年产6000吨丙烯腈合成工段工艺设计

目录

1. 《设计任务书》； 2. 《项目建议书》； 3. 《可行性研究报告》； 4. 相应流程图 （1）物料流程图，

（2）带控制点的工艺流程图 （3）1台主要设备装配图

5 国内外丙烯腈生产现状与发展趋势 6 环境保护和安全措施要求 7 设计说明书

《化工工艺学》课程设计任务书

一、设计时间

2010年06月06日－2010年06月18日 二、设计题目

年产6000吨丙烯腈合成工段工艺设计 三、设计条件

（1）年生产天数300天 （2）原料

用丙烯，氨，空气为原料。 原料组成：

液态丙烯原料含丙烯85%（mol），丙烷15%(mol)；液态氨含氨100%。

（3）生产方法和工艺参数

采用丙烷氨氧化法：

丙烷在催化剂的作用下与氨和氧气（或空气）反应合成丙烯腈，反应方程式：

主反应：C3H8 + NH3 +2O2 →CH2=CHCN(AN) + 4H2O（60%） C3H8 + 0.5O2 →C3H6(PEN) + H2O

C3H6 + NH3 +1.5 O2 → CH2=CHCN(AcN) + 3H2O

副反应：①生成乙腈：C3H6 + 1.5NH3 + 1.5O2 → 1.5CH3CN + 3H2O （10.5%）

②生成氢氰酸：C3H6 + 3NH3 + 3O2 → 3HCN + 6H2O （8%） ③生成COx：C3H8+ 4O2 → 2CO+CO2 +4 H2O 13% ④生成氮气：2 NH3 + 1.5 O2 →N2 + 3 H2O 典型的反应条件为：温度: 850华氏度； 压力: 约1atm；接触时间: 2-6s；

C3H8:NH3 :O2 :N2＝1.0:1.5:3.15:11.85 (摩尔比)

实验室中已经得到的转化率为20-80%。当丙烷转化率达91%时，该催化剂对丙烯腈选择性可达最大65.5%。

四、设计任务

课程设计主要任务包括： 一．1.生产能力 6000吨/年

2.产品要求 C3H3N≥99.5wt%

二、工艺计算。（1）物料衡算并绘制物料流程图；（2）对工段各设备

的热量衡算；（3）主要设备选型说明；（4）填写设备一览表。 三，消耗与排出一览表 （1），工段原料消耗表。（2）,工段能量消耗

表。（3），工段排出除物综合表。

四，带控制点的工艺流程图，绘制物料流程图和主要设备图。 五，厂址的选择方法，车间的布置。

六，主要管道流速表。

五、研究方案

（1）结合文献资料对丙烷氨氧化法制丙烯腈的工艺流程和设备进行了解；

（2）对丙烷氨氧化工艺流程的反应器系统、急冷系统、吸收系统、回收塔系统、脱氰

塔系统等丙烯腈生产过程进行概念设计，使用化工软件对工艺流程进行模拟优化；

（3）对各个工艺过程进行优化设计与分析，找到最佳的工艺路线。

六，主要性质指标:

一，性状：无色或淡黄色液体，有特殊气味。 二，毒性：属于高毒性 三，挥发性：易挥发

四，主要用作生产合成纤维、合成树脂、合成橡胶、染料、医药等行业的重要原料。丙烯腈是合成纤维，合成橡胶和合成树脂的重要单体。

七、课程设计进度安排

序号 1 2 3 4 5 设计内容 查阅资料 工艺计算（物料衡算，热量衡算，设备选型） 带控制点流程图 填写一览表 整理打印装订课程设计说明书有关资料 合 计 所用时间 2天 4天 3天 2天 1天 12天

八、课程设计教材及主要参考资料

1．《化工设计概论》，侯文顺主编，北京：化学工业出版社，2005年

2．《化工工艺设计》，丁浩主编，上海：上海科学技术出版社，19年

3．《化工工艺设计手册》，上海医药设计院主编，北京：化学工业出版社，1981年

4．《化工设计概论》，胡庆福主编，北京：科学技术出版社，19年

5．《化工工艺设计概论》，李崇岳主编，天津：天津大学出版社，1994年

丙烯腈项目建议书

1 总论

1. 1 项目名称、承办单位

项目名称：6000t/a丙烯腈生产 项目承办单位：××有限公司 1.1.2 法人代表：×× 1.1.3 项目负责人：×× 1.1.4 联系方式：×× 1.2 承办企业基本情况 1.2.1 企业概况

××企业是我镇最大丙烯腈生产厂家 1.2.2 职工人员情况

××有限公司现有职工 1018 人。其中，技术人员 94 人，中 级技术职称以上人员6 人，技术开发研究人员 16 人。职工人均收 入7200 元/年。 1.2.3 固定资产现状

2

投资生产场地总面积5000方米，其中厂房3000方米，土建投资300万元。

1.3 拟建地点经选择，定于在镇镇工业小区内

1.4 建设内容与规模 规模较大 1.4.1 建设内容与规模

根据公司拟建的钾的生产规模，结合国内市场情况和企 业资金筹集能力,确定本项目的生产规模为年产6000t丙烯腈 1.5 建设起止年度

建设起止年度：2010 年 5 月至2011 年 11 月 1.6 概算投资 概算投资：765

2 项目建设的必要性和条件

2. 1 项目实施的必要性和经济意义

××有限公司是由××集团与××集团共同投资兴建的涉及 大型企业，主要产 品丙烯腈畅销国内、远销海外，深受国内外 用户好评。根据国家相关，结合××县的实际情况以及×× 有限公司的现状，为了进一步扩大生产规模，满足市场需求，提 高经济效益，发挥企业现有技术及××地方原料充足优势， 增强企业发展后劲，决定镇镇工业小区内新上年产6000t丙烯腈工程项目。

3 建设规模与产品方案 3.1 产品方案

本项目方案确定为公称规模年产6000t丙烯腈 3.1 生产规模及产品方案

工厂操作天数：300 天/年计

4 工艺技术方案、设备方案和工程方案 4.1.1 工艺技术方案

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。 4.2 主要设备方案 4.2.1 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，当然，也应继续开发应用其他性能优良的催化剂。

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。 4.2.2 仪表类型的确定

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。 现场用的检测各类参数的变送器，采用技术性能先进可靠的全 电子式变送器（智能的与非智能的）。调节阀采用技术先进，牢固可靠耐用的气动执行机构的调节阀。

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。 4.2.3 主要关键仪表选择

基于概述中的理由确定全厂采用一套中心 DCS 控制系统。这

一套DCS 系统的操作站及控制站分布在净化合成控制室。 在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/H2 必须进行 严格控制，由于工艺过程对 H2/H2 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。 4.4 工程方案

4.4.1 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

6000t/a丙烯腈生产线的可行性研究报告

一、 办厂概况：

(一) 项目名称：丙烯腈生产 (二) 项目主管单位：某镇镇 (三) 项目主办单位：某镇焦宝矿 (四) 项目负责人：** (五) 企业负责人：**

(六) 可行性研究工作负责人：** (七) 办厂条件：

1、原材料条件：我镇生产丙烯、氨工厂较多，符合丙烯腈生产要求，就地取材，其经济价值十分可观。

２、厂址条件：经选择，定于在镇镇工业小区内，本厂厂前有小河，离镇火车站不到一公里，公路厂门通过，是一个背山面水，避风向阳，水源充足，交通便利的地方。 二、产品用途及市场行情：

（一）主要用途：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。

（二）行情：根据有关部门统计，市场行情看好，前景广阔。 二、综合生产计划：

（一）生产技术：聘请专业技术人员，培训本厂技术骨干１５人

（二）生产计划：

１、质量标准：执行中华人民共和国石油化学工业部１９７５年５月１日颁布的《ＨＧＴ－３２－７７》标准。 ２、物料供应：

丙烯 10000-10100元/吨 氨 2000元/吨

3、产品产量：年产丙烯腈6000吨 三、资金概况和资金来源： （一） 资金概算 1、设备投资：

流化床反应器2台2万元 冷凝器2台5万元

吸收塔2台50万元 反应釜1台50万元 废热锅炉2台37万元 贮

排管16排15万元 废水计量桶1个1万元 抽水泵2个3万元

化验设备1套22万元 水塔1座8万元

供电设备1套30万元 合计：223万元

2、投资生产场地总面积5000方米，其中厂房3000方米，土建投资300万元。税 100万 3、流动资金投资142万元。 全部投资合计765万元

（二） 资金来源：

自筹资金300万元（包括房屋、土地、地磅等）银行贷款解决365万元。合计365万元 四、经济效益分析：

（一） 产品销售价格1.5万/吨 （二） 产品单位成本 丙烯 10000-10100元/吨 氨 3000元/吨 烟煤500元/吨

电费300元/吨，管理费用100元/吨 其他600元/吨 计10300元/吨

（三） 经济效益

收入15000元/T—支出14500元/T=利500元/T

年利润300万元

（四）投资回收年限：税、利、旧合计765万元/年 三年可以收回全部投资。

五、环境污染的防治：

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。

六、实施工期：

在不受资金影响情况下，土建和设备采购可同步进行约半年，机械安装调试30天，实施工期

7个月正常生产。

物料流程图

带控制点的工艺流程图

主要设备装配图

流化床反应器

1.空气分布板;2.丙烯和氨分配管； 3.U形冷却管;4.旋风分离器

国内外丙烯腈生产现状与发展趋势

丙烯腈是一种重要的有机化工原料，其用途十分广泛。世界上大多数国家50％以上的丙烯腈用于生产腈纶纤维。我国用于生产腈纶的丙烯腈占80％以上。此外，丙烯腈还用于生产ABS、AS、丙烯酰胺、丁腈橡胶及丁腈胶乳、己二腈/己二胺、丙烯腈阻隔性树脂、聚丙烯腈碳纤维等。

1、世界丙烯腈生产与消费概况

全世界丙烯腈的生产主要集中在美国、西欧和日本等国家和地区。全世界1999年丙烯腈总生产能力为，523.3万t(见表1) 。美国、日、西欧丙烯腈生产能力合计为357万t， 占世界总能力的66.9％。1999年世界丙烯腈需求量为480万t，产量470万t。 预计到2000年，世界丙烯腈总生产能力将达到585万t，产量及消费量将达到507万t。其中用于腈纶的消费量为275万t，用于ABS、AS为126万t，其它106万t(见表2)。今年台塑公司4月和年末各有10万t/a装置投产、美国Solutia公司8月25万t/a装置建成，还会增加45万t生产能力。2000年是日本旭化成、三菱化学和韩国东西

右油化学、泰光产业等公司的定期检修年，这会缓和对新增能力投产的冲击。 表1 1999年世界丙烯腈生产能力(万t/a) ┌───────┬─────┬──────┬─────┐

│ 国家和地区 │ 生产能力│ 国家和地区│ 生产能力│ ├───────┼─────┼──────┼─────┤ │ 美国 │ 1.2 │ 土耳其 │ 9.0 │

├───────┼─────┼──────┼─────┤ │ 德国 │ 44 │ 巴西 │ 9.0 │

├───────┼─────┼──────┼─────┤ │ 意大利 │ 19 │ 南非 │ 7.5 │

├───────┼─────┼──────┼─────┤ │ 荷兰 │ 18.5 │ 印度 │ 3.0 │

├───────┼─────┼──────┼─────┤ │ 西班牙 │ 11.5 │ 罗马尼亚 │ 8.0 │

├───────┼─────┼──────┼─────┤ │ 英国 │ 28.0 │ 保加利亚 │ 4.5 │

├───────┼─────┼──────┼─────┤ │ 墨西哥 │ 16.5 │ 日本 │ 71.8 │

├───────┼─────┼──────┼─────┤ │ 韩国 │ 37 │ 俄罗斯 │ 24 │

├───────┼─────┼──────┼─────┤ │ 中国(总计) │ 38.8 │ 中国省

│ 18.0 │

├───────┼─────┴──────┴─────┤ │ 合

计 │ 532.3 │

└───────┴──────────────────┘

表2 世界丙烯腈消费结构(万t)

┌────────┬────┬────┬────┬────┬────┐ │ 年

份 │ 1995 │ 1996 │ 1997 │ 1998 │ 2000 │

├────────┼────┼────┼────┼────┼────┤ │生产能

力 │ 463 │ 508 │ 533 │ 545 │ 585 │

├────────┼────┼────┼────┼────┼────┤ │产量 │ 415 │ 437 │ 451 │ 469 │ 507 │

├────────┼────┼────┼────┼────┼────┤ │消费量 │ 415 │ 437 │ 451 │ 469 │ 507 │

├────────┼────┼────┼────┼────┼────┤ │腈纶 │ 231 │ 244 │ 251 │ 260 │ 275 │

├────────┼────┼────┼────┼────┼────┤ │ABS/AS │ 100 │ 107 │ 110 │ 115 │ 126 │

├────────┼────┼────┼────┼────┼────┤ │其它 │ 84 │ 86 │ 90 │ 94 │ 106 │

├────────┼────┼────┼────┼────┼────┤ │开工率(％) │ 90 │ 86 │ 85 │ 86 │ 87 │

└────────┴────┴────┴────┴────┴────┘ 美国现有丙烯腈生产装置6套， 总计生产能力为1.2万t。世界绝大多数丙烯

腈装置采用的技术是BP公司的。1997年，BP公司丙烯腈生产能力占世界总丙烯腈

生

产能力的11.7％， 占有份额最大。目前，日本旭化成国内丙烯腈产量已达40万t，

供应能力达57万t，跃居为世界第二大丙烯腈生产厂家。

表3 美国丙烯腈近年供求平衡(万t)

┌────┬───┬───┬───┬───┬───┬───────┐ │ │ 1997│1998 │ 1999 │ 2000 │2005 │年平均增长率％│

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───────┤ │腈纶纤维│20.7 │ 20.8 │ 21.0│ 21.3│ 22.4│ 1.0 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───────┤ │ABS树脂 │ 13.5│ 14.0│ 14.5│ 15.0│ 16.5│ 2.1 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───────┤ │ 己二腈 │ 18.4│ 18.7│ 19.0│ 19.4│ 21.0│ 1.8 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───────┤ │丙烯酰胺│ 4.7│ 4.9│ 5.0│ 5.2│ 6.0│ 3.0 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───────┤ │丁腈橡胶│ 3.6│ 3.7│ 3.8│ 3.9│ 4.5│ 2.9 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───────┤ │SAB树脂 │ 1.9│ 1.9│ 2.0│ 2.0│ 2.3│ 2.5 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───────┤ │ 其它 │ 19.6│ 19.1│ 20.5│ 19.6│ 21.9│ 4.3 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───────┤ │ 合计 │ 81.8│ 83.0 │ 85.9│ 86.4 │ 94.6 │ 2.0 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───────┤ │ 净出口 │70.5 │ 72.1 │ 74.5 │ 76.7│ 88.1│ │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───────┤ │ 产量 │152.3 │ 155.1│ 160.4│ 163.1│182.7 │ 2.0 │

└────┴───┴───┴───┴───┴───┴───────┘ 美国丙烯腈的开工率到1999年几乎达到满负荷，随着新增能力的开工，其开工

率会逐渐降低。美国腈纶纤维的80％左右出口，主要出口到远东。1997年美国丙烯

腈出口量几乎占本年产量的50％，预计如此高的出口比例可一直延续到2005年。 西欧的丙烯腈生产装置共有9套， 其中最大的为德国Erdoelchemie公司和英国

BASF公司， 各为28万t／g。 西欧丙烯腈用于腈纶纤维占的比例较大，其次为ABS/

SAN树脂。中国是一个大的腈纶纤维和ABS树脂进口国，因此，中国这类产品的进口

和出口的增加和减少会对欧洲和美国的丙烯腈工业产生很大的影响。 据预测，在今后十年，西欧丙烯腈在腈纶纤维方面的需求将继续保持不景气的

状态。由于聚丙烯酰胺需求的快速增长，所以丙烯酰胺对丙烯腈需求的增长最快。 据预测，2005年西欧丙烯腊总需求量为120.7万t，1996～2005年丙烯腈需求的年增

长率为0.9％。(见表4)

近年，西欧丙烯腈供求平衡，这种状况将持续下去。自1996年以来开工率一直

很高，直到2005年也将继续保持较高的水平。见表5。

表4 西欧丙烯腈用途(万t)

┌────┬───┬───┬───┬───┬───┬───┬──────┐

│终端产品│ 1996│ 1997│ 1998│ 1999│ 2000│ 2005│年平均增长率│

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┼──────┤

│腈纶纤维│ 67.0│ 68.5 │ 67.3│ 65.3│ 67.4│ 67.5│ 0.1 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┼──────┤

│ABS/SAN │18.5 │19.8 │19.9 │19.8 │20.6 │23.5 │ 2.7 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┼──────┤

│己二腈 │10.0 │10.2 │10.2 │10.2 │10.5 │11.5 │ 1.6 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┼──────┤

│丙烯酰胺│4.0 │4.6 │4.6 │4.6 │4.9 │5.5 │ 3.6 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┼──────┤

│丁腈橡胶│5.0 │5.3 │5.3 │5.3 │5.4 │5.6 │ 1.3 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┼─────

─┤

│其它 │6.5 │6.5 │6.5 │6.5 │6.? │7.2 │ 1.1 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┼──────┤

│合计 │110.0 │114.9 │113.9 │111.6 │115.4 │120.7 │ 0.9 │

└────┴───┴───┴───┴───┴───┴───┴──────┘

表5 西欧丙烯腈供求平衡(万t)

┌─────┬───┬───┬───┬───┬───┬───┐ │ │1996 │1997 │1998 │1999 │2000 │2005 │

├─────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┤ │能力 │118.5 │121.0 │121.0 │121.0 │121.0 │126.0 │

├─────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┤ │产量 │111.5 │114.9 │113.9 │111.6 │115.4 │120.7 │

├─────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┤ │开工率(％)│ 96 │ 96 │ 94 │ 92 │ 93 │ 96 │ └─────┴───┴───┴───┴───┴───┴───┘ 日本现有6个丙烯腈生产厂家，最大的厂家是旭化成公司，生产能力达37.7万t

／a。 日本1997年丙烯腈的需求量为70.6万t， 预计2005年总需求量为77.5万t。

1996～2005年平均年增长率为1.1％，见表6。

表6 日本丙烯腈终端产品应用(万t)

┌─────┬──┬──┬──┬──┬──┬──┬───────┐

│ │1996│1997│1998│1999│2000│2005│年平均增长率％│

├─────┼──┼──┼──┼──┼──┼──┼───────┤

│纤维 │36.8│37.0│37.5│38.0│38.6│41.5│ 1.3 │

├─────┼──┼──┼──┼──┼──┼──┼───────┤

│树脂/橡胶 │20.9│20.9│21.1│21.3│21.5│22.0│ 0.6 │

├─────┼──┼──┼──┼──┼──┼──┼───────┤

│其它 │12.6│12.7│12.8│13.0│13.2│14.0│ 1.2 │

├─────┼──┼──┼──┼──┼──┼──┼───────┤

│合计 │70.3│70.6│71.4│72.3│73.3│77.5│ 1.1 │

└─────┴──┴──┴──┴──┴──┴──┴───────┘

日本丙烯腈最主要的应用是腈纶纤维。1997年腈纶消耗丙烯腈的比例为52.4％，

树脂与橡胶占29.7％，其它为17.9。日本在1997年之前进口丙烯腈数量较大，是世

界上最大的丙烯腈进口国之一。1997年之后，日本期望其供需能够平衡。见表7。 表7 日本丙烯臆供求平衡(万t)

┌─────┬────┬────┬────┬───┬───┬────┐

│ │ 1996 │ 1997 │ 1998 │ 1999│ 2000│ 2005 │

├─────┼────┼────┼────┼───┼───┼────┤

│ 生产能力│ 71.8 │ 71.8 │ 76.8 │ 76.8│ 76.8│ 81.8 │

├─────┼────┼────┼────┼───┼───┼────┤

│ 产 量│ 67.5 │ 68.6 │ 71.4 │ 72.3│ 73.3│ 77.5 │ ├─────┼────┼────┼────┼───┼───┼────┤

│ 需 求│ 70.3 │ 70.6 │ 71.4 │ 72.3│ 73.3│ 77.5 │ └─────┴────┴────┴────┴───┴───┴────┘

韩国以前只有东西石油化学公司一家生产丙烯腈，1996年其生产能力由9万t／

a扩大到11万t/a。 泰光产业公司于1998年建成25万t/a丙烯腈生产装置。1997年韩国丙烯腈的需求量为35.5万t，其中66％用于晴纶纤维，但ABS对丙烯腈的需求增长最快。2000年，韩国对丙烯腈需求将达60.0万t，1996-2000年丙烯腈需求的年平均增长速度为6.1％，而2000-2005年平均增长速度预计为3.3％。 韩国是一个丙烯腈进口国，随着泰光产业公司25万t／a丙烯腈装置的投产，其 进口量将会明显地减少，其供需平衡如表8。

表8 韩国丙烯腈供求平衡(万t)

┌────┬───┬───┬───┬───┬───┬───┐ │ │1996 │1997 │1998 │1999 │2000 │2005 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┤ │生产能力│11.0 │11.0 │36.0 │36.0 │36.0 │41.0 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┤ │产 量│10.0 │10.0 │20.0 │30.0 │32.0 │37.0 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┤ │需 求│31.6 │35.5 │36.5 │38.0 │40.0 │47.0 │

├────┼───┼───┼───┼───┼───┼───┤ │净进口量│21.1 │25.5 │16.5 │8.0 │8.0 │10.0 │

└────┴───┴───┴───┴───┴───┴───┘ 目前，印度只有IPCL一家公司生产丙烯腈，其生产能力为3万t/a。计划于2000

年在古吉拉特新建一套10万t／a丙烯腈装置，另外，IOC公司也打算建一能力为7.5

万t／a的丙烯腈装置。

印度丙烯腈主要用于脂纶纤维的生产。1996年丙烯腈的需求为9.5万t。1996～ 2000年间年平均增长速度为10％，2000年需求量可达13.9万t。在新装置建成之前，

印度丙烯腈的需求缺口较大，其供需平衡如表9表示。

表9 印度丙烯腈供求平衡(单位：万t)

┌────┬──┬───┬───┬───┬───┬───┐

│ │1996│1997 │1998 │1999 │2000 │2005 │

├────┼──┼───┼───┼───┼───┼───┤

│生产能力│3.0 │3.0 │3.0 │3.0 │13.0 │20.5 │

├────┼──┼───┼───┼───┼───┼───┤

│产 量│2.7 │2.7 │2.7 │2.7 │7.0 │16.0 │

├────┼──┼───┼───┼───┼───┼───┤

│需求量 │9.5 │10.4 │11.4 │12.6 │13.9 │21.3 │

├────┼──┼───┼───┼───┼───┼───┤

│净进口 │6.8 │7.7 │8.7 │9.9 │6.9 │5.3 │

└────┴──┴───┴───┴───┴───┴───┘

另据报道， 旭化成公司与沙特阿拉伯合建一25万t/a的丙烯腈生产装置。沙特

因原料充足，拟以丙烷法生产，规模25万t／a，计划2003-2004年建成投产。 亚洲目前丙烯腈生产能力为153万t，2000年将达到178万t，而2000年亚洲丙烯腈总需求为235万t，按所有装置都以100％的开工率计，还需从域外进口57万t。

亚洲几套大型装置，如韩国泰光产业25万t／a装置、台塑20万t／a

及旭化成20万t／a装置建成后，将大大改善亚洲地区丙烯腈的供给状况。因亚洲丙烯腈需求较大的增长，上述装置的投产也不会引起丙烯腈的过剩。 2、国内丙烯腈生产消费概况 2.1、国内生产概况

我国内烯腈生产起步于1968年。八十年代开始，我国丙烯腈工业发展很快，从

国外引进技术目前正在运行的生产装置有9套 (包括中国省) ， 总生产能力为

58.8万t，加上采用国内技术的生产装置，总生产能力为59.3万t。

正在计划建设的生产装置有上海石化公司25万t／a，金陵石化公司6.6万t／a。

另外，有不少装置也准备将其生产能力扩大。到2000年，我国丙烯腈总生产能力可

达80多万t，其中中国丙烯腈生产能力可达42万～45万t/a，省丙烯脂生产

能力为38万t/a。 这样，我国2000年丙烯腈总生产能力将居世界第二位，而仅次于

美国。我国丙烯腈生产能力。见表10。

表10 我国丙烯腈生产能力(万t/a)

┌───────────┬─────┬────┬──────┐

│ 生产厂家 │生产能力 │采用技术│ 备 注 │

├───────────┼─────┼────┼──────┤

│上海石化股份有限公司 │ 5 │BP技术 │实际可达到7 │

├───────────┼─────┼────┼──────┤

│大庆石化总厂化工一厂 │ 6 │BP技术 │ │

├───────────┼─────┼────┼──────┤

│大庆油田聚合物厂 │ 6 │BP技术 │ │

├───────────┼─────┼────┼──────┤

│齐鲁石化公司丙烯腈厂 │ 4 │BP技术 │ │

├───────────┼─────┼────┼──────┤

│齐鲁石化公司齐胜化工厂│ 0.5 │国内技术│ │

├───────────┼─────┼────┼──────┤

│兰化公司石化厂 │ 3.2 │BP技术 │ │

├───────────┼─────┼────┼──────┤

│抚顺石化公司腈纶厂 │ 5 │BP技术 │ 计划扩展7 │

├───────────┼─────┼────┼──────┤

│吉化公司化肥厂 │ 6.6 │BP技术 │ │

├───────────┼─────┼────┼──────┤

│安庆石化公司腈纶厂 │ 5 │BP技术 │ │

├───────────┼─────┼────┼──────┤

│CPDC公司 │ 18 │BP技术 │ │

├───────────┼─────┼────┼──────┤ │合计 │ 59.3 │ │ │

└───────────┴─────┴────┴──────┘

我国内烯腈产量自进入90年代以来有较大的增长。1998年我国丙烯腈产量仅为

8.05万t，1992年产量即达16.5万t。随着新装置的投产，产量逐年增长，但还不能

满足国内对丙烯腈需求， 需进口一定数量的丙烯腈，见表11。

表11 我国近年丙烯腈产量和表观消费量(万t)

┌───┬────┬────┬────┬────┬──────┐

│年份 │1995 │1996 │1997 │1998 │ 1999 │

├───┼────┼────┼────┼────┼──────┤

│ 产量│ 25.4 │ 26.7 │ 28.0 │ 34.2 │40.0(估计) │

├───┼────┼────┼────┼────┼──────┤ │进口量│ 6.6 │ 6.1 │ 4.0 │ 9.9 │ 15.8 │

├───┼────┼────┼────┼────┼──────┤ │出口量│0.2038 │0.0084 │0.0015 │0.0005 │ 0.003 │

└───┴────┴────┴────┴────┴──────┘ 2.2、我国丙烯脂消费情况

近年来， 我国的丙烯腈主要用于生产脂纶，大约占85％左右。其次为ABS/S丙

烯腈树脂。约占丙烯腈用量的6％～8％。其他为现烯酰胺：大庆油田石化总厂新建

的5万t／a丙烯酰胺装置投产后，用于生产丙烯酰胺的丙烯腈量有较大幅度的增长，

约占3％。1999年底，国内丙烯腈价格开始上涨，至今年4月初达10300～10700元／

t。 国际市场丙烯腈价格坚挺，亚洲市场价格也呈现上涨势头。由于日本旭化成为

首的亚洲地区的丙烯腈生产装置相继进入检修期，丙烯腊有可能出现短期供不应求 的局面。

我国丙烯腈消费预测(不包括省)

我国丙烯腈消费80％以上用于腈纶的生产，腈纶市场的波动将会严重影响丙烯

腈的生产。因此，适当减少用于腈纶的比例，拓宽其它产品的应用领域是十分必要 的，据预测，我国2000年腈纶的产能将分别达到40万t和54万t，腈纶对丙烯腈的需

求将为40万～45万t。 2000年，我国ABS树腈的生产能力将达到31万～32万t，以开

工率80％计，其产量可达24万～26万t，需求丙烯腈10万～12万t。丙烯酰胺对丙烯

腈的需求约为5万t，SAN树脂、丁腈橡胶及其它方面的需求共约10万t，因此，2000

年我国对丙烯腈的总需求约为65万～72万t， 而届时，中国的丙烯腈生产能力仅为42万～50万10缺口约20万t。预计2005年我国丙烯腈的需求可达90多万t，缺口

较大。所以，仍需进口一定数量的丙烯腈才能满足市场需求。

3发展方向

(1) 采用更廉价的原料和新工艺。目前国外(如美、日、英)一些厂家正在进行利用

丙烷直接进行氨氧化生产丙烯睛工艺路线的研究开发，该工艺的实质就是使丙烷脱氢与丙烯氨氧化在一个反应器内完成。

(2) 研制更先进的催化剂: 在丙烯睛的生产过程中，催化剂对反应过程中丙烯睛的

收率，副反应生成物的种类和数量的影响很大，因此自196。年以来催化剂几经更新换代，英国石油化学公司、日本旭化成公司、日本日东化学公司、中国上海石油化工研究院等厂家近二、三十年都在不断地开展丙烯睛催化剂的研制，其研制的方向是:提高丙烯睛的收率。

(3) 优化控制:选择最佳操作条件，如对原材料质量的要求，原料气的最佳配比和调

节，反应温度和压力调节，反应器内气体线速度和催化剂的负荷等，选用最先进的检测控制手段和设备如DCS。

(4) 改善环境保护: 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。

环境保护和安全措施要求

丙烯腈生产中的废水和废气处理

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)。

表3-1-16 废水排放指标

序号 1 pH值 悬浮物(水力排灰洗煤水、水力冲渣、矿 水) 2 3 4 化学耗氧量(重铬酸钾法) 生化需氧量(5天20℃) 序有害物质或项目名称 号 7 500 8 9 60 10 11 100 12 硫化物 5 6

减少废水量对废水治理极为有利,是防治污染的有效措施。 挥发性酚 13 1 14 0.5 最高允许排有害物质或项目名称 放浓度mg/l 6-9 最高允许排放浓度mg/l 氰化物(以游离氰根计) 有机磷 石油类 铜及其化合物 锌及其化合物 氟的无机化合物 硝基苯类 苯胺类 0.5 0.5 10 1(按铜计) 5(按锌计) 10(按氟计) 5 3 由于丙烯腈生产中各设备排放出来的污水成分不同,将它们分别处理比较有利。 氨中和塔(急冷塔)产生的硫酸铵污水,先经废水塔回收丙烯腈等有机物,再通过沉降分离除去催化剂粉末和不溶性的固体聚合物,由于这部分污水有毒物质含量高、杂质多,处理比较困难,故直接送焚烧炉烧掉。燃烧时,用中压蒸气雾化,以重油作辅助燃料,炉内温度保持在800～1000℃之间。因污水中含有硫酸铵,燃烧中又转化成二次污染物二氧化硫,为了不造成二次污染,需用60 m高的烟囱排入大气,保持着地废气中二氧化硫含量小于0.5 ppm。

来自乙腈精制系统及清洗设备的碱性污水,乙腈含量较高,用焚烧方法处理比较合适。 由于碱对一般的污水焚烧炉耐火材料的腐蚀作用,故应专门设置碱性污水焚烧炉。 当废水量较大,氰化物(包括有机氰化物)含量较低时,则可用生化方法处理,最常用的方法是曝气池活性污泥法。其流程见图3-1-44。

图3-1-44 完全混合型标准活性污泥处理流程 1-废水贮池;2-曝气池;3-沉淀池

在废水贮池中混合均匀的废水进入曝气池,由通气管激烈供气(有时也采用表面叶轮搅拌)。经曝气后进入沉淀池,其上清液作为已处理好的水加氯气杀菌后排放。一部分沉淀污泥作为剩余污泥被排出系统外,余下的作为回流污泥再流回曝气池使用。活性污泥是微生物群和被吸附的有机物、无机物的总称,在这里微生物群体形成菌胶团,它将废水包裹在内,进行生物学吸附作用,继而进一步发生氧化分解生成CO2和水。由于菌胶团容易沉降,所以就能在较短时间内处理废水。

用活性污泥法处理有机化工厂废水的效果见表3-1-17这一方法的主要缺点是曝气过程中,易挥发的氰化物会随空气逸出,造成二次污染。

表3-1-17 活性污泥法处理污水效果举例

处 理 效 果 废水名称 丁醛生产废水 丁醇生产废水 660 520 BOD,mg/l 处理前 处理后 13 5 去除率,% 98 97 油分,mg/l 处理前 30 处理后 3.5 去除率,% 88 丁烯醛生产废水 丙烯腈生产废水 丁烯生产废水 含酚废水 430 300 192 113 8 21 45-50 5.5 98 93 74-79 95 21 2 2.3 1 50 近年来广泛采用生物转盘法。生物转盘由固定在同一横轴上的间距很近的圆盘组成,可以隔成数级,放入盛污水的氧化槽中,圆盘一半浸在污水中,一半露在大气中。用电动机带动横轴使圆盘慢慢转动,圆盘上先挂好生物膜,污水不断地从氧化槽底进入氧化槽,污水中有机物吸附在生物膜上,当转到大气中,被盘片带起的污水薄膜,沿着生物膜往下流淌,空气中氧不断溶入水膜中,微生物吸收水膜中的氧,在酶催化下,有机物氧化分解。微生物又以有机物为营养,进行自身繁殖,老化的生物膜不断脱落,新的生物膜不断产生,脱落的生物膜随净化好的水流从氧化槽上部流出。本法的优点是不会造成二次污染。据报道,总氰(以-CN计)含量为50～60 mg/l的丙烯腈污水,用本法处理后,-CN的脱除率为99%,可达到排放标准。 除上述的生化处理法外,在丙烯腈废水处理中,还经常采用以下物理的、化学的处理方法。

①加压水解法。是利用有的有机物质在加压下很快与水作用而分解的性质,以达到除去这种有机物的目的,但并不降低化学需氧量(COD)。有机腈和无机氰化物都可以用此法处理。例如:

结果-CN被破坏,变成低毒或无毒物质。

②活性炭吸附法。经过生化处理或物理和化学方法处理以后的石油化工废水往往还具有一定的化学需氧量(COD值)和含氮、磷等杂质,如排入水域,将促进藻类疯长,使水中氧含量明显减少,致使鱼类及其它水生生物因缺氧而死亡,水发生恶臭。因此,这些污水排入水域前,用活性炭吸附进行三级处理,可使废水不带色、气味,水中的有机物可以除去,达到排放标准。含有某些重金属的污水,也可采用本法处理。用过的活性炭可以用溶剂、酸或碱洗涤,蒸气活化和加热等方法再生。

上文中引入化学需氧量和生物耗氧量的概念,现将它们的物理意释如下。 ①生物耗氧量〓以符号BOD表示。废水中的有机物由于受到微生物的生化作用而进行氧化分解时所需的氧量,单位是mg/l。生物耗氧量愈高,说明能被生物分解的有机物的含量愈高。

②化学耗氧量〓以符号COD表示。为用强氧化剂氧化废水中的有机物时所需的氧量。单位也是mg/l。常用的氧化剂是重铬酸钾和高锰酸钾,上述COD值表示用的氧化剂是高锰酸钾。

一般测定生物耗氧量需20℃下反应5天,时间较长,化学耗氧量的测定则快捷得多。在相同性质的污水中,COD和BOD有一定的相关性,探讨COD和BOD之间的规律性对预测BOD或了解污水处理效果是有好处的。

丙烯腈生产中的废气处理,近年来都采用催化燃烧法。这是一种对含低浓度可燃性有毒有机物废气的重要处理方法。将待处理的废气和空气混合后,通过负载型金属催化剂,使废水中含有的可燃有毒有机物在较低温度下发生完全氧化反应,产物为无毒的CO2、H2O和N2。催化燃烧后的尾气温度可升至600～700℃,将它送入废气透平,利用其热能发电,随后再由烟囱排入大气。

安全防护措施

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，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（钾、亚钠的混合物）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。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、（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、抢救训练以及对抢救药物过敏性试验。

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）。

参考文献

〔1〕北京天龙水处理技术公司《工业水处理实用手册》1991.12 〔幻龙荷云编著《循环冷却水处理》江苏科学技术出版社1991.8 〔3〕吕人豪等‘应用季胺盐控制炼油厂循环水中菌藻危害的研究》 1980.12

〔4〕王业俊等译，许保玖总校，德格雷蒙公司编著《水处理手册》 1983.12

设计说明书

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％。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。

主要用途：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 年产6000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)

丙烯氨氧化的原理

(1)化学反应在工业生产条件下,丙烯氨氧化反应是一个非均相催化氧化反应: ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋ＮＨ３＋３/２Ｏ２→ＣＨ２=ＣＨＣN＋３Ｈ２Ｏ＋519 kJ/mol(Ｃ3) 与此同时,在催化剂表面还发生如下一系列副反应。

①生成乙腈(ACN)。

ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋３/２ＮＨ３＋３/２Ｏ２→３/２ＣＨ３ＣＮ＋３Ｈ２Ｏ＋522kJ/mol

=

(Ｃ3)

②生成氢氰酸(HCN)。

ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋３ＮＨ３＋３Ｏ２→３ＨＣＮ＋６Ｈ２Ｏ＋941 kJ/mol(Ｃ3) ③生成丙烯醛。

ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋Ｏ２→ＣＨ２=ＣＨＣＨＯ＋Ｈ２Ｏ＋351kJ/mol(Ｃ3)

④生成乙醛。

ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋３/４Ｏ２→３/２ＣＨ３ＣＨＯ＋268 kJ/mol(Ｃ3) ⑤生成二氧化碳。

ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋９/２Ｏ２→３ＣＯ２＋３Ｈ２Ｏ＋1925 kJ/mol(Ｃ3) ⑥生成一氧化碳。

ＣＨ３ＣＨ=ＣＨ２＋３Ｏ２→３ＣＯ＋３Ｈ２Ｏ＋1067kJ/mol(Ｃ3)

=

===

=

=

上列副反应中,生成乙腈和氢氰酸的反应是主要的。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。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。

(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型已发展到的C-49、C-。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和的NS-733B。下面对这两类催化剂作一简单介绍。

AMo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。 BSb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。

(3)反应机理和动力学丙烯氨氧化生成丙烯腈的反应机理,目前主要有两种观点。 可简单地用下式表示。

A两步法

该机理认为,丙烯氨氧化的中间产物是相应的醛—丙烯醛、甲醛和乙醛,这些醛是经过烯丙基型反应中间体形成的,且这些中间体都是在同一催化剂表面活性中心上产生的,只是由于后续反应不同,导致不同种类醛的生成;然后醛进一步与氨作用生成腈。而一氧化碳、二氧化碳可从氧化产物醛继续氧化生成,也可由丙烯完全氧化直接生成。根据该机理,丙烯氧化成醛是合成腈的控制步骤。

B

一步法该机理也可简单地用下式表示。

3. 工艺条件的选择

(1)原料纯度和配比原料丙烯由石油烃热裂解气或石油催化裂化所得裂化气经分离得

0

到,一般纯度都很高,但仍有C2、C3、C4等杂质存在,有时还可能存在微量硫化物。在这些杂质中,丙烷和其他烷烃(乙烷、丁烷等)对氨氧化反应没有影响,只是稀释了丙烯的浓度,但因含量甚少(约1%～2%),反应后又能及时排出系统,不会在系统中积累,因此对反应器的生产能力影响不大;乙烯没有丙烯活泼,一般情况下少量乙烯的存在对氨氧化反应无不利影响;丁烯及高碳烯烃化学性质比丙烯活泼,会对氨氧化反应带来不利影响,不仅消耗原料混合气中的氧和氨,而且生成的少量副产物混入丙烯腈中,给分离过程增加难度

丙烯和空气的配比,除满足氨氧化反应的需要外,还应考虑:①副反应要消耗一些氧;②保证催化剂活性组分处于氧化态。为此,要求反应后尾气中有剩余氧气存在,一般控制尾气中氧含量0.1%～0.5%。但氧的加入量也不宜太多,过量的氧(这意味着带入大量的N2)使丙烯浓度下降,影响反应速度,并使反应器生产能力下降;过量的氧能促使反应产物离开催化剂床层后继续发生气相深度氧化反应,使反应选择性下降。此外,过量的氧不仅增加空气净化的负荷,而且稀释了产物,给产物的回收增加难度。初期的C-A催化剂C3H6∶空气=1∶10.5(mol)。对C-41,空气用量较低,C3H6∶空气=1∶9.8～10.5(mol)。

丙烯与氨用量比的影响

丙烯和水蒸气的配比。其用量为水蒸气∶丙烯=3～5∶1(mol)。

(2)反应温度反应温度对丙烯的转化率、生成丙烯腈的选择性和催化剂的活性都有明显影响,在初期的P-Mo-Bi-O催化剂上的研究表明,丙烯氨氧化反应在350℃就开始进行,但转化率甚低,随着反应温度的递增,丙烯转化率相应地增高

(3)反应压力丙烯氨氧化的主、副反应化学反应平衡常数K的数值都很大,故可将这些反应看作不可逆反应。此时,反应压力的变化对反应的影响仅表现在动力学上。由前述的动力学方程可知,反应速度与丙烯的分压成正比,故提高丙烯分压,对反应是有利的,而且还可提高反应器的生产能力。但在加快反应速度的同时,反应热也在激增,过高的丙烯分压使反应温度难以控制。实验又表明,增加反应压力,催化剂的选择性会降低,从而使丙烯腈的收率下降,故丙烯氨氧化反应不宜在加压下进行。对固定床反应器,为了克服管道和催化剂阻力,反应进口气体压力为0.078～0.088MPa(表压),对于流化床反应器,为0.049～0.059MPa(表压)。

(4)接触时间和空速丙烯氨氧化反应是气-固相催化反应,反应在催化剂表面进行,不可能瞬间完成,因此,保证反应原料气在催化剂表面停留一定时间是很必要的,该时间与反应原料气在催化剂床层中的停留时间有关,停留时间愈长,原料气在催化剂表面停留的时间也愈长。因此,确定一个适宜的停留时间是很重要的。原料气在催化剂床层中的停留时间常称接触时间,它可用下式计算:

接触时间(s)= 反应器中催化剂层的静止高度(m)/反应条件下气体流经反应器的线速度 适宜的接触时间与催化剂的活性、选择性以及反应温度有关,对于活性高、选择性好的催化剂,适宜的接触时间应短一些,反之则应长一些;反应温度高时,适宜的接触时间应短一些,反之则应长一点。一般生产上选用的接触时间,流化床为5～8 s(以原料气通过催化剂层静止高度所需的时间表示),固定床为2～4 s。 工艺计算 1.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

600010001.061.031=910.7 kg/h

300242.物料衡算和热量衡算

2.1反应器的物料衡算和热量衡算 (1)计算依据

a. 丙烯腈产量 910.7kg/h,即17.18kmol/h b.原料组成（摩尔分数）含C3H685%,C3H815% c.进反应器的原料配比（摩尔分数）为

C3H6:NH3:O2:H2O1:1.05:23:3d.反应后各产物的单程收率为

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℃ （2）物料衡算

a. 反应器进口原料气中各组分的流量

C3H6 17.18/0.6=28.63kmol/h=1202.6kg/h C3H8

28.630.155.05kmol/h222.3kg/h 0.85NH3 28.631.0530.06kmol/h511kg/h

O2 28.632.365.85kmol/h2107.2kg/h H2O 28.63385.kmol/h1546.02kg/h

N2

65.850.79247.72kmol/h6936.2kg/h 0.21b. 反应器出口混合气中各组分的流量 丙烯腈 17.18kmol/h910.54kg/h

乙腈

3228.630.073.006kmol/h123.3kg/h 丙烯醛 28.630.0070.2kmol/h11.22kg/h

CO2 328.630.1210.307kmol/h453kg/h

HCN 328.630.0655.583kmol/h150.7kg/h

C3H8 5.05kmol/h222.3kg/h

N2 247.72kmol/h6936.2kg/h O2

65.853217.185.5830.23.00693210.30715.83kmol/h506.6kg/h

C28.6315.5830.223.00617.18110.3073H6 333 3.949kmol/h165.9kg/hNH3 30.0617.183.0065.5834.291kmol/h72.95kg/h

H85.317.1823.00625.58310.3070.22O

165.1kmol/h2972kg/h

c.反应器物料平衡表

流量和组成

组分

反应器进口 反应器出口

kmol/h kg/h %(mol) %(wt) kmol/h

kg/h %(mol) C3H6 28.63 1202.6 6.181 9.6 3.949 165.9 0.827 C3H8 5.05 222.3 1.091 1.775 5.05 222.3 1.06 NH3 30.06 511 6.49 4.08 4.291 72.95 0.8 O2 65.85 2107.2 14.22 16.82 15.83 506.6 3.312 N2 247.72 6936.2 54.38 55.38 247.72 6936.2 57.82 H2O 85. 1546.02 18.54 12.34 165.1 2972 34.49 AN 0 0 0 0 17.18 910.54 3.594 ACN 0 0 0 0 3.006 123.3 0.62 HCN 0 0 0 0 5.583 150.7 1.168 ACL 0 0 0 0 0.2 11.22 0.042 CO2 0 0 0 0 10.307 453 2.516 合计

463.2

12525 100

100 478.2

12524 100

（3）热量衡算

%(wt)

1.325 1.775 0.583 4.046 55.4 23.71 7.271 0.9843 1.231 0.06 3.622 100

各物质0~t℃的平均定压比热容如下 物质 0~110℃ C3H6 C3H8 1.841 2.678 2.929 2.05 3.013 3.347 NH3 2.301 2.636 2.939 O2 0.941 1.004 1.046 N2 1.046 1.088 1.109 H2O 1.883 2.008 2.092 AN 1.874 2.029 HCN 1.0 1.724 ACN 1.933 2.10 ACL 1.966 2.172 CO2 cp/kJ/(kg·K) 0~360℃ 0~470℃ 1.1301.213a. 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℃，反应器入口混合气 ΔH1 ΔH 470℃，浓相段出口混合气 ΔH3 25℃，反应器入口混合气 ΔH2 25℃，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(1202.61.841222.32.055112.3012107.20.9416936.21.0461546.021.883)(25100)1.360106kJ/hH2(17.18103512.53.006103362.35.583103315.10.2103353.110.3071031)1.768107kJ/hH3(165.92.929222.33.34772.952.939506.61.0466936.21.10929722.092910.542.209123.32.10150.71.72411.222.1724531.213)(47025)8.38106kJ/hHH1H2H31.3601061.7681078.381061.066107kJ/h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：

77

Q=(1-0.05)×1.066×10=1.013×10kJ/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

1.0131074745kg/h ∴ 产生的蒸汽量=

2736601.2b.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(165.92.929222.33.34772.952.939506.61.0466936.21.10929722.092910.542.209123.32.10150.71.72411.222.1724531.213)(4700)8.846106kJ/h离开稀相段的气体带出的热为

Q2(165.92.678222.33.01372.952.636506.61.0046936.21.08829722.008910.541.874123.31.933150.71.011.221.9664531.130)(3600)6.50106kJ/h若热损失为4%，则稀相段换热装置的热负荷为 Q=（1-0.04）（Q1-Q2） =(10.04)(8.846106.5010)=2.252×10kJ/h

6

66稀相段换热装置产生0.405Mpa的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为

2.252106G1055kg/h 2736601.22.2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

各物质在0~180℃的平均比热容为

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

a. 入口气体带入热（等于反应器稀相段气体带出热）

6

Q1=6.50×10kJ/h b. 出口气体带出热

Q2(165.92.071222.32.34372.952.406506.60.9626936.21.05429721.925910.541.552150.71.48511.221.5864531.004)(1800)3.04106kJ/h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(6.501063.04106)3.114106kJ/h

d.产生蒸汽量

产生0.405Mpa饱和蒸汽的量为

3.114106G1459kJ/hG

2736601.22.3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 65.85kmol/h即2107.2kg/h

N2 247.72kmol/h即6936.2kg/h H2O 85.kmol/h即1546.02kg/h

(2)物料衡算 a.进塔空气量

进塔干空气量等于（65.85+247.72）=313.57kmol/h=9042kg/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 0.022×9042=199.0kg/h b.进塔热水量

液比为152.4，故进塔喷淋液量为

(65.85247.72)22.42731700.1013129.75m3/h

2730.263152.43

塔顶喷淋液（105℃）的密度为958kg/m,因此进塔水的质量流量为

29.75×958=28500kg/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 65.85kmol/h即2107.2kg/h

N2 247.72kmol/h即6936.2kg/h H2O 85.kmol/h即1546.02kg/h

d.出塔液量

塔内水蒸发量=1546.02—199.0=1347.02kg/h ∴ 塔液流量=28500—1347.02=27153kg/h e. 饱和塔物料衡算表 成分 入塔气 kmol/h kg/h %(mol) %(wt) 出塔气 kmol/h 65.85 247.72 kg/h %(mol) 2107.2 6936.2 %(wt) 入塔喷淋液 塔釜排出液 %(wt) 0 0 kg/h %(wt) kg/h 0 0 0 0 0 0 O2 65.85 2107.2 247.72 6936.2 20.4 22.88 76.75 75.32 16.48 19.90 62.01 65.50 N2 H2O AN ACN 氰醇 ACL 合计 9.211 165.8 0 0 0 0 0 0 0 0 8.85 1.8 0 0 0 0 100 0 0 0 0 100 85. 0 0 0 0 1546.02 0 0 0 0 21.51 14.60 0 0 0 0 100 0 0 0 0 100 28496.0 1.425 0.143 0.057 28500 99.986 27148.9 99.985 0.00525 0.0084 0.00053 0.00021 100 0.005 1.425 2.28 0.008 2.28 0.0005 0.0002 100 0.143 0.057 27153

(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（2107.26936.2）1.004（1700）（165.82773.3）2.0106kJ/h

（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（2107.26936.2）1.004（900）（1546.022660）4.93106kJ/h

（c）105℃入塔喷淋液带入热量Q3

Q3285004.184(1050)1.252107kJ/h

(d)求出塔热水温度t 出塔热水带出的热量用Q4表示，则

Q4271534.184t113608t

按热损失5%计，则Q1=0.05（2.0109.93710)5.969×10kJ/h

5

66热平衡方程Q1+Q3=Q2+Q4+Q1 代入数据：

2.010+1.25210=4.9310+113608t+5.969×10

6765

解得

t=79℃

2.4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 68.53 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

72.95132283.6kg/h 217塔底排出液中，(NH4)2SO4的含量为30.9%（wt），因此，排放的废液量为 283.6/0.309=917.8kg/h

排放的废液中，各组分的量：

H2O 917. 8×0.6853=629kg/h

AN 917.8×0.0003=0.2753kg/h ACN 917.8×0.0002=0.1836kg/h HCN 917.8×0.00016=0.1468kg/h H2SO4 917.8×0.005=4.5kg/h

(NH4)2SO4 917.8×0.309=283.6kg/h

c. 需补充的新鲜吸收剂（93%硫酸）的量为：

（917.80.00572.9598）/0.93231.2kg/h 172c.出塔气体中各组分的量

C3H6 165.9kg/h C3H8 222.3kg/h

O2 506.6kg/h

N2 6936.2kg/h

AN 910.54-0.2753=910.3kg/h ACN 123.3-0.1836=123.1kg/h HCN 150.7-0.1468=150.5kg/h

CO2 453kg/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

=2972+231.2×0.07-629=2359.2kg/h d. 氨中和塔循环系统物料平衡表 略

（3）热衡算 a.出塔气体温度

塔顶气体中实际气体分压为

PH2oyH2OP0.29770.1220.0363MPa

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

PH2O0.03632/0.980.03706MPa

入塔喷淋液的硫酸铵含量为100上方的饱和蒸汽压如下表

根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和PH2O的值，内插得到出塔气的温度为76℃ b.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℃ c.塔釜排出液温度 81℃

硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPa

温度/℃ 70 80 90 30.945g(NH4)2SO4/100gH2O，已知硫酸铵溶液68.53(NH4)2SO4含量/g(NH4)2SO4/gH2O 40 0.02796 0.04252 0.0629 45 0.02756 0.0419 0.06199 50 0.02716 0.04129 0.06109

d. 热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量 (a) 入塔气体带入热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= 3.0410kJ/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：

组分 6C3H6C3H8O2 N2 H2O AN HCN ACN ACL CO2 1.966 0.9414 1.046 1.883 1.347 1.393 1.406 1.343 0.921 cp/kJ/(kg·K)1.17 5 Q2(165.91.17572.951.966506.60.9416936.21.04629721.883910.541.347123.31.393150.71.40611.221.3434530.921)(760)1.135106kJ/h（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 =2970—2357.4=612.6kg/h 蒸汽的冷凝热为2246.6kJkg

6

∴ Q3=612.6×2246.6=1.376×10kJ/h

(d)有机物冷凝放热Q40.27536150.18357280.1480878.6432.8kJ/h （e）氨中和放热Q5283.61000273.85.881105kJ/h

132（f）硫酸稀释放热Q6

5

Q6=215×749=1.61×10kJ/h

(g) 塔釜排出的废液带出的热量Q7

5

Q7=2.487×10kJ/h

(h) 新鲜吸收剂带入热Q8

Q8=231.24×1.603（30-0）=11120 kJ/h （i）循环冷却器热负荷Q9

6

Q9=3.788×10kJ/h （j）循环冷却器的冷却水用量W 设循环冷却器冷却水上水温度为32℃，排水温度为36℃，则冷却水用量为

3.788106kJ/h2.2105kg/h=226.4t/h W=

4.184(36-32)e. 求循环液量m 液量受入塔喷淋液温度的

K)，循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容为70℃循环液的比热容为3.368kJ/(kg·K) 3.3kJ/(kg·设循环液量为m kg/h, 循环冷却器出口循环液温度t℃

对循环液与新鲜吸收液汇合处列热平衡方程得：

m×3.368t+11120=(m+231.2) ×3.3×70 （1） 对循环冷却器列热平衡方程得：

6

m×3.347×81—m×3.368t= Q9=3.788×10 （2） 联立（1）（2），解得

m=108000kg/h t=70.1℃ 2.5换热器物料衡算和热量衡算

（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

(2)物料衡算 出口气体温度40℃，40℃饱和蒸汽压力为 PH2O=55.32mmHg=7.375kPa 设出口气体中含有xkmol/h的蒸汽，根据分压定律有：

x115.57.375

(366.5109.1)x解得 x=21.9kmol/h=394.2kg/h

∴ 蒸汽的冷凝量为 2357.4-394.2=1963kg/h

(3)热量衡算

5

a.换热器入口气体带入热Q1=9.46×10kJ/h b. 蒸汽冷凝放热Q2

6

Q2=1963×2401.1=4.714×10kJ/h

5

c.冷凝液带出热Q3=1963×4.184（40-0）=3.285×10kJ/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 C3H6C3H8 O2 N2 29.29 H2O 36.75 AN 63.35 HCN 62.76 ACN 52.09 ACL 65.61 CO2 38.66 cp/kJ/(kg·K) 561.92 72.38 29.46 Q4=4.458×10kJ/h e.热衡算求换热器的热负荷 热平衡方程：Q1+Q2=Q3+Q4+Q5

6

解得 Q5=5.075×10kJ/h

2.6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

C3H6，C3H8，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，

O2，N2，CO2等组分不溶于水，则出塔气中含有水蒸气的量：

1228235.83.472kmol/h62.48kg/h

1013251228出塔气总量为：

165.96+222.3+506.9+6936.2+453.2+62.5=8349.6kg/h

c．塔顶加入的吸收水量

（a）出塔AN溶液总量 942.96/0.018=50586.7 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 =50586.7+8349.6-9876-1963=47097 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 =47097+394+1963-62.5=49392 kg/h (3)热量衡算

a.入塔气带入热Q1

5

Q1=4.403×10kJ/h b. 入塔凝水带入热Q2

5

Q2=1963×4.184(40-0)=3.285×10kJ/h c．出塔气带出热Q3

5

Q3=8.861×10kJ/h d．吸收水带入热Q4

5

Q4=9.853×10kJ/h

e. 出塔AN溶液带出热Q5 Q5=209444.2t f.水冷凝放热Q6

5

Q6=2256×331.11=7.47×10kJ/h

g.AN、ACN、ACL、HCN等气体的溶热Q7 溶解热=冷凝热

AN、ACN、ACL、HCN的冷凝热资料如下 组分 冷凝热/kJ/kg

AN 610.9 ACN 765.7 ACL 493.7 HCN 937.2 Q7=910.6×610.9+123×765.7+11.22×493.7+150.8×937.2

5

=7.974××10kJ/h h．热衡算求出塔液温度

热平衡方程 Q1+Q2+Q3+Q4+Q6+Q7=Q3+Q5 代入数据解得

t=15.33℃

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=67980-28500=39480kg/h

b. 空气饱和塔塔低液入槽量=27152.9-10200=16952.9 kg/h c. 入槽软水量 x kg/h

出料：

a. 去水吸收塔液体量 47098 kg/h b. 去萃取解析塔液体量 18000kg/h 做液体釜的总质量平衡得

39480+16952.9+x=47098+18000 c. 解得 x=8665.1 kg/h

（3）热量衡算

a.入槽乙腈解析塔釜液带入热Q1

Q1=39480*4.184（105-0）=1.734*10KJ/h b. 入槽软水带入热Q2

Q2=8665.1*4.184（30-0）=1.088*106 KJ/h c. 空气饱和塔底液带入热Q3

Q3=16952.9*4.184（79-0）=5.604*106 KJ/h d. 去吸收塔液体带出热Q4

Q4=47098*4.184（t-0）=197058t KJ/h e. 去萃取解析塔带出热Q5

Q5=18000*4.184（t-0）=75312t KJ/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*（1.734*10+1.088*10+5.604*10）=（197058+75312）t 解得 t=83.82℃

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1202.8kg/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=1202.8*410=4.931*10KJ/h b.丙烷蒸发吸收的热Q2

Q2=222.4*376.6=8.376*10 KJ/h c.丙烯蒸发器的热负荷Q 冷损失按10%考虑

Q=1.1（4.931*10+8.376*10）=6.345*10KJ/h

545457766

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

6.345*105 W==91427kg/h

3.47[0(2)]3.9 丙烯过滤器热量衡算

（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1.4KJ/(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（1202*1.4+222.4*1.715）[65-(-13)]=1.837*105KJ/h 加热蒸汽量为

1.837*105 W==85.9kg/h

2138上式中2138KJ/kg是0.405Mpa蒸汽的冷凝热 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=511*1276*1.1=7.172*10KJ/h 加热蒸汽量

51.837*105 W==335kg/h

21383.11 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511 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=511*2.218【65-（-7）】*1.1=8.977*10 KJ/h 加热蒸汽用量为

48.977*104W==42kg/h

21383.12混合器

（1）计算依据气氨进口温度65℃，流量511 kg/h

丙烯气进口温度65℃，流量1202.8kg/h，丙烷气进口温度65℃，流量222.4kg/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 1.569 C3H8 1.82 NH3 2.197 cp/ KJ/(kg.K)

a. 气态丙烯丙烷带入热Q1

Q1=（1202.8*1.569+222.4*1.82）（65-0）=1.4*10KJ/h

b. 气氨带入热Q2

Q2=511*2.197（65-0）=7.301*10 KJ/h

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=（6936.2*1.046+2107.1*1.841+1546.1*1.925）（t-0）=14114t KJ/h

d. 混合器出口气体带出热Q4 Q4=

（1202.8*1.569+222.4*1.829+511*2.197+6936.2*1.046+2107.1*1.841+1546.1*1.925）（110-0）=1.92810KJ/h

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（1.4*10+7.301*10+14114t）=1.928*10 解得 t=136℃

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 5465O2 2107.1 N2 6936.2 H2O 1546.1 合计 105.4 f. （2）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=（6936.2*1.046+2107.1*1.841+1546.1*1.925）（136-90）*1.1=7.141*105

KJ/h

用0.608 Mpa蒸汽为加热剂，其饱和温度为1.2℃，冷凝热为2066 KJ/kg，加热

蒸汽用量为

W=

714100=346kg/h

2066（3）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47098 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=47098*4.184（83.8-40）=8.632*106 KJ/h

冷却剂（循环水）用量为

8.632*106 W==257856kg/h

4.184(4032)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47098 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=47098*4.184（40-25）=2.956*10 KJ/h 深井水用量

62.956*106 W==235469kg/h

4.184(2118)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47098 kg/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=47098*4.184（25-5）=3.941*10 KJ/h

6冷冻盐水的比热容为3.473 KJ/(kg.K，冷冻盐水用量

3.941*106 W== 113479kg/h

3.473[5(5)]4.0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

b.出塔空气的组成和流量 组分 Kmol/h kg/h 合计 399.58 10591.8 O2 65.85 2107.1 N2 247.7 6936.2 H2O 11.053 198.9 合计 324.7 9244.4 O2 65.85 2107.1 N2 247.7 6936.2 H2O 85. 1546.1 c.塔顶喷淋液量28500 kg/h，温度105℃ d. 塔底排出液量27152.9 kg/h，温度79℃. e. 塔底压力0.263 Mpa，塔顶压力0.243 Mpa f. 入塔气温度170℃，出塔气温度90℃. g. 填料用50*50*4.5陶瓷拉西环（乱堆）

（2） 塔径的确定 拉西环的泛点速度计算公式为

lg[wFaG0.2L(3)()L]=0.022-1.75gLG1/4GL1/8 (A)

式中 F——泛点空塔气速，m/s； g——重力加速度，9.81m/s;

2a1m_____干填料因子，； 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.

1a. 塔顶处 G=

10591.82.135kg/m3

273900.1013399.58*22.4**2730.2433 L=958kg/m L=28500 kg/h

G=10591.8 kg/h L=0.282mPa.s 吧数据带入（A）式：

285001/42.135lg[*177*2.135*0.282]0.0221.75()9.8110591.8958Fw21/80.2

解得 F=1.743m/s

泛点率取75%，则气体空塔速度为： W=0.75*13743=1.307m/s 出塔操作条件下的气量； V=399.58*22.4* 塔径应为 d=b. 塔底出

G=

273900.101333=4958m/h=1.377m/s *2730.2431.377=1.16m

0.785*1.0379244.42.033kg/m3

2731700.1013324.7*22.4**2730.2633 L=975kg/m L=27152.9 kg/h

G=9244.4kg/h L=0.38mPa.s 把数据带入（A）式

2.03322627.41/42.033lg[*177**0.380.2]0.0221.75()9.819759244.4975Fw21/8

解得 F=1.721m/s

气体空塔速度为

w=0.75F=0.75*1.721=1.291m/s 入塔气在操作条件下的气量： V=324.7*22.4

2731700.101333=4547m/h=1.26m/s *2730.263塔径为 d=

1.26=1.12m

0.785*1.291取塔径为1.2m

（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 Kmol/h Kg/h C3H6C3H8 O2 N2 H2O AN 17.18 910.2 ACACL N 3.0 123 0.200 11.22 合计 HCN 5.587 150.8 CO2 10.309 454 330.8 9876 3.94 5.05 15.8165.5 222.4 4 506.7 247.7 21.86936.8 2 394

b. 出塔气体流量和组成 组分 Kmol/h Kg/h C3H6 3.94 165.5 C3H8 5.05 222.4 O2 15.84 506.7 N2 247.7 6936.2 H2O 3.472 62.48 CO2 10.31 454 AN 合计 少量286.4 少量 8350 岁入塔气进入的凝水1963kg/h

c. 塔顶喷淋液量47098kg/h，含AN0.005%（wt），温度5℃. d. 塔底排出液量50587 kg/h，温度15.3℃. e. 塔底压力11kPa，塔顶压力101kPa f. 入塔气温度40℃，出塔气温度10℃ g. 出塔气中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

waL0.2 lg[F(3)(G)L]=0.291-1.563gLG按塔底情况计算WF G1/4GL1/8

98761.285kg/m3

27340101.3330.8*22.4**2731123 L=997kg/m L=47098 kg/h

G=9876kg/h

L=1.154mPa.s（cP） a=240m/m =0.97 带入数据得

23w2401.285470980.2lg[F(=0.291-1.563)()1.154]9.810.9739979876解得 WF=2.33m/s 空塔气速为（泛点率去70%）

WF=0.7*2.33=1.631m/s 气体在操作条件下的流量为 V=330.8*22.4*

1/41.259971/8

27340101.333 = 7686 m/h= 2.135m/s *273112塔径 d=取塔径为1.3m。

（3）填料高度 液体的喷淋密度 U=

2.135=1.29m

0.785*1.63147098/999.832m/(m.h) =3620.785*1.3塑料孔板波纹填料250Y的也想传质单元高度HOL 当U=20m/(m.h)时，25℃下的HOL为0.187m U=40m/(m.h)时，25℃下的HOL为0.225m

内插得到U=36m/(m.h)时，25℃下的HOL为0.217m

3232320.0234(t25)又 (HOL)25(HOL)t.e

塔内液体的平均温度（5+15.3）/2=10.17℃

0.0234(10.1725) HOL0.217/e=0.308m

液相传质单元数计算式如下 NOLX1X2 (X1X1)(X2X2)X1X1lgX2X2塔底 X114.3173=6.24*10

2308.2414.317E1810kPa

P=112kPa

X1X1PAN0.05194*1120.00718E18100.007180.0072310.007180.005/0.53X21.698*105

(1000.005)/18E2506.6kPap101.3kPa出口气体中含有AN不小于0.055%（wt），因此PAN=5.5*10*101.3=0.055

X24PAN0.0551.095*104E2506.6

X21.095*104带入数据求NOL

NOLX1X26.24*1031.698*105= (X1X1)(X2X2)(0.007230.00624)(1.095*1041.698*105)0.007230.00624X1X1lglg1.095*1041.698*105X2X2ZNOL*HOL16.43*0.308=5.1m

=16.43 填料高度为

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478.0kmol/h；入口气体流量463.3kmol/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℃

流化床内的换热装置以水为冷却剂，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=478.0*22.4*

273400.101333=14548m/h=4.041m/s *2730.162取空床线速0.6m/s

浓相段直径为

d4.041=2.92m

0.785*0.6取流化床浓相段直径为3.0m

（3）浓相段高度 按接触时间10s算，推化剂的堆体积为 Vr4.041*10=40.41 m

2静床高 H040.41/0.785*3.0=4.56

3取膨胀比为2，则浓相段高度为

H1RH02*4.56=9.12m 取浓相段高10m 校核

推化剂的堆密度为0kg/m

推化剂的品质W=40.41*0=25862kg=25.86t 推化剂负荷为

323.86*1000=0.923molC3H6/(h.kgcat)

25862实验装置的推化剂负荷可达到1.77molC3H6/(h.kgcat)，本设计的值小于实验值，是可靠地

（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 气体流量为V478.0*22.4*扩大段直径为 d=

2733600.101333*=15530m/h=4.31m/s

2730.1624.31=4.28m取4.5m

0.785*0.3（4） 扩大段高度 根据流化床直径3.0m，空塔气速0.6m/s，查图得H2/D=2

稀相段高度 H22D=2*3.0=6.0m取6m 浓相段冷去装置的换热面积

换热装置用套管式，总差传热系数取233W/(m.K)

换热装置的热负荷已由热衡算求出 Q=1.013*10kj/h=2.813*10kj/s

7622.813*10636.9m2 换热面积为F=

233(470143)取30%的设计裕量，则换热面积为48m

（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/(m.k)，换热装置热负荷为 Q=2.252*10kj/h=6.256*10j/s 又tm622470143360143=267℃

ln4701433601436.256*1052换热面积为F=117.17m

20*267取30%设计裕量，则换热面积为150m 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 Kmol/h Kg/h 2C3H6C3H8 O2 N2 H2O AN ACACL N 3.0 123 0.200 11.22 合计 HCN 5.587 150.8 CO2 10.309 454 478.2 12527 3.94 5.05 15.8165.5 222.4 4 506.7 247.7 165.17.16936.1 8 2 2972 910.2 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42*3.5无缝钢管280根作为换热管，管外热水沸腾，产生0.405 Mpa饱和蒸汽。 d.热负荷为3.118*10kj/h

（2）计算换热面积，确定换热管管长 a.总传热系数

6（a）管内气体的给热系数1管内气体体积流量（进出口平均流量）为 Q=478.2*22.4*

0.101327327033=13322m/h=3.701m/s *0.157273u=

3.701=13.94m/s 2280*0.782(0.035)104393=0.94kg/m

13322其它物性数据按空气考虑误差不大，平均温度270℃，次温度下空气的无形数据：

3*105kg/(s.m)0.0465W/(m.k)Pr0.7du

Re0.035*13.94*0.941528810000 53*10管内气体给热系数为

0.04650.310.023Re0.8Pr0.30.023*(15200)0.80.7

d0.035=61.11W/(m.k)

2（2）管外热水沸腾的给热系数

2

24651W/(m2.k)

（3）总传热系数K 沸腾水方污垢热阻取0.26*10m.k/w，空气方污垢热阻取0.5*10m.k/w，钢的导热系数45w/(m.k)

32321110.00350.26*1030.5*103 K61.11465145k57.4W/(m2.K)

对数平均传热温差

tm360143180143=102

ln360143180143c.换热面积

热负荷 Q=3.118*10=8.660*10j/s

65Q8.660*1052换热面积为A=148m Ktm57.4*102取安全系数1.2，则换热面积用180m 换热管管长为 L2150=7.12m

280*3.14*0.035取L=8m

4.5 丙烯蒸发器 （1）计算依据

a.丙烯在管外蒸发，蒸发压力为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1202.4kg/h，冷冻盐水用量91346 kg/h。

c.丙烯蒸发器热负荷6.344*10kj/h。 （2）丙烯蒸发器换热面积

（a.）管内给热系数1蒸发器内安装38*3.5的U型钢管100根 冷冻盐水平均温度-1℃，次温度下有关物性数据如下。 2.485*10kg/(m.s)

350.545W/(m.k)0.545j/(m.k.s)cp3.473kj/(kg.k)3.472*103j/(kg.k)

1130.8kg/m3

冷冻盐水流速为 u=

91346=0.37m/s

1130.8*3600*100*0.785(0.0382*0.0035)2Re(0.0382*0.0035)*0.37*1130=5244＜10000，过渡流

2.485*1033.473*103*2.485*103Pr=15.8

0.545

10.023RePr(1d

0.80.46*105Re1.8)

0.5456*1050.80.4(5244)(15.8)(1) =0.0230.03852441.8=744w/(m.k)

（b）管外液体丙烯沸腾给热系数2=2326w/(m.k)。

（c）总传热系数 冷冻盐水方污垢热阻取0.2*10m.K/W，丙烯蒸发侧污

垢热阻取0.176*1033222w/(m2.k)，钢管导热系数45w/(m.k).

1110.00350.21030.176*103 K7442325K=745w/(m.k)

c. 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12℃ d. 换热面积

热负荷 Q=6.344*10J/s=1.762*10J/s

5521.762*1052换热面积为 A==36m

410*12取安全系数1.2 ，则换热面积45m

4.6循环冷却器 （1）计算依据

a.管内循环液流量108000kg/h，进口温度81℃，出口温度70.1℃。 b.管外冷却剂为循环水，进口温度32℃，出口温度36℃，循环水流量为226383.6kg/h。 c.热负荷3.157*10KJ/h。

（2）计算换热面积 初选GH90-105I型石墨换热器，换热面积126m，设备壳体内经D=880mm，内有外径32mm 内径 22mm，长3mm的石墨管500根，换热器为正三角形排列，相邻两管的中心距=40mm。 a.总传热系数

(a)管内循环液侧的给热系数1

平均流体温度t(8070.1)/275.6℃，该温度循环液物性数据如下

2621140kg/m30.85*103kg/(m.s)cp3.305KJ/(kg.K)3.305*10J/(kg.k)3

0.547W/(m.k)0.547J/(m.k.s)管内流体的流速为

1080002=0.1661m 21140*3600*417*0.785(0.022)Re

0.022*0.1661*1140=4902﹤10000，属过渡流去 30.85*103.305*103*0.85*103：Pr=5.136

0.547

10.023RePr[1d0.80.46*105Re1.8

0.5476*1050.80.4=0.023 (4085)(5.136)[11.80.022(4088)=690.4W/(m.k) （b）壳程的给热系数2

循环水平均温度（32+36）/2=34℃，34℃水的物性资料如下

2994kg/m30.7371*103kg/(m.s)cp3.305KJ/(kg.K)3.305*103J/(kg.k)

0.621w/(m.k)Pr5.18正三角形排列时当量直径de的计算公式

4(de322td024 d0式中 d0——管子外径，mm

T————管间距，mm。

关外流体的流速根据流体通过的最大横截面积S来计算，S的计算公式为 S=hD（1-d0/t）

式中 h——两块挡板间的距离mm。 D——换热器客体直径，mm。 d0——换热管外径，mm。 t——管间距，mm

已知 t=40mm，d0=32mm，h=374mm，D=888mm， 带入数据得

4(de322403224=23.16mm=0.02316m

32S=0.374*0.888（1-0.032/0.04）=0.06m2 管外流体的流速为

188653=0.794m/s

994*3600*0.06deuRe0.02316*0.794*994=24798

0.7371*103Re在2000~1000000范围内可用下式计算给热系数。

20.36dRe0.55Pr0.33(0.14) w带入数据得

20.36（c）

0.621(24798)0.55(5.18)0.3314626w/(m2.k)

0.02316总传热系数 石墨的导热系数38.4w/(m.K)，石墨管壁厚5mm，循环冷却水侧污垢热阻0.6*10m.k/w，循环液侧污垢热阻0.2*10m.k/w。带入数据求K

3232111220.00522**0.6*1030.2*103 K690.443263238.427K=500w/(m.K) b.对数平均温差 tm2813670.132

ln813670.132C 换热面积

换负荷 Q=3.788*10kJ/h=1052332J/s 换热面积 A=

610523322=60.m

417*41.452取安全系数1.2，则换热面积为73m，因此，选GH-105I型石墨换热器，其换热

面积已足够。

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123.7 m,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 47097 kg/h，进口温度83.8℃，出口温度40℃。 b. 冷却水量 235469kg/h，进口温度32℃，出口温度40℃。 c. 热负荷8.632106 KJ/h=2.398106J/s. (2)计算换热面积 a.总传热系数

（a）吸收水侧给热系数1

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

2

0.455103kg/(m*s)983kg/m3Pr2.4cp1kcal/(kg*K)吸收水侧的通道面积为 1.2×0.014=0.0168m 吸收水流速 u当量直径 de2

470970.396m/s

98320.016836004流通截面4（1.20.014）0.0277m

润湿周边（21.20.014）螺旋板换热器的给热系数计算公式为：

-0.2-0.6 =0.018RecpGPr2

式中 G—— 液体的重量流量,kg/(m*h);

Cp——液体的比热容，kcal/(kg*K) ——给热系数，kcal/( m2*h*℃)

代入数据

470971.402106kg/(m2•h)20.0168deu0.02770.396983Re23698∴ 30.45510G

10.018(23698)0.211.168106(2.4)0.61491kcal/(m2•h•oC)1734W/(m2•K)（b）冷却水侧的给热系数2

冷却水侧的平均温度（40+32）/2=36℃,36℃水的物性资料如下：

0.7085103kg/(m*s)993.9kg/m3

Pr4.86cp1kcal/(kg*K)2

冷却水的通道面积为 1.2×0.014=0.0168m 冷却水流速 u当量直径 de

∴

2354691.9586m/s

993.920.016836004流通截面4（1.20.014）0.0277m

润湿周边（21.20.014）235469 G7.008106kg/(m2•h)20.0168470976G1.40210kg/(m2•993h).9deu0.02771.95866902Re0.016830.780510deu0.02770.3969830.26Re023698 )0.6311.16810(2.4)1.018(236980.455102o20.2•h•C)173460.6K)1491kcal/(mW/(m0.018(690)17.00810(4.86)•25465kcal/(m2•h•oC)6355W/(m2•K)（c）总传热系数 不锈钢的导热系数=45W/（m*K）,板厚 4mm,冷却水侧污垢热阻为0.610m•K/W，吸收水侧污垢热阻0.23 10m•K/W. 代入数据求K：

32321110.0040.61030.23103∴ K17346355 45K605W/(m2•K)b.传热平均温差 tm(83.840)(4032)21.06oC

83.840ln4032c.每台换热面积 换热器的热负荷为：

Q=2.39810/2=1.19910J/s 换热面积为：

661.19910694.011m2 A=

60521.06取安全系数1.2，则每台换热器的换热面积为112.8m,所选的123.7 m满足工艺。 4.8吸收水第二冷却器

2

2

选与吸收水第一冷却器相同的螺旋换热器。 （1）计算依据

a.吸收水量 47097 kg/h，进口温度40℃，出口温度25℃。 b.冷却水量 235469kg/h，进口温度18℃，出口温度21℃。 c.热负荷2.956106 KJ/h=8.2110J/s.

5

(2)计算换热面积 a.总传热系数

（a）吸收水侧给热系数1

吸收水平均温度t=32.5℃,此温度下水的物性数据如下：

0.767103kg/(m*s)994.6kg/m3Pr5.065cp1kcal/(kg*K)吸收水侧的通道面积为 1.2×0.014=0.0168m 吸收水流速 u当量直径 de2

470970.391m/s

994.620.016836004流通截面4（1.20.014）0.0277m

润湿周边（21.20.014）470972.804106kg/(m2•h)0.0168deu0.02770.391994.6Re14045

0.767103G

10.018(14045)0.212.804106(5.065)0.62823kcal/(m2•h•oC)3283W/(m2•K)（b）冷却水侧的给热系数2

冷却水侧的平均温度（18+21）/2=19.5℃,19.5℃水的物性资料如下：

1.03103kg/(m*s)

998.2kg/m3Pr9.52cp1kcal/(kg*K)2

冷却水的通道面积为 1.2×0.014=0.0168m 冷却水流速 u当量直径 de

2354693.9m/s

998.220.016836004流通截面4（1.20.014）0.0277m

润湿周边（21.20.014）∴G235469 1.4018107kg/(m2•h)0.01684709762G1.40210kg/(mdeu0.02773.9998.2•h)Re21046950.016831.0310deu0.02770.3969836.6Re236983)0.211.16810(2.4)0 10.018(236980.455102o20•.2C)173461491kcal/(m•hW/(mK))0.60.018(104695)27.00810(9•.52267kcal/(m2•h•oC)7520W/(m2•K)

（c）总传热系数 不锈钢的导热系数=45W/（m*K）,板厚 4mm,冷却水侧污垢热阻为0.610m•K/W，吸收水侧污垢热阻0.23 10m•K/W. 代入数据求K：

32321110.0040.61030.23103∴ K32837520 45K737.2W/(m2•K)b.传热平均温差 tm(4021)(2518)12oC

4021ln2518c.每台换热面积 换热器的热负荷为：

Q=2.95610 KJ/h=8.2110J/s. 换热面积为：

65

8.2110592.81m2 A=

737.212取安全系数1.2，则每台换热器的换热面积为111.36m,所选一台123.7 m螺旋板换热器满足工艺。

4.9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换热器并联使用。 （1）计算依据

a.吸收水量 47098 kg/h，进口温度25℃，出口温度5℃。 b.冷却水量 113479kg/h，进口温度-5℃，出口温度5℃。 c.热负荷3.94110 KJ/h=1.094710J/s. (2)计算换热面积 a.总传热系数

（a）吸收水侧给热系数1

吸收水平均温度t=15℃,此温度下水的物性数据如下：

662

2

1.1404103kg/(m*s)999kg/m3Pr8.27cp1kcal/(kg*K)吸收水侧的通道面积为 1.2×0.014=0.0168m 吸收水流速 u当量直径 de2

470970.375m/s

99920.016836004流通截面4（1.20.014）0.0277m

润湿周边（21.20.014）470971.402106kg/(m2•h)20.0168deu0.02770.375999Re9457.5 31.140410G10.018(9457.5)0.211.402106(8.27)0.61138kcal/(m2•h•oC)1324W/(m2•K)（b）冷却水侧的给热系数2

冷冻盐水侧的平均温度0℃,0℃冷冻盐水的物性数据使用17.5%NaCl水溶液的物性数

据：

2.485103kg/(m*s)0.545W/(m•K)0.545J/(s•m•K)cp3.473kJ/(kg*K)0.83kcal/(kg*K)

1130.8kg/m3冷却水的通道面积为 1.2×0.014=0.0168m 冷却水流速 u当量直径 de

∴G2

2354691.7215m/s

1130.820.016836004流通截面4（1.20.014）0.0277m

润湿周边（21.20.014）235469 7.008106kg/(m2•h)20.0168du0.02771.72151130.8Ree2169932.4851010.018(23698)0.211.168106(2.4)0.633cp3.473102o2.48510Pr1491kcal/(m•h•C)1734W/(m2•15.835K) 0.545G470971.402106kg/(m2•h)20.0168du0.02770.396983Ree236980.45510332kcal/(m2•h•oC)4853W/(m2•K)

20.018(21699)0.27.008106(15.835)0.6

（c）总传热系数 不锈钢的导热系数=45W/（m*K）,板厚 4mm,冷冻盐水侧污垢热阻为0.610m•K/W，吸收水侧污垢热阻0.23 10m•K/W. 代入数据求K：

32321110.0040.61030.23103∴ K13244853 45K531.8W/(m2•K)b.传热平均温差 tm(255)[5(5)]14.43oC

255ln5(5)c.每台换热面积 换热器的热负荷为：

Q=1.0947106/2=5.4710J/s.

5

换热面积为：

5.4710580.46m2 A=

531.814.43取安全系数1.2，则每台换热器的换热面积为96.56m,所选两台123.7 m螺旋板换热器并联使用满足工艺。 4.10 氨蒸发器 （1）计算依据

a.氨蒸汽压力0.405MPa,蒸汽温度-7℃，出口温度65℃。 b.加热剂用0.405Mpa饱和蒸汽，冷凝热为2138 KJ/h 。 c.热负荷 Q= 7.17210KJ/h=1.99210J/s。

(2)计算换热面积 a.总传热系数

22

蒸汽冷凝时的给热系数取8000W/(m*K),液氨沸腾的给热系数取2000 W/(m*K)，不锈钢

-32

导热系数取45 W/(m*K)，管壁厚4mm,两侧污垢热阻取0.210m*K/W。

代入数据求K：

552

2

1110.0040.21030.2103∴ K80002000 45K8W/(m2•K)b.传热平均温差

o tm143(7)150C

c.换热面积 换热器的热负荷为：

Q= Q= 7.172105KJ/h=1.992105J/s。 换热面积为：

1.9921051.479m2 A=

8150取换热面积为2.0m. 4.11氨气过热器 （1）计算依据

a.进口气氨的温度-7℃，出口气氨的温度65℃。 b.加热剂为0.405Mpa的蒸汽，温度143℃。 c.热负荷8.977104 KJ/h=2.4936104J/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28-250W/(m*K)，取K=35W/(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2

15078110oC 150ln78c.换热面积 换热器的热负荷为：

44

Q=8.97710 KJ/h=2.493610J/s 换热面积为：

2.49361046.48m2 A=

35110取安全系数1.2，则换热面积为7.78m,选浮头式热交换器BFT325-4.0-10-热面积为10.5 m，满足要求。 4.11 丙烯过热器 （1）计算依据

a.丙烯进口的温度-13℃，出口的温度65℃。 b.加热剂为0.405Mpa的蒸汽，温度143℃。 c.热负荷1.83710KJ/h=51027.8J/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28-250W/(m*K)，取K=35W/(m*K)。

b.对数平均温差 热端温差为143-（-13）=156℃

52

2

3-2 I型，换19 冷端温差为143-65=78℃ tm15678112.5oC 156ln78c.换热面积 换热器的热负荷为：

Q=51027.8 J/s 换热面积为：

51027.812.96m2

35112.54.52

取安全系数1.2，则换热面积为15.6m,选BFT426-4.0-20--2 I型浮头式热交换器，换2.5 A=

热面积为25.6 m，满足要求。 4.13空气加热器 （1）计算依据

a.空气走管内，加热蒸汽走管间。

b.进口气体温度90℃，出口气体温度136℃，气体进口压力0243MPa,气体流量和组成如下： 组分 Kg/h Kmol/h 2

O2 2107.1 65. N2 6936.2 247.87 H2O 1546.1 85. 合计 105.4 399.65 c. 用0.608 Mpa蒸汽为加热剂，其饱和温度为1.2℃,流量为 346kg/h

d.热负荷7.14110KJ/h=198361J/s。 (2)计算换热面积 初选BFT700-1.6-80-53-2 II型浮头式热交换器一台，换热器有25253.5的管子268根。

a.总传热系数

（a）管内一侧的给热系数1 管内气体的平均温度t=

90136113℃,此温度下水的物性数据如下： 22.255105kg/(m*s)Pr0.693

3.29102W/(m•K)空气密度 WQ

105.42.007kg/m3

0.1013273113399.6522.40.243273流速 u5276.6216.09m/s 22680.785(0.02)3600Redeu0.0216.092.0072812.2551050.810.023Red120W/(m2•K)Pr0.43.291020.023(281)0.8(0.693)0.4

0.02（b）管外蒸汽冷凝侧给热系数2 取2=8000W/(m*K)

2

(c)总传热系数 不锈钢的导热系数

32=45W/（m*K）,空气侧污垢热阻为

320.410m•K/W，蒸汽冷凝侧污垢热阻0.2 10m•K/W.

代入数据求K：

1110.0040.41030.2103∴ K1208000 45K109W/(m2•K)

b.对数平均温差 tm(1.290)(1.2136)47.55oC

1.290ln1.2136c.换热面积 换热器的热负荷为：

Q=7.14110KJ/h=198361J/s 换热面积为： A=1092

519836138.27m2

10947.552

取安全系数1.2，则换热面积为45.93m,所选换热器的换热面积为80.4 m，满足要求。

4.14循环液泵

3

循环液泵的流量为108000kg/h,循环液密度为1140kg/m,因此循环液的体积流量为

10800095m3/h

1140pu2HZhfZhfg2g又 Z15mQ=

hf8mH15823m液柱231.1426mH2O选用80FVZ-30的耐腐蚀泵，三台，正常使用两台，一台备用。80FVZ-30泵的流量为

50m/s,扬程为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270.6kmol/h，则排气量为

Q270.622.43

273306728m3/h112m3/min

2733

因工艺要求排出压力为0.263MPa,故选用排气量为55m/min,排气压力为0.35MPa的5L-55/3.5型空气压缩机三台，正常用两台，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入贮槽所需的要的容积确定猪草的体积，中和塔塔径1.8m,20块塔板，板上液层厚度为0.82m，这些液体全部流入贮槽的总体积为：

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，亦需排入中和液贮槽存放，则该贮槽的

3

装料系数取0.8，故所选贮槽体积应大于4.2m。

中和塔的操作压力为0.263MPa，在国家标准容器系列JB1428-74中选用工作压力

3

0.25MPa，公称容器6m的型号，此容器的直径1600mm,长度2600mm。

2310.5工艺设备一览表

表2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2丙烯腈合成工段工艺设备一览表

序设备 设备名称及规格 号 位号 设备图号、型号或标准图号 单数材位 量 料 重量/kg 单重 台 台 台 1 1 1 不 锈 钢 备注 总重 1 2 3 R-1 T-1 T-2 流化床反应器，浓相段直径3000mm，高 10000mm；稀相段直径45000mm，高6000mm； 2浓相段换热面积为48m的套管式换热装置；稀相段 2内有换热面积为150m的套管式换热装置。 空气饱和塔 填料塔，塔径1200mm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。 水吸收塔 合成反应器 4 5 6 7 8 9 10 11 12 T-3 E-1 E-2 E-3 E-4 E-5 E-6 E-7 E-8 孔板波纹填料7m。 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 废热锅炉 壳管式，内装280根423.5mm,长6m的冷 2却管，总换热面积180m，管外为水的蒸发空间， 产生0.405MPa的饱和蒸汽。 丙烯蒸发器 圆筒式，内有382.5的U型钢管，管内走 2冷冻盐水，管外是丙烯蒸发空间，换热面积45m 丙烯过热器 BFT426-4.0- 填料塔，塔径1300mm，内装250Y型塑料浮头式换热器，壳体直径426mm,内有20-4.5-2 I 252.52.5mm、长4.5m的换热管74根，换热面积25.6m,双管程、单壳程. 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2.0m氨气过热器 浮头式热交换器，壳体直径325mm，内有2 2 BFT325-4.0- 10-192mm、长23m的换热管60根换热面积3-2 I 1910.5m，双管程、单壳程。 空气加热器 浮头式换热器，壳体直径700mm，内有 BFT700-1.6- 252.5mm、长3m的换热管268根换热面积80-80.4m，双管程、单壳程。 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。 换热器 浮头式换热器，壳体直径1000mm，内有223-2 II 25 GH90-105I AFT1000-1.6- 252.5mm、长4.5m的换热管606根换热面200-积206.6m，双管程、单壳程。 24.5-2 25II 台 台 台 台 台 台 台 台 台 1 1 1 1 1 1 1 1 1 石墨 3070 不锈 钢 不 锈 13 14 15 16 17 18 19 20 E-9 E-10 E-11 B-1 C-1 V-1 V-2 V-3 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123.7m,公称压力1.0MPa。 吸收第二冷却器 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123.7m,公称压力1.0MPa。 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123.7m,公称压力1.0MPa。 循环液泵 耐腐蚀离心泵，流量50m/h,扬程30m，电机功率7.5kW 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。 中和液贮槽 卧式椭圆封头容器，工作压力0.25MPa，公称容积6m,直径1600mm,长2600 mm 。 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6m,直径1600mm,长2600 mm. 混合器 立式椭圆封头容器，工作压力0.25MPa，公称容积6m,直径1600mm,高2600mm. 33333222 JB/T4723-92 JB/T4723-92 JB/T4723-92 80FVZ-30 5L-55 /3.5 JB1428-74 JB1428-74 JB1428-74 台 台 台 台 台 台 台 台 2 1 2 3 4 1 1 1 钢 不锈钢 不锈钢 聚偏二氟 140 乙烯 7800 管口须按工艺修改 10.6原料消耗综合表 原料消耗综合表。

表3 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 每夜消量业度 昼的耗工纯每年的消耗量工业纯度 备注 1 2 3 4 丙烯 氨 硫酸 原料水(软水) 85% 100% 93% 100% t t t t 1.33 0.5613 0.2361 9.515 1.565 0.5613 0.2539 9.515 1.188 0.426 0.1927 7.221 28.5 10.22 4.625 173.3 8550 3067 1387.4 51991 10.7 能量消耗综合表 （1）0.405MPa蒸汽产生量 a.浓相段换热装置 4743kg/h b.稀相段换热装置 1055kg/h c.废热锅炉 1460kg/h （2）0.405MPa加热蒸汽消耗量 a.丙烯过热器85.92kg/h b.氨蒸发器336kg/h c.氨过热器42kg/h

（3）0.608MPa加热蒸汽消耗量 空气加热器 345kg/h （4）循环水用量

a.循环冷却器226kg/h

b.吸收水第一冷却器258t/h c.空气压缩机冷却水11.5t/h （5）深水井

吸收水第二冷却器235t/h （6）冷冻盐水

a.0℃冷冻盐水 91.34t/h b. -5℃冷冻盐水113.5t/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4） 表4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 t 规格 每吨产品的消耗量 336 692 0.659 0.501 118.6 151.5 7.972 每小时的消耗量 255 525 0.5 0.38 90 115 6.05 每昼夜的消耗量 6120 12600 12 9.12 2160 2760 145.2 每年的消耗量 备注 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 产生蒸汽量 0.405MPa 0.608MPa 0℃ -5℃ 0.405MPa 1836000 3780000 3600 2736 8000 828000 43560

1 0.8 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5丙烯腈合成工段排出物消耗综合表 序名称 号 1 中和塔废液 特性和成分 单位 每吨产品排除量 t 1.008 每小时每年排除排出量 量 0.76 5505 备注 其中含 AN0.03%(质量分数,下同) ACN0.153% HCN0.1223% H2SO40.5% (NH4)2SO430.9% H2O68.53% 温度81℃ 2 水吸收塔尾气 其中含 C3H6 1. 38%(摩尔分数,下同) C3H8 1.7% O2 5.53% N2 86.52% CO2 1.212% 水蒸气3.599% 温度10℃ m(STP) 3 7046 5347 3.8510 7 3 空气饱和塔塔底排污 其中含 AN 0.00525%(质量分数,下同) ACN 0.0084% 氰醇0.00053% ACL 0.00021% H2O 99.985% 温度 79℃ t 11.2 8.5 61200 10.9主要管道流速表 序管道名压力/atm 介质 温度/℃ =0物料流量/(kg/h) 密度操作状量(m3/h) 管径/mm 流速备号 称 (kg/m3) 态下流/(m/s) 注 1 丙丙馏份（85%）进工段管线 3.5 C3，C3 -18 1425 kg/h 570 2.5 383.5 0.84 2 低温盐水进丙烯蒸发器管线 3.5 盐水 0 91t/h 约1130 81 2196 1.1 3 液氨进氨蒸发器管线 3~4 液氨 510kg/h 383.5 4 硫酸进合成部分管线 硫酸 453.5 5 循环水进合成总管 4 水 32 49.5t/h 995 498 4268 1.2 6 新鲜水管 4 水 18 235t/h 998 235.6 2196 1.92 7 饱和塔底排污管 2.8 水 80 8~15 573.5 2.52 8 开工时用的压缩气体 3.5 空气 40 5810m3 1900 (STP)/h 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 18 吸收水第三冷却器盐水进口管线 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 1 345kg/h 3.3 104.4 453.5 24 4 蒸汽 143 1460kg/h 2.12 6 1334 14.4 4 水 32 226t/h 1000 227 1594.5 3.6 3.5 盐水 -5 113.5t/h 108 1594.5 1.56 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 30 反应器气体出口管 31 升温用预热炉出口惰4 蒸汽 143 280 2.12 158 573.5 2.16 2.2 C3，C3 65 =0629 m3 3.4 425 (STP)/h 3 1334 9.6 2.2 氨气 65 560 m1.37 378 (STP)/h 3 1334 8.4 3.5 空气 170 6061 m 2810 (STP)/h 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 1.6 反应气 360 26m3 15522 (STP)/h 3 6309 7.2 1.4 惰性气 550 9110 m 22104 (STP)/h 6309 21.6 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 1.0 蒸汽 179 1542kg/h 5.051 302.4 1.1 气体 10 5347m3 3 1.4 气体 180 26m 12696 (STP)/h 3 5299 16.8 1.2 气体 76 8210m 10495 (STP)/h 5299 15.6 6048 (STP)/h 4268 13.2 453.5 54