年产一万吨丙烯腈合成工段工艺设计

年 产 一 万 吨 丙 烯 腈 合 成 工 段 工 艺 设 计

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目 录

一、概论及设计任务…………………………………………………………………… 2 二、生产方案…………………………………………………………………………… 2 2.1 工艺技术方案及原理………………………………………………………… 2 2.2 设备方案………………………………………………………………………3 2.3 工程方案………………………………………………………………………3 三、物料衡算和热量衡算 ………………………………………………………………3 3.1 生产工艺及物料流程…………………………………………………………3

3.2 小时生产能力…………………………………………………………………5 3.3 物料衡算和热量衡算…………………………………………………………5

3.3.1 反应器的物料衡算和热量衡算………………………………………5 3.3.2 废热锅炉的热量衡算…………………………………………………7 3.3.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算……………………………………8 3.3.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算…………………………………… 10 3.3.5 换热器物料衡算和热量衡算……………………………………… 13 3.3.6 水吸收塔物料衡算和热量衡算…………………………………… 15 3.3.7 空气水饱和塔釜液槽……………………………………………… 18 3.3.8 丙烯蒸发器热量衡算……………………………………………… 19 3.3.9 丙烯过热器热量衡算……………………………………………… 19 3.3.10 氨蒸发器热量衡算………………………………………………… 20 3.3.11 气氨过热器………………………………………………………… 20 3.3.12 混合器……………………………………………………………… 20 3.3.13 空气加热器的热量衡算…………………………………………… 21 3.3.14 吸收水第一冷却器………………………………………………… 21 3.3.15 吸收水第二冷却器………………………………………………… 22 3.3.16 吸收水第三冷却器………………………………………………… 22

四、主要设备的工艺计算………………………………………………………………22

4.1 空气饱和塔………………………………………………………………… 22 4.2 水吸收塔…………………………………………………………………… 24 4.3 合成反应器………………………………………………………………… 26 4.4 废热锅炉…………………………………………………………………… 27 4.5 丙烯蒸发器………………………………………………………………… 29 4.6 循环冷却器………………………………………………………………… 30 4.7 吸收水第一冷却器………………………………………………………… 31 4.8 吸收水第二冷却器………………………………………………………… 32 4.9 吸收水第三冷却器………………………………………………………… 33 4.10 氨蒸发器…………………………………………………………………… 34 4.11 气氨过热器………………………………………………………………… 35 4.12 丙烯过热器………………………………………………………………… 35 4.13 空气加热器………………………………………………………………… 35 4.14 循环液泵…………………………………………………………………… 36 4.15 空气压缩机………………………………………………………………… 36 4.16 中和液贮槽………………………………………………………………… 37 五、工艺设备一览表………………………………………………………………… 37 六、原料消耗综合表………………………………………………………………… 39 七、能量消耗综合表………………………………………………………………… 40 八、排出物综合表…………………………………………………………………… 41 九、主要管道流速表………………………………………………………………… 41 十、环境保护和安全措施…………………………………………………………… 44 10.1丙烯腈生产中的废水和废气及废渣的处理……………………………… 44 10.2生产安全及防护措施……………………………………………………… 45

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1、概论及设计任务

概论

丙烯腈是重要的有机化工产品，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，制备出各种合成纤维、合成橡胶、塑料、涂料等。

近年来，丙烷氨氧化生产丙烯腈的研究也取得长足进展，现已处于中试阶段。这一方面是由于价格的因素，丙烷的价格比丙烯低得多，另一方面也为惰性的丙烷开拓了新的应用领域。但就目前的技术水平来看，固定资产投资大，转化率低，选择性不高，目前报道的丙烷的转化率67％，选择性60％，还难以和丙烯氨氧化法相竞争，但其前景看好，根据美国斯坦福研究所18万t／a丙烯腈概念设计，丙烷为原料生产丙烯腈的成本只是丙烯的64％。研究开发的催化剂主要有V-Sb-Al-O、V-Sb-W-Al-O、Ga-Sb-A1-O、V-Bi-Mo-O等。

丙烯腈是重要的有机原料，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。 设计任务

① 设计项目名称 丙烯腈合成工段

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，产量10000t/a丙烯腈。

④ 原料组成 液态丙烯原料含丙烯85%（mol）；液态氨原料含氨100%。 ⑤ 工段产品为丙烯腈水溶液，含丙烯腈约1.8%（wt）。

2、生产方案

2.1 工艺技术方案及原理

20世纪60年代以前，丙烯腈的生产采用环氧乙烷、乙醛、乙炔等为原料和HCN反应制得，但HCN有剧毒，生产成本高。1960年美国Standard石油公司(Sohio)(现BP公司)开发成功丙烯氨氧化一步合成丙烯腈新工艺，又称Sohio法。由于丙烯价廉易得，又不需剧毒的HCN，从此丙烯腈的生产发生了根本的变化。迄今为止，丙烯腈的工业生产都以此方法进行。

丙烯氨氧化制丙烯腈主要有五种工艺路线，即Sohio法、Snam法、Distiners-Ugine法、Montedison UOP和O.S.W法，上述五种工艺路线的化学反应完全相同，丙烯、氨和空气通过催化剂生成丙烯腈，其中Sohio法和Montedison-UOP法采用流化床反应器，其他方法采用固定床反应器。相比较而言，Sohio法有一定的先进性，Snam法和Distillers-Ugine法丙烯的消耗定额比较高，而固定床反应器的单台生产能力远小于流化床反应器，不利于扩大生产能力，而且固定床反应温度难以实现最优化操作，因此，目前Sohio法应用比较普遍，约占全球总生产能力的90％。中国引进的也是Sohio技术。

本工程采用丙烯氨氧化的原理，丙烯氨氧化法制丙烯腈（AN）生产过程的主反应为

C3H6+NH3+3/2O2 CH2=CHCN+3H2O

该反应的反应热为 （-△Hr）298=586.5kJ/mol AN

(1) 生成氢化氰（HCN）

C3H6 + 3NH3 +3O2 3HCN + 6H20

（-△Hr）298=315.1kJ/mol HCN

主要的副反应和相应的反应热数据如下：

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(2)生成丙烯醛（ACL）

C3H6 + O2 CH2=CH-CHO + H2O （-△Hr）298=353.1kJ/mol ACN

(3)生成乙腈（ACN）

C3H6 + 3/2NH3 + 3/2O2 3/2CH3CN + 3H2O

（-△Hr）298=362.3kJ/mol ACN

(4)生成CO2和H2O

C3H6 + 9/2O2 3CO2 + 3H2O （-△Hr）298=641kJ/mol CO2

2.2主要设备方案 2.2.1 催化设备

众所周知，在丙烯腈生产中，催化剂起着十分重要的作用。催化剂正在不断地更新换代，实践证明，居世界领先水平的催化剂有美国BP的C-49MC、日本化学公司的NS-733D以及我国的MB-93、MB-96等。这些催化剂的应用都可为丙烯腈的生产带来显著的经济效益。从催化剂的国产化方面考虑，结合扩能改造，应逐步采用效能更为优异的MB-93和MB-96催化剂。

其余的车间工段装置，在相应的车间工段设立控制室，进行监视控制操作。 锅炉房电站生产装置的运行控制方式，采用炉机集中控制。（包括炉、机、除氧给水系统）。将炉机控制室设在装置建筑物内，以利于对机组进行监视控制。 2.2.2控制系统

全厂选用一套中心DCS 系统，分别对仪表进行控制。对连锁较多的装置还采用PLC系统。DCS 及PLC系统考虑进口。

在线自动分析仪表，基本上采用国内引进技术生产的红外线自动分析器和紫外线自动分析器，在线质谱仪考虑进口，在线色谱仪选用国内引进技术生产的或者进口。

本系统也考虑了能联结全厂生产调度，操作管理站即生产总调度站，以及电气控制站及其马达控制中心和马达的驱动装置，从而实现生产过程综合自动化。

合成丙烯腈生产过程中，为了达到最佳的合成效果，H2/N2必须进行严格控制，由于工艺过程对H2/N2 配比干扰因素较多，应迅速检测出氢氮比，为此选用采集周期短的质谱仪测出氢氮比，从而能实现多变量预估控制，并使合成塔入口的氢氮比，波动最小，得到最佳氢氮比，产生最好的经济效益。 2.3程方案

土建工程方案选择及原则确定

1) 建筑结构设计符合技术先进、经济合理、安全适用

2) 在满足工艺生产的前提下，厂房布置尽量一体化，设备尽可能露天设置或采用敞开 式，半敞开式。

3) 尽量采用普及或放式通难度不大的建筑物配件。 4) 充分利用地方建材

3、物料衡算和热量衡算

3.1、生产工艺及物料流程

生产工艺流程示意图如下：

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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。混合气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。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，温度升高后去精制工段。 物料流程图示意如下：

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3.2、小时生产能力

按年工作日300天，丙烯腈损失率3.1%、设计裕量6%计算，丙烯腈小时产量为

10000?1000?1.06?1.031300?24?1517.86kg/h

3.3 物料衡算和热量衡算

3.3.1反应器的物料衡算和热量衡算 (1)计算依据

a. 丙烯腈产量 1517.86kg/h,即28.63kmol/h b.原料组成（摩尔分数） 含C3H6 85%,C3H8 15% c.进反应器的原料配比（摩尔分数）为 C3H6 : NH3 : O2 : H2O＝1:1.05:23:3 d.反应后各产物的单程收率如表 物质 摩尔收率 丙烯腈（AN） 氰化氢（HCN） 乙腈（ACN） 丙烯醛（ACL） 0.6 0.065 0.07 0.007 CO2 0.12 e. 操作压力 进口0.203MPa, 出口0.162MPa

f.反应器进口气体温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃ g.化学参数如表 主要物质 摩尔质量kg/kmol （2）物料衡算

a. 反应器进口原料气中各组分的流量

C3H6 42 C3H8 44 NH3 17 丙烯腈 53 乙腈 41 丙烯醛 56 C3H6 28.63/0.6=47.72 kmol/h=2004.2 kg/h

C3H8 (47.72/0.85)×0.15= 8.42 kmol/h =370.5 kg/h NH3 47.72×1.05=50.11 kmol/h = 851.87 kg/h O2 47.72×2.3=109.76 kmol/h=3512.32 kg/h

H2O 47.72×3=143.16 kmol/h=2576.88 kg/h

N2 （109.76/0.21）×0.79=412.9 kmol/h=11561.4 kg/h b. 反应器出口混合气中各组分的流量

丙烯腈(AN) 28.63 kmol/h=1517.86 kg/h

乙腈(ACN) 3/2 ×47.72×0.07=5.01 kmol/h=205.4 kg/h 丙烯醛(ACL) 47.72×0.007=0.33 kmol/h=18.48 kg/h

CO2 3×47.72×0.12=17.18 kmol/h=755.9 kg/h HCN 3×47.72×0.065=9.31 kmol/h=251.2 kg/h C3H8 8.42 kmol/h =370.5 kg/h N2 412.9 kmol/h=11561.4 kg/h

O2 109.76-（3/2）×28.63-9.31-0.33-5.01-9/（3×2）×17.18 =26.40kmol/h=844.8 kg/h C3H6 47.72-（1/3）×9.31-0.33-（2/3）×5.01-28.63-（1/3）×17.18=6.59 kmol/h =276.7kg/h

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NH3 50.11-28.63-5.01-9.31=7.16 kmol/h=121.7 kg/h

H2O 143.16+3×28.63+2×5.01+2×9.31+17.18+0.33 =275.2 kmol/h=4953.6 kg/h

c.反应器物料平衡表

组分 C3H6 C3H8 NH3 O2 N2 H2O AN ACN HCN ACL CO2 合计 kmol/h 47.72 8.42 50.11 109.76 412.9 143.16 0 0 0 0 0 772.07 反应器进口 kg/h 2004.2 370.5 851.87 3512.32 11561.4 2576.88 0 0 0 0 0 20917 %(mol) 6.181 1.091 6.49 14.22 54.38 18.54 0 0 0 0 0 100 %(wt) 9.6 1.775 4.08 16.82 55.38 12.34 0 0 0 0 0 100 kmol/h 6.59 8.42 7.16 26.40 412.9 275.2 28.63 5.01 9.31 0.33 17.18 797.13 流量和组成 反应器出口 kg/h 276.7 370.5 121.7 844.8 11561.4 4953.6 1517.86 205.4 251.2 18.48 755.9 20877 %(mol) 0.827 1.06 0.898 3.312 57.82 34.49 3.594 0.6289 1.168 0.042 2.516 100 %(wt) 1.325 1.775 0.583 4.046 55.4 23.71 7.271 0.9843 1.231 0.0896 3.622 100 （3）热量衡算

各物质0~t℃的平均定压比热容如下

浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量

物质 0~110℃ C3H6 1.841 C3H8 2.05 NH3 O2 N2 1.046 H2O 1.883 2.008 2.092 AN HCN ACN ACL CO2 1.130 1.213 2.301 0.941 1.874 2.029 1.640 1.724 1.933 2.10 1.966 2.172 cp/?kJ/(kg·K)?0~36 0℃ 0~470℃ 2.678 3.013 2.636 1.004 1.088 2.929 3.347 2.939 1.046 1.109 假设如下热力学途径： .。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 △H 470°C，浓相段出口混合气 110°C，反应器入口混合气

△H1

△H3 △H2

25°C，反应器入口混合气 25°C，浓相段出口混合气 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， ?H1?(2004.2?1.841?370.5?2.05?851.87?2.301?3512.32?0.941?11561.4?1.046?2576.88?1.883)(25?110)??2.266?10kJ/h6第6 页 共47页

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?H2??(28.63?512.5?5.01?362.3?9.31?315.1?0.33?353.1?17.18?641)?10??3.055?10kJ/h37

?H3?(276.7?2.929?370.5?3.347?121.7?2.929?844.8?1.046?11561.4?1.109?4953.6?2.092?1517.86?2.029?205.4?2.10?251.2?1.724?18.48?2.172?755.9?1.213)(470?25)?1.396?10kJ/h7?H??H1??H2??H3??2.266?10?3.055?10?1.396?10677??1.886?10kJ/h

7 若热损失取ΔH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： Q=(1-0.05)×1.886×107=1.792×107kJ/h

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isteam=2736kJ/kg 143℃饱和水焓iH2O=601.2kJ/kg ∴ 产生的蒸汽量=

1.792?1072736?601.2?8394kg/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

Q1?(276.7?2.929?370.5?3.347?121.7?2.939?844.8?1.046?11561.4?1.109?4953.6?2.092?205.4?2.10?251.2?1.724?18.48?2.172?755.9?1.213)(470?0)?1.334?107

kJ/h离开稀相段的气体带出的热为

Q2?(276.7?2.678?370.5?3.013?121.7?2.636?844.8?1.004?11561.4?1.088?4953.6?2.008?1517.86?1.874?205.4?1.933?251.2?1.640?18.48?1.966?755.9?1.130)(360?0)?1.083?10kJ/h7

若热损失为4%，则稀相段换热装置的热负荷为 ?(1?0.04)(1.334?2.410?106Q?(1?0.04)(Q1?Q2)7?10?1.083?10)

7稀相段换热装置产生0.405Mpa的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为

G?2.410?1062736?601.2?1128.9kg/h

3.3.2废热锅炉的热量衡算 （1）计算依据

a.入口气体和出口气体的组成与反应器出口气体相同 b.入口气体温度360℃，压力0.162Mpa c.出口气体温度180℃，压力0.152MPa d.锅炉水侧产生0.405Mpa的饱和蒸汽 （2）热衡算

以0℃气体为衡算基准

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物质 C3H6 C3H8 NH3 O2 N2 H2O AN HCN ACN ACL CO2 cp/?kJ/(kg·K)?2.071 2.343 2.406 0.962 1.054 1.925 1.552 1.485 1.607 1.586 1.004 各物质在0～180℃的平均比热容为 a. b. c.

入口气体带入热（等于反应器稀相段气体带出热

Q1?1.083?10kJ/h7

出口气体带出热

Q2?(276.7?2.071?370.5?2.343?121.7?2.406?844.8?0.962?11561.4?1.154?4953.6?1.925?1517.86?1.552?205.4?1.607?251.2?1.485?18.48?1.586?755.9?1.004)(180?0)?5.269?10kJ/h6

d. 热衡算求需要取出的热量Q 按热损失10%计，需取出的热量为

Q?0.9(Q1?Q2)?0.9(1.083?10?5.269?10)?5.005?10kJ/h

766e. 产生蒸汽量

产生0.405Mpa饱和蒸汽的量为

G?5.005?1062736?601.2?2344kJ/h

3.3.3空气饱和塔物料衡算和热量衡算 （1）计算依据

a.入塔空气压力0.263Mpa,出塔空气压力0.243 Mpa

b.空压机入口空气温度30℃，相对湿度80%，空压机出口气体温度170℃ c.饱和塔气、液比为152.4（体积比），饱和度0.81 d.塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105℃，组成如下： 物质 %（wt） AN 0.005 ACN 0.008 氰醇 0.0005 ACL 0.0002 H2O 99.986 合计 100 e.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 109.76kmol/h即3512.32kg/h N2 412.9kmol/h即11561.4kg/h H2O 143.16kmol/h即2576.88kg/h (2)物料衡算 a.进塔空气量

进塔干空气量等于（109.76+412.9）=522.65kmol/h=15073kg/h

查得30℃，相对湿度80%时空气湿含量为0.022水气/kg干空气，因此，进塔空气带入的水蒸气量为 0.022×15073=331.6kg/h b.进塔热水量

液比为152.4，故进塔喷淋液量为

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(109.76?412.9)?22.4?273?170273?0.10130.263?1152.43?49.59m/h

塔顶喷淋液（105℃）的密度为958kg/m3,因此进塔水的质量流量为 49.59×958=47507kg/h C.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，因此 O2 109.76kmol/h即3512.32kg/h N2 412.9kmol/h即11561.4kg/h H2O 143.16kmol/h即2576.88kg/h d.出塔液量

塔内水蒸发量=2576.88—331.6=2245.28kg/h ∴ 塔液流量=47507—2245.28=45261.7kg/h e. 饱和塔物料衡算表

成分 kmol/h 入塔气 kg/h 3512.32 11561.4 331.6 0 0 0 0 15405.32 %(mol) 20.4 76.75 8.85 0 0 0 0 100 %(wt) 22.88 75.32 1.8 0 0 0 0 100 kmol/h 109.76 412.9 143.16 0 0 0 0 665.82 出塔气 kg/h 3512.32 11561.4 2576.88 0 0 0 0 17650.48 %(mol) 16.48 62.01 21.51 0 0 0 0 100 %(wt) 19.90 65.50 14.60 0 0 0 0 100 入塔喷淋液 kg/h 0 0 47500 2.375 3.800 0.238 0.095 47507 %(wt) 0 0 99.986 0.005 0.008 0.0005 0.0002 100 塔釜排出液 kg/h 0 0 45254 2.375 3.800 0.238 0.095 45261 %(wt) 0 0 99.985 0.00525 0.0084 0.00053 0.00021 100 O2 N2 H2O AN ACN 氰醇 ACL 合计 109.76 412.9 18.42 0 0 0 0 541.08 (3)热衡算 a.空气饱和塔出口气体温度 从物料平衡表得知，空气饱和塔出口气体中，蒸汽的摩尔分数为0.215，根据分压定律，蒸汽的实际分压为

PH2o?yH2OP?0.215?0.243?0.05655MPa

因饱和度为0.81，所以饱和蒸汽分压应为： 0.05655/0.81=0.0698Mpa=69800Pa

查饱和蒸汽表，得到对应的饱和温度为90℃，因此，必须控制出塔气体温度在90℃，才能保证工艺要求的蒸汽量

b．入塔热水温度 入塔水来自精制段乙腈解吸塔塔釜，105℃

c.由热衡算求出热水温度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

K）170℃蒸汽焓值为2773.3kJ/kg,干空气在0~170℃的平均比热容cp?1.004kJ/(kg· Q1?（3512.32?11561.4）?1.004（170?0）?331.6?2773.3?3.492?10kJ/h6

（b）出塔湿空气量带出热量Q2

90℃蒸汽焓2660kJ/kg,,空气比热容取1.044kJ/(kg·K)

Q2?（3512.32?11561.4）?1.004（90?0）?2576.88?2660?8.217?10kJ/6

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（c）105℃入塔喷淋液带入热量Q3

Q3?47507?4.184(105?0)?2.087?10kJ/h

7(d)求出塔热水温度t 出塔热水带出的热量用Q4表示，则

Q4?45261.7?4.184t?189375t

Q?0.05(3.492?10?1.983?10)?1.170?10kJ/676按热损失5%计，则

热平衡方程 Q1+Q3=Q2+Q4+Q 代入数据：

3.492?10?2.087?10?8.217?10?189375t?1.170?10 解得

t=79℃

3.3.4氨中和塔物料衡算和热量衡算

（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： 组分 %（wt） H2O 676668.53 AN 0.03 ACN 0.02 HCN 0.016 H2SO4 0.5 (NH4)2SO4 30.90 合计 100 ｅ．进塔温度180℃，出塔温度76℃，新鲜硫酸吸收剂温度30℃ ｆ．塔顶压力0.122ＭＰａ，塔底压力0.142ＭＰａ （２）物料衡算

a.排出的废液量及其组成

进塔其中含有72.95kg/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如下：

2NH3+H2SO4(NH4)2SO4

硫酸铵的生成量，即需要连续排出的(NH4)2SO4的流量为

121.7?1322?17?472.5kg/h

塔底排出液中，(NH4)2SO4的含量为30.9%（wt），因此， 排放的废液量为

472.5/0.309=1529.1kg/h 排放的废液中，各组分的量：

H2O 1529.1×0.6853=1047.9kg/h

AN 1529.1×0.0003=0.459kg/h ACN 1529.1×0.0002=0.3058kg/h HCN 1529.1×0.00016=0.2447kg/h H2SO4 1529.1×0.005=7.647kg/h

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(NH4)2SO4 1529.1×0.309=472.7kg/h

a. 需补充的新鲜吸收剂（93%硫酸）的量为：

（1529.1?0.005?121.7?9817?2）/0.93?385.5kg/h

c.出塔气体中各组分的量

C3H6 276.7kg/h C3H8 370.5kg/h O2 844.8kg/h N2 11561.4kg/h

AN 1517.86-0.459=1517.401kg/h ACN 205.4-0.3058=205.09kg/h ACL 18.48kg/h

HCN 251.2-0.2447=250.96kg/h CO2 755.9kg/h

H2O 出塔气中的水=入塔气中带入的水+新鲜吸收剂带入水-废液排出的水 =4953.6+385.5×0.07-1047.9=3932.685kg/h

a. 氨中和塔循环系统物料平衡表 流量和组 成 组分 C3H6 C3H8 NH3 O2 N2 H2O AN ACN HCN ACL CO2 H2SO4 (NH4)SO4 合计 6.59 8.42 7.16 26.40 412.9 275.2 28.63 5.01 9.31 0.33 17.18 0 0 797.1 276.7 370.5 121.7 844.8 11561.4 4953.6 1517.86 205.4 251.2 18.48 755.9 0 0 20877 0.826 1.06 0.899 3.314 51.8 34.52 3.591 1.325 1.774 0.582 4.048 55.38 23.72 7.271 0 0 0 0 0 26.985 0 0 0 0 0 358.515 0 385.5 0 0 0 0 0 7 0 0 0 0 0 93 0 100 0 0 0 0 0 1047.9 0.459 0.3058 0.2447 0 0 7.647 472.7 1529.1 0 0 0 0 0 68.53 0.03 0.02 0.016 0 0 0.5 30.9 100 6.59 8.42 0 26.40 412.9 218.5 28.63 5.00 9.29 0.33 17.18 0 0 733.18 276.7 370.5 0 844.8 11561.4 3932.685 1517.86 205.09 250.96 18.48 755.9 0 0 19733 0.898 1.148 0 3.60 56.31 29.80 3.904 0.68 1.269 0.045 2.342 0 0 100 1.402 1.877 0 4.282 58.58 19.93 7.692 1.04 1.273 0.0946 3.83 0 0 100 Kmol/h Kg/h %(mol) %(wt) Kg/h %(wt) Kg/h %(wt) Kmol/h Kg/h %(mol) %(wt) 入 塔 气 新鲜吸收液 排放废液 出 塔 气 0.6284 0.9840 1.167 0.042 2.155 0 0 100 1.203 0.0894 3.621 0 0 100 (3) 热衡算

a. 出塔气体温度 塔顶气体中实际蒸汽分压为

pH2O=yH2Op=0.2980×0.122=0.0363MPa

设饱和度为0.98，则与塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为：

P○H2O=0.03636/0.98=0.0371MPa

入塔喷淋液的硫酸铵含量为100×30.9/68.53=45g(NH4)2SO4/100g H2O，已知硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压如表10.1所示。 根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和p

b.入塔喷淋液的温度

○

H2O的值，内插得到出塔气的温度为

76℃。

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入塔喷淋液温度比气体出口温度低6℃,故为70℃。 C.塔釜排出液温度

表10.1硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPa (NH4)2SO4含量/lg [(NH4)2SO4/gH2O] 温度/℃ 70 80 90 0.02796 0.04252 0.0629 0.02756 0.0419 0.06199 0.02716 0.04129 0.06109 40 45 50 入塔气蒸气分压PH2O=yH2Op=0.3452×0.142=0.049MPa,在釜液(NH4)2SO4含量[45g(NH4)2SO4/100gH2O]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，内插法从表10.1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45g(NH4)2SO4/100gH2O,所以釜液温度控制81℃。不会有 硫酸铵结晶析出。

d. 热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量 Q1 +Q3+ Q4+ Q5+ Q6+ Q8=Q7+Q2+Q9

(a)入塔气体带出热Q1 入塔气体带入热量与废热锅炉出口气体带出热量相同。

Q1=5.269×106kJ/h

(b)出塔气体带出热Q2

各组分在0～76℃的平均比热容的值如下：

物质 EP/[kJ/(kg·k)] C3H6 1.715 C3H8 1.966 O2 0.9414 N2 1.046 H2O 1.883 AN 1.347 HCN 1.393 ACN 1.406 ACL 1.343 CO2 0.921 Q2?(276.7?1.715?370.5?1.966?844.8?0.9414?11561.4?1.046 ?3932.685?1.883?1517.86?1.347?205.1?1.393?250.96?1.406

?18.48?1.343?755.9?0.921)?(76?0)?1.892?10kJ/h6(c)蒸汽在塔内冷凝放热Q3

蒸汽在塔内的冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气带出蒸汽 =4953.6-3932.685=1020.9kg/h

蒸汽的冷凝热为2246.6 kJ/ kg

Q3=1020.9×2246.6=2.294×106kJ/h (d)有机物冷凝放热Q4

AN的冷凝量 0.0.459 kg/h，其冷凝热为615 kJ/ kg

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ACN的冷凝量 0.3058 kg/h，其冷凝热为728 kJ/ kg HCN的冷凝量 0.2447 kg/h，其冷凝热为878.6 kJ/ kg

所以 Q4?0.459?615?0.3058?728?0.2447?878.6?719.9kJ/h (e)氨气和放热Q5

每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ

Q3?472.7?10001325?273.8?9.801?10kJ/h

(f)硫酸稀释放热Q6

硫酸的稀释热为749 kJ/ kg H2SO4

∴ Q6=358.515×749=2.685×105kJ/h (g)塔釜排放的废液带出热量Q7

塔釜排放的废液中H2O 与(NH4)2SO4的摩尔比为104718.9472.7132，查氮肥设计手册得此组分的硫酸

铵水溶液比热容为3.347 kJ/（kg·K）

∴ Q7=1529.1×3.347×（81-0）=4.145×105kJ/h

(h)新鲜吸收剂带入热Q8

30℃、93% H2SO4的比热容为1.603 kJ/（kg·K）。 ∴ Q8=385.5×1.603×（30-0）=18539kJ/h

(i)求循环冷却器热负荷Q8

因操作温度不高，忽略热损失。把数据代入平衡方程：

5.269?10?2.294?10?719.9?9.801?10?2.685?10?18539?1.892?10?4.145?10?Q9656655

解得 Q9=6.524×106kJ/h (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℃。

W=6.524×106/[4.184(36-32)]=3.898×105kg/h=389.8t/h

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+18539=(m+395.5) ×3.364×70 (1)

对循环冷却器列热平衡方程得：

m×3.347×81-m×3.368t= Q9=6.524×106 （2）

m=183051kg/h t=70.04℃

3.3.5 换热器物料衡算和热量衡算

AN溶液去精制 AN溶液来自水吸收解析（1）和（2）得

气体来自氨中和塔 76°C 换热器 气液混合物去水吸收塔 40°C 第13 页 共47页

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(1)计算依据 进口气体76℃，组成和流量与氨中和塔出口气体相同；出口气体温度40℃，操作压力115.5kPa。 (2)物料衡算

出口气体温度40℃，40℃饱和蒸汽压力为

PoH2O=55.32mmHg=7.375kPa

设出口气体中含有x kmol/h 的蒸汽，根据分压定律有：

x(733.18?218.5)?x?115.5?7.375

解得 x=35.10kmol/h=631.8kg/h

∴ 蒸汽的冷凝量为 3932.685-631.8=3300.885kg/h 因此得到换热气体壳方的物料平衡如下:

流量和 组成 组分 C3H6 C3H8 O2 N2 H2O AN ACN HCN ACL CO2 合计 Kmol/h 6.59 8.42 26.40 412.9 218.5 28.63 5.00 9.29 0.33 17.18 797.1 Kg/h 276.7 370.5 844.8 11561.4 3932.685 1517.86 205.09 250.96 18.48 755.9 20877 %(mol) 0.898 1.148 3.60 56.31 29.80 3.904 0.68 1.269 0.045 2.342 100 %(wt) 1.402 1.877 4.282 58.58 19.93 7.692 1.04 1.273 0.0946 3.83 100 入 口 气 体 Kmol/h 6.59 8.42 26.40 出 口 气 体 Kg/h 276.7 370.5 844.8 %(mol) 0.898 1.148 3.60 56.31 6.301 3.904 0.68 1.269 0.045 2.342 100 %(wt) 1.402 1.877 4.282 58.58 3.811 7.692 1.04 1.273 0.0946 3.83 100 冷凝水 Kg/h 3300.885 3300.885 %(wt) 100 100 412.9 11561.4 35.10 631.8 28.63 1517.86 5.00 9.29 0.33 17.18 557 205.09 250.96 18.48 755.9 16555.2

(3)热量衡算

a.换热器入口气体带入热Q1=1.892×106kJ/h

b. 蒸汽冷凝放热Q2 Q2?3300.885?2401.1?7.925?106kJ/h

5c.冷凝液带出热Q3 Q3?3300.885?4.184(40?0)?5.524?10kJ/h

d.出口气体带出热Q4

出口气体各组分在0~40℃的平均比热容如下：

组分 cpC3H6 C3H8 O2 N2 H2O AN 63.35 HCN ACN ACL CO2 /?kJ/(kg·K)?61.92 72.38 29.46 29.29 36.75 62.76 52.09 65.61 38.66 第14 页 共47页

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Q4?(6.59?61.92?8.42?72.38?26.40?29.46?412.9?29.29?35.10?36.75?28.63?63.35?5.01?52.09?9.31?62.76?0.33?65.61?17.18?38.66)(40?0)?7.410?105

e.热衡算求换热器的热负荷 热平衡方程：Q1?Q2?Q3?Q4?Q5

6655带入数据得：1.892?10?7.925?10?5.524?10?7.410?10?Q5

Q=8.534×10kJ/h

6

5

3.3.6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101 kPa c．入塔吸收液温度5℃

d．出塔AN溶液中含AN1.8%（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，C3H6,C3H8,O2,N2,CO2,等组分不溶于水，因此，出塔干气体有C3H66.59Kmol/h(276.7KJ/h)，C3H88.42Kmol/h(370.5KJ/h)，O226.40Kmol/h(844.8KJ/h)，N2412.9Kmol/h(11561.4KJ/h)，CO217.18Kmol/h(755.9KJ/h)。出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：

。10℃水的饱和蒸气压 PH?1228Pa,总压为101325Pa，出塔气中干气总量： O26.59+8.42+26.40+412.9+17.18=471.49Kmol/h

则出塔气中含有水蒸气的量：

1228101325?1228?471.49?5.784kmol/h?104.12kg/h

出塔气总量为：

276.7?370.5?844.8?11561.4?755.9?104.12?13913.42kg/h c．塔顶加入的吸收水量

（a）出塔AN溶液总量 1517.86/0.018=84325.6 kg/h （b）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 =84325.6+13913.42-16555.2-3300.885 =78383 kg/h

d．塔底AN溶液的组成和量

AN溶液中的水=塔顶加入的水+进塔气液混合物中带入的水-出塔气中带出的水 =78383+631.8+3300.885-104.12 =82211.56 kg/h e.水吸收塔物料平衡如下：

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流入塔凝量 组成 组分 KmolKg/h /h %(mol) %(wt) Kg/h Kg/h Kmol/h Kg/h ) %(mol%(wt) Kmol/h Kg/h ) ) %(mol%(wt入入 塔 气 液 水 塔出 塔 气 塔底出口AN溶液 C3H6 6.59 276.7 1.18 1.402 6.59 276.7 1.380 1.989 0 0 0 0 C3H8 8.42 26.4370.5 1.51 1.877 8.42 370.5 1.764 2.662 0 0 0 0 O2 0 412.N2 9 35.10 28.6AN 3 ACN 5.00 844.8 115614.76 4.282 26.40 844.8 11561.5.535 6.074 0 0 0 0 74.12 .4 58.58 412.9 4 86.51 83.09 0 0 0 0 3300.8878385.784 104.12 1.212 0.748 4567.3 3 97.6H2O 631.8 1517.6.158 3.811 5 82211.56 99.06 4 0.6205.14 86 205.00.89 9 250.97.692 0 0 0 0 28.63 1517.86 9 0.1081.8 0.243 0.021.04 0 0 0 0 5.00 205.09 4 HCN 9.29 6 1.67 0.00051.273 0.0946 3.83 0 0 0 0 9.29 250.96 0.201 21 0.0070.298 ACL 0.33 17.118.48 9 0 0 0 0 0.33 18.48 16 CO2 8 合计 557 755.9 16555.2 3.08 17.18 755.9 3.599 5.453 0 0 0 0 3300.8878383 477.274 13913.4100 100 3 4610.584203.95 5 100 100 100 100 5

f. 检验前面关于AN、HCN、ACN、ACL全部溶于水的假设的正确性

因为系统压力<1MPa,气相可视为理想气体，AN、HCN、ACN、ACL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

P*1=E1x1 或 P1=E1x1

塔底排出液的温度为15℃，该温度下AN、HCN、ACN、ACL的亨利系数E值为 ACN E=4atm=405.3kPa

HCN E=18atm=1824kPa

ACL E=3333mmHg=444.4kPa AN E=8atm=810kPa (a)AN

塔底 PAN=0.0514×112=5.75681kPa

x*AN= PAN/EAN=5.7568/810=0.00711

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以上计算可以看出，xAN =0.006209

(b)丙烯醛ACL

PACL=0.00059×112=0.06608kPa

xACL= PACL/EACL=0.066608/444.4=0.0001487

以上计算可以看出，xACL =0.0000716

PACN=0.0089×112=1.00576kPa xACN= PACN/EACN=1.00576/405.3=0.002481

以上计算可以看出，xACN =0.001084

(d)HCN

PHCN=0.0167×112=1.8704kPa xHCN= PHCN/EHCN=1.8704/1824=0.0010254

以上计算可以看出，xHCN =0.00201>xHCN，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，仍可使塔顶出口气中HCN含量达到要求。 (3)热量衡算

a. 入塔气带入热Q1

气体各组分在0～40℃的平均摩尔热容为

物质 EP/[kJ/(kmol·k)] C3H6 61.92 *

***

*

C3H8 72.38 O2 29.46 N2 29.29 H2O 36.75 AN 63.35 HCN 52.10 ACN 65.61 ACL 62.76 CO2 38.66 Q1?(6.59?61.92?8.42?72.38?26.4?29.46?412.9?29.29?35.10?36.75? 28.63?63.35?5.00?52.10?0.33?65.01?9.29?37.62?17.18?38.66)(40?0)

?7.315?10kJ/h5b. 入塔凝水带入热Q2

Q2?3300.885?4.184(40?0)?5.524?10kJ/h

5c. 出塔气带出热Q3

Q3?(6.59?61.92?8.42?72.38?26.4?29.46?412.9?29.29?5.784?36.75?7.18?38.66)(10?0)?1.438?10kJ/h5

d. 吸收水带入热Q4

Q4?78383?4.184(5?0)?1.640?10kJ/h

6 e. 出塔AN溶液带出热Q5

AN溶液中各组分的液体摩尔热容如下：

组分 cP/[kJ/(kmol· k)] H2O 75.3 AN 121.1 ACN 107.3 HCN 71.55 ACL 123.8 Q5?(4567.3?75.3?28.63?121.1?5?107.3?9.29?71.55?0.33?123.8)t?348626.8t

f.水冷凝放热Q6

水冷凝量=631.8-104.12=527.68kg/h 水的冷凝热为 2256kJ/kg

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∴ Q6?527.68?2256?1.19?106kJ/h

a. AN、HCN、ACN、ACL等气体的溶解放热Q7 AN、HCN、ACN、ACL的冷凝热数据如下: 组 分 AN 冷凝热（kJ/kg） 610.9

Q7?1517.86?610.9?205.09?765.7?18.48?493.7?250.96?937.2?1.329?10kJ/h6ACN 765.7 ACL 493.7 HCN 937.2

b. 热衡算求出塔液温度t

Q1?Q2?Q4?Q6?Q7?Q3?Q5

7.315?10?5.524?10?1.640?10?1.19?10?1.329?10?1.438?10?348626.8t556665t?15.20℃

3.3.7空气水饱和塔釜液槽

（1）空气饱和塔液体进出口流量和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，排污量按乙腈解析塔来的塔釜液量的15%考虑；乙腈解析塔塔釜液量和去萃取解析塔的液体量由精致系统的物料衡算确定。 （2）物料衡算 进料：

a. 乙腈解析塔釜液入槽量=113300-47507=65793kg/h b. 空气饱和塔塔低液入槽量=45255-17000=28255 kg/h c. 入槽软水量 x kg/h 出料：

a. 去水吸收塔液体量 78496 kg/h b. 去萃取解析塔液体量 30000kg/h 做液体釜的总质量平衡得

65793+28255+x=78496+30000 c. 解得 x=14448 kg/h （3）热量衡算

a.入槽乙腈解析塔釜液带入热Q1

Q1?65793?4.184(105?0)?2.89?10kJ/h

7b.入槽软水带入热Q2

Q2?14448?4.184(30?0)?1.814?10kJ/h

6c.空气饱和塔底液带入热Q3

Q3?28255?4.184(79?0)?9.339?10kJ/h

6d.去吸收塔液体带出热Q4

Q4?78496?4.184(t?0)?328427tkJ/h

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e.去萃取解析塔带出热Q5

Q5?30000?4.184(t?0)?125520tkJ/h

f.热衡算求槽出口液体温度t 热损失按5%算，热平衡方程为

0.95?(Q1?Q2?Q3)?Q4?Q5

代入数据：0.95?(2.89?107?1.814?106?9.339?106)?(328427?125520)t 解得 t=88.23℃ 3.3.8 丙烯蒸发器热量衡算

（1）计算依据 蒸发压力0.405Mpa；加热剂用0℃的冷盐水，出口温度-2℃；丙烯蒸发量2004.2kg/h （2）有关资料

a. 0.405Mpa下丙烯的沸点为-13℃，汽化热410KJ/kg b. 0.405Mpa下丙烷的沸点为-5℃，汽化热376.6KJ/kg （3）热衡算秋丙烯蒸发器的热负荷和冷冻盐水用量 a. 丙烯蒸发吸收的热Q1

Q1?2004.2?410?8.217?105kJ/h

b.丙烷蒸发吸收的热Q2

Q2?370.5?376.6?1.40?105kJ/h

c.丙烯蒸发器的热负荷Q 冷损失按10%考虑

Q?1.1?(8.217?105?1.40?105)?1.057?105kJ/h

d.冷冻盐水用量

平均温度（-1℃）下，冷冻盐水比热容3.47KJ/(kg.K) 冷冻盐水用量为

W?1.057?1063.47?0???2???152305kg/h

3.3.9 丙烯过热器热量衡算

（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。

（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1.464KJ/(kg.K)，丙烷气比热容1.715KJ/(kg.K)，热损失按10%考虑，需要加热蒸汽提供的热量为

Q?1.1(2004.2?1.464?370.5?1.715)?65???13???2.78?105kJ/h

加热蒸汽量为

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W?2.78?1021385?130.2kg/h

上式中2138KJ/kg是0.405Mpa蒸汽的冷凝热 3.3.10氨蒸发器热量衡算 （1）计算依据

a.蒸发压力0.405Mpa。

b.加热剂用0.405Mpa饱和蒸汽，冷凝热为2138 KJ/h

（2）有关资料 0.405Mpa下氨的蒸发温度为-7℃，汽化热为1276KJ/kg

（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Q

Q?851.87?1276?1.1?1.1957?106kJ/h

加热蒸汽量

W3.3.11 气氨过热器 （1）计算依据

a.气氨进口温度-7℃，出口温度65℃ b.用0.405Mpa蒸汽为加热剂。 c.气氨流量851.87 kg/h

（2）热衡算求其气氨过热器的热负荷和加热蒸汽用量 氨气的比热容为2.218 KJ/(kg.K)，冷损失按10%算。气氨过热器的热负荷为 Q?851.87?2.218?65???7???1.1?1.496?105kJ/h 加热蒸汽用量为

W?1.496?1021385?1.1957?1021386?559.25kg/h

?70kg/h

3.3.12混合器

（1）计算依据气氨进口温度65℃，流量851.87kg/h

丙烯气进口温度65℃，流量2004.2kg/h，丙烷气进口温度65℃，流量370.5kg/h出口混合气温度110℃。湿空气来自空气加热器

（2）热衡算求进口湿空气的温度t 以0℃为热衡算基准。 C3H6,C3H8,NH3, 在0~65℃的平均比热容如下表:

物质 C3H6 C3H8 NH3 cp/ KJ/(kg.K) 1.569 1.82 2.197

a. 气态丙烯丙烷带入热Q1

Q1?(2004.2?1.569?370.5?1.82)(65?0)?2.482?10kJ/h

5b. 气氨带入热Q2

Q2?851.87?2.197(65?0)?1.217?10kJ/h

5第20 页 共47页

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c. 湿空气带入热Q3 N2,O2和蒸汽0~136℃的平均比热容分别为1.046 KJ/(kg.K)

1.84KJ/(kg.K),1.925 KJ/(kg.K)。

Q3?(11561.4?1.046?3512.32?1.841?2576.88?1.925)(t?0)?23520tkJ/h

d. 混合器出口气体带出热Q4

Q4?2004.2?1.569?370.5?1.82?851.87?2.197?11561.4?1.046?3512.32?1.841?2576.88?1.925)(110?0)?3.213?10kJ/h6

e. 热衡算求进口湿空气的温度t 热损失按10%考虑 热衡算方程： 0.9?(Q1?Q2?Q3)?Q4

代入数据得: 0.9??2.428?105?1.217?105?23520t??3.123?106 解得: t=136℃ 3.3.13空气加热器的热量衡算 （1）计算依据

a.入口空气温度90℃，出口空气温度136℃. b.空气的流量和组成如下

组分 Kg/h O2 3512.32 N2 11561.4 H2O 2576.88 合计 17650.6 C.热衡算求空气加热器的热负荷和加热蒸汽量N2 ,O2 和蒸汽90~136℃的平均比热容分别为1.046 KJ/(kg.K) 1.84KJ/(kg.K),1.925 KJ/(kg.K)。 热损失按10%考虑，空气加热器的热负荷为

Q?(11561.4?1.046?3512.32?1.841?2576.88?1.925)(136?90)?1.1?1.190?106

kJ/h用0.608 Mpa蒸汽为加热剂，其饱和温度为164.2℃，冷凝热为2066 KJ/kg，加热蒸汽用量为

W?1.190?1020666?575.99kg/h

3.3.14吸收水第一冷却器 （1）计算依据

a.吸收水来自空气饱和塔釜液槽，流量为78496 kg/h，温度为83.8℃ b.吸收水出口温度40℃.

c.冷却剂极为循环水，进口32℃，出口40℃

（2）热衡算求冷却器的热负荷和冷却剂用量

热负荷 Q?78496?4.184?(83.8?40)?1.439?107kJ/h

冷却剂（循环水）用量为

W?1.439?1074.184(40?32)?429912kg/h

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3.3.15 吸收水第二冷却器

（1）计算依据

a. 吸收水进口温度为40℃，出口温度25℃

b. 冷却剂为深井水，进口温度18℃，出口温度21℃ c. 吸收水流量为78496 kg/h

（2）热衡算求冷却器的热负荷和深井水用量

冷却器热负荷 Q?78496?4.184(40?25)?4.926?106kJ/h

深井水用量

W?4.926?1064.184(21?18)?392447kg/h

3.3.16吸收水第三冷却器 （1）计算依据

a.吸收水进口温度为25℃，出口温度5℃

b.冷却剂为冷冻盐水，进口温度-5℃，出口温度5℃ c.吸收水流量为78496kg/h

（2）热衡算求冷却器的热负荷和冷冻盐水用量

冷却器热负荷：Q?78496?4.184(25?5)?6.659?106kJ/h 冷冻盐水的比热容为3.473 KJ/(kg.K，冷冻盐水用量 W?6.569?1063.473[5?(?5)]?189145kg/h

4、主要设备的工艺计算

4.1空气饱和塔

（1） 计算依据

a.进塔空气的组成和流量 组分 Kmol/h Kg/h O2 109.76 3512.32 N2 412.9 11561.4 H2O 18.42 331.6 合计 541.08 15405.32 b.出塔空气的组成和流量 组分 Kmol/h kg/h O2 109.76 3512.32 N2 412.9 11561.4 H2O 143.16 2576.88 合计 665.82 17650.48 c.塔顶喷淋液量47507kg/h，温度105℃ d. e. f. g.

塔底排出液量45261.7 kg/h，温度79℃. 塔底压力0.263 Mpa，塔顶压力0.243 Mpa 入塔气温度170℃，出塔气温度90℃. 填料用50*50*4.5陶瓷拉西环（乱堆）

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（2） 塔径的确定 拉西环的泛点速度计算公式为 lg[wFaG0.2/4?g(?3)(??)?L]=0.022-1.75?1?L???G?1/8L?G??????? (A)

L?式中 wf——泛点空塔气速，m/s；

g——重力加速度，9.81m/s2

;

a干填料因子，m-1

；

?3_____ ?3

G,?L——气相和液相密度，kg/m； L，G——气相和液相流量；kg/h ?L——液体的粘度，mPa.(cP). 50×50瓷拉西环的干填料因子为177m-1.

a.塔顶处

?17650.48G=

/m3

399.58?22.4?273?90.1013?2.135kg273?00.243 ?L=958kg/m3 L=47507 kg/h G=17650.48 kg/h ?L=0.282mPa.s 吧数据带入（A）式：

21/8lg[wF.29.81?177?2.135?0.2820]?0.022?1.75(475071/4??2.135?

17650.48)?958??解得 ?F=1.743m/s 泛点率取75%，则气体空塔速度为： W=0.75×1.752=1.307m/s 出塔操作条件下的气量； V?665.82?22.4?273?90.1013273?00.243?8266m2/h?2.296m2/s

塔径应为

d?2.2960.785?1.307?1.06m

b.塔底出

?G?15405.32541.08?22.4?273?1700.1013?2.033kg/m3

273?0.263第23 页

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?L=975kg/m3 L=45261.7 kg/h G=15405.32kg/h ?L=0.38mPa.s 把数据带入（A）式

0.21/4?2.033? lg[F?177??0.38]?0.022?1.75()??9.8197515405.32?975?w22.03345261.71/8

解得 wF=1.721m/s

气体空塔速度为

w=0.75wf=0.75×1.721=1.291m/s 入塔气在操作条件下的气量： V?541.08?22.4?塔径为 d?273?170273?0.10130.263?7576m/h?2.105m/s

332.1050.785?1.291?1.44m

取塔径为1.5m

（3） 填料高度 空气水饱和塔的填料高度确定必须考虑两方面的要求

a. 式出塔气体中蒸汽含量达到要求。

b. 式塔顶喷淋液中CAN等在塔内脱吸以使出塔釜液中CAN等的含量尽量低，以减少污水处理负荷并回收CAN等副产物。

c. 按工厂实际经验，取填料高度11m。

4.2 水吸收塔 (1)计算依据

a. 进塔气体流量和组成 组分 C3H6 C3H8

Kmol/h 6.59 8.42

Kg/h 276.7 5 370.844.8 4 O2 26.40 N2 H2O AN ACN ACL HCN CO2 17.18 合计 557 412.9 35.10 28.63 11561.631.8 86 1517.5.00 0.33 9.29 205.09 18.48 250.9755.9 16555.2 6 b. 出塔气体流量和组成 组分 C3H6

Kmol/h Kg/h 6.59 276.7 C3H8 8.42 370.5 O2 26.40 N2 412.9 H2O 5.784 AN CO2 合计 477.274 少量 17.18 少量 755.9 844.8 11561.4 104.12 13913.43 随入塔气进入的凝水3300.885kg/h。

c. 塔顶喷淋液量78383kg/h,含ANO.005% (wt),温度5℃。 d. 塔底排出液量84325.6 kg/h,温度15.2℃。 e. 塔底压力112kPa,塔顶压力lOlkPa。

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f.人塔气温度40℃, 出塔气温度10℃。 g.出塔气体中AN含量不大于0.055%(wt) h. 填料用250Y型塑料孔板波纹填料。

(2)塔径的确定

塑料孔板波纹填料的泛点气速计算公式为

Lg[ω20.2F/g(a/ε3)(ρG/ρL)μL]=0.291-1.563(L/G)1/4(ρG/ρL)1/8 按塔底情况计算WF

ρ

3

G

=16555.2/[557×22.4×(273+40)/273×101.3/112]=1.286kg/m

ρ3L=997kg/m

L=18841.52kg/h G=3943.96kg/h μL=1.154mPa·s(cP)

a=240m2

/m3

ε=0.97

代入数据：

Lg[ω2F/9.81×240/0.973×1.286/997×1.1540.2]

=0.291-1.563(78383/16555.2)1/4

(1.286/997)1/8

解得 ωF=2.333m/s

泛点率取70%，则气体空塔速度为：

ωF=0.7×2.333=1.633m/s

气体在操作条件下的气量:

V=557×22.4×（273+40）/273×101.3/112=12940m3

/h=3.594m3

/s

塔径 d?3.5940.783?1.633?1.677m

取塔径为1.8m。 (3) 填料高度

液体的喷琳密度 U=78383/999.8/(0.785×1.32)=59m3/(m2·h) 塑料孔板液纹坟料250Y的液相传质单元高度HOL: 当 U=40m3

/(m2

·h)时，25℃下的HOL为0.225m U=60m3/(m2·h)时，25℃下的HOL为0.263m

得到 U=59m3/(m2

·h)时，25℃下的HOL为0.263m 又 （HOL）25℃=（HOL）t·e0.0234(t-25) 塔内液体的平均温度为(5+15.2)/2=10.2℃ ∴ H0.0234(10.2?25)OL?0.263/e?0.371m

液相传质单元数计算式如下

NX1?X2

OL?(X??X?11)?(X2?X2)?lgX1?X1X?2?X2 塔底 X1=28.63/(4610.55-28.63)=6.24×10-3

E1=810kPa P=112kPa

∴ X*1=PaN/E1=0.0514×112/810=0.007198

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X1=0.007198/(1-0.007198)=0.00725

塔顶 X2=(0.005/53)/[(100-0.005)/18]=1.698×10-5

E2=506.6kPa

P=101.3kPa

出口气体中含有AN不小于0.055%(wt),因此 PaN=5.5×10-4×119.3=0.055

*-4

∴ X2=PaN/E2=0.055/506.6=1.1×10 代人数据求 NOL:

NOL?X1?X2(X1?X1)?(X2?X2)lg?16.18X1?X1X2?X2????*

?6.24?10(0.00725?6.24?10ln?3?1.698?10?4?5?3)?(1.1?10?4?1.698?10?3?5?5)0.00725?6.24?101.1?10

?1.698?10

∴ 填料高度为 Z=NOL·HOL=16.18×0.292=4.72m 取填料高度为7m。 4.3 合成反应器 (1)计算依据

a. 出口气体流量797.13kmol/h;入口气体流量772.07kmol/h。 b. 气体进口压力0.203MPa，出口压力0.162MPa。

c. 反应温度470℃，气体离开稀相段的温度为360℃。

d. 流化床内的换热装置以水的冷却剂，产生 0.405MPa(143℃)的饱和蒸汽。 e. 接触时间10s。

(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

V?797.13?22.4?取空床线速0.6m/s

273?470273?0.10130.162?24250m/h?6.74m/s

33浓相段直径为 d?6.740.785?0.6?3.78m

取流化床浓相段直径为3.8m。

(3)浓相段高度

按接触时间10s计算，催化剂的堆体积应为

Vr?6.74?10?67.4m3

静床高 H0?

H1?RH0?2?5.95?11.9m?12m

取浓相段高13m。 校核:

催化剂的堆密度为640kg/m3

催化剂质量 W=67.4×640=43136kg=43.14t

67.40.785?3.82?5.95m

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∴ 催化剂负荷为

47.72?100043136?1.106molC3H6/(h?kgcat)

试验装置的催化剂负荷可达到1.77 molC3H6/(h·kg cat)，本设计的值小于试验值，是可靠的。 (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=0.3m/s

气体流量 V?797.13?22.4?273?360?0.1013?25887m3/h?7.19m3/s

2730.162扩大段直径为d?7.190.785?0.3?5.49m 取5.5m。

(5)扩大段高度 根据流化床直径3.8m，空塔气速0.6m/s.查图得Hl/D=2 ∴ 稀相段高度 H2?2D?2?3.8?7.6m(6)浓相段冷却装置的换热面积

换热装置用套管式，总传热系数取233W/(m2·K)

换热装置的热负荷已由热衡算求出，Q=1.792×107kJ/h=4.978×106J/s 换热面积为 F?4.978?106取H2?8m

233?(470-143)2

?65.3m

2 取30%的设计裕量，则换热面积为85m。

(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20W/(m2·K)，换热装置热负荷为

Q=2.410×106kJ/h=6.69×105J/s

又 ?tm?(470?143)?(360?143)ln470?143360?143?267C。

换热面积为

F? 取30%设计裕量，则换热面积为160m 4.4 废热锅炉

(1)计算依据

a. 管内气体流量和组成如下:

组分 C3H6 C3H8 8.42 370.5 NH3 7.16 121.7 O2 26.40 844.8 N2 H2O AN 28.63 1517.86 ACN ACL HCN 9.31 251.2 CO2 17.18 755.9 合计 797.13 20877 2

6.69?1020?26752?125.28m

Kmol/h 6.59 276.7 412.9 275.2 11561.4 4953.6 5.01 0.33 205.4 18.48 Kg/h

b. 管内气体进口温度360℃，出口温度180℃。 管内气体进口压力0.162MPa，出口压力0.152MPa。

c. 用φ42×3.5无缝钢管230根作为换热管，管外热水沸腾，产生0.405MPa饱和蒸汽。 d. 热负荷为5.005×106kJ/h。

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(2)计算换热面积，确定换热管管长 a. 总传热系数

(a)管内气体的给热系数α1

0.10130.157273?270273 管内气体体积流量(进、出口平均流量)为 0.157

Q?797.13?22.4???22912m/h?6.365m/s33

??6.365230?0.785?(0.035)2?28.78m/s

??20877229123?0.91kg/m

其他物性数据按空气考虑误差不大，平均温度270℃,此温度下空气的物性数据:

μ=3×10kg/(s·m) λ=0.0465W/(m·K)

Pr=0.7

Re?du?0.035?28.78?0.913?100.8?5-5

???30555?10000

?1?0.023?dRePr0.3?0.023?0.04650.035(30555)0.8(0.7)0.3?106.342W/(m2?K)

(b)管外热水沸腾的给热系数α2 取 α2=4651 W/(m2·K)

(c)总传热系数K

沸腾水方污垢热阻取0.26×10-3m2·K/W，空气方污垢热阻取 0.5×10-3 m2· K/W，钢的导

热系数为45W/(m·K)。

1K?1106.324?146512?0.003545?0.26?10?3?0.5?10?3

K?95.896W/(m?K)

b. 对数平均传热温差

(360?143)?(180?143)ln360?143180?143?102

?tm? c. 换热面积

热负荷 Q?5.005?106kJ/h?1.39?106kJ/h 换热面积为

QK?tm?1.39?106 A?95.896?102?142m2

取安全系数1.2,则换热面积用170m2。 换热管管长为

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L?170230?3.14?0.035?6.72m取L?7m

L=135/(230×3.14×0.035)=5.34 m 取L=6m

4.5 丙烯蒸发器

(1)计算依据

a. 丙烯在管外蒸发，蒸发压力0.405MPa，蒸发温度-13℃，管内用0℃的冷冻盐水(17.5%NaOH 水溶液)与丙烯换热，冷冻盐水出口温度-2℃。

b. 丙烯蒸发量2004.2kg/h，冷冻盐水用量152305kg/h。 c. 丙烯蒸发器热负荷1.057×106kJ/h。 (2)丙烯蒸发器换热面积 a.总传热系数

(a)管内给热系数α1

蒸发器内安装φ38×3.5的U型钢管80根。

冷冻盐水平均温度-1℃，此温度下的有关物性数据如下：

μ=2.485×10-3kg/(m·s)

λ=0.545W/(m·K) Cp=3.473kJ/(kg·K) ρ=1130.8kg/m

冷冻盐水流速为

u?1523051130.8?3600?80?0.785?(0.038?2?0.0035)(0.038?2?0.0035)?0.62?11302.485?10?33

2?0.62m/s

Re??8240?10000，过度流?3

Pr?3.473?10?2.485?100.5453?15.8

?1?0.023?dRe0.8Pr0.4(1?6?10Re0.81.85)0.4 ∴

?0.023?0.5450.0382(8240)(15.8)(1?6?10824051.8)

?1278.2W/(m?K) (b)管外液态丙烯沸腾给热系数取α2=2326W/(m2·K)

(c)总传热系数

冷冻盐水方污垢热阻取0.264X10-3m2·K/W，丙烯蒸发侧污垢热阻取0.176X10-3m2·K/W，钢管导热 系数45 W/(m·K)

1K?11278.2?12326?0.003545?0.264?10?3?0.176?10?3

∴ K?578W/(m2?K)

b. 传热平均温差 热端温差0-(-13)=13℃ ,冷端温差-2-(-13)=11℃，传热平均温差

?tm?(13?11)2?12C。

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c. 换热面积

热负荷 Q=1.057×106kJ/h=2.936×105J/s 换热面积为

A?2.936?10578?125?42.3m2

2

A=70472.2/(532×45)=39.68m

取安全系数1.2,则换热面积用50m2。 4.6 循环冷却器

(1)计算依据

a. 管内循环液流量42982kg/h，进口温度81℃。出口温度70.03℃。

b. 管外冷却剂为循环水，进口温度32℃，出口沮度36℃，循环水流量为90460kg/h。 c. 热负荷为1.514×10kJ/h。 (2)计算换热面积

6

初选GH90-105 I型石墨换热器，换热面积105m2,设备壳休内径D=880mm，内有外径32mm、

内径22mm、长3m的石墨管417根,换热管为正三角形排列,相邻两管的中心距t=40mm。 a. 总传热系数

(a)管内循环液侧的给热系数α1

平均流体温度t=(81+69.6)/2=75.5℃,该温度循环液的物性数据如下:

ρ=1140kg/m

μ=0.85×10-3kg/(m·s) λ=0.547W/(m·K) Cp=3.305kJ/(kg·K)

管内流体的流速为

u=42982/[1140×3600×417×0.785(0.022)2=0.0661m/s Re=0.022×0.0661×1140/(0.85×10-3)=1960<10000，过度流

Pr=3.305×103×0.85×10-3/0.547=5.136

∴ α1 =0.023λ/dRe0.8Pr0.4(1-6×105/Re1.8)

0.8

0.4

5

3

=0.023×0.547/0.022(1960) (5.136) (1-6×10/1960) =596 W/(m2·K)

代人数据得

d0=4(31/2/2×402-π/4×322)/32π=23.16mm=0.02316m

S=0.374×0.888(1-0.032/0.04)=0.0664m2

管外流体的流速为

u=90464/(994×3600×0.0664)=0.381m/s

∴ Re=douρ/μ=0.02316×0.381×994/(0.7371×10-3)=11899 Re值在2000～1000000范围内可用下式计算给热系数：

1.8

α2 =0.36λ/deRe0.55Pr0.33(μ/μw)0.14

代人数据得

α2 =0.36×0.621/0.02316×118990.555.180.33×1=2896.8 W/(m2·K)

(c)总传热系数

石墨的导热系数λ=38.4W/(m·K),石墨管壁厚5mm，循环冷却水侧污垢热阻0.6×10-3m2·K/W,

循环液侧污垢热阻0.2×10-3m2·K/W。代人数据求K：

第30 页 共47页

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1/K=1/136.68+1/2896.8×22/32+（0.005×22）/（38.4×27）+0.6×10+0.2×10 ∴ K=120.8 W/(m2·K)

b.对数平均温差

△tm=[(81-36)-(70.03-32)]/ln[(81-36)/(70.03-32)]=41.42K

c.换热面积

6

热负荷 Q=1.514×10kJ/h=420555.6J/s 换热面积为

A=420555.6/(120.8×41.42)=82m

取安全系数1.2,则换热面积用99m2。因此，选GH90-105 I型石墨换热器，其换热面积105已足够。

4.7 吸收水第一冷却器

采用两台螺旋板换热器并联操作，每台换热面积123.7m，外径为1600mm,板宽1.2m。板厚4mm，通道14mm(以上参数取自国家标准JB/T4723-92)。 (1)计算依据

a.吸收水量18841.52kg/h，进口温度83.8℃，出口温度40℃。 b.冷却水里104099kg/h，进口温度32℃，出口温度40℃。 c热负荷3.484×106kJ/h=0.968×106J/s。 (2)计算换热面积

a总传热系数

(a)的吸收水侧给热系数α1

吸收水平均温度t=(83.8+40)/2=61.9℃,此温度下的水的物性数据如下:

μ=0.455×10-3kg/(m·s) cp=1kcal/(kg·K) ρ=983kg/m3 Pr=2.894

吸收水侧通道面积为 1.2×0.014=0.0168m2

吸收水流速 u=18841.52/(983×3600×2×0.0168)=0.1585m/s 当量直径 de=4×流通截面/润湿周边 =4(1.2×0.014)/[2(1.2+0.014)] =0.0277m

螺旋板换热器的给热系数计算公式为:

α=0.018Re-0.2cpGPr-0.6 式中 G——液体的重量流量，kg/(m2·h)； cp——液体比热容，kcal/(kg·K)； α——给热系数，kcal/(m2·h·℃)。 代人数据

G=18841.52/(3×0.0168)=5.608×105 kg/(m2·h)

Re=deuρ/μ=0.0277×0.1585×983/(0.455×10)=9485

∴ α1 =0.018×9485-0.2×1×5.608×105×2.894-0.6 =854 kcal/(m·h·℃)=993 W/(m·K)

(b)冷却水侧的给热系数α2

2

2

-3

22

-3-3

吸收水平均温度t=(32+40)/2=36℃,此温度下的水的物性数据如下: μ=0.7085×10-3kg/(m·s) cp=1kcal/(kg·K)

第31 页 共47页

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ρ=993.9kg/m Pr=4.86

冷却水通道面积=1.2×0.014=0.0168m2

吸收水流速 u=104099/(993.9×3600×2×0.0168)=0.866m/s 当量直径 de=4(1.2×0.014)/[2(1.2+0.014)]=0.0277m

62

∴ G=104099/(2×0.0168)=3.098×10 kg/(m·h)

Re=deuρ/μ=0.0277×0.866×993.9/(0.7085×10-3)=33651

α2 =0.018×33651×1×3.098×10×4.86 =2683 kcal/(m2·h·℃)=3120 W/(m2·K)

(c)总传热系数

不锈钢的导热系数λ=45W/(m·K),板厚4mm,冷却水(循环水)侧污垢热阻0.6×10-3m2·K/W,

吸收水侧污垢热阻0.23×10m·K/W。 代人数据求K：

1/K=1/993+1/3120+0.004/45+0.6×10-3+0.23×10-3

∴ K=445 W/(m2·K) b.传热平均温差

△tm=[(83.8-40)-(40-32)]/ln[(83.8-40)/(40-32)]=21.06℃

c.换热面积(每台) 每台换热器的热负荷为

Q=0.968×10/2J/s=4.84×10J/s

每台换热器的换热面积为

A=4.84×105/(445×21.06)=102.6m2

取安全系数1.2,则每台换热器的换热面积应为122m。所选123.7m的换热器两台已足够。

4.8 吸收水第二冷却器

选与吸收水第一冷却器相同的两台螺旋板换热器并联操作。 (1)计算依据

a. 吸收水量18841.52kg/h,进口温度40℃，出口温度25℃ 。 b. 冷却水量94168kg/h，进口温度18℃，出口温度21℃。 c. 热负荷 1.182×10kJ/h=3.283×10J/s。 (2)计算换热面积 a.总传热系数

(a)吸收水侧给热系数α1

吸收水平均温度32.5℃，此温度下水的物性数据如下：

μ=0.767×10-3kg/(m·s)

cp=1kcal/(kg·K) ρ=994.6kg/m3

Pr=5.065

吸收水侧通道面积为 1.2×0.014=0.0168m

吸收水流速 u=18841.52/(994.6×3600×0.0168)0.313m/s 当量直径 de =4(1.2×0.014)/[2(1.2+0.014)]=0.0277m

G=18841.52/0.0168=1.121×106 kg/(m2·h)

Re=deuρ/μ=0.0277×0.313×994.6/(0.767×10-3)=11243

∴ α1 =0.018×11243-0.2×1×1.121×106×5.065-0.6

=1180kcal/(m2·h·℃)=1372W/(m2·K)

2

6

5

2

2

6

5

-3

2

-0.2

6

-0.6

3

第32 页 共47页

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(b)冷却水侧的给热系数α2

吸收水平均温度t=(18+21)/2=19.5℃,此温度下的水的物性数据如下:

μ=1.03×10-3kg/(m·s)

cp=1kcal/(kg·K) ρ=998.2kg/m3 Pr=9.52

冷却水通道面积=1.2×0.014=0.0168m2

冷却水流速 u=94168/(998.2×3600×0.0168)=1.56m/s 当量直径 de=4(1.2×0.014)/[2(1.2+0.014)]=0.0277m

∴ G=94168/0.0168=5.605×106 kg/(m2·h)

Re=deuρ/μ=0.0277×1.56×998.2/(1.03×10-3)=41878

α2 =0.018×41878

2

-0.2

×1×5.605×10×9.52

2

6-0.6

=3106 kcal/(m·h·℃)=3612 W/(m·K)

(c)总传热系数 不锈钢的导热系数λ=45W/(m·K),板厚4mm,冷却水(循环水)侧污垢热阻0.6

×10-3m2·K/W,吸收水侧污垢热阻0.23×10-3m2·K/W。 代人数据求K：

1/K=1/1372+1/3612+0.004/45+0.6×10+0.23×10

∴ K=544.7 W/(m2·K)

b.对数平均温差

△tm=[(40-21)-(25-18)]/ln[(40-21)/(25-18)]=12℃

c.换热面积(每台) 每台换热器的热负荷为 Q=3.283×105J/s/2 每台换热器的换热面积为

A=3.283×105/(544.7×12)=97.6m2

取安全系数1.2,则每台换热器的换热面积应为117m2。所选123.7m2的换热器两台已足够。

4.9 吸收水第三冷却器

选用与吸收水第一冷却器相同的螺旋板换热器两台并联使用。 (1)计算依据

a. 吸收水量 18841.52kg/h,进口温度25℃，出口温度5℃。 b. 冷却水量 45407kg/h，进口温度-5℃，出口温度5℃。

65

c. 冷却器的热负荷 1.577×10kJ/h=4.381×10J/s。 (2)计算换热面积 a.总传热系数

(a)吸收水侧给热系数α1

吸收水平均温度t=(25+5)/2=15℃,此温度下的水的物性数据如下:

μ=1.1404×10-3kg/(m·s)

cp=1kcal/(kg·K) ρ=999kg/m Pr=8.27

吸收水侧通道面积为 1.2×0.014=0.0168m

吸收水流速 u=18841.52/(999×3600×2×0.0168)=0.1559m/s 当量直径 de =4(1.2×0.014)/[2(1.2+0.014)]=0.0277m

G=18841.52/(2×0.0168)=5.608×105 kg/(m2·h)

Re=deuρ/μ=0.0277×0.1599×999/(1.1404×10-3)=3100

23

-3

-3

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∴ α1 =0.018×3100×1×5.608×10×8.27

=569 kcal/(m2·h·℃)=662 W/(m2·K) (b)冷却水侧的给热系数α2

冷冻盐水平均温度为0℃，其物性数据使用17.5%NaCl水溶液的物性数据。

μ=2.485×10-3kg/(m·s)

cp=0.83kcal/(kg·K)=3.473kJ/(kg·K)

ρ=1130.8kg/m3 λ=0.545W/(m·K)

冷冻盐水通道面积=1.2×0.014=0.0168m2

冷冻盐水流速 u=45407/(1130.8×3600×2×0.0168)=0.332m/s 当量直径 de=4(1.2×0.014)/[2(1.2+0.014)]=0..0277m ∴ G=45407/(2×0.0168)=1.351×10 kg/(m·h)

Re=deuρ/μ=0.0277×0.332×1130.8/(2.485×10)=4184.8 α2 =0.018×4184.8-0.2×0.83×1.351×106×15.84-0.6

-3

6

2

-0.25-0.6

=725.78kcal/(m2·h·℃)=844W/(m2·K)

(c)总传热系数 不锈钢的导热系数λ=45W/(m·K),板厚4mm冷冻盐水(循环水)侧污垢热阻 0.6×10m·K/W,吸收水侧污垢热阻0.23×10m·K/W。 代人数据求K：

1/K=1/662+1/844+0.004/45+0.6×10+0.23×10

-3

-3

-3

2

-3

2

∴ K=276.68 W/(m·K) b.对数平均温差

△tm=[(25-5)-(5+5)]/ln[(25-5)/(5+5)]=14.43℃

c.换热面积(每台) 每台换热器的热负荷为

Q=2.191×105J/s

每台换热器的换热面积为

A=2.191×105/(276.68×14.43)=101 m2

取安全系数1.2,则每台换热器的换热面积应为121m2。所选123.7m2的换热器两台已满足要求。 4.10 氨蒸发器

2

(1) 计算依据

a.氨蒸发压力0.405MPa,蒸发温度-7℃。 b.加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143℃。 c.热负荷1.1957×106kJ/h=3.321×105J/s。 (2)计算换热面积

a. 总传热系数 蒸汽冷凝时的给热系数取8000W/(m2·K),液氛沸腾的给热系数取 2000 W/(m2· K)，不锈钢导热系数45W/(m·K),管壁厚4mm，两侧污垢热阻取 0.2×10-3m2·K/W 代人数据求K:

1/K=1/8000+1/2000+0.004/45+0.2×10-3+0.2×10-3

∴ K=898 W/(m·K) b. 对数平均温差

△tm=143-(-7)=150℃

c. 换热面积 氨蒸发器热负荷为0.7953×105J/s 换热面积为

2

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A=3.321×10/(898×150)=2.465m

取换热面积为3m2。

4.11 气氨过热器

52

(1)计算依据

a. 进口气氛温度-7℃,出口气氨温度65℃。 b. 加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143℃。

c. 热负荷为1.496×105kJ/h=41556J/s。 (2)计算换热面积

a. 总传热系数 管壳式换热器用作加热器时，一方为蒸汽冷凝、一方为气体情况下，K值的

推荐范围是28～250 W/(m·K)，取35 W/(m·K)。

b. 对数平均温差 冷端温差为143-(-7)=150℃，热端温差为143-65=78℃。

△tm=(150-78)/ln(150/78)=110℃

c. 换热面积 热负荷为41556J/s。 换热面积为

A=41556/(35×110)=10.79m2

取安全系数1.2,则换热面积为13m2,选BFT426-4.0-20-4.5/2.5-2 I浮头式交换器一台，换热面 积25.6m，能够满足要求。 4.12 丙烯过热器

(1)计算依据

a. 进口气氛温度-13℃,出口气氨温度65℃。 b. 加热剂为0.405MPa饱和蒸汽，温度143℃。 c. 热负荷为 2.78×105kJ/h=77222J/s。

(2)计算换热面积

a. 总传热系数

管壳式换热器用作加热器时，一方为蒸汽冷凝、一方为气体情况下，K值的推荐范围是28～280 W/(m·K)，取35 W/(m·K)。

b. 对数平均温差 热端温差为143-(-13)=156℃，冷端温差为143-65=78℃。

△tm=(156-78)/ln(156/78)=112.5℃

c. 换热面积 热负荷为277222J/s。 换热面积为

A=77222/(35×143.5)=15.37m2

2

取安全系数1.2,则换热面积为18.5m2,选BFT426-4.0-20-4.5/2.5-2 I浮头式交换器一台，换 热面积25.6m2，能够满足要求。 4.13空气加热器

(1)计算依据

a. 空气走管内，加热燕汽走管间。

b. 进口气体温度90℃,出口气体温度137℃，气体进口压力0.245MPa,气体的流量和组成如下：

组 分 Kmol/h Kg/h O2 109.76 N2 412.9 H2O 143.16 合 计 636.76 17650.6 3512.32 11561.4 2576.88 第35 页 共47页

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c. 加热燕汽为0.608MPa(对应的饱和温度为164.2℃)，流量为138.2kg/h。 d. 热负荷为 1.19×106kJ/h=3.31×105J/s。

(2)计算换热面积初选BFT700-1.3-80-3/25-2 Ⅱ浮头式二热器一台，换热器有φ25×3.5的管子

268根。

a. 总传热系数

(a)管内〔空气一侧)的给热系数α1 管内气体的平均温度为

(90+137)/2=94℃, 94℃空气的物性数据为

λ=0.0329W/(m·K) μ=2.255×10-5kg/(m·s)

Pr=0.693

空气的密度

ρ=W/Q=17650.6/[636.76×22.4×0.1013/0.243×(273+113)/273]=2.0072kg/m

u =[636.76×22.4×0.1013/0.243×(273+113)/273]/ [268×3600×0.785×(0.02)2]=27.77m/s

Re=duρ/μ=0.02×27.77×2.0072/(2.255×10-5)=49431>10000，湍流区。 α1 =0.023λ/dRe0.8Pr0.4

=0.023×3.29×10/0.02×(49431)(0.693)

=186W/(m2·K)

(b)管外蒸汽冷凝侧给热系数α2 取α2=8000W/(m·K)

(c)总传热系数

钢的导热系数为45W/(m·K),空气侧污垢热阻0.4×10-3(m2·K)/W，蒸汽冷凝侧污垢热阻 0.2×10(m·K)/W

代人数据求总传热系数:

1/K=1/61.51+1/8000+0.0025/45+0.4×10-3+0.2×10-3

∴ K=162W/(m2·K) b.对数平均温差

△tm=[(164.2-90)-(164.2-136)]/ln[(164.2-90)/(164.2-136)]=46.55℃ c.换热面积

A=3.31×10/(162×47.55)=42.97m

安全系数取1.2,则换热面积应为52m2,所选换热面积80.4m2,符合要求。

4.14 循环液泵

5

2

-3

2

2

-2

0.8

0.4

3

循环液质量流量180000kg/h，循环液密度为1140kg/m3，因此循环液的体积流量为 Q=180000/1140=158m3/h

又 H=△Z+△p/(ρg)+△u2/(2g)+∑hf=△Z+∑hf

△Z=15m, ∑hf=8m

∴ H=15+8=23m液柱=23×1.14=26m H2O

选用80FVZ-30的耐腐蚀泵，五台，正常使用四台，备用一台。80FVZ--30泵的流量为50m3/h,扬程30m。

4.15 空气压缩机

在产品样本上，活塞式空气压缩机的排气量指最后一级排出的空气，换算为第一级进气条件时气体的体积流量。现第一级进气条件为常压，温度按30℃计，排出气体的摩尔流量为129.85kmo1/h，则排气量(换算为第一级进气条件)为

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Q=442.1×22.4×（273+30）/273=3228.3m/h=53.8 m/min

因工艺要求排出压力为0.263MPa,故选用排气量为55m3/min,排气压力为0.35MPa的5L-55/3.5型

33

空气压缩机五台，正常操作用四台，备用一台。

4.16 中和液贮槽

按停车时中和塔塔板上的吸收液流人贮槽所需要的容积确定贮槽的容积，中和塔塔径1.8m，20块塔板，板上液层高度0.082m，这些液体若全部流人贮槽，总体积为V=20×0.785×1.8×0.082=4.2m 考虑到停车检修时，原存于塔底的一定高度的液体，亦需排人中和液贮槽存放，则该贮槽的装

3

料系数取0.8，故可选贮槽容积应大于4.2m。

中和塔的操作压力为0.263MPa，在国家标准容器系列JB1428-74(卧式椭圆封头容器，工作压力0.25～4MPa)中选用工作压力0.25MPa，公称容器6m的型号，此容器的直径为1600mm，长度为2600mm。

3

3

3

5、工艺设备一览表

表1是初步设计阶段经过设备的工艺计算初定的工艺设备一览表，其中：标准设备已选定了型号或标准号。对非标准设备，因未进行设备的施工设计，只能给出大致格，可作为向设备专业提出设计条件的依据。

表1丙烯腈合成工段工艺设备一览表

序号 1 设备 设备名称及规格 位号 R-1 合成反应器 流化床反应器，浓相段直径?3800mm，高13000mm；稀相段直径?55000mm，高8000mm；浓相段换热面积为85m2的套管式换热装置；稀相段内有换热面积为160m的套管式换热装置。 2设备图号、型号或标准图号 单数材位 量 料 台 1 重量/kg 备注 2 T-1 空气饱和塔 填料塔，塔径?1500mm内装?50?50?4.5的陶瓷拉西环11m，填料共分两层，两层填料间设液体分布——再分布器。 台 1 不 锈 钢 3 4 T-3 氨中和塔 穿流板塔，塔径?1800mm，塔板数：20.板间距440mm，塔板筛孔直径8mm,孔数6220 T-2 水吸收塔 填料塔，塔径?1800mm，内装250Y型塑料孔板波纹填料7m。 台 1 台 1 5 E-1 废热锅炉 壳管式，内装280根2 ?42台 1 3.5mm,长6m的冷却管，总换热面积180m，管外为水的蒸发空间，第37 页 共47页

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产生0.405MPa的饱和蒸汽。 6 E-2 丙烯蒸发器 圆筒式，内有?38?2.5的U型钢管，管内走2 台 1 冷冻盐水，管外是丙烯蒸发空间，换热面积50m 7 E-3 丙烯过热器 浮头式换热器，壳体直径?426mm,内有?2.5?2.5mm、长4.5m的换热管74根，换热面BFT426-4.0- 台 1 20-4.5-2 I 25 积25.6m,双管程、单壳程. 2 台 1 8 E-4 氨蒸发器 圆筒式，内有换热蛇管，关内走加热蒸汽，管外为液氨蒸发空间，换热面积3.0m2 9 E-5 BFT426-4.0-台 1 浮头式热交换器，壳体直径325mm，内有20-4.5/2.5-2 氨气过热器 ?19?2mm、长3m的换热管60根换热面积I 26.5m，双管程、单壳程。 2 BFT700-1.6- 台 1 80- GH90-105I 台 1 石墨 3070 10 E-6 空气加热器 浮头式换热器，壳体直径700mm，内有 325?25?2.5mm、长3m的换热管268根换热面积80.4m，双管程、单壳程。 2-2 II 11 E-7 循环冷却器 列管式石墨换热器，壳体直径900mm，内有内径22mm、长3m的换热管417根，换热面积105m。 2 12 E-8 AFT1000-1.6台 1 浮头式换热器，壳体直径1000mm，内有- 长4.5m的换热管606根换热面积?25?2.5mm、4.5200--2 206.6m2，双管程、单壳程。 25 II 换热器 吸收第一冷却器 螺旋板换热器，外径1600mm，板宽1.2m，板厚4mm，通过间距14mm，换热面积123.7m2,公称压力1.0MPa。 不锈钢 13 E-9 JB/T4723-92 台 2 不锈钢 不锈钢 14 E-10 JB/T4723-92 台 1 螺旋板换热器，外径1600mm，板宽1.2m，板厚 吸收第二冷却器 4mm，通过间距14mm，换热面积123.7m2,公称压力 第38 页 共47页

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1.0MPa。 JB/T4723-92 台 2 不锈钢 80FVZ-30 台 5 聚偏二氟乙烯 140 15 E-11 吸收第三冷却器 螺旋板换热器，外径1600mm，板宽1.2m，板厚4mm，通过间距14mm，换热面积123.7m2,公称压力1.0MPa。 16 B-1 循环液泵 耐腐蚀离心泵，流量50m3/h,扬程30m，电机功率7.5kW 17 C-1 空气压缩机 活塞式空气压缩机，排气量55m/min,排气压力0.35MPa，电机功率250 kW。 35L-55 /3.5 台 4 7800 18 V-1 中和液贮槽 卧式椭圆封头容器，工作压力0.25MPa，公称容积6m3,直径1600mm,长2600 mm 。 JB1428-74 台 1 19 V-2 空气饱和塔釜液槽 卧式椭圆封头容器，工作压力0.25MPa，公称容积6m3,直径1600mm,长2600 mm. JB1428-74 台 1 20 V-3 混合器 立式椭圆封头容器，工作压力0.25MPa，公称容积6m3,直径1600mm,高2600mm. JB1428-74 台 1

6、原料消耗综合表

原料消耗综合表。

表2丙烯腈合成工段原料消耗综合表 序号 物料名称 成分 单位 每吨产品的消耗量 100% 工业纯度 每小时的消耗量工业纯度 每夜消量昼的耗工每年的消耗量工业纯度 备注 业纯度 1 2 3 4 丙烯 氨 85% 100% 93% 100% t t t t 1.33 1.565 2.375 57 20.4417100 0.5613 0.5613 0.852 6134.4 2774.88 103980 硫酸 原料水(软水) 8 0.2361 0.2539 0.3854 9.249 9.515 9.515 6 14.442 346.6 第39 页 共47页

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7、能量消耗综合表

（1）0.405MPa蒸汽产生量 a.浓相段换热装置 8394kg/h b.稀相段换热装置 1128.9kg/h c.废热锅炉 2344kg/h （2）0.405MPa加热蒸汽消耗量 a.丙烯过热器130.2kg/h b.氨蒸发器559.25kg/h c.氨过热器70kg/h

（3）0.608MPa加热蒸汽消耗量 空气加热器 575.99kg/h （4）循环水用量

a.循环冷却器387kg/h b.吸收水第一冷却器430t/h c.空气压缩机冷却水18.68t/h （5）深水井

吸收水第二冷却器392t/h （6）冷冻盐水

a.0℃冷冻盐水 156t/h b. -5℃冷冻盐水193.8t/h

由上面数据可以得到加热蒸汽、循环水、深井水和冷冻盐水的用量计算值，再在深井水、循环水和加热蒸汽量的计算值乘以1.3的安全系数，冷冻盐水用量按计算量乘以1.2的安全系数，就得到能量消耗综合表（表3）

表3丙烯腈合成工段能量消耗综合表 序号 名称 单位 t t t t t t 规格 每吨产品的消耗量 1 2 3 4 5 6 7 深井水 循环水 加热蒸汽 加热蒸汽 冷冻盐水 冷冻盐水 0.405MPa 0.608MPa 0℃ -5℃ 336 692 0.659 0.501 118.6 151.5 每小时的消耗量 510 1050 1 0.76 180 230 12.1 每昼夜的消耗量 12240 25208 24 18.25 3420 5520 290 3672000 7562585 7200 5475 12961301656000 87000 每年的备注 消耗量 产生蒸汽量 t 0.405MPa 7.972 8、排出物综合表

工段排出物的量及成分已由物料衡算确定： 表4丙烯腈合成工段排出物消耗综合表 序名称 号 1 特性和成分 单位 每吨产品排除量 t 1.008 每小时每年排除备排出量 量 注 1.53 11016 中和塔废其中含 第40 页 共47页

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液 AN0.03%(质量分数,下同) ACN0.153% HCN0.1223% H2SO40.5% (NH4)2SO430.9% H2O68.53% 温度81℃ 2 水吸收塔其中含 尾气 C3H6 1. 38%(摩尔分数,下同) C3H8 1.764% O2 5.53% N2 86.52% CO2 1.212% 水蒸气3.599% 温度10℃ m3 (STP) 7046 10694 7.7?107 3 空气饱和其中含 塔塔底排AN 0.00525%(质量分数,下同) ACN 0.0084% 污 氰醇0.00053% ACL 0.00021% H2O 99.985% 温度 79℃ t 11.2 17 122400

9、主要管道流速表

序管道名压力/atm 介质 温度/℃ 物料流量/(kg/h) 密度操作状量(m3/h) 1 丙丙馏份（85%）进工段管线 2 低温盐水进丙烯蒸发器管线 3 液氨进氨蒸发器管线 4 硫酸进合成部分管线 硫酸 3~4 液氨 851kg/h 3.5 盐水 0 153t/h 约1130 137 3.5 C3=，C30 -18 2399kg/h 570 4.15 管径/mm 流速备号 称 (kg/m3) 态下流/(m/s) 注 ?38×3.5 1.41 ?219×6 1.8 ?38×3.5 ?45×3.5 第41 页 共47页

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5 循环水进合成总管 4 水 32 82.7t/h 995 831 ?426×8 2 6 新鲜水管 4 水 18 235t/h 998 235.6 ?219×6 ?57×3.5 1.92 7 饱和塔底排污管 2.8 水 80 8~15 2.52 8 开工时用的压缩气体 3.5 空气 40 5810m3 (STP)/h 1900 ?325×7 8.4 9 化学软水进合成 4 软水 18 ?76×4 1.32 10 蒸汽冷凝水进合成 11 反应器副产蒸汽外供 12 中压蒸汽进合成总管 13 反应器浓相段各段冷却水管 14 乙腈塔釜液到饱和塔釜液槽旁路 15 空气加热器蒸汽进口管 16 废热锅炉出口蒸汽管 17 氨中和塔循环冷却器进水 3 冷凝水 18 ?76×4 1.32 4 蒸汽 143 5798kg/h 2.12 2736 ?219×6 21.6 10 蒸汽 6 水 6.5 塔釜液 43.8 ?76×4 31.2 6 蒸汽 164 345kg/h 3.3 104.4 ?45×3.5 24 4 蒸汽 143 1460kg/h 2.12 689 ?133×4 14.4 4 水 32 226t/h 1000 227 ?159×4.5 3.6 第42 页 共47页

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18 吸收水第三冷却器盐水进口管线 19 液氨蒸发器蒸汽进口管 20 气态丙烯进混合器管 21 气氨进混合器管 22 空压机出口气体总管 23 水吸收塔进水管 24 水吸收塔塔釜液去萃取塔管线 25 空压机进口管线 26 反应器汽包进水管 27 肺热锅炉汽包进水管 28 氨中和塔塔釜液去硫铵贮槽 29 反应器稀相段冷却水管 3.5 盐水 -5 113.5t/h 108 ?159×4.5 1.56 4 蒸汽 143 280 2.12 158 ?57×3.5 2.16 2.2 C3=，C30 65 629 m3 (STP)/h 3.4 425 ?133×4 9.6 2.2 氨气 65 560 m3 1.37 378 (STP)/h 170 6061 m3 (STP)/h ?133×4 8.4 3.5 空气 2810 ?325×7 15.6 5.2 水 5 47.1t/h 1000 47.1 ?108×4 1.68 4 水 15 50,5t/h 999 51 ?108×4 1.68 1 空气 6061 m3 6727 (STP)/h ?478×8 14.4 5 水 90 7 ?57×3.5 0.96 5 水 90 1.68 ?25×3 1.4 5 母液 82 918kg/m3 1145 0.668 ?32×3 0.6 6 水 第43 页 共47页

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30 反应器气体出口管 31 升温用预热炉出口惰性气管线 32 废热锅炉出口管线 33 俺中和塔出口气体管 34 水吸收塔出口气体管 35 空气水饱和塔蒸汽加入管线减压前 1.6 反应气 360 8926m3 (STP)/h 3 15522 ?630×9 7.2 1.4 惰性气 550 9110 m 22104 (STP)/h ?630×9 21.6 1.4 气体 180 8926m3 (STP)/h 8210m3 (STP)/h 5347m3 (STP)/h 12696 ?529×9 16.8 1.2 气体 76 10495 ?529×9 15.6 1.1 气体 10 6048 ?426×8 13.2 1.0 蒸汽 179 1542kg/h 5.051 302.4 ?45×3.5 54

10、环境保护和安全措施要求

10.1 丙烯腈生产中的废水和废气及废渣的处理

在丙烯腈生产中,有大量的工业污水产生,这些污水中含有氢氰酸、乙腈、丙烯腈和丙烯醛等有毒物质,如不经处理直接排放,会污染水源,对人体和动、植物造成危害。因此,国家对含氰废水的排放有严格的规定,一定要将它们治理达到标准后,才准予排放。

丙烯腈装置的废水来源主要是反应生成水和工艺过程用水。因反应条件和采用的催化剂不同,各主、副反应物的单程收率不会一样,生成水量也会有所差别。通常合成1 t丙烯腈产生1.5～2.0 m\\+3反应生成水。工艺过程用水包括分离合成产物过程用的吸收水和萃取水,反应器用的稀释蒸气(有些催化剂不用),和蒸馏塔用的直接蒸气(最终冷凝成水)。在提纯丙烯腈、乙腈、氢氰酸的加工过程中需将水分离、排放。这些排放水中有含氰毒物、聚合物、无机物(硫酸铵、催化剂粉尘等),在排放前都需要经过处理。例如,氨中和塔釜液经废水塔处理后,含丙烯腈100～300 mg/l,乙腈100～200 mg/l,氢氰酸1000～1500 mg/l,化学需氧量20000～30000 mg/l,总有机物含量达5%(w)。来自乙腈精制系统及清洗设备的废碱液中,含乙腈1.0～1.5%(w),氢氧化钠2.0～2.5%(w),其它物质1.5～2.0%(w)。

丙烯睛装置的三废中废渣主要废催化剂，目前国内尚无回收装置，均采用掩埋处理。废气主要是吸收塔放空气，如果原料丙烯纯度较高，烃含量低，放空气可直接排入大气。废水可采用浊清分开处理方法，含有机物高的废水去焚烧炉焚烧，含有机物低的废水经化学和生化处理达到排放标准后进行排放，使整个装置的三废排放达到国家标准。

10.2生产安全及防护措施

呼吸系统防护：可能接触毒物时，必须佩戴过滤式防毒面具(全面罩)。紧急事态抢救或撤离时，

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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。

其它：工作现场禁止吸烟、进食和饮水。工作毕，彻底清洗。单独存放被毒物污染的衣服，洗后备用。车间应配备急救设备及药品。作业人员应学会自救互救。 应急措施

急救措施：（1）皮肤接触：立即脱去被污染的衣着，用流动清水或5%硫代硫酸钠溶液彻底冲洗至少20分钟。就医。（2）眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。就医。（3）吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。呼吸心跳停止时，立即进行人工呼吸（勿用口对口）和胸外心脏按压术。给吸入亚硝酸异戊酯，就医。（4）食入：饮足量温水，催吐，用1∶5000高锰酸钾或5%硫代硫酸钠溶液洗胃。就医。

泄漏应急处理：迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿防毒服。尽可能切断泄漏源，防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可用大量水冲洗，洗水稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容；用泡沫覆盖，降低蒸气灾害。喷雾状水冷却和稀释蒸气、保护现场人员、把泄漏物稀释成不燃物。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。废弃物处置方法：焚烧法，焚烧炉要有后燃烧室，焚烧炉排出的氮氧化物通过洗涤器除去。化学法，用乙醇氢氧化钠处理，将其产物同大量水一起排入下水道。另外，从废水中回收丙烯腈也是一种可考虑的处理办法。

灭火方法：消防人员必须佩戴过滤式防毒面具（全面罩）或隔离式呼吸器、穿全身防火防毒服，在上风处灭火。灭火剂：二氧化碳、干粉、砂土。用水灭火无效，但须用水保持火场容器冷却。 工艺流程中安全防护措施:

丙烯氨氧化法的生产工序主要有氧化和回收精制。

丙烯与氨按一定比例混合送入氧化反应器，由分布器均匀分散到催化剂床层中。空气按一定比例从反应器底部进入，经分布板向上流动，与丙烯、氨混合并使催化剂床层流化。丙烯、氨、空气在440～450℃和催化剂的作用下生成丙烯腈。反应生成热由高压冷却水管产生高压蒸汽移出；反应气体中的过量氨在中和塔上部与硫酸中和生成硫酸铵被回收；反应气体中的丙烯腈和其它有机产物在吸收塔被水全部吸收下来；吸收塔液中的乙腈在回收塔被分离出来；回收塔液中的氢氰酸在脱氢酸塔蒸出回收；在成品塔将水和易挥发物脱除得到高纯度的丙烯腈产品。

本装置所用原料和产品及副产物均为可燃气体或易燃液体，其中氢氰酸为Ⅰ级毒物，丙烯腈等为Ⅱ级毒物。该装置属石油、化工生产中安全卫生检查的重点。 重点部位:

（1）氧化反应器 氧化反应器是本装置的主要生产设备，生产中参加反应的物料丙烯、氨、空气具有形成爆炸性混合物的基础条件，加之反应温度提供的热能源，因此具备燃烧、爆炸三要素。当工艺控制失调，参加反应气体比例达到爆炸范围，由催化剂床温即可引爆或引燃（床温450℃，丙烯自燃点410℃），此类事故在开、停工过程中更易发生。某丙烯腈装置在开工预热时，因系统的氮气置换不彻底，加热炉点火造成反应器内的可燃气体爆鸣。

丙烯氨氧化为强放热反应，保持器内正常热量平衡是安全稳定操作的关键，当遇到自动控制系统故障，如：突然停电、停水 、停气（仪表空气）或仪表局部失灵等，有发生飞温烧坏催化剂或设备的危险。在自动化程度不高和安全保护设施不够完善的固定床反应器的操作中，发生事故的可能性更大。如某厂固定床反应器，曾两次发生反应器列管腐蚀泄漏，造成丙烯、氨、空气进入热载体─熔盐（硝酸钾、亚硝酸钠的混合物）着火，引起熔盐分解爆炸事故。

（2）精制工序机泵区 精制工序机泵区是转送丙烯腈、氢氰酸、乙腈和其它混合物料的集中区。

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泵区的静、动密封点甚多，是跑、冒、滴、漏等隐患的危险区域，特别是氢氰酸的沸点仅为26℃，常温下极易气化，对作业人员威胁甚大。该装置中发生氢氰酸、丙烯腈中毒或因抢救知识不足、方法不当而发生的死亡事故已有多起。正确的操作维护和严格的防护以及安全监督是该区不容忽视的工作。

（3）火炬和焚烧炉 火炬和焚烧炉是处理装置中排出的废气、废液、废渣的专用设施，一般不被重视。但是，它们的故障会造成整个装置的废料无处排放而被迫停车，还可构成爆炸、污染、中毒等严重事故。 安全要点:

（1）氧化反应器

预热升温投料前，必须进行系统气密性试压，经氮气置换氧含量低于2%，否则不准点火升温和投料。

投料升温时，要检查投料程序是否正确，一定按照先投空气再投氨，待器内氧含量降至7%以下逐渐投入丙烯的顺序进行，防止丙烯过早进入反应器与过量氧气发生激烈燃烧而飞温，致使催化剂和设备被烧坏。

生产过程中须经常对原料气的混合比例和催化剂床层温度进行检查。其中床层温度不能超过450℃，发现异常要及时查找原因和处理。要防止丙烯投料过量，造成飞温或投料比例失常，形成爆炸性混合气体。

反应器的高压冷却水是平衡反应热量的重要手段，其供水压力是重要的工艺指标之一，必须经常检查。发现不正常现象时要迅速处理，防止烧坏水管（高压蒸汽锅炉）或由此而引起的其它事故。 （2）精制工艺

机泵区及塔系的静、动密封点是正常生产中应经常检查和严密监视的部位，发现泄漏和有不正常现象时，必须迅速采取措施处理，不准在泄漏和不正常的情况下继续生产，以防止中毒、污染环境及形成爆炸性混合物。

丙烯腈、氢氰酸等物料有自聚性质（国内某丙烯腈装置曾有自聚爆炸事故教训），要注意对回收塔、脱氢氰酸塔系统操作温度的检查和按规定添加阻聚剂，防止高温自聚而堵塞设备和管道。 要经常注意检查急冷塔的硫酸铵母液浓度，发现超过正常值22%时，要及时调整处理，防止浓度过高硫酸铵结晶使系统堵塞。

为防止接触剧毒物料时的中毒危险（泵区抢修中曾发生多次沾染剧毒物料，造成中毒和死亡事故），对机泵的抢修要严格进行安全措施的检查。其主要内容包括：关闭泵出入口及旁路阀，泵内物料排放至废液回收槽，通入清水冲洗泵内物料和用氮气吹扫，作业人员佩戴防护用具，监护人员和救护器材到位，拆机泵螺栓时要避开接口。上述措施未执行前，禁止开始抢修作业。

要定期对塔系统的避雷接地、易燃可燃高电阻率物料的设备管道静电接地、电气设备的外壳地等安全保护设施进行检查，发现陷患和缺陷要及时消除和整改。 （3）火炬和焚烧炉

1 火炬常明线在生产投料前要检查是否已点燃及正常生产中有无熄火现象，发现熄火要立即查明原因并及时恢复正常状态。氢氰酸、氰化钠（或丙酮氰醇）装置突然故障时，要防止大量剧毒物料排空造成的环境污染、中毒、爆炸着火等事故。

2 要经常用工业电视对焚烧炉的燃烧情况进行检查和监视，防止因燃料油中带水或残液残渣中含水过多造成熄火和可能发生的复燃，防止炉膛爆鸣或爆炸。

（4）安全防护设备与器材 要定期对下列特殊安全防护设备、器材进行检查、校验、维护保养和补充：

1检测仪器 包括氢氰酸浓度自动分析报警仪，可燃气体检测报警仪，氧气浓度检测报警仪，个人用氢氰酸检测器。

2防护、急救用具（品） 包括急救室的急救器材和专用救护车；设置于各岗位上的事故柜和急

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救器材；救生器、氰化物解毒包；防护衣、护目镜、防护面罩、胶皮手套；洗眼器及安全淋浴喷头系统（设置于装置中易发生毒物沾染部位的急救冲洗设备）。 3火灾报警系统 如设置于装置各部位的报警按钮和防爆型电话。

4安全阀的连续吹氮系统 为防止丙烯腈、氢氰酸等聚合物粘堵管道、阀座等的氮封隔措施。 （5）其它部位

1本装置检修时要特别注意对容器、塔类设备易积累聚合物的部位进行蒸煮解毒。

2进入本装置的人员，除了应进行一般的安全教育外，还要进行特殊殊的安全防毒、急救、抢环境监测方法：

快速检测管法；便携式气相色谱法《突发性环境污染事故应急监测与处理处置技术》万本太主编；直接进水样气相色谱法；气体检测管法；气体速测管（德国德尔格公司产品）。

救训练以及对抢救药物过敏性试验。

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