化工工艺设计
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2023年2月19日发(作者：海参干)年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计
年级
专业化学工程和工艺
学号
姓名
指导老师
设计成绩
完成日期年6月15日
《课程设计》成绩评定栏
评定基元评审要素评审内涵分值评分署名栏
设计说明，
40%
格式规范
内容完整
格式是否规范
8
评阅老师署名
内容是否完整
8
工艺计算
正确、完整和
规范
物料恒算
8
热量衡算
8
设备设计和选型
8
设计图纸，
30%
图纸规范
标注清楚
方案步骤图
7
评阅老师署名
工艺物料步骤图
8
带控制点工艺步骤
图
15
答辩成绩
20%
仪态自然
语言流畅
语言流畅
10
答辩老师署名
答题正确
10
平时成绩，
10%
上课出勤上课出勤考评
5
指导老师署名
制图出勤制图出勤考评
5
累计
100
答辩统计
化工工艺设计
课程设计任务书
学号学生姓名专业（班级）
设计题目年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计
设
计
技
术
参
数
1.生产能力：35000吨/年
2.原料：丙烯85%，丙烷15%（摩尔分率）；液氨100%
3.产品：1.8%（wt）丙烯腈水溶液
4.生产方法：丙烯氨氧化法
5.丙烯腈损失率：3%
6.设计裕量：6%
7.年操作日：300天
设
计
要
求
1.确定设计方案，并画出步骤框图（要求见4（1））；
2.物料衡算，热量衡算
3.关键设备工艺设计计算
4.绘图要求：（1）步骤框图（CAD或PPT绘，截图在方案设计中）；
（2）方案步骤图（CAD或手绘，A3图纸）；
（3）工艺物料步骤图（带物料表，CAD或手绘，A3图纸）；
（4）制带控制点工艺步骤图（CAD或手绘，A3图纸）；
5.编写设计说明书
工
作
量
1.设计计算：1.5周
2.工艺步骤图和设计说明书：1周
3.答辩：0.5周
工
作
计
划
第一周：物料衡算、热量衡算及关键设备工艺设计计算
第二周：画图，撰写设计说明书，
第三周：答辩
参
考
资
料
《化工工艺设计手册》第四版(上下册)，中国石化集团上海工程编，化学工业出版
社，
《化学化工物性参数手册》，青岛化工学院等编，化学工业出版社，
目录
年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计.................................................错误!未定义书签。
第一部分概述........................................................................................错误!未定义书签。
1.1丙烯腈性质........................................................................................错误!未定义书签。
1.1.1丙烯腈物理性质..................................................................错误!未定义书签。
1.1.2丙烯腈化学性质及应用........................................................错误!未定义书签。
1.2丙烯腈生产技术发展.........................................................................错误!未定义书签。
1.2.1国外发展情况.........................................................................错误!未定义书签。
1.2.2中国发展概况.........................................................................错误!未定义书签。
1.3丙烯腈生产工艺研究进展.................................................................错误!未定义书签。
1.4丙烯氨氧化原理.................................................................................错误!未定义书签。
1.4.1化学反应.............................................................................错误!未定义书签。
1.4.2催化剂..................................................................................错误!未定义书签。
第二部分生产方案选择..........................................................................错误!未定义书签。
第三部分工艺步骤设计..........................................................................错误!未定义书签。
3.1丙烯腈工艺步骤示意图....................................................................错误!未定义书签。
3.2小时生产能力.....................................................................................错误!未定义书签。
第四部分物料衡算和热量衡算..............................................................错误!未定义书签。
4.1反应器物料衡算和热量衡算.............................................................错误!未定义书签。
4.1.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
4.1.2物料衡算..............................................................................错误!未定义书签。
4.1.3热量衡算................................................................................错误!未定义书签。
4.2空气饱和塔物料衡算和热量衡算.....................................................错误!未定义书签。
4.2.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
4.2.2物料衡算.................................................................................错误!未定义书签。
4.2.3热量衡算.................................................................................错误!未定义书签。
4.3氨中和塔物料衡算和热量衡算.........................................................错误!未定义书签。
4.3.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
4.3.2物料衡算.................................................................................错误!未定义书签。
4.3.3热量衡算.................................................................................错误!未定义书签。
4.4换热器物料衡算和热量衡算.............................................................错误!未定义书签。
4.4.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
4.4.2物料衡算.................................................................................错误!未定义书签。
4.4.3热量衡算.................................................................................错误!未定义书签。
4.5水吸收塔物料衡算和热量衡算.........................................................错误!未定义书签。
4.5.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
4.5.2物料衡算.................................................................................错误!未定义书签。
4.5.3热量衡算................................................................................错误!未定义书签。
4.6空气水饱和塔釜液槽.........................................................................错误!未定义书签。
4.6.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
4.6.2物料衡算.................................................................................错误!未定义书签。
4.6.3热量衡算.................................................................................错误!未定义书签。
4.7丙烯蒸发器热量衡算.........................................................................错误!未定义书签。
4.7.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
4.7.2相关数据.................................................................................错误!未定义书签。
4.7.3热衡算求丙烯蒸发器热负荷和冷冻盐水用量.....................错误!未定义书签。
4.8丙烯过热器热量衡算.........................................................................错误!未定义书签。
4.8.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
4.8.2热量衡算求丙烯过热器热负荷和加热蒸汽量.....................错误!未定义书签。
4.9氨蒸发器热量衡算.............................................................................错误!未定义书签。
4.9.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
4.9.2相关数据.................................................................................错误!未定义书签。
4.9.3热衡算求氨蒸发器热负荷和加热蒸汽用量.........................错误!未定义书签。
4.10氨气过热器.......................................................................................错误!未定义书签。
4.10.1计算依据...............................................................................错误!未定义书签。
4.10.2热衡算求气氨过热器热负荷和加热蒸汽用量...................错误!未定义书签。
4.11混合器...............................................................................................错误!未定义书签。
4.11.1计算依据...............................................................................错误!未定义书签。
4.11.2热衡算求进口温空气温度t................................................错误!未定义书签。
4.12空气加热器热量衡算.......................................................................错误!未定义书签。
4.12.1计算依据...............................................................................错误!未定义书签。
4.12.2热衡算求空气加热器热负荷和加热蒸汽量.......................错误!未定义书签。
第五部分关键设备工艺计算................................................................错误!未定义书签。
5.1合成反应器.........................................................................................错误!未定义书签。
5.1.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
5.1.2浓相段直径.............................................................................错误!未定义书签。
5.1.3浓相段高度.............................................................................错误!未定义书签。
5.1.4扩大段（此处即稀相段）直径.............................................错误!未定义书签。
5.1.5扩大段高度.............................................................................错误!未定义书签。
5.1.6浓相段冷却装置换热面积.....................................................错误!未定义书签。
5.1.7稀相段冷却装置换热面积.....................................................错误!未定义书签。
5.2空气饱和塔.........................................................................................错误!未定义书签。
5.2.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
5.2.2塔径确实定.............................................................................错误!未定义书签。
5.2.3填料高度.................................................................................错误!未定义书签。
5.3水吸收塔.............................................................................................错误!未定义书签。
5.3.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
5.3.2塔径确实定.............................................................................错误!未定义书签。
5.3.3填料高度.................................................................................错误!未定义书签。
5.4丙烯蒸发器.........................................................................................错误!未定义书签。
5.4.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
5.4.2丙烯蒸发器换热面积.............................................................错误!未定义书签。
5.5循环冷却器.........................................................................................错误!未定义书签。
5.5.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
5.5.2计算换热面积.........................................................................错误!未定义书签。
5.6氨蒸发器.............................................................................................错误!未定义书签。
5.6.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
5.6.2计算换热面积.........................................................................错误!未定义书签。
5.7氨气过热器.........................................................................................错误!未定义书签。
5.7.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
5.7.2计算换热面积.........................................................................错误!未定义书签。
5.8丙烯过热器.........................................................................................错误!未定义书签。
5.8.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
5.8.2计算换热面积.........................................................................错误!未定义书签。
5.9空气加热器.........................................................................................错误!未定义书签。
5.9.1计算依据.................................................................................错误!未定义书签。
5.9.2计算换热面积.........................................................................错误!未定义书签。
5.10循环液泵...........................................................................................错误!未定义书签。
5.11空气压缩机.......................................................................................错误!未定义书签。
5.12中和液贮槽.......................................................................................错误!未定义书签。
第五部分课程设计心得........................................................................错误!未定义书签。
第六部分附录........................................................................................错误!未定义书签。
6.1参考文件.............................................................................................错误!未定义书签。
6.3附图....................................................................................................错误!未定义书签。
年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计
摘要：本设计为年产3.5万吨丙烯腈合成段工艺设计，在设计中采取了丙烯氨氧
化制丙烯腈法，此法能有效降低生产成本。该设计对丙烯腈性质、应用、中国外
发展、生产方法等进行了简单介绍。本设计关键在于计算丙烯氨氧化生产丙烯腈
过程中物料衡算、热量衡算和关键设备工艺计算。经过设计计算得出流化床浓相
段总高是16米，直径为6.9米，催化剂堆体积是294.9立方米，稀相段高度为
10米，直径是9米，达成了预期目标。
第一部分概述
1.1丙烯腈性质
1.1.1丙烯腈物理性质
丙烯腈是一个很关键有机化工原料，在合成纤维、树脂、橡胶急胶粘剂等领
域有着广泛应用。丙烯腈，英文名Acrylonitrile（简称为ACN），化学分子式：
CH
2
=CH-CN；分子量：53.1。丙烯腈在常温下是无色或淡黄色液体，剧毒，有
特殊气味；可溶于丙酮、苯、四氯化碳、乙醚和乙醇等有机溶剂；和水互溶，溶
解度见表1-1。丙烯腈在室内许可浓度为0.002mg/L，在空中爆炸极限为3.05~17.5%
（体积）。所以，在生产、贮存和运输中，必需有严格安全防护方法。
丙烯腈和水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等会成二元共沸混合物，和水共
沸点为71℃，共沸点中丙烯腈含量为88%（质量），在有苯乙烯存在下，还能形
成丙烯腈—苯乙烯—水三元共沸混合物。丙烯腈关键物理性质见表1-2。
表1-1丙烯腈和水相互溶解度
温度/℃水在丙烯腈中溶解度（质量）/%丙烯腈在水中溶解度（质量）/%
02.107.15
102.557.17
203.087.30
303.827.51
404.857.90
506.158.41
607.659.10
709.219.90
8010.9511.10
表1-2丙烯腈关键物理性质
性质指标性质指标性质指标
沸点
(101.3KPa)
78.5℃燃点/℃481蒸汽压/KPa
熔点/℃—82.0
比热容
J·kg-1·k-1
20.92±0.038.7℃时6.67
相对密度
(d
4
26)
0.0806
蒸发潜热
(0~77℃)
32.6kJ/mol45.5℃时33.33
粘度(25℃)0.34生成热(25℃)151kJ/mol77.3℃时101.32
折射率(n
D
25)1.3888燃烧热1761kJ/mol临界温度246℃
闪点/℃0聚合热(25℃)72kJ/mol临界压力3.42MPa
1.1.2丙烯腈化学性质及应用
丙烯腈分子中含有双键及氰基（-CN），其化学性质很活泼，能够发生加成、
聚合、水解、醇解、腈基及氢乙基化等反应。
聚合反应和加成反应全部发生在丙烯腈C=C双键上，纯丙烯腈在光作用下
能自行聚合，所以在丙烯腈成品及丙烯腈生产过程中，通常要加少许阻聚剂，如
对苯酚甲基醚（阻聚剂MEHQ）、对苯二酚、氯化亚铜和胺类化合物等。除自聚外，
丙烯腈还能和苯乙烯、丁二烯、乙酸乙烯、氯乙烯、丙烯酰胺等中一个或多个发
生共聚反应，由此可制得合成纤维、塑料、涂料和粘合剂等。丙烯腈经电解加氢
偶联反应能够制得已二腈。氰基反应包含水合反应、水解反应、醇解反应等，丙
烯腈和水在铜催化剂存在下，能够水合制取丙烯酰胺。
氰乙基化反应是丙烯腈和醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反应；丙烯腈
和醇反应可制取烷氧基丙胺，烷氧基丙胺是液体染料分散剂、抗静电剂、纤维处
理剂、表面活性剂、医药等原料。丙烯腈和氨反应可制得1，3丙二胺，该产物
可用作纺织溶剂、聚氨酯溶剂和催化剂。
丙烯腈关键用来生产ABS树脂，丙烯酰胺、丙烯酸纤维、己二腈和苯乙烯-
己二腈树脂等，现在中国供不应求，每十二个月需大量进口来满足市场需求，进
口量超出150kt。
1.2丙烯腈生产技术发展
1.2.1国外发展情况
自1960年Sohio企业成功地开发了丙烯氨氧化制丙烯腈工艺以来，其它合
成方法均遭淘汰，丙烯氨氧化工艺成为现代工业生产丙烯腈唯一技术。Sohio丙
烯腈工艺日趋完善，催化剂改善已成为提升丙烯腈收率关键原因。西欧有2个工
厂曾采取由DistillersUgine开发固定床丙烯氨氧化制丙烯腈工艺，于1990
年关闭，墨西哥1个工厂于1993年关闭，在东欧少数工厂也陆续停工。至今，
全世界丙烯腈生产几乎全部采取流化床丙烯氨氧化工艺，即在多组分固体粉末催
化剂作用下，丙烯和氨气、空气在流化床中发生氨氧化反应，生成丙烯腈，并副
产乙腈和氢氰酸等。BP企业(已收购Sohio企业)拥有丙烯腈生产装置所采取
Sohio工艺，其它专利许可企业还包含日本旭化成企业、日东企业、Solutia企
业和中国石油化工集团(简称中国石化)。对于现在正在开发丙烯腈工艺，值得亲
密关注是直接以丙烷为原料合成丙烯腈工艺。
（1）装置规模向大型化发展
多年来国外丙烯腈装置总发展趋势是向大型化发展。部分原设计能力为7
万吨/年生产装置经过消除“瓶颈”制约，扩大了生产能力，有达成9万吨/年，
有甚至超出13万吨/年。另外部分新建或准备建设丙烯腈装置规模多数为13万
吨/年，甚至达25～35万吨/年。因为装置规模大型化，每万吨丙烯腈建设投资
大幅度下降，装置运行中能耗和物耗降低，使丙烯腈生产成本降低，给企业带来
了显著经济效益。
（2）新型催化剂开发及应用
不停研究开发新一代催化剂是丙烯腈技术发展又一趋势。催化剂是丙烯腈生
产技术关键所在，也是丙烯腈专利关键。新型催化剂开发及应用对丙烯腈工艺技
术发展和改善起着决定性作用。几十年来世界上从事丙烯腈研究和开发各企业全
部投入了大量人力、物力和财力，致力于新型催化剂研究开发工作，BP、旭化成、
Monsanto、中国石油化工总企业等全部推出了自己一代又一代新催化剂。这些新
型催化剂不仅提升了丙烯腈单程收率，而且提升了选择性，降低了副产物生成。
从催化剂单程收率看，70年代为70%～75%；80年代达成80%；90年代超出了80%。
高效新型催化剂开发和应用为丙烯腈工艺发展提供了坚实技术基础，也是丙烯腈
生产技术提升和发展一个关键标志。
1.2.2中国发展概况
20世纪60年代以来，中国不停开发了丙烯氨氧化制丙烯腈技术，并建成多
套千吨级规模装置。现在，中国石化已开发出了含有自主知识产权丙烯腈成套技
术，其中包含MB系列丙烯腈催化剂、空气分布板和丙烯-氨分布器、旋风分离
器、复合萃取分离技术、负压脱氰塔、导向浮阀和气液分离器等专利或专有技术。
而且利用该成套技术分别将中国石油化工股份齐鲁分企业原产能2.5万吨/年丙
烯腈生产装置改造成了含有自主知识产权4万吨/年国产化示范装置；将中国石
化上海石油化工股份(简称上海石化)原产能6.0万吨/年丙烯腈装置改造至13万
吨/年，打破了国外技术垄断，为中国现有装置改扩建提供了技术依据。
中国人口众多，处理13亿人口穿衣问题十分突出。所以，现在中国丙烯腈
关键用于生产腈纶。从现在发展水平看，中国腈纶产量远远满足不了市场需求。
近3年来中国腈纶年消耗量约在125～135万吨，尽管中国腈纶生产能力已达成
140万吨/年，而丙烯腈生产总量只有120万吨，只能满足腈纶生产能力需求二分
之一，其它需经过进口来处理。
从技术发展看，用中国丙烯腈技术建设工厂最大规模才达成1万吨/年，而
迄今中国大型丙烯腈装置技术全部是从国外引进。引进一套5万吨/年丙烯腈装
置，仅专利许可和催化剂费用就高达1500万美元。所以，努力开发中国自己丙
烯腈成套技术，尤其是采取中国技术兴建大型丙烯腈装置是摆在我们面前一项艰
巨任务。中国丙烯腈技术开发工作已经有40多年历史，丙烯腈生产也有30多年
经验。这些全部为发展中国自己丙烯腈技术打下了坚实基础。尤其是1983年中
国石油化工总企业成立以来，总企业十分重视丙烯腈技术开发，组织了一系列丙
烯腈重大技术攻关，取得了很多重大工业化技术结果，尤其是MB-82、MB-86
催化剂、UL型流化床反应器、复合萃取精馏新工艺、负压脱氰技术等，均已在
中国大型丙烯腈装置上应用成功，使中国丙烯腈生产工艺在原有基础上，在关键
性工艺技术上有了重大改善，使中国丙烯腈总体技术达成了国际水平。为了发展
中国丙烯腈工业，中国石油化工总企业组织上海石油化工研究院等单位采取了中
国自行开发成功11项专利技术和专有技术，编制了中国石油化工总企业自己5
万吨/年丙烯腈装置工艺包，命名为S-ANT。SANT所采取技术及可达成能耗、
物耗等各项指标全部表现了它优异性和可靠性，为中国丙烯腈工业发展，为采取
中国技术建设自己丙烯腈装置，奠定了坚实基础。继1989年大庆石油化工总厂
化纤厂采取国产MB-86催化剂后，1992年5月淄博石油化工厂2.5万吨/年丙烯
腈装置和1994年9月大庆石油化工总厂化工二厂5万吨/年丙烯腈装置均采取了
国产MB-86催化剂，取得了成功，为国产MB-86催化剂深入推广应用打开了新
局面。现在，正在运行9套丙烯腈装置已经有7套采取了国产MB-82和MB-86
催化剂，其它装置也将陆续更换国产催化剂。国产催化剂所以能够比较普遍地被
采取，并逐步替换进口催化剂关键原因有两条:一是国产催化剂性能质量和进口
催化剂相当，甚至优于一些牌号进口催化剂；二是国产催化剂在价格上比进口催
化剂有较强竞争力。当然在推广应用国产催化剂上还有很多工作要做，我们不仅
要做好国产催化剂在中国市场推广应用，而且要努力开拓国际市场，参与国际竞
争。值得一提是淄博石油化工厂在引进装置开车时，首装就采取了国产MB-86
催化剂，而且开车结果很好。
齐鲁石化企业、上海石化研究院和清华大学、石油大学合作完成了“丙烯腈
主装置成套国产化技术开发和工业应用”项目攻关。以MB-98丙烯腈催化剂、
新型空气分布板和丙烯-氨分布器、PV型旋风分离器、复合萃取分离技术、负压
脱氰塔、导向浮阀和新型气-液分离器等中国自行开发专利或专有技术为基础，
将原生产能力2.5万t/a齐鲁丙烯腈装置改造成含有自主知识产权4万t/a丙烯腈
国产化示范装置，打破了国外技术垄断。该装置投产以来，不仅生产能力扩大了
60%以上，而且生产每吨丙烯腈丙烯单耗降到了1.077t，产品精制回收率提升了
4.2%，副产品乙腈回收率提升到97.21%，也为开发10万t/a以上丙烯腈成套技
术和中国现有同类装置改扩建提供了技术依据。现在，丙烯腈成套工业技术已在
大庆石化、安庆石化、吉化企业、上海石化等4套丙烯腈装置上推广应用，取得
了显著经济效益。几年来，齐鲁石化丙烯腈装置平均每十二个月新增利润4000
万元，大庆石化、安庆石化等4家装置每十二个月新增利润4100万元。据粗略
计算，国产丙烯腈成套工业技术如在中国全方面推广应用，估计年新增效益可达
6亿元。
1.3丙烯腈生产工艺研究进展
现在，世界上优异生产工艺以美国BP企业Sohio法为代表，用此法生产丙
烯腈占总产量90%。Sohio法工业化50多年来，已日趋成熟，工艺上基础没有
重大改变，研究关键关键在开发新型催化剂，开展以节能、降耗为目标工艺技术
改造，提升工艺收率，降低三废，消除环境污染等方面。另外，因为丙烷比丙烯
价格低廉，大家便研究丙烷氨氧化法生产丙烯腈。BP企业已将该法运行成功，
并称该法生产成本比丙烯法降低20%。
伴随环境保护要求逐步严格，丙烯腈生产装置尾气难以经过高烟囱直接放空，
需要焚烧炉焚烧等处理。中国石油大庆石化分企业研究院开发了流向变换催化燃
烧技术治理丙烯腈尾气。在完成燃烧催化剂筛选、评价基础上，利用优异流向变
换技术，处理丙烯腈尾气，尾气中挥发性有机物去除率达98%以上，处理后尾气
可直接排放。该技术含有工艺可靠、方法简单、处理效果好等特点。上海石化院
开发了适适用于硫铵回收提升丙烯腈精制回收率第一代、第二代技术。经过急冷
过程丙烯腈聚合动力学和扩散动力学理论研究，以新型内构件改变急冷塔气、液
流场分布、抑制丙烯腈聚合反应，并在急冷塔下段补加水以控制塔釜液中重组分
浓度，将酸直接加入到塔釜中以控制塔釜液pH值和降低外循环喷淋液温度，从
而有效降低了丙烯腈聚合损失。该技术经过了千吨级、万吨级工业试验，丙烯腈
精制回收率已从原来90%提升到94%，可为丙烯腈生产企业增加可观经济效益，
3个月就可收回全部投资，已在中国丙烯腈生产装置上得到了全方面推广应用。
在此基础上，经过冷、热模研究和千吨级工业试验，研究了气液传热和流场分布，
开发了丙烯腈急冷塔气相段新型内构件，并优化了急冷塔工艺参数，深入提升了
急冷塔气液传热效率，增强了急冷效果，有效降低了急冷塔内丙烯腈在气相中聚
合损失。万吨级工业试验结果表明，丙烯腈精制回收率达成了96.1%，且装置运
行平稳，产品质量稳定，外排污水中聚合物总量降低。上海石化院成功地开发了
提升丙烯腈精制回收率第二代技术，有效地增产了丙烯腈产品，含有显著经济效
益和社会效益，为中国丙烯腈新建装置、老装置改造技术出口提供了有力技术支
撑。
1.4丙烯氨氧化原理
1.4.1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:
OHCHCNCHONHCHCHCH
222323
3
2
3
molkJH/5.512
和此同时,在催化剂表面还发生以下一系列关键副反应。
（1）生成乙腈(ACN)：
OHCNCHONHCHCHCH
232323
3
2
3
2
3
2
3
molkJH/3.362
（2）生成氢氰酸(HCN)。
OHHCNONHCHCHCH
22323
6333
molkJH/5.315
（3）生成丙烯醛。
OHCHCHOCHOCHCHCH
22223
molkJH/1.353
(4)生成二氧化碳。
OHCOOCHCHCH
22223
33
2
9
molkJH/641
上述副反应中,生成乙腈和氢氰酸反应是关键。CO2、CO和H2O能够由丙
烯直接氧化得到,也能够由丙烯腈、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。
1.4.2催化剂
丙烯氨氧化所采取催化剂关键有两类,即Mo系和Sb系催化剂。
（1）Mo系催化剂工业上最早使用是P-Mo-Bi-O(C-A)催化剂,其代表组成
为PBi9Mo12O52。活性组分为MoO3和作用是夺取丙烯中氢,Mo作用
是往丙烯中引入氧或氨。所以是一个双功效催化剂。P是助催化剂,起提升催化剂
选择性作用。这种催化剂要求反应温度较高(460～490℃),丙烯腈收率60%左右。
因为在原料气中需配入大量水蒸气,约为丙烯量3倍(mol),在反应温度下Mo和Bi
因挥发损失严重,催化剂轻易失活,而且不易再生,寿命较短,只在工业装置上使用
了不足就被C-21、C-41等替换。
（2）Sb系催化剂Sb系催化剂在60年代中期用于工业生产,有Sb-U-O、
Sb-Sn-O和Sb-Fe-O等。早期使用Sb-U-O催化剂活性很好,丙烯转化率和丙烯腈
收率全部较高,但因为含有放射性,废催化剂处理困难,使用几年后已不采取。
Sb-Fe-O催化剂由日本化学企业开发成功,即牌号为NB-733A和NB-733B催化剂。
据文件报道,催化剂中Fe/Sb比为1∶1(mol),X光衍射测试表明,催化剂主体是
FeSbO4,还有少许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,价格也比较廉价,添加V、Mo、W等可改善该催化剂耐还原性。
第二部分生产方案选择
此次设计选择丙烯氨氧化法制丙烯腈，其优点以下：
(1)丙烯是现在大量生产石油化学工业产品，氨是合成氨工业产品，这两种
原料均起源丰富且价格低廉。
(2)工艺步骤比较简单．经一步反应便可得到丙烯腈产物。
(3)反应副产物较少，副产物关键是氢氰酸和乙腈，全部能够回收利用，而
且丙烯腈成品纯度较高。
(4)丙烯氨氧化过程系放热反应，在热平衡上很有利。
(5)反应在常压或低压下进行，对设备无加压要求。
(6)和其它生产方法如乙炔和氢氰酸合成法，环氧乙烷和氢氰酸合成法等比
较，能够降低原料配套设备(如乙炔发生装置和氰化氢合成装置)建设投资。
第三部分工艺步骤设计
液态丙烯和液态氨分别经丙烯蒸发器和氨蒸发器蒸发，然后分别在丙烯过热
器和氨气过热器过热到需要温度后进入混合器；经压缩后空气先经过空气饱和塔
增湿，再经空气加热器预热至一定温度进入混合器。混合器出口气体进入反应器，
在反应器内进行丙烯氨氧化反应。反应器出口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
中未反应氨，氨中和塔塔底含硫酸铵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废液。氨中和
塔出口气体经换热器冷却后进入水吸收塔，用5～10℃水吸收丙烯腈和其它副产
物，水吸收塔塔底得到含丙烯腈约1.8％丙烯腈水溶液，经换热器和氨中和塔出
口气体换热，温度升高后去精制工段。
3.1丙烯腈工艺步骤示意图
图1
3.2小时生产能力
按年工作日300天，丙烯腈损失率3%，设计裕量为6%，年产量为3.5万吨
计算，则天天每小时产量：
hkg/36.5307
24300
03.106.1100035000
液氨
液态丙烯
氨蒸发器
丙烯蒸发器
氨过热器
丙烯过热器
混合器压缩机空气饱和塔
空气加热器反应器废热锅炉
氨中和塔
循环冷却器
水吸收塔
第四部分物料衡算和热量衡算
4.1反应器物料衡算和热量衡算
4.1.1计算依据
（1）丙烯腈产量5307.36kg/h，即F=100.03kmol/h
（2）原料组成（摩尔分数）丙烯（C
3
H
6
）85%，丙烷（C
3
H
8
）15%
（3）进反应器原料配比（摩尔分数）为C
3
H
6
:NH
3
:O
2
:H
2
O=1:1.05:23:3
表4-1反应后各产物单程收率为：
物质丙烯腈（AN）氰化氢乙腈（CAN）丙烯醛CO
2
摩尔收率0.60.0650.070.0070.12
（4）操作压力
进口：0.203MPa，出口：0.162MPa
（5）反应器进口气体温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃
4.1.2物料衡算
（1）反应器进口原料气中各组分流量
C
3
H
6
:7002.1kg/h=/h166.72kmol=100.03/0.6
C
3
H
8
：hkghkmol/53.1294/42.2915.0
85.0
72.166
NH
3
：hkghkmol/95.2975/06.17505.172.166
O
2
：hkghkmol/59.12270/46.3833.272.166
H
2
O：hkghkmol/88.9002/16.500372.166
N
2
：hkghkmol/12.40391/54.144279.0
21.0
46.383
（2）反应器出口混合气中各组分流量
丙烯腈：5307.36kg/hF=100.03kmol/h
乙腈：hkghkmol/77.717/51.1707.072.166
2
3
丙烯醛：hkghkmol/53.65/17.1007.072.166
CO
2
：hkghkmol/84.2640/02.6012.072.1663
HCN：hkghkmol/78.877/51.32065.072.1663
C
3
H
8
：hkghkmol/53.1294/42.29
N
2
：hkghkmol/12.40391/54.1442
O
2
：
hkghkmol/4.2950/20.92
02.60
23
9
51.1717.151.3203.100
2
3
46.383
C
3
H
6
：
hkghkmol/98.966/02.23
02.60
3
1
01.10051.17
3
2
17.151.32
3
1
72.166
NH
3
：hkghkmol/17.425/01.2503.10051.1751.3206.175
H
2
O：
hkghkmol/64.17306/48.961
17.102.6051.17251.32203.100316.500
（3）：反应器物料平衡表
表4-2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/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)
C
3
H
6
166.727002.106.189.6023.02966.980.831.32
C
3
H
8
29.421294.531.091.7829.421294.531.061.78
NH
3
175.062975.956.494.0825.01425.170.900.58
O
2
383.4612270.5914.2216.8292.202950.403.314.05
N
2
1442.5440391.1253.4855.381442.5440391.1251.7955.37
H
2
O500.169002.8818.5412.34961.4817306.6434.5223.73
丙烯腈0000100.035307.363.597.28
乙腈000017.51717.770.630.98
氰化氢000032.51877.781.171.20
丙烯醛00001.1765.530.040.09
CO
2
000060.022640.842.163.62
累计2697.3672937.4.9172944.12100100
4.1.3热量衡算
查阅相关资料取得各物质0~110℃、0~360℃、0~470℃平均定压热容以下：
表4-3各物质平均定压比热容
物质C
3
H
6
C
3
H
8
NH
3
O
2
N
2
H
2
O
pc
kJ/(kg·K)
0~110℃1.8412.052.3010.9411.0461.883
0~360℃2.6783.0132.6361.0041.0882.008
0~470℃2.9293.3472.9391.0461.1092.092
物质ANHCNACNACLCO
2
pc
kJ/(kg·K)
0~110℃
0~360℃1.8741.6401.9331.9661.130
0~470℃2.0291.7242.102.1721.213
（1）浓相段热衡算求浓相段换热装置热负荷及产生蒸汽量
假设以下热力学路径：
各物质25~t℃平均比热容用0~t℃平均比热容替换，误差不大
所以:
hkJ/23.7916940)11025()883.188.9002046.112.40391
941.059.12270301.295.297505.253.1294841.11.7002(
1
hkJ/106752100)6411002.601.3531017.1
5.3151051.323.3621051.175.5121003.100(
33
333
2
hkJ/75.48814314
)25470()213.184.2640172.253.651.278.877
724.177.717029.236.5307092.264.17306109.112.40391
046.14.2950939.217.425347.353.1294929.298.966(
3
hkJ/48.65854725
75.488143141.7916940
321
若热损失取5%，则需有浓相段换热装置取出热量（即换热装置热负荷）为：
hkJQ/21.6256198948.65854725)05.01(
浓相段换热装置产生0.405MPa饱和蒸汽（饱和温度143℃）
143℃饱和蒸汽焓：
2736/
steam
ikJkg
143℃饱和水焓：2
601.2/
HO
ikJkg
所以：
kg/h78.29305
2.601-2736
21.62561989
产生的蒸汽量
（2）稀相段热衡算求稀相段换热装置热负荷及产生蒸汽量
以0℃气体为衡算基准
进入稀相段气体带入热为：
hkJ/98.51556691
)0470()213.184.2640172.253.651.278.877
724.177.717029.236.5307092.264.17306109.112.40391
046.14.2950939.217.425347.353.1294929.298.966(Q
1
离开稀相段气体带出热为：
hkJ/11.37873108
)0360()130.184.2640966.153.65933.178.877
640.177.717874.136.5307008.264.17306088.112.40391
004.14.2950636.217.425013.353.1294678.298.966(Q
2
热损失取4%，则稀相段换热装置热负荷为：
hkJQQ/51.13136240)11.3787310898.51556691)(04.01())(04.0-1（Q
21
稀相段换热装置产生0.405饱和蒸汽，产生蒸汽量为：
hkgG/38.6153
2.6012736
51.13136240
4.2空气饱和塔物料衡算和热量衡算
4.2.1计算依据
(1)入塔空气压力0.263MPa，出塔空气压力0.243MPa
(2)空压机入口空气温度30℃，相对温度80％，空压机出口气体温度170℃
(3)饱和塔气、液比为152.4(体积比)，饱和度0.81
(4)塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105℃，组成以下：
表4-4塔顶喷淋液组成
组分ANACN氰醇ACL水累计
%（Wt）0.0050.0080.00050.000299.986100
(5)塔顶出口湿空气成份和量按反应器入口气体要求为:
O
2
：383.46kmol/h，即12270.59kg/h
N
2
：1442.54kmol/h，即40391.12kg/h
H
2
O：500.16kmol/h，即9002.88kg/h
4.2.2物料衡算
（1）进塔空气量
hkgh/71.52661/kmol182654.144246.383进塔干空气量
查得30℃，相对湿度80%时空气温含量为0.022kg水气/kg干空气．所以，
进塔空气带入水蒸气量为：
hkg/56.115871.52661022.0
（2）进塔热水量
气、液比为152.4，故进塔喷淋液量为：
hm/75.167
4.152
1
263.0
1013.0
273
170273
4.2218263
塔顶喷淋液105℃密度为，所以进塔水质量流量为：
hkg/05..167
（3）出塔湿空气量
出塔气体中O
2
、N
2
、H
2
O量和反应器入口气体相同，所以：
O
2
：383.46kmol/h，即12270.59kg/h
N
2
：1442.54kmol/h，即40391.12kg/h
H
2
O：500.16kmol/h，即9002.88kg/h
（4）出塔液量
kg/h73.15285832.7844-05.160703所以，出塔液流量
kg/h32.784456.1158-88.9002塔内水蒸发量
4.2.3热量衡算
（1）空气饱和塔出口气体温度
空气饱和塔出口气体中，蒸汽摩尔分数为：
%5.21%100
16.50054.144246.383
16.500
依据分压定律，蒸汽实际分压为：
MPa05225.0243.0215.0P
OH
22
yP
OH
饱和度为0.81，．所以饱和蒸汽分压应为：
PaMP64500a0645.0
81.0
05225.0
查饱和蒸汽表得到对应饱和温度为90℃，所以，须控制出塔气体温度为
90℃．才能确保工艺要求蒸汽量
（2）入塔热水温度
入塔水来自精制工段乙腈解吸塔塔釜，105℃
（3）由热衡算求出塔热水温度t
热衡算基准：0℃气态空气，0℃液态水
①170℃进塔空气带入热量Q
1
：
170℃蒸汽焓值为2773.3kJ/kg，干空气在0~l70℃平均比热容
1.004kJ/(kgK)pc
h/kJ11.12201335
3.277356.1158）0-170（004.1）12.4039159.12270（Q所以，
1
②出塔湿空气带出热量Q
2
90℃蒸汽焓2660kJ/kg，空气比热容取
KkgkJC
p
/004.1
hJ
Q
/k92.28706172
266088.9002)090(004.1)12.4039159.12270(
2
③105℃入塔喷淋液带入热量Q
3
hJQ/k93.70600063）0-105(184.405.160703
3
④求出塔热水温度t
出塔热水带出热量:
htkJtQ/93.639560184.473.152858
4
热损失按5%者，则
hJQ/k95.4140069）93.7060006311.12201335（05.0
损
热平衡方程Q
1
+Q
3
=Q
2
+Q
4
+Q损
即1235.11+70600063.93=28706172.92+639560.93t+4140069.95
解得t=78.11℃
故，出塔热水温度为78.11℃
4.3氨中和塔物料衡算和热量衡算
4.3.1计算依据
（1）入塔气体流量和组成和反应器出口气体相同
（2）在中和塔内全部氨被硫酸吸收，生成硫酸铵
（3）新鲜硫酸吸收剂含量为93％(wt)
（4）塔底出口液体(即循环液)组成以下
表4-5循环液组成
组分水ANACNHCN硫酸硫酸铵累计
%（wt）68.530.030.020.0160.530.90100
（5）进塔气温度l80℃，出塔气温度76℃，新鲜硫酸吸收剂温度30℃
（6）塔顶压力0.122MPa，塔底压力0.142MPa
图2氨中和塔局部步骤
1—氨中和塔；2—循环冷却器
4.3.2物料衡算
（1）排出废液量及其组成
进塔气中含有425.17kg/h氨，在塔内被硫酸吸收生成硫酸铵
氨和硫酸反应方程式：
424423
)(2SONHSOHNH
424
)(SONH
生成量，即需要连续排出
424
)(SONH
流量为：
hkg/66.1650
172
132
17.425
塔底排出液中，(NH
4
)
2
SO
4
含量为30.9%（wt），所以，排放废液量为:
94.5341309.0/66.1650
排放废液中各组分量：
H
2
O：
hkg/83.36606853.094.5341
AN：
hkg/60.10003.094.5341
CAN：hkg/07.10002.094.5341
HCN：hkg/85.000016.094.5341
H
2
SO
4
：hkg/71.26005.094.5341
(NH
4
)
2
SO
4
：hkg/66.1650309.094.5341
（2）需补充新鲜吸收剂（93%H
2
SO
4
）量为：
hkg/45.134693.0/)
172
98
17.425005.094.5341(
（3）出塔气体中各组分量
C
3
H
6
：966.98kg/h=23.02kmol/h
C
3
H
8
:1294.53kg/h=29.42kmol/h
O
2
：2950.40kg/h=92.20kmol/h
N
2
：40391.12kg/h=1442.54kmol/h
AN：5307.36-0.12=5307.24kg/h=100.02kmol/h
ACN：717.77-0.08=717.69kg/h=17.50kmol/h
ACL：65.53kg/h=1.17kmol/h
HCN：877.78-0.06=877.72kg/h=32.51kmol/h
CO
2
：2640.84kg/h=60.02kmol/h
H
2
O：17306.64+1346.45×0.07-3660.83
=13740.06kg/h=763.34kmol/h
4.3.3热量衡算
（1）出塔气体温度
298.0
42.2902.2320.9254.144202.10050.1717.151.3260.0234.736
34.736
2
OH
y
塔顶气体中实际蒸汽分压为：
P
H2O
=y
H2O
P=0.298×0.122=0.0364MPa
设饱和度为0.98，则和出塔气体温度平衡饱和蒸汽分压为：
MPaP
OH
0371.0
98.0
0364.0
2
入塔喷淋液硫酸铵含量为：
OgHSONHg
2424
100/)(45
53.68
9.30
100
表4-6硫酸铵上方饱和蒸汽压：
含量
温度
404550
700.027960.027560.02716
800.042520.04190.04129
900.06290.061990.06109
依据入塔喷淋液硫酸铵含量和P
H2O
值，内插得到出：
塔气温度为76.7℃
（2）入塔喷淋液温度
入塔喷淋液温度比气体出口温度低6.7℃，故为70℃
（3）塔釜排出液温度
y
H2O
=0.3452
入塔气水蒸汽分压：P
H2O
=y
H2O
P=0.3452×0.142=0.049MPa
在釜液(NH
4
)
2
SO
4
含量(
OgHSONHg
2424
100/)(45)下溶液上方饱和蒸汽分压
等于0.049MPa时釜液温度即为釜液饱和温度，用内插法从表中得到，饱和温度
为83.53℃，设塔釜液温度比饱和温度低2.53℃即81℃。又查硫酸铵溶解度数
据得悉，80℃时．每100g水能溶解95.3g硫酸铵，而釜液硫酸铵含量为
(
OgHSONHg
2424
100/)(45)，所以釜液温度控制81℃不会有硫酸铵结晶析出。
（4）热衡算求循环冷却器热负荷和冷却水用量
图3氨中和塔热量衡算
1—氨中和塔；2—循环冷却器
作图虚线方框列热平衡方程
得Q
1
+Q
3
+Q
4
+Q
5
+Q
6
+Q
8
=Q
2
+Q
7
+Q
9
①入塔气体带入热
入塔气体带入热量Q
1
=2.53×106kJ/h
②出塔气体带出热
表4-7各组分在0～76.7℃平均比热容
组分C
3
H
6
C
3
H
8
0
2
N
2
H
2
OANHCNACNACLCO
2
pC1.7151.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921
Q
2
=(966.98×1.715+1294.53×1.966+2950.4×0.9414+40391.12×1.046+13740.06
×1.883+1.347×5307.24+1.393×877.72+1.406×717.69+1.343×65.53+0.921×
2640.84)×(76.7-0)=87003.38×76.7
=6673159kJ/h
③蒸汽在塔内冷凝放热
蒸汽在塔内冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气带出蒸汽
=17306.64-13740.06
=3566.58kg/h
蒸汽冷凝热为2246.6kJ/kg
Q
3
=3566.58×2246.6=8012678.63kJ/h
④有机物冷凝放热
AN冷凝量1.60kg/h，其冷凝热为615kJ/kg
ACN冷凝量1.07kg/h，其冷凝热为728kJ/kg
HCN冷凝量0.85kg/h，其冷凝热为878.6kJ/kg
Q
4
=1.6×615+1.07×728+0.85×878.6=2509.77kg/h
⑤氨中和放热
每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ
hkJQ/34238698.273
132
100066.1650
5
⑥硫酸稀释放热
硫酸稀释热为749kJ/kg
Q
6
=0.93×1346.45×749=937896.68kJ/h
⑦塔釜排放废液带出热量
塔釜排放废液中，H
2
O和(NH
4
)
2
SO
4
摩尔比为
51.12/38.203
132
66.1650
/
18
83.3660
，查氮肥设计手册得此组成硫酸铵水溶液
比热容为
）/(347.3KkgkJ
Q
7
=5341.94×3.347×(80-0)=1430357.85kJ/h
⑧新鲜吸收剂带入热
42
SO%H93时，30C比热容为)/(k603.1KkgJ
Q8=1346.45×1.603×(30-0)=64750.78kJ/h
⑨循环冷却器热负荷
因操作温度不高，忽略热损失
把相关数据代入热平衡方程解得：
hkJ
Q
/01.686818878.6475089.1430357
68.937896342386977.250963.891053.26
9
⑩循环冷却器冷却水用量
设循环冷却器循环水上水温度32℃，排水温度36℃
则冷却水量为：
hkgW/08.410384
)3236(184.4
01.6868188
（5）循环液量
循环液流量受入塔喷淋液温度限制，70℃循环液比热容为
)/(368.3KkgkJ
，循环液和新鲜吸收液混合后喷淋液比热容为
)/(364.3KkgkJ
设循环液流量为mkg/h，循环冷却器出口循环液温度t℃
对新鲜暖收剂和循环液汇合处(附图中A点)列热平衡方程得：
m×3.368t+9267=(m+192.7)×3.364×70(1)
对循环冷却器列热平衡得:
m×3.347×81－m×3.368t=6868188.01(2)
联解式(1)(2)得：m=193942.26kg/hCt70
4.4换热器物料衡算和热量衡算
图4
4.4.1计算依据
进口气体76.7℃，组成和流量和氨中和塔出口气相同
出口气体温度40℃，操作压力115.5kPa
换热器
AN溶液去精制
AN溶液来自水吸收塔
气体来自氨中和塔气液混合物去水吸收塔
4.4.2物料衡算
表4-8进口气组成及流量
组分C
3
H
6
C
3
H
8
O
2
N
2
ANACN
流量
kmol/h
23.0229.4292.201442.54100.0217.50
组分ACLHCNCO
2
H
2
O累计
流量
kmol/h
1.1732.5160.02763.342561.74
出口气体温度40℃，40℃饱和蒸汽压力为MPaP
OH
375.7
2
设出口气体中含有xkmol/h蒸汽，依据分压定律有：
375.75.115
34.76374.2561
x
x
解得x=122.67kmol/h=2208kg/h
故，蒸汽冷凝量为13740.06-2208=11532.06kg/h
所以得到换热器气体方(壳方)物料平衡以下表：
表4-9换热器气体方(壳方)物料平衡
组分C
3
H
6
C
3
H
8
H
2
OO
2
N
2
AN
流量kmol/h23.029.4122.792.21442.5100
组分ACNHCNACLCO
2
冷凝水累计
流量kmol/h17.5032.511.1760.0640.72561.7
4.4.3热量衡算
（1）换热器入口气体带入热（等于氨中和塔出口气体带出热）
Q
1
=6673159kJ/h
（2）蒸汽冷凝放出热
40℃水汽化热为2401.1kJ／kg
Q
2
=11532.6×2401.1=27690925.86kJ/h
（3）冷凝液带出热
Q
3
=11532.06×4.184×(40-0)=1930005.56kJ/h
（4）出口气体带出热
表4-10出口气体各组分在0～40℃平均摩尔热容
组分C
3
H
6
C
3
H
8
O
2
N
2
H
2
OANACNHCNACLCO
2
pC61.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66
Q
4
=（23.0×61.92+29.4×72.38+36.75×122.7+92.2×29.46+1442.5×
29.29+63.35×100+17.50×52.09+32.51×62.76+1.17×65.61+60.0×38.66）×
(40-0)=2588466.41kJ/h
（5）热衡算求换热器热负荷
平衡方程：Q
1
+Q
2
=Q
3
+Q
4
+Q
5
代入数据求得：Q
5
=29845612.89kJ/h
4.5水吸收塔物料衡算和热量衡算
4.5.1计算依据
图5水吸收塔局部步骤
（1）入塔气流量和组成和换热器出口相同
（2）入塔器温度40℃，压力112Kpa；出塔气温度10℃，压力101Kpa
（3）入塔吸收液温度5℃
（4）出塔AN溶液中含AN1.8%（wt）
4.5.2物料衡算
（1）进塔物料（包含气体和凝水）组成和流量和换热器出口相同
进口气量=23×42+29.4×44+122.7×18+92.2×32+1442.5×28+100×
53+17.5×41+32.51×27+1.17×56+60×44=57409.39kg/h
（2）出塔气组成和量
出塔干气含有：C
3
H
6
23kmol/h=966kg/h
C
3
H
8
29.4kmol/h=1293.6kg/h
O
2
92.2kmol/h=2950.4kg/h
N
2
1442.5kmol/h=40390kg/h
CO
2
6.7kmol/h=294.8kg/h
10℃水饱和蒸汽压PaP
OH
1228
2
，总压P=101325pa
出塔器中干气总量=23+29.4+92.2+1442.5+6.7=1593.8kmol/h
出塔气中含有蒸汽量按分压定律求得，计算以下：
hkghkmol/95.351/55.198.1593
1228101325
1228
出塔气总量为：966+1293.6+2950.4+40390+294.8=45894.8kg/h
（3）塔顶加入吸收水量
①出塔AN溶液总量
出塔AN溶液中，AN为1.8%（wt），AN量为5307.36kg/h，所以，出塔AN
溶液总量为5307.36/0.018=294853.33kg/h
②塔顶加入吸收水量
作水吸收塔总质量衡算得：
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
=294853.33+45894.8－57409.39－11532.06
=271806.68kg/h
（4）塔底AN溶液组成和量
AN、ACN、HCN、ACL全部被水吸收，因为塔底AN溶液中AN、CAN、
HCN、ACL量和进塔气、液混合物相同，AN溶液中水量按全塔水平衡求出
AN溶液中水量=塔顶加入水+进塔气液混合物中水-出塔气带出水
=271806.68+763.34×18-351.95
=285194.85kg/h
（5）水吸收塔平衡以下：
表4-11水吸收塔物料平衡
入
塔
气
组
分
C
3
H
6
C
3
H
8
H
2
OO
2
N
2
ANACNHCNACLCO
2
累计
流
量
Kmol/h
23.029.4122.792.21442.510017.5032.511.17601921
摩
尔
分
数
0.0120.020.060.050.750.0520.00910.01690.00060.031
入塔凝
液kg/h
11532.0611532.06
入塔水
kg/h
271806.68271806.7
出
塔
气
流
量
kmol/h
23.029.419.5592.21442.5.7
塔
底
出
口
A
N
溶
液
kmol/h17.5032.511.17016145
kg/h07717.5877.7765.520294853.33
（6）检验前面AN、ACN、ACL、HCN全部溶于水假设正确性
因系统压力小于1Mpa，气相可视为理想气体，AN、ACN、ACL、HCN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，压力和含量关系为：
lll
pEx
或iii
pEx
塔底排出液温度为15℃(见后面热衡算)
查得15℃时ACN、HCN、ACL和AN亨利系数E值为：
ANE=810kPa
ACLE=444.4kPa
ACNE=405.3kPa
HCNE=1824kPa
①AN
塔底Ｐ
AN
=0.052×112=5.82kPa
0072.0
810
82.5
AN
AN
ANE
P
从以上计算可看出
ANAN
006203.0，溶液未饱和
②ACL
Ｐ
ACL
=0.0006×112=0.0672kPa
000151.0
4.444
0672.0
ACL
ACL
ACLE
P
ACLACL
0000723.0，溶液未达饱和
③ACN
Ｐ
ACN
=0.0091×112=1.0192kPa
0025.0
3.405
0192.1
ACN
ACN
ACNE
P
ACNACN
00108.0，溶液未达饱和
④HCN
Ｐ
HCN
=0.0169×112=1.8928kPa
001.0
1824
8928.1
HCN
HCN
HCNE
P
HCNHCN
00202.0
从计算结果可知，在吸收塔下部，对HCN吸收推进力为负值，但若吸收塔
足够高，仍可使塔顶出口气体中HCN含量达成要求。
4.5.3热量衡算
（1）入塔气带入热
表4-12各组分在0～40℃平均摩尔热容
组分C
3
H
6
C
3
H
8
O
2
N
2
H
2
OANACNHCNACLCO
2
pC61.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66
Q
1
=（23.0×61.92+29.4×72.38+36.75×122.7+92.2×29.46+1442.5×
29.29+63.35×100+17.50×52.09+32.51×62.76+1.17×65.61+60.0×38.66）×
(40-0)=2588466.41kJ/h
（2）入塔冷凝水带入热
Q
2
=11532.06×4.184×(40-0)=1930005.56kJ/h
（3）出塔气带出热
Q
3
=(23.0×61.92+29.4×72.38+36.75×18.82+92.2×29.46+1442.5×
29.29+60.0×38.66)(10-0)=515304kJ/h
（4）吸收水带入热
Q
4
=271806.68×4.184×(5-0)=5686195.75kJ/h
（5）出塔AN溶液带出热
表4-13溶液中各组分液体摩尔热容
组分H
2
OANACNHCNACL
pC75.3121.1107.371.55123.8
Q
5
=(15844.16×75.3+100×121.1+17.5×107.3+32.51×71.55+1.17×123.8）t
=1209523.81t
（6）水冷凝放热
水冷凝量=2208.6－351.95=1856.65kg/h
水冷凝热为2256kJ/kg，故Q
6
=4188602.4kJ/h
（7）AN、ACN、ACL、HCN等气体溶解放热
溶解热=冷凝放热+液-液互溶放热=冷凝热
表4-14AN、ACN、ACL、HCN冷凝热
组分ANACNACLHCN
pC610.9765.7493.7937.2
Q
7
=610.9×5307.24+765.7×717.69+493.7×65.53+937.2×877.72
=4646679.5kJ/h
（8）热衡算求出塔液温度t
热平衡方程：Q
1
+Q
2
+Q
4
+Q
6
+Q
7
=Q
3
+Q
5
代入数据得
2588466.41+1930005.56+5686195.75+4188602.4+4646679.5
=515304+1209523.81t
解得t=15.32℃
4.6空气水饱和塔釜液槽
4.6.1计算依据
空气饱和塔液体进、出口流量和出口液体温度由空气饱和塔物料和热衡算确
定；去水吸收塔液体流量由水吸收塔物料衡算确实定，见本文相关部分计算；排
污量按乙腈解吸塔来塔釜液量15%考虑；乙腈解吸塔塔釜液量和去萃取解吸塔液
体量由精制系统物料衡算确。
图6空气饱和塔塔釜物料关系
4.6.2物料衡算
（1）进料
①乙腈解吸塔釜液入槽量=39.05=235846.95kg/h
②空气饱和塔塔底液入槽量=152858.73-59482.5=93376.23kg/h
③入槽软水量xkg/h
（2）出料
①去水吸收塔液体量271806.68kg/h
②去萃取解吸塔液体量105000kg/h
作釜液槽总质量平衡得
235846.95+93376.23+x=271806.68+105000
解得x=47583.5kg/h
4.6.3热量衡算
（1）入槽乙腈解吸塔釜液带入热
Q
1
=235846.95×4.184×(105-0)=.1kJ/h
（2）入槽软水带入热
Q
2
=47583.5×4.184×(30-0)=5972680.92kJ/h
（3）空气饱和塔塔底液带入热
Q
3
=93376.23×4.184×(79-0)=30864205.56kJ/h
（4）去吸收塔液体带出热
Q
4
=271806.68×4.184×(t-0)=1137239.15tkJ/h
（5）去萃取解吸塔液体带出热
Q
4
=105000×4.184×(t-0)=439320tkJ/h
（6）热衡算求槽出口液体温度t
热损失按5％考虑，热平衡方程为0.95(Q
1
+Q
2
+Q
3
)=Q
4
+Q
5
解得t=84.63℃
4.7丙烯蒸发器热量衡算
4.7.1计算依据
蒸发压力0.405MPa；加热剂用0℃冷冻盐水，冷冻盐水出口温度-2℃;丙烯
蒸发量1002.3kg/h
4.7.2相关数据
（1）0.405MPa下丙烯沸点为-13℃，汽化热410kJ/kg
（2）0405MPa下丙烷沸点为-5℃，汽化热376.6kJ/kg
4.7.3热衡算求丙烯蒸发器热负荷和冷冻盐水用量
（1）丙烯蒸发吸收热
Q
1
=7002.1×410=2870861kJ/h
（2）丙烷蒸发吸收热
Q
2
=1294.53×376.6=487520kJ/h
（3）丙烯蒸发器热负荷
冷损失按l0％考虑
Q=1.1(2870861+487520)=3694219.1kJ/h
（4）冷冻盐水用量
平均温度(-1℃)下，冷冻盐水比热容为3.47kJ／(kg•K)
冷冻盐水用量为：
hkgW/23.532308
(-2)-03.47
3694219.1
4.8丙烯过热器热量衡算
4.8.1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
4.8.2热量衡算求丙烯过热器热负荷和加热蒸汽量
丙烯气比热容为1.464kJ/(kg•K)，丙烷气比热容1.715kJ/(kg•K)，冷损失按
10％考虑，需要加热蒸汽提供热量为：
hkJQ/39.1070028(-13)-651.715)1294.531.4647002.1(1.1
加热蒸汽量为：
hkgW/48.500
2138
39.1070028
上式中2138kJ/kg是0.405MPa蒸汽冷凝热
4.9氨蒸发器热量衡算
4.9.1计算依据
（1）蒸发压力0.405MPa
（2）加热剂用0.405MPa饱和蒸汽；冷凝热为2138kJ/kg
4.9.2相关数据
0.405MPa下氨蒸发温度为-7℃，汽化热为1276kJ/kg
4.9.3热衡算求氨蒸发器热负荷和加热蒸汽用量
冷损失按10%考虑，氨蒸发器热负荷为：
Q=2975.95×1276×1.1=4177043.42kJ/h
加热蒸汽量为：
hkgW/72.1953
2138
4177043.42
4.10氨气过热器
4.10.1计算依据
（1）气氨进口温度-7℃，出口温度65℃
（2）用0.405MPa蒸汽为加热剂
（3）气氨流量2975.95kg/h
4.10.2热衡算求气氨过热器热负荷和加热蒸汽用量
氨气比热容为2.218kJ/(kg.K)，冷损失按10％考虑
气氨过热器热负荷为：
hkJQ/04.5227721.1)7(65218.295.2975
加热蒸汽用量为：
hkgW/51.244
2138
04.522772
4.11混合器
4.11.1计算依据
（1）气氨进口温度65℃，流量2975.95kg/h
（2）丙烯气进口温度65℃，流量7002.1kg/h，丙烷气进口温度65℃，流
量1294.53kg/h
（3）出口混合气温度110℃，湿空气来自空气加热器
4.11.2热衡算求进口温空气温度t
以0℃为热衡算基准
表4-15C
3
H
6
、C
3
H
8
、NH
3
，在0～65℃平均比热容
组分
36
CH
38
CH
3
NH
pC1.5691.822.197
（1）气态丙烯、丙烷带入热
Q
1
=(7002.1×1.569+1294.53×1.82)(65-0)=867252.07kJ/h
（2）气态氨带入热
Q
2
=2975.95×2.197(65-0)=424980.54kJ/h
（3）温空气带入热
N
2
、O
2
和蒸汽0～136℃平均比热容分别为)/(046.1KkgkJ、
)/(841.1KkgkJ和)/(925.1KkgkJ
Q
3
=(40391.12×1.046+12270.59×1.841+9002.88×1.925)(t-0)=82169.81t
（4）混合器出口气体带出热
Q
4
=(7002.1×1.569+1294.53×1.82+2975.95×2.197+40391.12×1.046+12270.59×
1.841+9002.88×1.925)(110-0)=11225534.29kJ/h
（5）热衡算求进口湿空气温度t热损失按10%考虑
热衡算方程:0.9(Q
1
+Q
2
+Q
3
)=Q
4
代入数据0.9(867252.07+424980.54+82169.81t)=11225534.29
解得t=136.07℃
4.12空气加热器热量衡算
4.12.1计算依据
（1）入口空气温度90℃，出口空气温度136℃
（2）空气流量和组成以下：
表4-16空气流量和组成
组分O
2
N
2
H
2
O累计
kg/h1756.45781.51288.68826.5
4.12.2热衡算求空气加热器热负荷和加热蒸汽量
N
2
、O
2
和蒸汽90～136℃平均比热容分别为)/(046.1KkgkJ、
)/(841.1KkgkJ和)/(925.1KkgkJ
热损失按10％考虑，空气加热器热负荷为：
Q=(5781.5×1.046+1756.4×1.841+1288.6×1.925)(136-90)×1.1
=595133.74kJ/h
用0.608MPa蒸汽为加热剂，其饱和温度为164.2℃，冷凝热为2066kJ/kg，
加热蒸汽用量为：
hkgW/06.288
2066
595133.74
第五部分关键设备工艺计算
5.1合成反应器
5.1.1计算依据
（1）入口气体流量2697.36kmol/h；出口气体流量2784.91kmol/h
（2）气体进口压力0.203MPa；出口压力0.162MPa
（3）进口气体温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃
（4）流化床内换热装置以水为冷却剂，产生0.405MPa（143℃）饱和蒸汽
（5）接触时间10s
5.1.2浓相段直径
因反应过程总物质量增加，故按出口处计算塔径比较安全
出口处气体体积流量为：
sm
hmV
/49.29
/61.106164
162.0
1013.0
273
470273
4.2291.2784
3
3
表5-1部分工业上采取流化床操作气速
产品反应温度℃操作空塔速度m/s
丁烯氧化脱氢制丁二烯480～5000.8～1.2
丙烯氨氧化制丙烯腈4750.6～0.8
萘氧化制苯二甲酸酐3700.3～0.4
取空床线速0.8m/s
浓相段直径为：
m
u
V
D85.6
8.0785.0
49.294
取流化床浓相段直径6.9m
5.1.3浓相段高度
按接触时间10s计算，催化剂堆积体积应为：
39.2941049.29mV
r
净床高H
0
=294.9/0.785×6.92=7.89m
取膨胀比为2，则浓相段高度为H
1
=RH
0
＝15.78m
取浓相段高度16m
校核：
催化剂堆密度为640kg/m3
催化剂质量W=294.9×640=188736kg=188.74t
所以，催化剂负荷为：
)/(126.0
188736
100086.23
63
kgcathHmolC
是可靠
5.1.4扩大段（此处即稀相段）直径
取扩大段气速为操作气速二分之一，即u=0.4m/s
气体流量为：
smhm
V
/12.25/11.90447
162.0
1013.0
273
360273
4.2291.2784
33
扩大段直径：
m
u
V
D94.8
4.0785.0
12.254
取扩大段直径9m
5.1.5扩大段高度
依据流化床直径6.9m，空塔气速0.8m/s
图7
查图有：H
2
/D=1.4
所以，稀相段高度H
2
=1.4D=1.4×6.9=9.66m
取H
2
=10m
5.1.6浓相段冷却装置换热面积
表5-2流化床总传热系数K经验值
工业过程床内线速m/s
浓相段传热系数W/(m2•
K)
换热方法及介质
丁烯氧化脱氢制丁
二烯
0.8～1.2465～581套管，水
丙烯氨氧化制丙烯
腈
0.6～0.8233～349套管，水
萘氧化制苯二甲酸
酐
0.3～0.4300～316列管，水，汽水
换热装置采取套管式，总传热系数取349W/(m2•K)
前面已算出换热器热负荷Q=62561989.21kJ/h=17.378×106J/s
换热面积：
228.152
)143470(349
10×17.3786
mA
取30%设计裕量，则换热面积为200m2
5.1.7稀相段冷却装置换热面积
换热装置采取套管式，水为冷却剂，产生0.405MPa（143℃）饱和蒸汽
总传热系数取20W/(m2•K)
换热装置热负荷Q=13136240.51kJ/h=3.649×106J/s
又
Ct
m
267
143360
143470
ln
143)-(360-143)-(470
换热面积：
233.683
26720
10×3.6496
mA
取30%设计裕量，则换热面积为890m2
5.2空气饱和塔
5.2.1计算依据
（1）进塔空气组成和流量
表5-3进塔空气组成和流量
组分O
2
N
2
H
2
O累计
kmol/h383.461442.5464.361890.36
kg/h12270.5940391.121158.5653820.27
（2）出塔温空气组成和流量
表5-4出塔温空气组成和流量
组分O
2
N
2
H
2
O累计
kmol/h383.461442.54500.162326.16
kg/h12270.5940391.129002.8861664.59
（3）塔顶喷淋液量160703.05kg/h，温度105℃
（4）塔底排出液量152858.73kg/h，温度78.11℃
（5）塔底压力O.263MPa，塔顶压力O.243MPa
（6）入塔气温度l70℃，出塔气温度90℃
（7）填料用Φ50×50×4.5陶瓷拉西环(乱堆)
5.2.2塔径确实定
依据拉西环泛点速度计算公式
8/1
4/1
2.0
3
2
75.1022.0lg
L
G
L
L
GF
G
La
g
（A）
式中：ω
F
---泛点空塔气速，m/s
g---重力加速度，9.81m/s2
3
a
---干填料因子，m-1
L
、
G
---气相和液相密度，kg/m3
L、G---气相和液相流量，kg/h
L
---液体粘度，mPa·s(cP)
Φ50×50瓷拉西环干填料因子为177m-1
（1）塔顶处
3/135.2
243.0
1013.0
273
90273
22.42326.16
61664.59
mkg
G
3
L
/958mkg
smPa282.0
L
hkgL/160703.05
hkgG/59.16646
代入式（A）有：
8/14/1
2.0
2
958
135.2
59.61664
05.160703
75.1022.0282.0
958
135.2
177
81.9
lg
F
解得
sm/76.1
F
泛点率取75％，则气体空塔速度为sm/32.175.076.1
出塔操作条件下气量：
smhm
V
/02.8/5.28882
243.0
1013.0
273
90273
4.2216.2326
33
塔径应为：
m
u
V
D78.2
32.1785.0
02.84
（2）塔底处
3/034.2
263.0
1013.0
273
170273
22.41890.36
53820.27
mkg
G
3
L
/975mkg
smPa38.0
L
hkgL/152858.73
hkgG/27.53820
代入式（A）有：
8/14/1
2.0
2
975
034.2
27.53820
73.152858
75.1022.038.0
975
034.2
177
81.9
lg
F
解得
sm/738.1
F
泛点率取75％，则气体空塔速度为sm/304.175.0738.1
入塔操作条件下气量：
smhm
V
/35.7/94.26465
263.0
1013.0
273
170273
4.2236.1890
33
塔径应为：
m
u
V
D68.2
304.1785.0
35.74
取塔径为2.8m
5.2.3填料高度
空气水饱和塔填料高度确定须考虑两方面要求:
①使出塔气体中蒸汽含量达成要求
②使塔顶喷淋液中ACN等在塔内脱吸以使出塔釜液中ACN等含量尽可能
低，以降低污水处理负荷并回收ACN等副产物
按工厂实践经验，取填料高度11m
5.3水吸收塔
5.3.1计算依据
（1）进塔气体流量和组成
表5-5进塔气体流量和组成
组
分
C3H6C3H8H2OO2N2ANACNHCNACLCO2累计
流
量
kmol/h
23.029.4122.792.21442.510017.5032.511.1760.01921
kg/h9661293.62208.62950.44.5877.7765.52264057409.4
（2）出塔气体流量和组成
表5-6出塔气体流量和组成
组分C
3
H
6
C
3
H
8
H
2
OO
2
N
2
CO
2
AN累计
流
量
Kmol/h
23.029.419.5592.21442.560.0少许1666.7
kg/h9661293.6351.952950.4403902640少许48592
随入塔气进入凝水11532.06kg/h
（3）塔顶喷淋液量271806.68kg/h,含AN0.005％(wt)，温度5℃
（4）塔底排出液量294853.33kg/h，温度15.32℃
（5）塔底压力ll2kPa，塔顶压力101kPa
（6）入塔气温度40℃，出塔气温度l0℃
（7）出塔气体中AN含量小于0.055%(wt)
（8）填料用250Y型塑料孔板波纹填料
5.3.2塔径确实定
塑料孔板渡纹填料泛点气速计算公式为:
8/1
4/1
2.0
3
2
563.1291.0lg
L
G
L
L
GF
G
La
g
（A）
式中：ω
F
---泛点空塔气速，m/s
g---重力加速度，9.81m/s2
3
a
---干填料因子，m-1a=240m2/m3ε=0.97
L
、
G
---气相和液相密度，kg/m3
L、G---气相和液相流量，kg/h
L
---液体粘度，mPa·s(cP)
按塔底情况计算ω
F
3/29.1
112
3.101
273
04273
22.49211
57409.4
mkg
G
3
L
/997mkg
smPa154.1
L
hkgL/271806.68
hkgG/4.57409
把数据代人(A)式
8/14/1
2.0
3
2
997
29.1
4.57409
68.271806
563.1291.0154.1
997
29.1
97.0
240
81.9
lg
F
解得
sm/33.2
F
空塔气速为(泛点率取70%)sm/63.17.033.2
气体在操作条件下流量为
smhmV/39.12/94.44621
112
3.101
273
40273
4.22192133
塔径应为：
m
u
V
D11.3
63.1785.0
39.124
取塔径为3.2m
5.3.3填料高度
液体喷淋密度
)/(82.33
2.3785.0
8.999/68.271806
23
2
hmmU
塑料孔板液纹填料250Y液相传质单元高度H
OL
当初)/(2023hmmU，25℃下H
OL
为0.187m
)/(4023hmmU时，25℃下H
OL
为0.225m
内插得到)/(82.3323hmmU时，25℃下H
OL
为0.213m
又)25(0234.0
25
)()(
t
OLCOL
eiHH
meH
OL
292.0/206.0)2516.10(0234.0
液相传质单元数计算式以下
22
11
2211
21
lg
)()(
XX
XX
XXXX
XX
N
OL
①塔底
00623.0
100-16145
100
1
X
E
1
=810kPaP=112kPa
所以：
0072.0
810
1120.052
1
1
E
P
XAN
00724.0
0072.01
0072.0
1
X
②塔顶
5
2
10698.1
0.005)/18-(100
53/005.0
X
E
1
=506.6kPaP=101.3kPa
出口气体中含有大于0.055％(wt)，所以
055.03.101105.54
AN
P
所以
4
2
10095.1
506.6
50.05
2
E
P
XAN
410095.1
2
X
代入数据求得：
19.16
10698.110095.1
00623.000724.0
lg
10698.110095.100623.000724.0
10698.100623.0
lg
)()(
5
5
5
22
11
2211
21
4
4
XX
XX
XXXX
XX
N
OL
故，填料高度Z=N
OL
×H
OL
=16.19×0.292=4.73m
取填料高度为7m
5.4丙烯蒸发器
5.4.1计算依据
（1）丙烯在管外蒸发，蒸发压力0.405MPa，蒸发温度-l3℃，管内用0℃冷
冻盐水(17.5％NaOH水溶液)和丙烯换热，冷冻盐水出口温度-2℃
（2）丙烯蒸发量1002.3kg/h，冷冻盐水用量532308.23kg/h
（3）丙烯蒸发器热负荷Q=3694219.1kJ/h
5.4.2丙烯蒸发器换热面积
（1）总传热系数
①管内给热系数α
1
蒸发器内安装Φ38×3.5U型钢管80根
冷冻盐水平均温度-l℃．此温度下相关物性数据以下：
3
3
/8.1130
)/(3473)/(473.3
)/(545.0)/(545.0
)/(10485.2
mkg
KkgJKkgkJC
sKmJKmW
smkg
P
冷冻盐水流速为：
8.15
545.0
10485.23473
Pr
湍流,1000031805
10485.2
8.113017.20035.02038.0
Re
/17.2
0035.02038.0785.08036008.1130
532308.23
3
3
2
sm
所以
)/(5.3960
)
31805
106
1(8.1531805
038.0
545.0
023.0
Re
106
1PrRe
d
023.0
2
8.1
5
4.08.0
8.1
5
4.08.0
1
KmW
②管外液态丙烯沸腾给热系数取13617.2
③总传热系数
冷冻盐水方污垢热阻取0.264×10-3m2·K/W；丙烯蒸发侧污垢热阻取0.176
×10-3m2·K/W；钢管导热系数45W/(m·K)
3-3-10×0.17610×0.264
45
0035.0
2.13617
1
5.3960
11
K
K=1185.3W/(m2•K)
④传热平均温差
热端温差0－(﹣13)=13℃，冷端温差﹣2－(﹣13)=11℃
传热平均温差为
Ct
m
12
2
1113
⑤换热面积
热负荷Q=3694219.1kJ/h=1026172J/s
换热面积为:
215.72
121185.3
1026172
mA
取安全系数1.2，则换热面积为87m2
5.5循环冷却器
5.5.1计算依据
(1)管内循环液流量193942.26kg/h，进口温度81℃，出口温度70℃
(2)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
410384.08kg/h
(3)热负荷为Q=6868188.01kJ/h
5.5.2计算换热面积
初选GH90-105I型石墨换热器，换热面积为105m2，设备壳体内径D=880mm，
内有外径32mm、内径22mm、长3m石墨管417根。换热管为正三角形排列，
相邻两管中心距t=40mm
(1)总传热系数
①管内循环液侧给热系数α
平均流体温度
Ct
752/7080
,该温度循环液物性数据以下
3
3
/1140
)/(3305)/(305.3
)/(547.0)/(547.0
)/(1085.0
mkg
KkgJKkgkJC
sKmJKmW
smkg
P
管内流体流速为：
136.5
547.0
1085.03305
Pr
过渡流,100008801
1085.0
1140298.0022.0
Re
/298.0
022.0785.
193942.26
3
3
2
sm
所以
)/(6.1499
)
8801
106
1(136.58801
022.0
547.0
023.0
Re
106
1PrRe
d
023.0
2
8.1
5
4.08.0
8.1
5
4.08.0
1
KmW
②壳程(循环水侧)给热系数
循环水平均温度(32+36)/2=34℃，34℃水物性数据为
3
3
/994
18.5Pr
)/(621.0
)/(107371.0
mkg
KmW
smkg
正三角形排列时，当量直径d
e
计算公式为
0
2
0
2
42
3
4
d
dt
d
e
管外流体流速依据流体流过最大截面积S来计算，S计算公式为：S=hD(1-d
0
/t)
已知t=40mm，d
0
=32mm，h=374mm，D=888mm
代人数据得
m
d
dt
d
e
02316.0
42
3
4
0
2
0
2
S=hD(1-d
0
/t)=0.374×0.888(1-0.032/0.04)=0.0664m2
管外流体流速为
smu/727.1
0.
410384.08
所以
62.53942
107371.0
994727.102316.0
Re
3
ud
e
Re值在～1000000范围内可用下式计算给热系数
14.0
33.055.0
2
PrRe36.0
We
d
代入数据得
KmW
2
14.0
33.055.0
2
/85.8350
18.5)136.5()62.53942(
02316.0
621.0
36.0
③总传热系数
石墨导热系数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
代入数据求K：
3-3-10×2.010×0.6
27
22
4.38
005.0
32
22
85.8350
1
6.1499
11
K
K=604.1W/(m2·K)
（2）对数平均温差
Ct
m
4.41
3270
3681
ln
)3270()3681(
（3）换热面积
热负荷Q=6868188.01kJ/h=1907830J/s
换热面积为
228.76
41.4604.1
1907830
mA
取安全系数l.2则换热面积为92m2,所以，选GH90—105-1型石墨换热器，
其换热面积已足够
5.6氨蒸发器
5.6.1计算依据
（1）氨蒸发压力0.405MPa，蒸发温度-7℃
（2）加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143℃
（3）热负荷4177043.42kJ/h
5.6.2计算换热面积
（1）总传热系数
蒸汽冷凝时给热系数取8000W/(m2·K)，液氨沸腾给热系数取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:
3-3-10×0.210×0.2
45
004.0
2000
1
8000
11
K
K=898W/(m2·K)
（2）平均温度差
Ct
m
150)7(143
（3）换热面积
氨蒸发器热负荷Q=4177043.42kJ/h=1160290J/s
换热面积为
261.8
501988
1160290
mA
取换热面积为9m2
5.7氨气过热器
5.7.1计算依据
（1）进口气氯温度-7℃．出口气氨温度65℃
（2）加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143℃
（3）热负荷Q=522772.04kJ/h
5.7.2计算换热面积
（1）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值推
荐范围是28～250W/(m•K)，取230W/(m·K)
（2）平均温度差
冷端温差为143-(-7)=150℃，热端温差为l43-65=78℃
Ct
m
110
78
150
ln
78150
（3）换热面积
热负荷为Q=522772.04kJ/h=145214.5J/s
换热面积为
274.5
110302
145214.5
mA
取安全系数1.2，则换热面积为6.9m2，选浮头式热交换器
BFT325-4.0-10-3/19-2I型，换热面积10.5m2,符合要求
5.8丙烯过热器
5.8.1计算依据
（1）进口气体温度﹣l3℃，出口气体温度65℃
（2）加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143℃
（3）热负荷Q=1070028.39kJ/h
5.8.2计算换热面积
（1）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值推
荐范围是28～250W/(m•K)，取230W/(m·K)
（2）平均温度差
冷端温差为143-(-7)=150℃，热端温差为l43-65=78℃
Ct
m
110
78
150
ln
78150
（3）换热面积
热负荷为Q=1070028.39kJ/h=297230.1J/s
换热面积为
275.11
110302
297230.1
mA
取安全系数1.2，则换热面积为14.1m2，选浮头式热交换器
BFT426-4.0-20-4.5/2.5-2I型，换热面积25.6m2,符合要求
5.9空气加热器
5.9.1计算依据
（1）空气走管内，加热蒸汽走管间
（2）进口气体温度90℃，出口气体温度l36℃，气体进口压力0.243MPa，
气体流量和组成以下：
表5-7进口气体流量和组成
组分O
2
N
2
H
2
O累计
kg/h1756.45781.51288.68826.5
kmol/h54.89206.4871.59332.96
（3）加热蒸汽为0.608MPa(对应饱和温度为l64.2℃)，流量为288.06kg/h
（4）热负荷Q=595133.74kJ/h=165314.93J/s
5.9.2计算换热面积
初选BFT700-1.6-800-3/25-2Ⅱ浮头式换热器一台，换热器有Φ25×3.5管子
268根
（1）总传热系数
①管内(空气一侧)给热系数
管内气体平均温度为(90+136)/2=113℃，113℃空气物性数据为
693.0Pr
)/(1029.3
)/(10255.2
2
5
KmW
smkg
空气密度：
3/01.2
243.0
1013.0
273
113273
22.4332.96
5.8826
mkg
Q
W
1000044.25830
10255.2
007.251.1402.0
Re
/51.14
02.0785.02683600
243.0
1013.0
273
113273
22.4332.96
5
2
du
smu
KmW
d
24.08.0
1
/63.110PrRe023.0
②管外蒸汽冷凝侧给热系数
取α
2
=8000W/m2·K
③总传热系数
钢导热系数45W/(m·K)，空气侧污垢热阻0.4×10-3m2·K/W，蒸汽冷凝侧
污垢热阻0.2×10-3m2·K/W
3-3-10×0.210×0.4
45
0025.0
8000
1
63.110
11
K
K=101.83W/(m2•K)
（2）对数平均温度差
Ct
m
55.47
1362.164
902.164
ln
)1362.164()902.164(
（3）换热面积
214.34
47.55101.83
165314.93
mA
安全系数取1.2，则换热面积应为40.97m2，所选换热面积80.4m2,符合要求
5.10循环液泵
循环液质量流量90271.70kg/h，循环液密度为1140kg/m3．所以循环液体积
流量为
hmQ/12.170
1140
193942.26
3
又
ff
hh
g
u
g2
2
m15mh
f
8
所以，H=23m液柱=23×1.14=26mH
2
O
选择80FVZ-30耐腐蚀泵三台,正常使用两台，备用一台。80FVZ-0泵流量为
50m3/h，扬程30m。
5.11空气压缩机
在产品样本上，活塞式空气压缩机排气量指是后一级排出空气，换算为第一
级进气条件时气体体积藏量。现第一级进气条件为常压，温度按30℃计，排出
气体摩尔流量为270.6kmol/h,则排气量(换算为第一级进气条件)为
min/112/6728
273
30273
4.226.27033mhmQ
因工艺要求排出压力为0.263MPa，故选择排气量为55m3/min，排气压力0
为0.35MPa5L-55/3.5型空气压缩机三台，正常操作用两台，备用一台
5.12中和液贮槽
按停车时中和塔塔板上吸收液流入贮槽所需要容积确定贮槽容积，中和塔塔
径1.8m，20块塔板，板上液层高度0.082m，这些液体若全部流入贮槽，总体积
为:V=20×0.785×1.82×0.082=4.2m3
考虑到停车检修时，原存于塔底一定高度液体，亦需排入中和液贮槽存放，
则该贮槽舶装料系数取0.8，故可选贮槽容积应大于4.2m3
中和塔操作压力为0.263MPa，在国家标准容器系列JBl42874(卧式椭圆封头
容器，工作压力0.25～4MPa)中选择工作压力0.25MPa，公称容器6m3型号，此
容器直径为1600mm，长度为2600mm
第五部分课程设计心得
此次化工设计历时1.5周，是学习化工设计以来第一次独立课程设计。化工
设计是培养学生化工设计能力关键教学步骤，经过课程设计使我们初步掌握化工
设计基础知识、设计标准及方法；学会多种手册使用方法及物理性质、化学性质
查找方法和技巧；掌握多种结果校核，能画出工艺步骤图等。在设计过程中不仅
要考虑理论上可行性，还要考虑生产上安全性和经济合理性。
在短短1.5周里，从开始一头雾水，到同学讨论，再进行整个步骤计算，再
到对工业材料上选择论证和后期程序编写和步骤图绘制等过程培养，我真切感受
到了理论和实践相结合中种种困难，也体会到了利用所学有限理论知识去处理实
际中多种问题不易。我们从中也明白了学无止境道理，在我们所查找到很多参考
书中，很多知识是我们历来没有接触到，我们对事物了解还仅限于皮毛，所学知
识结构还很不完善，我们对设计对象了解还仅限于书本上，对实际当中事物方方
面面包含经济成本方面上考虑还很不够。在实际计算过程中，我还发觉因为没有
立即将所得结果总结，以致在后面计算中不停地往返翻查数据，浪费了大量时间。
在部分应用问题上，我直接套用了书上公式或过程，并没有根本了解各个公式出
处及用途，对于部分工业数据选择，也只是依据范围自己选择，并不一定符合现
实应用。所以，部分计算数据有时并不是十分正确，只是拥有一个正确范围及趋
势，而并没有更细地追究下去，所以可能存在一定误差，影响后面具体设备选型。
假如有更充足时间，我想能够深入再完善一下。
经过此次课程设计训练，让我对自己专业有了愈加感性和理性认识，这对我
们继续学习是一个很好指导方向，我们了解了工程设计基础内容，掌握了化工设
计关键程序和方法，增强了分析和处理工程实际问题能力。同时，经过课程设计，
还使我们树立正确设计思想，培养实事求是、严厉认真、高度负责工作作风，加
强工程设计能力训练和培养严谨求实科学作风更尤为关键。
我还要感谢我指导老师对我们教导和帮助，感谢同学们相互支持。
限于我们水平，设计中难免有不足和谬误之处，恳请老师批评指正。
第六部分附录
6.1参考文件
[1]陈英男、刘玉兰．常见华工单元设备设计[M]．上海：华东理工大学出版社，
[2]贾绍义、柴诚敬．化工原理课程设计[M]．天津：天津大学出版社，
[3]路秀林、王者相.塔设备[M]．北京：化学工业出版社，
[4]王明辉．化工单元过程课程设计[M]．北京：化学工业出版社，
[5]夏清、陈常贵．化工原理（上册）[M]．天津：天津大学出版社，
[6]夏清、陈常贵．化工原理（下册）[M]．天津：天津大学出版社，
[7]《化学工程手册》编辑委员会．化学工程手册—气液传质设备[M]．北京：化学工业出版
社，1989
[8]刘光启、马连湘．化学化工物性参数手册[M]．北京：化学工业出版社，
[9]贺匡国．化工容器及设备简明设计手册[M]．北京：化学工业出版社，
[10]黄璐、王保国．化工设计[M].北京：化学工业出版社，
6.3附图