、ACL、HCN全部溶于水的假設的正確性因系統(tǒng)壓力小于1MPA，氣相可視為理想氣體，AN、ACN、ACL、HCN的量相對于水很小，故溶液為稀溶液系統(tǒng)服從亨利定律和分壓定律。壓力和含量的關系為或LLPEXIIX塔底排出液的溫度為15見后面的熱衡算查得L5時ACN、HCN、ACL和AN的亨利系數E值為40531824ACNATMKPAHLEHGTAAN塔底05218ANPKPA072AXE從以上計算可看出，可見溶液未達飽和。63NANXB丙烯醛ACL01208ACLPKPA64ALXE塔底。含量，溶液未達飽和。ACL0723ACLACLXXC乙腈N916ACPKPA02543NAXE塔底含量，溶液未達飽和。18CACNXXD氫氰酸H01729CNPKPA8014HXE塔底含量2CNHCNXX從計算結果可知，在吸收塔的下部，對HCN的吸收推動力為負值，但若吸收塔足夠高，仍可使塔頂出口氣體中HCN的含量達到要求。3熱量衡算A入塔氣帶入熱。1Q各組分在040的平均摩爾熱容如下組分36CH382O2NHACNHAL2COP6192723829462929367563355209627665613866153096237812496140829153671409574047/QKJHB入塔凝水帶人熱252158040261/QKJHC出塔氣帶出熱。33409612378124961082975060/QKJHD吸收水帶入熱454361871/KJE出塔溶液帶出熱AN5Q溶液中各組分的液體摩爾熱容如下組分2HOANCHNACLPC75312111073715512385216753146235107431506238QTTF水冷凝放熱62719482305/KGH水冷凝量水的冷凝熱為2256KJ/KG故566031/QKJHG等氣體的溶解放熱ANCLHN、7Q溶解熱冷凝放熱液液互溶放熱冷凝熱的冷凝熱數據如下、組分AACALHCNP61097657493793727513960437659204371983722/QKJHH熱衡算求出塔液溫度T熱平衡方程1246735QQ代人數據得5555543710267103162093T解得TC27空氣水飽和塔釜液槽1計算依據進、出口物料關系和各股物料的流量和溫度如圖104所示。圖中，空氣飽和塔液體進、出口流量和出口液體的溫度由空氣飽和塔物料和熱衡算確定；去水吸收塔的液體流量由水吸收塔物料衡算的確定，見本文相關部分計算；排污量按乙腈解吸塔來的塔釜液量的L5考慮；乙腈解吸塔塔釜液量和去萃取解吸塔的液體量由精制系統(tǒng)的物料衡算確定。2物料衡算進料A乙腈解吸塔釜液入槽量5665021620783502902KG/HB空氣飽和塔塔底液入槽G/HC入槽軟水量XKG/H出料；A去水吸收塔液體量3637164KG/HB去萃取解吸塔液體量L5000KG/H作釜液槽的總質量平衡得350291643716450X解得7/XKGH3熱量衡算A入槽乙腈解吸塔釜液帶入熱。1Q7135029480540/QKJHB入槽軟水帶入熱。52713691/KJC空氣飽和塔塔底液帶入熱，Q6306498407/QKJHD去吸收塔液體帶出熱47115289/TTKJE去萃取解吸塔液體帶出熱5Q510480627/QTTKJHF熱衡算求槽出口液體溫度T熱損失按5考慮，熱平衡方程為1234595Q（）代人數據76091436071789620T解得T913928丙烯蒸發(fā)器熱量衡算1計算依據蒸發(fā)壓力0405MPA；加熱劑用O的冷凍鹽水，冷凍鹽水出口溫度2丙烯蒸發(fā)量L0023KG/H。2有關數據A0405MPA下丙烯的沸點為L3，汽化熱410KJKZB0405MPA下丙烷的沸點為5，汽化熱3766KJKG3熱衡算求丙烯蒸發(fā)器的熱負荷和冷凍鹽水用量A丙烯蒸發(fā)吸收的熱1Q5194206380/QKJHB丙烷蒸發(fā)吸收的熱。2427561/KJC丙烯蒸發(fā)器的熱血荷Q冷損失按L0考慮545138601970/QKJHD冷凍鹽水用量平均溫度1下，冷凍鹽水比熱容為347KJKGK冷凍鹽水用量為5497107/32WKGH29丙烯過熱器熱量衡算1計算依據丙烯進口溫度13，出口溫度65。用0405MPA蒸汽為加熱劑。2熱衡算求丙烯過熱器熱負荷和加熱蒸汽量丙烯氣的比熱容為L464KJ/KGK，丙烷氣比熱容1715KJ/KGK，冷損失按10考慮，需要加熱蒸汽提供的熱量為5194206174651340/QKJH加熱蒸汽量為53/218WKGH上式中2138KJ/KG是0405MPA蒸汽的冷凝熱。210氨蒸發(fā)器熱量衡算1計算依據A蒸發(fā)壓力0405MPA。B加熱劑用0405MPA飽和蒸汽。冷凝熱為2138KJ/KG。2有關數據0405MPA下氨的蒸發(fā)溫度為7C，汽化熱為L276KJKG。3熱衡算求氨蒸發(fā)器的熱負荷和加熱蒸汽用量冷損失按10考慮，氨蒸發(fā)器的熱負荷為54381276210/QKJH加熱蒸汽量為58/WG211氣氨過熱器1計算依據A氣氨進口溫度7，出口溫度65。B用0405MPA蒸汽為加熱劑。C氣氨流量36636KG/H。2熱衡算求氣氨過熱器的熱負荷和加熱蒸汽用量氨氣的比熱容為2218KJ/KGK，冷損失按10考慮，氣氨過熱器的熱負荷為4403821657103/QKJH加熱蒸汽用量為4790/2138WKGH212混合器1計算依據氣氨進口溫度65流量36636KG/H。丙烯氣進口溫度65，流量94206KG/H，丙烷氣進口溫度65，流量17416KG/H。出口混合氣溫度110。濕空氣來自空氣加熱器2熱衡算求進口溫空氣的溫度T以0為熱衡算基準。、，在065的平均比熱容如下表36CH383N組分6CH38CH3NH氣態(tài)丙烯、丙烷帶入熱1Q51942065746825017/QKJHB氣態(tài)氨帶入熱24238190/KJHC溫空氣帶入熱Q、和蒸汽0136的平均比熱容分別為、和2NO1046J/GK184KJ/G195KJ/GK3416582950028/TTKHD混合器出口氣體帶出熱4Q4696157618203197543100895/QKJHE熱衡算求進口濕空氣的溫度T熱損失按L0考慮。熱衡算方程1234Q（）代入數據5609701562810T（）解得T13603213空氣加熱器的熱量衡算1計算依據A入口空氣溫度90，出口空氣溫度136。B空氣的流量和組成如下。組分氧氮水合計KG/H175645781512886882652熱衡算求空氣加熱器的熱負荷和加熱蒸汽量、和蒸汽2NO90136的平均比熱容分別為、和。1046KJ/GK184KJ/G195KJ/GK熱損失按L0考慮，空氣加熱器的熱負荷為5431852936090/QKJH用0608MPA的蒸汽為加熱劑，其飽和溫度為L642C，冷凝熱為2066KJ/KG，加熱蒸汽用量為512709/6WKGH三主要設備的工藝計算31空氣飽和塔1計算依據A進塔空氣的組成和流量組分氧氮水合計KMOL/H51591940886625433KG/H16508554341515587724087B出塔溫空氣的組成和流量組分氧氮水合計KMOL/H515919408673331300KG/H165085543415121194829694C塔頂噴淋液量2162098KG/H，溫度105。D塔底排出液量2056491KG/H，溫度939。E塔底壓力O263MPA，塔頂壓力O243MPA。F人塔氣溫度L70，出塔氣溫度90。G填料用陶瓷拉西環(huán)亂堆。5042塔徑的確定根據拉西環(huán)的泛點速度計算公式A1/81/42023LG75GGFLLWAA塔頂處3896421/23033107GKGM395/LKGM28PASL2162098KG/HG829694KG/H把數據代人A式解得175/FWMS泛點率取75，則氣體空塔速度為07512894/WMS出塔操作條件下的氣量3323933046/108/4VH塔徑應為18075DMB塔底處324729/39132304GKGM975/LKGM08PASL2056491KG/HG724087KG/H把數據代入A式解得175/FWMS氣體空塔速度為0715279/MS人塔氣在操作條件下的氣量332303243851/07/4VHMS塔徑應為107485263DM取塔徑為12M3填料高度空氣水飽和塔的填料高度確定須考慮兩方面的要求A使出塔氣體中蒸汽含量達到要求。B使塔頂噴淋液中的ACN等在塔內脫吸以使出塔釜液中ACN等的含量盡量低，以減少朽污水處理負荷并回收ACN等副產物。按工廠實踐經驗。取填料高度1LM32水吸收塔1計算依據A進塔氣體流量和組成組分36CH382O2N2HO合計KMOL/H3093961241194081511KG/H12978174163969654341527199組分ANACL2KMOL/H134623501643780725706KG/H713199643920117983552976991B出塔氣體流量和組成組分36CH382O2N2HO2CAN合計KMOL/H3093961241194081511807少量2367KG/H1297817416396965434152719935529少量67623隨入塔氣進入的凝水157805KG/HC塔頂噴淋液量3637164KG/H，含0005WT，溫度5。AD塔底排出液量3963278KG/H，溫度159。E塔底壓力LL2KPA，塔頂壓力101KPA。F入塔氣溫度40，出塔氣溫度L0，G出塔氣體中含量不大于0055WT。ANH填料用250Y型塑料孔板波紋填料。2塔徑的確定塑料孔板渡紋填料的泛點氣速計算公式為A1/81/42023LG91563GGFLLWA按塔底情況計算FW3769131402/240234GKGM39/LKGM15PASL3637164KG/HG769913KG/H2340/A097把數據代人A式解得1/FWMS空塔氣速為泛點率取70072154/FMS氣體在操作條件下的流量為3330254987/164/VHMS塔徑應為16807853DM取塔徑為12M3填料高度液體的噴淋密度322614/90/0785UH塑料孔板液紋填料250Y的液相傳質單元高度OLH當時，25下的為0187M320/UMHL時，25下的為0225M4O內插得到時，25下的為0206M32/LH又0234525TOLCOLIHE塔內液體的平均沮度為5159/210450234156/029OLHE液相傳質單元數計算式如下122LGLXN塔底31346105X80EKPA2PKA1020781ANP173X塔頂5205/31698026EKPA3PKA出口氣體中含有不小于0055WT，因此AN4510305ANP42051906PXE代入數據求OL35124545262106981016407372LNLN5LNXX填料高度為1642098OLZNHM取填料高度為7M33丙烯蒸發(fā)器1計算依據A丙烯在管外蒸發(fā)，蒸發(fā)壓力0405MPA，蒸發(fā)溫度L3，管內用0的冷凍鹽水175NAOH水溶液與丙烯換熱，冷凍鹽水出口溫度2。B丙烯蒸發(fā)量94206KG/H，冷凍鹽水用量715775KG/H。C丙烯蒸發(fā)器熱負荷54130/KJH2丙烯蒸發(fā)器換熱面積A總傳熱系數A管內給熱系數。1蒸發(fā)器內安裝的U型鋼管80根。385冷凍鹽水平均溫度L此溫度下的有關物性數據如下；332410/54/7/7108PKGMSWKJKSCJKGK冷凍鹽水流速為25091/10607835MS，過渡流3822910474RE37580PR50842118602REPR7/EWMKDB管外液態(tài)丙烯沸騰給熱系數取223/C總傳熱系數冷凍鹽水方污垢熱阻取，丙烯蒸發(fā)側污30641/垢熱阻取，鋼管導熱系數。320176/MKW5/MK3313207615642410/KWMKB傳熱平均溫差熱端溫差01313，冷端溫差2一1311，傳熱平均溫差為3/MTCC換熱面積熱負荷5528710/46910/QKKHJS換熱面積為52469310MA取安全系數12，則換熱面積為234循環(huán)冷卻器1計算依據A管內循環(huán)液流量88204KG/H。進口沮度81，出口溫度701。B管外冷卻劑為循環(huán)水，進口溫度32，出口溫度36，循環(huán)水流量為186400KG/HC熱負荷為KJ/H630712計算換熱面積初選GH90105型石墨換熱器，換熱面積為105M2，設備殼體內徑D880MM，內有外徑32MM、內徑22MM、長3M的石墨管417根。換熱管為正三角形排列，相鄰兩管的中心距T40MMA總傳熱系數A管內循環(huán)液側的給熱系數1平均流體溫度，該溫度循環(huán)液的物性數據如下870/256TC314/KGM380/KGMS51PCJKJK07/547/WS管內流體的流速為282040136/14036175UMS35RE80513647PR08411823REPRDE1684/WMKB殼程循環(huán)水側的給熱系數2循環(huán)水平均溫度3236/234，34水的物性數據為3071/KGS061/WMK94/M58PR正三角形排列時，當量直徑的計算公式為ED2034ETDD管外流體的流速根據流體流過的最大截面積S來計算，S的計算公式為01/SHDDT已知T40MM，32MM，H374MM,D888MM代人數據得20342316ETDDM201/4780/406SHDTM管外流體的流速為1678/93US302167849210EDUR值在20001000000范圍內可用下式計算給熱系數E014053236EPRWD代入數據得01405322RER97/WWMKC總傳熱系數石墨的導熱系數，石墨管壁厚5MM，循環(huán)8/冷卻水側污垢熱阻，循環(huán)液側污垢熱阻。32061/MKW3201/代人數據求K34052694784721/B對數平均溫差8360415LN72MTCC換熱面積熱負荷5301/87/QKJHJS換熱面積為2827496AM取安全系數L2則換熱面積為。因此，選GH901051型石墨換熱器，其換熱面0積已足夠。35氨蒸發(fā)器1計算依據A氨蒸發(fā)壓力0405MPA，蒸發(fā)溫度7。B加熱劑為0405MPA蒸汽，溫度143。C熱負荷55140/14280/KJHJS2計算換熱面積A總傳熱系數蒸汽冷凝時的給熱系數取，液氨沸騰的280/WMK給熱系數取，不銹鋼導熱系數，管壁厚4MM，兩側20/WMK45污垢熱阻取31/代人數據求K330421080259/WMKB平均溫度差143750MTCC換熱面積氨蒸發(fā)器熱負荷為514280/JS換熱面積為52689MA取換熱面積為2036氨氣過熱器1計算依據A進口氣氯溫度7出口氣氨溫度65。B加熱劑為0405MPA蒸汽，溫度143。C熱負荷4610/789/KJHJS2計算換熱面積A總傳熱系數管殼式換熱器用作加熱器時，一方為蒸汽冷凝、一方為氣體情況下，K值的推薦范圍是取250/WMK35/MKB平均溫度差冷端溫差為1437150，熱端溫差為L436578。178LNMTCC換熱面積熱負荷為9/JS換熱面積為2178946530MA取安全系數12，則換熱面積為，選浮頭式熱交換器2型，換熱面積，符合要求。32540129BFTI10537丙烯過熱器1計算依據A進口氣體溫度一L3，出口氣體溫度65。B加熱劑為0405MPA蒸汽，溫度143。C熱負荷51370/368/KJHJS2計算換熱面積A總傳熱系數管殼式換熱器用作加熱器時，一方為蒸汽冷凝、一方為氣體情況下，K值的推薦范圍是取250/WMK35/MKB平均溫度差冷端溫差為1437150，熱端溫差為L436578。1678LNMTCC換熱面積熱負荷為35/JS換熱面積為26891A取安全系數12，則換熱面積為，選浮頭式熱交換器M型，換熱面積256M2，符合要求。4542602BFTI38空氣加熱器1計算依據A空氣走管內，加熱蒸汽走管間。B進口氣體溫度90，出口氣體溫度L36，氣體進口壓力0243MPA，氣體的流量和組成如下組分氧氮水合計KG/H165085543415121194829694KMOL/H515919408673331300C加熱蒸汽為0608MPA對應的飽和溫度為L642，流量為288KG/H。D熱負荷為即5190/KJH51420/JS2計算換熱面積初選浮頭式換熱器一臺，37682BFT換熱器有的管子268根。253A總傳熱系數A管內空氣一側的給熱系數，管內氣體的平均溫度為90136/2113，1113空氣的物性數據為,2390/WMKPR06935210/KGMS空氣的密度3751207/2313286344KGMQ2075/085S521446100DURE08423PR/WMK1B管外蒸汽冷凝側給熱系數取2C總傳熱系數鋼的導熱系數為，空氣側污垢熱阻45/，蒸汽冷凝側污垢熱阻32041/MK3201MKW代入數據求總傳熱系數330541282/WMKB對數平均溫度差1642901642375LNMTCC換熱面積521420937MA安全系數取12，則換熱面積應為，所選換熱面積，符合要求。262804M39循環(huán)液泵循環(huán)液質量流量88204KG/H，循環(huán)液密度為因此