3 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3.1%，设计裕量6%计算，丙烯腈小时产量为：300000×1000×1.06×1.031/(300×24)= 45535.83kg/h。 3.1.1 反应器的物料衡算和热量衡算
(1) 计算依据
b.原料组成（摩尔分数） 含 C3H685%，C3H815% c.进反应器的原料配比（摩尔比）为 d.反应后各产物的单程收率如表3-1所示
表3-1 反应后各产物的单程收率
a.丙烯腈产量 45535.83kg/h，即859.17kmol/h
C3H6 ：NH3 ：O2 ：H2O ＝ 1 ：1.05 ：2.3 ：3
物质 摩尔收率
丙烯腈（AN） 氰化氢（HCN） 乙腈（ACN） 丙烯醛（ACL） CO2
0.6
0.065
0.07
0.007
0.12
e.操作压力 进口0.203MPa，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℃。 (2) 物料衡算
a.反应器进口原料气中各组分的流量
C3H6 859.17/0.6=1431.96kmol/h=59386.32kg/h
C3H8 (1431.96/0.85)×0.15= 252.70 kmol/h =11118.80 kg/h NH3 1431.96×1.05=1503.56 kmol/h = 25560.52 kg/h O2 1431.96×2.3=3293.51 kmol/h=105392.32 kg/h H2O 1431.96×3=4295.88 kmol/h=77325.84kg/h
N2 （3293.51/0.21）×0.79=12428.29 kmol/h=347992.12kg/h
b.反应器出口混合气中各组分的流量 丙烯腈(AN) 859.17 kmol/h=45535.83 kg/h
乙腈(ACN) 3/2 ×1431.96×0.07=150.36 kmol/h=6164.76 kg/h 丙烯醛(ACL) 1431.96×0.007=10.04 kmol/h=562.24 kg/h CO2 3×1431.96×0.12=515.51 kmol/h=22682.44 kg/h
11
HCN 3×1431.96×0.065=279.23 kmol/h=7539.21 kg/h C3H8 252.70 kmol/h =11118.80 kg/h N2 12428.29 kmol/h=347992.12 kg/h
O2 3293.15-(3/2)×857.17- 279.23 - 10.04- 150.36/(2/3)×
515.51=792.03kmol/h=25344.96 kg/h
C3H6 1431.96-(1/3)×279.23-10.04-(2/3)×150.36-879.17-(1/3)×
515.51=197.77 kmol/h =8306.34kg/h
NH3 1503.56-859.17-150.36-279.23=214.80 kmol/h=3651.60 kg/h H2O 4295.88+3×859.17+2×150.36+2×279.23+515.51+10.04
=8256.01kmol/h=148608.18 kg/h
c.反应器物料平衡表如表3-2
表3-2 反应器物料平衡表
组分 流量和组成
Kmol /h 1431.9C3H6 6 C3H8 252.70 1503.5NH3 6 3293.5O2 1 12428.N2 29 4295.8H2O 8 AN 0 反应器进口 反应器出口
Kg /h 59386.3% (mol)
% (wt)
Kmol /h
Kg /h 8303.3% (mol)
% (wt)
6.181 2 11118.8 25560.56.49 2 105392.14.22 32 347992.54.38 12 77325.818.54 4 0 0 1.091 9.6 197.71 2 11118.0.827 1.325 1.775 252.70 8 3651.61.06 1.775 4.08 214.80 0 25344.0.898 0.583 16.82 792.03 96 12428.3479923.312 4.046 55.38 29 8256.012.34 1 0 879.17 .18 45535..12 14860857.82 55.4 34.49 3.594 23.71 7.271 12
83 6164.7ACN 0 0 0 0 150.36 6 7539.2HCN ACL CO2 0 0 0 23162.合计 20 20 0 0 0 626411.100 100 75 .04 0 0 0 0 0 0 279.23 1 10.04 515.51 44 23904.627500100 100 562.24 22682.2.516 3.622 0.042 0.0896 1.168 1.231 0.6289 0.9843 （3）热量衡算
各物质0～t℃的平均定压比热容如表3-3 所示
表3-3 各物质0～t℃的平均定压比热容 CP/[kJ/(kg·k)]
物质
0～110℃ 0～CP
360℃ 0～470℃
8 2.929
3 3.347
6 2.939
4 1.046
8 1.109
8 2.209
4 2.029
0 1.72
2.10 4
2.172
3
3
C3H6 C3H8 1.84
2.05 1 2.67
3.01
1 2.63
1 1.00
6 1.08
3 2.00
1.87
1.34
1.93
1.966
0 1.211.13
NH3 2.30
O2 0.94
N2 1.04
H2O 1.88
AN
CN
ACN
CL
CO2
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：
110°C，反应器入口混合△H
470°C，浓相段出口混合△H1 △H3
25°C，反应器入口混合△H2
13
25°C，浓相段出口混合
各物质25～t℃的平均比热容用0～t℃的平均比热容代替，误差不大，因此，
△H1=( 59386.32×1.841+11118.80×2.05+25560.52×2.301+105392.32×0.941+347992.12×1.046+77325.84×1.883)×(25-110)=-6.798×107kJ/h
△H2=-(859.17×512.5+150.36×362.3+279.23×315.1+10.04×353.1+515.51×641)× 103= -9.165×108kJ/h
△H3=(8303.82×2.929+11118.80×3.347+3651.60×2.939+25344.96×1.046+347992.12×1.109+148608.18×2.092+45535.83×2.209+6164.76×2.10+7539.21×1.724+562.24×2.172+22682.44×1.213)×(470-25)=4.188×108kJ/h
△H =△H1+△H2+△H3 = -6.798×107-9.165×108+4.188×108= -5.658×108kJ/h 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：Q=(1-0.05)×5.658×108=5.432×108kJ/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 i=2736kJ/kg 143℃饱和水焓 iH2O=601.2kJ/kg
∴ 产生的蒸汽量=5.432×108/(2736-601.2)=254450.07 kg/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=(8303.82×2.929+11118.8×3.347+3651.60×2.939+25344.96×1.046+347992.12×1.109+148608.18×2.092+6164.76×2.209+7539.12×2.10+7539.12×1.724+562.24×2.172+22682.44×1.213)×(470-0)=4.002×108kJ/h 离开稀相段的气体带出热为
Q2=(8303.82×2.929+11118.8×3.347+3651.60×2.939+25344.96×1.046+347992.12×1.109+148608.18×2.092+6164.76×2.209+7539.12×2.10+7539.12×1.724+562.24×2.172+22682.44×1.213)×(360-0)=3.249×108kJ/h
热损失取4%，则稀相段换热装置的热负荷为
Q3=(1-0.04) (Q1-Q2)=( 1-0.04)×(4.002×108-3.249×108)=7.53×107kJ/h 稀相段换热装置产生0.405MPa的饱和蒸汽量为 G=7.53×107/(2736-601.2)=3527.26kg/h
3.1.2 废热锅炉的物料衡算和热量衡算
(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
14
b.入口气体温度360℃，压力0.162MPa c.出口气体温度180℃，压力0.152 MPa d.锅炉水侧产生0.405 MPa的饱和蒸汽 (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
物质 CP
C3H6 C3H8 NH3 O2 N2 H2O AN HCN ACN ACL CO2
2.071 2.343 2.406 0.962 1.054 1.925 1.552 1.485 1.607 1.586 1.004
a.入口气体带入热（等于反应器稀相段的气体带出热） Q1=3.249×108kJ/h b.出口气体带出热
Q2=(8303.82×2.071+11118.80×2.347+3651.60×2.406+25344.76×0.962+347992.12×1.154+148608.18×1.925+45535.83×1.552+6164.76×1.607+7539.21×1.482+562.24×1.586+22682.44×1.004)×(180-0)=1.5807×108kJ/h c.热衡算求需要取出的热量Q 按热损失10%计,需要取出的热量为
Q=0.9(Q1-Q2)=0.9×(3.249×108-1.5807×108)=1.50147×108kJ/h d.产生蒸汽量
产生0.405 MPa的饱和蒸汽量为
G=1.50147×108/(2736-601.2)=70333.05kg/h
3.1.3 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0.243MPa。
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℃，组成如表3-5所示：
表3-5 塔顶喷淋液各组成
组分 %(wt)
AN
ACN
氰醇
ACL
H2O
合计
0.005 0.008 0.0005 0.0002 99.986 100
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 3293.51kmol/h 即 105392.32kg/h
N2 12428.29kmol/h 即 347992.12kg/h H2O 4295.88kmol/h 即77325.84 kg/h
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