化工原理课程设计丙烯腈车间工艺设计

燕山大学里仁学院化工专业课程设计目 录第一部分 分生产方法 3第二部分 设计技术参数 4第三部分 物料衡算和热量衡算 4 3.1 丙烯腈工艺流程示意图 4 3.2 小时生产能力5 3.3 反应器的物料衡算和热量街算 5 3.4 空气饱和塔物料衡算和热量衡算8 3.5 氨中和塔物料衡算和热量衡算10 3.6 换热器物料衡算和热量衡算15 3.7 水吸收塔物料衡算和热量衡算 17 3.8 空气水饱和塔釜液槽 21 3.9 丙烯蒸发器热量衡算23 3.10 丙烯过热器热量衡算 23 3.11 氨蒸发器热量衡算 24 3.12 氨气过热器24 3.13 混合器 24 3.14 空气加热器的热量衡算 25第四部分 主要设备的工艺计算 26 4.1 空气饱和塔26 4.2 水吸收塔28 4.3 丙烯蒸发器30 4.4 循环冷却器 32 4.5 氨蒸发器 34 4.6 氨气过热器 35 4.7 丙烯过热器 354.8 空气加热器364.9 循环液泵374.10 空气压缩机384.11中和液贮槽 38第五部分 附录 395.1附表395.2 参考文献41第六部分 课程设计心得 42丙烯腈车间工艺设计摘要：设计丙烯腈的生产工艺流程，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对丙 烯腈的工艺设计任务。第一部分 生产方法丙烯腈，别名，氰基乙烯；为无色易燃液体，剧毒、有刺激味，微溶于水，易溶于一般有机溶剂；遇火种、高温、氧化剂有燃烧爆炸的危险，其蒸汽与空气混合物能成为爆炸性混合物，爆炸极限为 3.1%-17% （体积百分比）；沸点为 77.3 ，闪点 -5 ，自燃点为 481 。丙烯腈是石油化学工业的重要产品，用来生产聚丙烯纤维(即合成纤维腈纶)、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯塑料(ABS)、苯乙烯塑料和丙烯酰胺(丙烯腈水解产物)。另外，丙烯腈醇解可制得丙烯酸酯等。丙烯腈在引发剂(过氧甲酰)作用下可聚合成一线型高分子化合物聚丙烯腈。聚丙烯腈制成的腈纶质地柔软，类似羊毛，俗称“人造羊毛”，它强度高，比重轻，保温性好，耐日光、耐酸和耐大多数溶剂。丙烯腈与丁二烯共聚生产的丁腈橡胶具有良好的耐油、耐寒、耐溶剂等性能，是现代工业最重要的橡胶，应用十分广泛。丙烯氨氧化法的优点如下(1)丙烯是目前大量生产的石油化学工业的产品，氨是合成氨工业的产品，这两种原料均来源丰富且价格低廉。 (2)工艺流程比较简单经一步反应便可得到丙烯腈产物。 (3)反应的副产物较少，副产物主要是氢氰酸和乙腈，都可以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)与其他生产方法如乙炔与氢氰酸合成法，环氧乙烷与氢氰酸合成法等比较，可以减少原料的配套设备(如乙炔发生装置和氰化氢合成装茸)的建设投资。丙烯氨氧化法制丙烯腈（AN）生产过程的主反应为该反应的反应热为 AN主要的副反应和相应的反应热数据如下：（1） 生成氰化氢（HCN） HCN（2）生成丙烯醛（ACL） ACL（3）生成乙腈（ACN） ACN（4）生成CO2和H2O CO2第二部分 设计技术参数1.生产能力：3900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：3.1%6.设计裕量：6%7.年操作日300天 第三部分 物料衡算和热量核算3.1 丙烯腈工艺流程示意图 液态丙烯和液态氨分别经丙蒸发器气烯蒸发器和氨化，然后分别在丙烯过热器和氨气过热器过热到需要的温度后进入混合器；经压缩后的空气先通过空气饱和塔增湿，再经空气加热器预热至一定温度进入混合器。温合器出口气体混合物进入反应器，在反应器内进行丙烯的氨氧化反应。反应器出口的高温气体先经废热锅炉回收热量，气体冷却到230左右进人氨中和塔，在7080下用硫酸吸收反应器出口气体中未反应的氨，中和塔塔底的含硫酸铵的酸液经循环冷却器除去吸收热后，返回塔顶循环使用同时补充部分新鲜酸液，并从塔釜排放一部分含硫酸铵的废液。氨中和塔出口气体经换热器冷却后进入水吸收塔，用510的水吸收丙烯腈和其他副产物水吸收塔塔底得到古丙烯腈约1.8的丙烯腈水溶液，经换热器与氨中和塔出口气体换热，湿度升高后去精制工段。图1 丙烯腈合成工段生产工艺流程示意图3.2 小时生产能力按年工作日300天，丙烯腈损失率3.1、设计裕量6计算，年产量为3900吨/年，则每天每小时产量为： 3.3 反应器的物料衡算和热量街算(1)计算依据A丙烯腈产量，即B. 原料组成(摩尔分数) 丙烯85%，丙烷15%C进反应器的原料配比(摩尔比)为 D. 反应后各产物的单程收率为物质丙烯腈（AN）氰化氢（HCN）乙腈(ACN)丙烯醛(ACL)二氧化碳摩尔收率0.60.0650.070.0070.12表1 反应后各产物的单程收率E. 操作压力进口0.203，出口0.162F反应器进口气体温度ll0，反应温度470，出口气体温度360(2)物料衡算A反应器进口原科气中各组分的流量 B反应器出口混合气中各组分的流量 = (3)热量衡算查阅相关资料获得各物质各物质0110、0360、0470的平均定压比热容表2 各物质0t平均定压比热容A 浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量假设如下热力学途径： 各物质25t的平均比热容用ot的平均比热容代替，误差不大，因此，若热损失取的5%，则需有浓相段换热装置取出的热量（即换热装置的热负荷）为：浓相段换热装置产生0.405的饱和蒸汽（饱和温度143）143饱和蒸汽焓：143饱和水焓： B 稀相段热衡算求稀相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量以0气体为衡算基准进入稀相段的气体带入热为：离开稀相段的气体带出热为：热损失取4%，则稀相段换热装置的热负荷为：稀相段换热装置产生0.405的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：3.4 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0.263，出塔空气压力0.243B空压机入口空气温度30，相对温度80，空压机出口气体温度170C饱和塔气、液比为152.4(体积比)，饱和度0.81D塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105，组成如下组分ANACN氰醇ACL水合计%（Wt）0.0050.0080.00050.000299.986100表3 塔顶喷淋液的组成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(2)物料衡算A进塔空气量查得30，相对湿度80%时空气温含量为0.022kg水气/kg干空气因此，进塔空气带入的水蒸气量为：B进塔热水量 气、液比为152.4，故进塔喷淋液量为： 塔顶喷淋液105的密度为，因此进塔水的质量流量为：C出塔湿空气量出塔气体中的的量与反应器人口气体相同，因而D出塔液量 (3)热量衡算A空气饱和塔出口气体温度 空气饱和塔出口气体中，蒸汽的摩尔分数为： 根据分压定律蒸汽的实际分压为： 因饱和度为0.81，所以饱和蒸汽分压应为： 查饱和蒸汽表得到对应的饱和温度为90，因此，须控制出塔气体温度为90才能保证工艺要求的蒸汽量。B入塔热水温度 入塔水来自精制工段乙腈解吸塔塔釜，l05。 C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。 (a)170进塔空气带人热量，170蒸汽焓值为，干空气在0l70的平均比热容(b)出塔湿空气带出热量90蒸汽焓，空气比热容取 (c)105入塔喷淋液带入热量(d)求出塔热水温度 出塔热水带出热量用表示，则热损失按5%，则 热平衡方程代人数据，解得 T=78.11因此，出塔热水温度为78.113.5 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在中和塔内全部氨被硫酸吸收，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(即循环液)的组成如下组分水ANACNHCN硫酸硫酸铵合计%（wt）68.530.030.020.0160.530.90100表4 塔底出口液体的组成E进塔气温度l80，出塔气温度76，新鲜硫酸吸收剂温度30F塔顶压力0.122MPa，塔底压力0.142MPa。 图2 氨中和塔局部流程1氨中和塔； 2循环冷却器(2)物料衡算 A排出的废液量及其组成进塔气中含有的氨，在塔内被硫酸吸收生成硫酸铵。氨和硫酸反应的方程式： 的生成量，即需要连续排出的流量为:塔底排出液中,(NH4)2SO4的含量为30.9%（wt），因此，排放的废液量为：排放的废液中各组分的量：B. 需补充的新鲜吸收剂（93%的H2SO4）的量为：C 出塔气体中各组分的量(3)热衡算A出塔气体温度 塔顶气体中实际蒸汽分压为设饱和度为0.98，则与出塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为：入塔喷淋液的硫酸铵含量为，已知硫酸铵上方的饱和蒸汽压如表 。根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和的值，内插得到出塔气的温度为76B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70C塔釜排出液温度 含 量温 度404550700.027960.027560.02716800.042520.04190.04129900.06290.061990.06109表5 塔釜排出液温度入塔气蒸汽分压，在釜液含量下溶液上方的饱和蒸汽分压等于时的釜液温度即为釜液的饱和温度，用内插法从表中得到，饱和温度为83.5，设塔釜液温度比饱和温度低2.5 即81。又查硫酸铵的溶解度数据得知，80时每100g水能溶解95.3g硫酸铵，而釜液的硫酸铵含量为，所以釜液温度控制81不会有硫酸铵结晶析出。D 热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量 作图3.3的虚线方框列热平衡方程得 图3 氨中和塔的热量衡算1氨中和塔； 2循环冷却器(a) 入塔气体带入热入塔气体带入热量(b)出塔气体带出热各组分在076的平均比热容的值如下组分C3H6C3H802N2H2OANHCNACNACLCO21.7151.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921表6 各组分在076的平均比热容(b) 蒸汽在塔内冷凝放热 蒸汽的冷凝热为 (d)有机物冷凝放热AN的冷凝量其冷凝热为 ACN的冷凝量其冷凝热为 HCN的冷凝量，其冷凝热为 (e)氨中和放热； 每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ (f)硫酸稀释放热 硫酸的稀释热为749kJkg (g)塔釜排放的废液带出热量 塔釜排放的废液中，与的摩尔比为,查氮肥设计手册得此组成的硫酸铵水溶液比热容为。 (h)新鲜吸收剂带入热 的比热容为。 (i)求循环冷却器热负荷 因操作温度不高，忽略热损失。把有关数据代入热平衡方程： 解得 (J)循环冷却器的冷却水用量W 设循环冷却器循环水上水温度32，排水温度36，则冷却水量为E 求循环液量m 循环液流量受入塔喷淋液温度的限制。 70循环液的比热容为，循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容。 设循环液流量为m kg/h，循环冷却器出口循环液温度t。 对新鲜暖收剂与循环液汇合处(附图中A点)列热平衡方程得： (1) 对循环冷却器列热平衡得： (2)联解式(1)和(2)得 3.6 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 设出口气体中含有X kmol/h的蒸汽，根据分压定律有: 解得 蒸汽的冷凝量为 因此得到换热器气体方(壳方)的物料平衡如下组分流量C3H6C3H8H2OO2N2ANACNHCNACLCO2合计2.593.2985.1510.31161.1211.171.9533.630.1306.70286.04表7 换热器气体方(壳方)的物料平衡(3)热衡算A换热器入口气体带入热(等于氨中和塔出口气体带出热) B蒸汽冷凝放出热：40水汽化热为2401.lkJkg C冷凝液带出热 D出口气体带出热；出口气体各组分在040的平均摩尔热容为组分C3H6C3H8O2N2H2OANACNHCNACLCO261.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66表8 出口气体各组分在040的平均摩尔热容 E热衡算求换热器热负荷平衡方程：代入数据求得：37 水吸收塔物料衡算和热量衡算(1)计算依据（见图4） 图4 水吸收塔的局部流程A入塔气流量和组成与换热器出口相同。B入塔器温度40，压力112Kpa。出塔气温度10，压力101KpaC入塔吸收液温度5D出塔AN溶液中含AN1.8%（wt）(2)物料衡算A进塔物料（包括气体和凝水）的组成和流量与换热器出口相同B出塔气的组成和量出塔干气含有、 、 、 10水的饱和蒸汽压，总压为101325Pa出塔器中干气总量=2.59+3.29+10.31+161.12+6.70=184.01kmol/h出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：出塔气总量为：C塔顶加入的吸收水量（a）出塔AN溶液总量 出塔AN溶液中，AN为1.8%（wt），AN的量为591.97kg/h，因此，出塔AN溶液总量为591.97/0.018=42155.6kg/h（b）塔顶加入的吸收水量 作水吸收塔的总质量衡算得：D塔底AN溶液的组成和量 AN、ACN、HCN、ACL全部被水吸收，因为塔底AN溶液中的AN、CAN、HCN、ACL的量与进塔气、液混合物相同，AN溶液中的水量按全塔水平衡求出。E水吸收塔平衡如下：组分流量C3H6C3H8H2OO2N2ANACNHCNACLCO2合计2.593.2912.2310.31161.1211.171.9553.630.1306.70211.90表9 水吸收塔的物料平衡F.检验前面关于AN、ACN、ACL、HCN全部溶于水的假设的正确性 因系统压力小于1Mpa，气相可视为理想气体，AN、ACN、ACL、HCN的量相对于水很小，故溶液为稀溶液系统服从亨利定律和分压定律。压力和含量的关系为 或 塔底排出液的温度为15(见后面的热衡算) 查得l5 时ACN、HCN、ACl和AN的亨利系数E值为 (a)AN塔底 从以上计算可看出，可见溶液未达饱和。 (b)丙烯醛ACL 塔底。含量，溶液未达饱和。 (c)乙腈塔底含量，溶液未达饱和。 (d)氢氰酸 塔底含量从计算结果可知，在吸收塔的下部，对HCN的吸收推动力为负值，但若吸收塔足够高，仍可使塔顶出口气体中HCN的含量达到要求。(3)热量衡算A入塔气带入热。各组分在040的平均摩尔热容如下组分C3H6C3H8O2N2H2OANACNHCNACLCO261.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66表10 各组分在040的平均摩尔热容B入塔凝水带人热： C出塔气带出热。D吸收水带入热 E出塔溶液带出热溶液中各组分的液体摩尔热容如下组分H2OANACNHCNACL75.3121.1107.371.55123.8表11 AN溶液中各组分的液体摩尔热容F. 水冷凝放热水的冷凝热为2256kJ/kg 故 G等气体的溶解放热 溶解热=冷凝放热+液-液互溶放热=冷凝热的冷凝热数据如下组分ANACNACLHCN610.9765.7493.7937.2表12 AN、CAN、ACL、HCN的冷凝热数据H热衡算求出塔液温度t 热平衡方程 ：代人数据得： 解得 3.8 空气水饱和塔釜液槽(1)计算依据进、出口物料关系和各股物料的流量和温度如图3.5所示。图中，空气饱和塔液体进、出口流量和出口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，见本文相关部分计算；排污量按乙腈解吸塔来的塔釜液量的l5%考虑；乙腈解吸塔塔釜液量和去萃取解吸塔的液体量由精制系统的物料衡算确定。(2)物料衡算 进料： A乙腈解吸塔釜液入槽量 = 49100-17999.45=31100.55kg/h B. 空气饱和塔塔底液入槽量=17123.73-7365=9758.73kg/h C. 入槽软水量x kg/h 出料； A. 去水吸收塔液体量kg/h B. 去萃取解吸塔液体量l5000kg/h作釜液槽的总质量平衡得解得 图5 饱和塔釜液槽的物料关系(3)热量衡算A入槽乙腈解吸塔釜液带入热。B. 入槽软水带入热。C空气饱和塔塔底液带入热， D去吸收塔液体带出热 E去萃取解吸塔液体带出热 F热衡算求槽出口液体温度t 热损失按5考虑，热平衡方程为代人数据：解得 t=80.123.9 丙烯蒸发器热量衡算(1)计算依据 蒸发压力0.405MPa；加热剂用O的冷冻盐水，冷冻盐水出口温度-2;丙烯蒸发量l002.3kg/h。(2)有关数据 A. 0.405MPa下丙烯的沸点为-l3，汽化热410kJkzB. 0 405MPa下丙烷的沸点为-5，汽化热376.6kJkg(3)热衡算求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 B. 丙烷蒸发吸收的热。 C. 丙烯蒸发器的热负荷 冷损失按l0考虑 D冷冻盐水用量 平均温度(-1)下，冷冻盐水比热容为3.47kJ() 冷冻盐水用量为3.10 丙烯过热器热量衡算(1)计算依据 丙烯进口温度-13，出口温度65。用0.405MPa蒸汽为加热剂。(2)热衡算 求丙烯过热器热负荷和加热蒸汽量 丙烯气的比热容为l.464kJ/()，丙烷气比热容1.715kJ/()，冷损失按10考虑，需要加热蒸汽提供的热量为 加热蒸汽量为.上式中2138kJ/kg是0.405M Pa蒸汽的冷凝热。3.11 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2138kJ/kg。(2)有关数据 0405MPa下氨的蒸发温度为-7 C，汽化热为l276kJkg。(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，氨蒸发器的热负荷为 加热蒸汽量为 3.12 氨气过热器(1)计算依据 A氨气进口温度-7，出口温度65。 B. 用0.405MPa蒸汽为加热剂。 C氨气流量332.37kg/h。(2)热量衡算 求氨气过热器的热负荷和加热蒸汽用量 氨气的比热容为2.218kJ/(kg.K)，冷损失按10考虑，氨气过热器的热负荷为 加热蒸汽用量为 3.13 混合器(1)计算依据 气氨进口温度65流量220.09kg/h。 丙烯气进口温度65，流量518kg/h，丙烷气进口温度65，流量95.74kg/h。 出口混合气温度110。湿空气来自空气加热器(2)热衡算 求进口温空气的温度t 以0为热衡算基准。、，在065的平均比热容如下表组分C3H6C3H8NH31.5691.822.197表13 C3H6、C3H8、NH3在065的平均比热容A气态丙烯、丙烷带入热B气态氨带入热 C温空气带入热 、和蒸汽0136的平均比热容分别为、和D混合器出口气体带出热E. 热衡算求进口湿空气的温度t 热损失按l0考虑。 热衡算方程：代入数据： 解得 t=141.343.14 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。组分氧氮水合计Kg/h1756.45781.51288.68826.5表14 空气的流量和组成(2)热衡算 求空气加热器的热负荷和加热蒸汽量 、和蒸汽90136的平均比热容分别为、和。 热损失按l0考虑，空气加热器的热负荷为 用0.608MPa的蒸汽为加热剂，其饱和温度为l64.2C，冷凝热为2066kJ/kg，加热蒸汽用量为 第四部分 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氧氮水合计kmol/h42.83161.1212.23216.18kg/h1370.434511.43220.146102表15 空气饱和塔进塔空气的组成和流量B. 出塔温空气的组成和流量组分氧氮水合计Kmol/h42.83161.1285.15289.1Kg/h1370.434511.431532.707414.7表16 空气饱和塔出塔温空气的组成和流量C塔顶喷淋液量17999.45kg/h，温度105。D塔底排出液量17123.73kg/h，温度93.9。E塔底压力O.263MPa，塔顶压力O.243MPa。F人塔气温度l70，出塔气温度90。G填料用陶瓷拉西环(乱堆)。(2)塔径的确定根据拉西环的泛点速度计算公式 (A)A塔顶处L=17999.45kg/h G=7414.56kg/h 把数据代人(A)式解得 泛点率取75，则气体空塔速度为 出塔操作条件下的气量：塔径应为：B. 塔底处 L= 17123.73kg/h G=6102kg/h把数据代入(A)式解得 气体空塔速度为 人塔气在操作条件下的气量：塔径应为：取塔径为：1.0m(3)填料高度空气水饱和塔的填料高度确定须考虑两方面的要求A. 使出塔气体中蒸汽含量达到要求。B. 使塔顶喷淋液中的ACN等在塔内脱吸以使出塔釜液中ACN等的含量尽量低，以减少朽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1lm4.2 水吸收塔(1)计算依据A. 进塔气体流量和组成组分C3H6C3H8O2N2H2O合计kmol/h2.593.2910.31161.1285.15Kg/h108.78144.76329.924511.361532.70组分ANACNACLHCNCO2kmol/h11.171.9530.1302.636.70285.04Kg/h592.0180.077.2871.01294.807672.69表17 水吸收塔进塔气体流量和组成B出塔气体流量和组成组分C3H6C3H8O2N2H2OCO2AN合计kmol/h2.593.2910.31161.1212.236,70少量196.24kg/h108.78144.76329.924511.36220.14294.8少量5609.76表18 水吸收塔出塔气体流量和组成随入塔气进入的凝水876.64kg/h C 塔顶喷淋液量30908.35kg/h，含 0.005(wt)，温度5。 D 塔底排出液量32887.2kg/h，温度21.15。 E. 塔底压力ll2kPa，塔顶压力101kPa。 F 入塔气温度40，出塔气温度l0， G 出塔气体中含量不大于0.055%(wt)。h 填料用250Y型塑料孔板波纹填料。(2)塔径的确定 塑料孔板渡纹填料的泛点气速计算公式为 (A)按塔底情况计算L=30908.35 kg/h G= 7622.69 kg/h 把数据代人(A)式解得 空塔气速为(泛点率取70%) 气体在操作条件下的流量为塔径应为： 取塔径为：1.2m(3)填料高度 液体的喷淋密度 塑料孔板液纹填料250Y的液相传质单元高度： 当时，25下的为0.187m 时，25下的为0.225m内插得到时，25下的为0.206m又 塔内液体的平均沮度为(5+13.24)/2=9.12 液相传质单元数计算式如下 塔底 塔顶 出口气体中含有不小于0.055(wt)，因此 代入数据求： 填料高度为 取填料高度为：5m4.3 丙烯蒸发器(1)计算依据 A. 丙烯在管外蒸发，蒸发压力0.405MPa，蒸发温度-l3，管内用0的冷冻盐水(17.5NaOH水溶液)与丙烯换热，冷冻盐水出口温度-2。 B. 丙烯蒸发量518kg/h，冷冻盐水用量kg/h。 C. 丙烯蒸发器热负荷(2)丙烯蒸发器换热面积 A总传热系数 (a)管内给热系数。 蒸发器内安装的U型钢管80根。 冷冻盐水平均温度-l此温度下的有关物性数据如下； 冷冻盐水流速为 ，过渡流 (b)管外液态丙烯沸腾给热系数取 (c)总传热系数 冷冻盐水方污垢热阻取，丙烯蒸发侧污垢热阻取，钢管导热系数。 B. 传热平均温差 热端温差0(-13)=13，冷端温差-2-(一13)=11，传热平均温差为C换热面积 热负荷 换热面积为 取安全系数1.2，则换热面积为4.4 循环冷却器(1)计算依据 A管内循环液流量90272kg/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190000kg/h C热负荷为kJ/h (2)计算换热面积 初选GH90-105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的石墨管417根。换热管为正三角形排列，相邻两管的中心距t=40mmA. 总传热系数(a)管内循环液侧的给热系数平均流体温度，该温度循环液的物性数据如下 管内流体的流速为 (c) 壳程(循环水侧)的给热系数循环水平均温度(32+36)/2=34，34水的物性数据为 正三角形排列时，当量直径的计算公式为管外流体的流速根据流体流过的最大截面积S来计算，S的计算公式为已知t=40mm，=32mm，h=374mm, D=888mm代人数据得 管外流体的流速为 值在20001000000范围内可用下式计算给热系数 代入数据得 (c)总传热系数 石墨的导热系数，石墨管壁厚5mm，循环冷却水侧污垢热阻，循环液侧污垢热阻。代人数据求K： B对数平均温差 C. 换热面积热负荷 换热面积为 取安全系数l.2则换热面积为。因此，选GH90105-1型石墨换热器，其换热面积已足够。4.5 氨蒸发器(1)计算依据 A. 氨蒸发压力0.405MPa，蒸发温度-7。 B加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143。 C热负荷(2)计算换热面积 A总传热系数 蒸汽冷凝时的给热系数取，液氨沸腾的给热系数取，不锈钢导热系数，管壁厚4mm，两侧污垢热阻取代人数据求K： B平均温度差C.换热面积氨蒸发器热负荷为 换热面积为 取换热面积为：4.6 氨气过热器(1)计算依据 A. 进口气氯温度-7出口气氨温度65。 B加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143。C热负荷(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)取 B平均温度差 冷端温差为143-(-7)=150，热端温差为l43-65=78。C.换热面积 热负荷为 换热面积为 取安全系数1.2，则换热面积为：，选浮头式热交换器型，换热面积，符合要求。 4.7 丙烯过热器(1)计算依据 A. 进口气体温度一l3，出口气体温度65。 B加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143。C热负荷(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)取 B平均温度差 冷端温差为143-(-13)=156，热端温差为l43-65=78。C.换热面积 热负荷为 换热面积为 取安全系数1.2，则换热面积为：，选浮头式热交换器型，换热面积25.6m2，符合要求。4.8 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l36，气体进口压力0243MPa，气体的流量和组成如下：组分氧氮水合计kg/h1370.434511.43220.146102kmol/h42.83161.1212.23216.18表19 空气加热器气体的流量和组成C加热蒸汽为0.608MPa(对应的饱和温度为l64.2)，流量为288kg/h。D热负荷为 即(2)计算换热面积 初选浮头式换热器一台，换热器有的管子268根。A. 总传热系数 (a)管内(空气一侧)的给热系数，管内气体的平均温度为(90+136)/2=113，113空气的物性数据为：, , 空气的密度 (b)管外蒸汽冷凝侧给热系数 取(c)总传热系数 钢的导热系数为，空气侧污垢热阻，蒸汽冷凝侧污垢热阻 代入数据求总传热系数： B对数平均温度差C.换热面积 安全系数取1.2，则换热面积应为35.43m2，所选换热面积80.4m2，符合要求。4.9 循环液泵 循环液质量流量90271.70kg/h，循环液密度为1140kg /m3因此循环液的体积流量为 又 选用80FVZ-30的耐腐蚀泵，三台。正常使用两台，备用一台。80FVZ-0泵的流量为，扬程30m。4.10 空气压缩机在产品样本上，活塞式空气压缩机的排气量指是后一级排出的空气，换算为第一级进气条件时气体的体积藏量。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(换算为第一级进气条件)为 因工艺要求排出压力为0.263MPa，故选用排气量为，排气压力为035MPa的5L-55/3.5型空气压缩机三台，正常操作用两台，备用一台。4.11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要的容积确定贮槽的容积，中和塔塔径1.8m，20块塔板，板上液层高度0.082m，这些液体若全部流入贮槽，总体积为 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，则该贮槽舶装料系数取0.8，故可选贮槽容积应大于4.2m3。 中和塔的操作压力为0263MPa，在国家标准容器系列JBl428 74(卧式椭圆封头容器，工作压力0.254MPa)中选用工作压力0.25MPa，公称容器6m3的型号，此容器的直径为1600mm，长度为2600mm。第五部分 附录5.1附表反应器物料平衡表成分入塔气出塔气kmol/hkg/hkmol/hkg/h18.627822.59108.703.29144.583.29144.5819.55332.372.8047.6042.831370.4310.31329.92161.124511.43161.124511.4355.861005.48107.371932.660011.17591.97001.95580.16003.6398.03000.137.30006.70294.94合计301.278146.29311.608147.29饱和塔物料平衡表成分入塔气出塔气入塔喷淋液塔釜排除液kmol/hkg/hkmol/hkg/hkg/hkg/h42.831370.4342.831370.4300161.124511.43161.124511.430012.23220.1485.151532.7017999.9317121.33000090.0085.620000144.00136.99氯醇00009.008.56合计216.186102289.107414.5617999.4517123.735.2 参考文献1陈英男、刘玉兰.常用华工单元设备的设计M.上海：华东理工大学出版社，2005、42贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计M.天津：天津大学出版社，2002、83路秀林、王者相.塔设备M.北京：化学工业出版社，2004、14王明辉.化工单元过程课程设计M.北京：化学工业出版社，2002、65夏清、陈常贵.化工原理（上册）M.天津：天津大学出版社，2005、16夏清、陈常贵.化工原理（下册）M.天津：天津大学出版社，2005、17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、78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，20029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，2002第六部分 课程设计心得 本次化工原理课程设计历时两周，是学习化工原理以来第二次独立的工业设计。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。在短短的两周里，从开始的一头雾水，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。 我们从中也明白了学无止境的道理，在我们所查找到的很多参考书中，很多的知识是我们从来没有接触到的，我们对事物的了解还仅限于皮毛，所学的知识结构还很不完善，我们对设计对象的理解还仅限于书本上，对实际当中事物的方方面面包括经济成本方面上考虑的还很不够。 在实际计算过程中，我还发现由于没有及时将所得结果总结，以致在后面的计算中不停地来回翻查数据，这会浪费了大量时间。在一些应用问题上，我直接套用了书上的公式或过程，并没有彻底了解各个公式的出处及用途，对于一些工业数据的选取，也只是根据范围自己选择的，并不一定符合现实应用。因此，一些计算数据有时并不是十分准确的，只是拥有一个正确的范围及趋势，而并没有更细地追究下去，因而可能存在一定的误差，影响后面具体设备的选型。如果有更充分的时间，我想可以进一步再完善一下的。 通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们的继续学习是一个很好的指导方向，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。我还要感谢我的指导老师张伟、李建军老师对我们的教导与帮助，感谢同学们的相互支持。 限于我们的水平，设计中难免有不足和谬误之处，恳请老师批评指正。42