年产3000吨丙烯氰(AN)合成工段换热器工艺设计1

年 产 3000 吨 丙 烯 氰 合 成 工 段 换 热 器 工 艺 设 计

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目 录

一、设计说明„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 3

1.1 概述„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„3 1.2 丙烯腈生产技术的发展概况„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 3

1.2.1 国外的发展情况„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 3 1.2.2国内的发展情况„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 4 1.3 世界范围内产品的生产厂家、产量„„„„„„„„„„„„„„„„ 6 1.4 世界范围内生产该产品的所有工艺及其分析„„„„„„„„„„„„ 7

1.4.1 环氧乙烷法„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„7 1.4.2 乙炔法„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„7 1.4.3 丙烯氨氧化法„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„7 1.5设计任务„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 8 二、生产方案„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8 2.1 工艺技术方案及原理„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 8 2.2 主要设备方案„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 9 2.2.1 催化设备„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„9

2.2.2控制系统„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„10

三、物料衡算和热量衡算 „„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 10 3.1 生产工艺及物料流程„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 10

3.2 小时生产能力„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 14 3.3 物料衡算和热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 14

3.3.1 反应器的物料衡算和热量衡算„„„„„„„„„„„„„„ 14 3.3.2 废热锅炉的热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 17 3.3.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算„„„„„„„„„„„„„ 18 3.3.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算„„„„„„„„„„„„„„ 21 3.3.5 换热器物料衡算和热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„ 27 3.3.6 丙烯蒸发器热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 32 3.3.7 丙烯过热器热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 33 3.3.8 氨蒸发器热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 33 3.3.9气氨过热器„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 34 3.3.10 混合器„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 34 3.3.11 空气加热器的热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„ 35 3.3.12吸收水第一冷却器„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 36 3.3.13 吸收水第二冷却器„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 36

四、主要设备的工艺计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„37

4.1 空气饱和塔„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 37 4.2 水吸收塔„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 40 4.3 合成反应器„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 43 4.4 废热锅炉„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 45 五、环境保护要求„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„46 5.1丙烯腈生产中的废水和废气及废渣的处理„„„„„„„„„„„„„„46 六、参考文献„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„50

1设 计 说 明

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1.1概述

丙烯腈【化学式】：CH2═CHCN，在常温下是无色透明液体，味甜，微臭，沸点77.5℃，凝固点-83.3℃，闪点0℃，自燃点481℃。可溶于有机溶剂如丙酮、苯、四氯化碳、乙醚和乙醇中，与水部分互溶，20℃时在水中的溶解度为7.3％(w)，水在丙烯腈中的溶解度为3.1％(w)。其蒸气与空气形成爆炸混合物，爆炸极限为3.05～17.5％(v)。丙烯腈和水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等会形成二元共沸混合物，和水的共沸点为71℃，共沸物中丙烯腈的含量为88％(w)，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。丙烯腈剧毒，其毒性大约为氢氰酸毒性的十分之一，能灼伤皮肤，低浓度时刺激粘膜，长时间吸入其蒸气能引起恶心，呕吐、头晕、疲倦等，因此在生产、贮存和运输中，应采取严格的安全防护措施，工作场所内丙烯腈允许浓度为0.002mg/L。

丙烯腈分子中有双键(

c=c)和氰基(CN)两种不饱和键，化学性质很

活泼， 能发生聚合、加成、水解、醇解等反应。

聚合反应发生在丙烯腈的C=C双键上，纯丙烯腈在光的作用下就能自行聚合，所以在成品丙烯腈中，通常要加入少量阻聚剂，如对苯二酚甲基醚(阻聚剂MEHQ)、对苯二酚、氯化亚铜和胺类化合物等。除自聚外，丙烯腈还能与苯乙烯、丁二烯、乙酸乙烯、氯乙烯、丙烯酰胺等中的一种或几种发生共聚反应，由此可制得各种合成纤维、合成橡胶、塑料、涂料和粘合剂等。

丙烯腈是三大合成的重要单体，目前主要用它生产聚丙烯腈纤维(商品名叫“腈纶”)。其次用于生产ABS树脂(丙烯腈—丁二烯—苯乙烯的共聚物)，和合成橡胶(丙烯腈—丁二烯共聚物)。丙烯腈水解所得的丙烯酸是合成丙烯酸树脂的单体。丙烯腈电解加氢，偶联制得的己二腈，是生产尼龙—66的原料。

1.2 丙烯腈生产技术的发展概况 1.21国外的发展情况

自1960年Sohio公司成功地开发了丙烯氨氧化制丙烯腈工艺以来，其他合成方法均遭淘汰，丙烯氨氧化工艺成为当代工业生产丙烯腈的唯一技术。Sohio丙烯腈工艺日趋完善，催化剂的改进已成为提高丙烯腈收率的主要因素。西欧有2个工厂曾采用由Distillers Ugine开发的固定床丙烯氨氧化制丙烯腈的工艺，于1990年关闭，墨西哥的1个工厂于1993年关闭，在东欧的少数工厂也陆续停工。至今，全世界的丙烯腈生产几乎都采用流化床丙烯氨氧化工艺，即在多组分固体

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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公司(已收购Sohio公司)拥有丙烯腈生产装置所采用的Sohio工艺，其他专利许可公司还包括日本旭化成公司、日东公司、Solutia公司和中国石油化工集团(简称中国石化)。对于目前正在开发的丙烯腈工艺，值得密切关注的是直接以丙烷为原料的合成丙烯腈工艺。

（1）装置规模向大型化发展

近年来国外丙烯腈装置总的发展趋势是向大型化发展。一些原设计能力为7万吨/年的生产装置通过消除“瓶颈”制约，扩大了生产能力，有的达到9万吨/年，有的甚至超过13万吨/年。另外一些新建或准备建设的丙烯腈装置的规模多数为13万吨/年，甚至达25～35万吨/年。由于装置规模的大型化，每万吨丙烯腈的建设投资大幅度下降，装置运行中的能耗和物耗降低，使丙烯腈生产成本降低，给企业带来了明显的经济效益。

（2)新型催化剂的开发及应用

不断研究开发新一代催化剂是丙烯腈技术发展的又一趋势。催化剂是丙烯腈生产技术的关键所在，也是丙烯腈专利的核心。新型催化剂的开发及应用对丙烯腈工艺技术的发展和改进起着决定性的作用。几十年来世界上从事丙烯腈研究与开发的各公司都投入了大量的人力、物力和财力，致力于新型催化剂的研究开发工作，BP、旭化成、Monsanto、中国石油化工总公司等都推出了自己的一代又一代的新催化剂。这些新型催化剂不仅提高了丙烯腈的单程收率，而且提高了选择性，减少了副产物的生成。从催化剂的单程收率看，70年代为70%～75%；80年代达到80%；90年代超过了80%。高效新型催化剂的开发和应用为丙烯腈工艺的发展提供了坚实的技术基础，也是丙烯腈生产技术提高和发展的一个重要标志。

1.2.2国内的发展情况

20世纪60年代以来，我国不断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。目前，中国石化已开发出了具有自主知识产权的丙烯腈成套技术，其中包括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。并且利用该成套技术分别将中国石油化工股份有限公司齐鲁分公司的原产能2.5万吨/年丙烯腈生产装置改造成了具有自主知识产权的4万吨/年国产化示范装置；将中国石化上海石油化工股份有限公司(简称上海石化)的原产能6.0万吨/

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年丙烯腈装置改造至13万吨/年，打破了国外的技术垄断，为国内现有装置改扩建提供了技术依据。

我国人口众多，解决14亿人口的穿衣问题十分突出。因此，目前我国的丙烯腈主要用于生产腈纶。从目前发展水平看，我国腈纶产量远远满足不了市场的需求。近3年来我国腈纶的年消耗量约在125～135万吨，尽管我国的腈纶生产能力已达到140万吨/年，而2005年丙烯腈的生产总量只有120万吨，只能满足腈纶生产能力需求的一半，其余需通过进口来解决。预计到2012年我国的腈纶消耗量为180万吨/年左右，国内生产能力将达到185万吨/年。另外，再加上ABS(丙烯腈、丁二烯、苯乙烯共聚物)、SAN(苯乙烯、丙烯腈共聚物)等合成树脂、丁腈橡胶、己二腈、丙烯酰胺及其衍生物等对丙烯腈的需求，有关部门预计到2012年我国丙烯腈的需求量将超过180万吨/年。

我国从60年代初着手丙烯腈技术的研究开发工作，70年代初在全国各地兴建了12套中小型丙烯腈生产装置，其中生产能力最大为1万吨/年，多数是千吨级的工厂。80年代开始我国丙烯腈工业发展很快，2008年底已形成的生产能力达126万吨/年的规模。到2012年我国丙烯腈生产总能力可达到185万吨/年，仅次于美国和日本，居世界第三位。如按到2010年我国丙烯腈需要量为160万吨/年计，还需增加20万吨/年的生产能力。

从技术发展看，用国内丙烯腈技术建设的工厂最大规模才达到1万吨/年，而迄今我国大型丙烯腈装置的技术都是从国外引进。引进一套5万吨/年的丙烯腈装置，仅专利许可和催化剂费用就高达1500万美元。因此，努力开发我国自己的丙烯腈成套技术，特别是采用国内技术兴建大型的丙烯腈装置是摆在我们面前的一项艰巨的任务。我国丙烯腈技术的开发工作已有40多年的历史，丙烯腈生产也有30多年的经验。这些都为发展我国自己的丙烯腈技术打下了坚实的基础。尤其是1983年中国石油化工总公司成立以来，总公司十分重视丙烯腈技术的开发，组织了一系列丙烯腈的重大技术攻关，取得了许多重大的工业化技术成果，特别是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，均已在国内大型丙烯腈装置上应用成功，使我国的丙烯腈生产工艺在原有基础上，在关键性的工艺技术上有了重大改进，使我国的丙烯腈总体技术达到了国际水平。国产催化剂所以能够比较普遍地被采用，并逐步取代进口催化剂主要原因有两条:一是国产催化剂的性能质量与进口催化剂相当，甚至优于某些牌号的进口催化剂；二是国产催化剂在价格上比进口催化剂有较强的竞争

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力。当然在推广应用国产催化剂上还有许多工作要做，我们不仅要做好国产催化剂在国内市场的推广应用，而且要努力开拓国际市场，参与国际竞争。值得一提的是淄博石油化工厂在引进装置开车时，首装就采用了国产MB-86催化剂，而且开车结果很好。

齐鲁石化公司、上海石化研究院以及清华大学、石油大学合作完成了“丙烯腈主装置成套国产化技术开发与工业应用”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-液分离器等国内自行开发的专利或专有技术为基础，将原生产能力2.5万t／a的齐鲁丙烯腈装置改造成具有自主知识产权的4万t／a丙烯腈国产化示范装置，打破了国外的技术垄断。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的丙烯单耗降到了1.077t，产品精制回收率提高了4.2%，副产品乙腈回收率提高到97.21%，也为开发10万t／a以上丙烯腈成套技术和国内现有同类装置的改扩建提供了技术依据。目前，丙烯腈成套工业技术已在大庆石化、安庆石化、吉化公司、上海石化等4套丙烯腈装置上推广应用，取得了显著的经济效益。几年来，齐鲁石化丙烯腈装置平均每年新增利润4000万元，大庆石化、安庆石化等4家装置每年新增利润4100万元。据粗略计算，国产丙烯腈成套工业技术如在国内全面推广应用，预计年新增效益可达6亿元。

1.3 世界范围内产品的生产厂家、产量

2010年全球主要丙烯腈生产企业及产能统计

产能排序 1 2 3 4 5 6 7 生产厂家 英力士集团 Asccend性能材料公司 旭化成 台塑 巴斯夫 东西石化公司 上海赛科 国家和地区 德国，美国 美国 日本 中国省 英国 韩国 上海市 生产能力/(万t.a-1) 104.3 52.2 50.0 32.0 28.0 27.3 26.0 第 6 页 共 47 页

8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 帝斯曼 Tae Kwang工业 氰特工业 吉林石化公司 Dia-Nitrix Co Ltd 石化 LUKOII Mitsubishi Rayon BP 其他 合计 荷兰 韩国 美国 吉林市 日本 中国省 俄罗斯 日本 美国 25.9 25.0 22.7 21.0 20.5 19.0 18.5 13.3 13.0 78.8 619.5 1.4 世界范围内生产该产品的所有工艺及其分析 1.4.1 环氧乙烷法

由环氧乙烷和氢氰酸制得氰乙醇，然后以碳酸镁为催化剂，于200 -220℃脱水制得丙烯腈。

此法生产的丙烯腈原料昂贵，且氢氰酸毒性大，已被淘汰。

1.4.2 乙炔法

由乙炔与氢氰酸作用而得，反应为常压，温度80 -90℃，用氯化亚铜和氯化铵为催化剂。

该法特点是：生产过程简单，但副产物种类较多，不易分离。1960 年以前，该法是世界各国生产丙烯腈的主要方法，现基本淘汰。

1.4.3 丙烯氨氧化法

以丙烯、氨氧和空气中的氧为原料制得，主要副产物为氢氰酸、乙腈、丙烯醛、CO2和CO。

C3H6 + NH3 +1.5 O2 → CH2 =CHCN + 3H2O

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典型的生产过程为，原料气体以丙烯I 氨I 空气= 1.0I1. 15 I 10. 5（mol）的比例从底部进入流化床反应器，反应温度440C，压力63.74 kPa。反应热用软水循环回收，发生高压蒸汽。反应气体冷却后，洗涤、吸收、精馏后得到高纯度产品.

该方法具有原料易得、工艺过程简单、产品成本低等优点。该方法是目前国内外主要生产方法。 1.5设计任务

① 设计项目名称 年产3000吨丙烯腈合成工段换热器工艺设计 ② 生产方法 以丙烯、氨、空气为原料，用丙烯氨氧化法合成丙烯腈。 ③ 生产能力 年生产天数300天，产量3000t/a丙烯腈。

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

2 生产方案

2.1工艺技术方案及原理

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

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

化学反应在工业生产条件下，对于丙烯氨氧化法，主反应生成丙烯腈，是

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一个非均相反应；与此同时，在催化剂表面还发生一系列副反应

主反应：C3H6 + NH3 +1.5 O2 → CH2 =CHCN + 3H2O

该反应的反应热为：（-△Hr ）= 512.5KJ/mol

主要的副反应和相应的反应热数据如下： （1）生成氢化氰（HCN）

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

（-△Hr）298=315.1kJ/mol

(2)生成丙烯醛（ACL）

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

(3)生成乙腈（ACN）

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

（-△Hr）298=362.3kJ/mol

(4)生成CO2和H2O

C3H6 + 9/2O2 3CO2 + 3H2O （-△Hr）298=1kJ/mol

上述副反应中，生成乙腈和氢氰酸是主要的，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。反应过程也副产少量的丙烯醛、丙烯酸、乙醛、丙腈以及高聚物等，因此，工业产条件下的丙烯氨氧过程十分复杂。主、副产物的相对生成量，取决于催化剂本身性。

2.2主要设备方案 2.2.1 催化设备

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

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氧给水系统）。将炉机控制室设在装置建筑物内，以 利于对机组进行监视控制。

2.2.2控制系统

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

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

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

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

3 物料衡酸和热量衡算

3.1生产工艺及物料流程

丙烯氨氧化生产丙烯腈的工艺流程主要分三部分：反应部分、回收部分和精制部分。其工艺过程可简单表示如下：

空气 换热稀硫酸 尾气 氨中和 及冷却水 产物和副产物分离HCN 产物和副产物精制 水吸收 反应丙烯 氨气 硫酸铵液 乙腈 丙烯腈 反应部分 回收部分 精制部分

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生产工艺流程图如下：

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流程简介如下：

液态丙烯和液态氨分别经丙烯蒸发器和氨蒸发器气化，然后分别在丙烯过热器和氨气过热器过热到需要的温度后进入混合器；经压缩后的空气先通过空气饱和塔增湿，再经空气加热器预热至一定温度进入混合器。混合气出口的高温气体先经废热锅炉回收热量，气体冷却到230℃左右进入氨中和塔，在70～80℃下用硫酸吸收反应器出口气体中未反应的氨，中和塔塔底的含硫酸铵的酸液经循环冷却器除去吸收热后，返回塔顶循环使用，同时补充部分新鲜酸液，并从塔釜排放一部分含硫酸铵的废液。中和塔出口气体经换热器冷却后进入水吸收塔，用5～10℃的水吸收丙烯腈和其他副产物，水吸收塔塔底得到含丙烯腈约1.8%的丙烯腈水溶液，经换热器与氨中和塔出口气体换热，温度升高后去精制工段。

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

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3.2小时生产能力

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

300010001.061.031=455.36 kg/h

300243.3物料衡算和热量衡算

3.3.1反应器的物料衡算和热量衡算

(1)计算依据

a. 丙烯腈产量： 455.36kg/h,即8.60kmol/h b．原料组成（摩尔分数）： 含C3H6 85%, C3H8 15% c．进反应器的原料配比（摩尔分数）为： C3H6 : NH3 : O2 : H2O＝1:1.05:2.3:3 d.反应后各产物的单程收率如表 物 质 摩尔收率 丙烯腈（AN） 氰化氢乙腈（ACN） 丙烯醛CO2 （HCN） （ACL） 0.6 0.065 0.07 0.007 0.12 e. 操作压力： 进口0.203MPa, 出口0.162MPa

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

（2）物料衡算

a. 反应器进口原料气中各组分的流量

C3H6 8.60/0.6=14.3 kmol/h=600.6 kg/h

C3H8 (14.3/0.85)×0.15= 2.52kmol/h =110.88 kg/h NH3 14.3×1.05=15.02kmol/h = 255.34 kg/h O2 14.3×2.3=32. kmol/h=1052.48 kg/h

C3H6 42 C3H8 44 NH3 17 丙烯腈 53 乙腈 41 丙烯醛 56 第 14 页 共 47 页

H2O 14.3×3=42.90kmol/h=772.2 kg/h

N2 （32./0.21）×0.79=123.73 kmol/h=34.44kg/h b. 反应器出口混合气中各组分的流量 丙烯腈(AN) 8.60kmol/h =455.36kg/h

乙腈(ACN) 3/2 ×14.3×0.07=1.50 kmol/h=61.56 kg/h 丙烯醛(ACL) 14.3×0.007=0.10 kmol/h=5.60kg/h CO2 3×14.3×0.12=5.15 kmol/h=226.6 kg/h HCN 3×14.3×0.065=2.79 kmol/h=75.33kg/h C3H8 2.52kmol/h =110.88 kg/h N2 123.73 kmol/h = 34.44kg/h

O2 32.-(3/2)×8.60-2.79-0.10-1.50-9/(3×2)×5.15 =7.88kmol/h

=252.16 kg/h

C3H6 14.3-（1/3）×2.79-0.10-（2/3）×1.50-8.60-（1/3）×5.15

=2.05 kmol/h =86.10kg/h

NH3 15.02-8.60-1.50-2.79=2.31 kmol/h=39.27 kg/h

H2O 42.9+3×8.60+2×1.50+2×2.79+5.15+0.10 = 82.53 kmol/h

=1485.54 kg/h

c.反应器物料平衡 反应器进口 组分 C3H6 C3H8 NH3 O2 N2 H2O AN ACN HCN ACL kmol/h 14.3 2.52 15.02 32. kg/h 600.6 110.88 255.34 %(mol) 6.181 1.091 6.49 %(wt) kmol/h 9.6 1.775 4.08 16.82 2.05 2.52 2.31 7.88 流量和组成 反应器出口 kg/h 86.10 110.88 39.27 252.16 %(mol) 0.827 1.06 0.8 3.312 57.82 34.49 3.594 %(wt) 1.325 1.775 0.583 4.046 55.4 23.71 7.271 1052.48 14.22 123.73 34.44 54.38 42.90 0 0 0 0 772.2 0 0 0 0 18.54 0 0 0 0 55.38 123.73 34.44 12.34 82.53 1485.54 0 0 0 0 8.60 1.50 2.79 0.10 455.36 61.56 75.33 5.60 0.62 0.9843 1.168 0.042 1.231 0.06 第 15 页 共 47 页

CO2 0 0 0 100 0 100 5.15 226.6 2.516 100 3.622 100 合计 231.36 6255.94

（3）热量衡算

239.16 6262.84 各物质0~t℃的平均定压比热容

物质 C3H6 C3H8 2.05 NH3 O2 N2 H2O 0~110℃ 1.841 2.301 0.941 1.046 1.883 1.088 2.008 1.109 2.092 cp/kJ/(kg·K) 0~360℃ 2.678 3.013 2.636 1.004 0~470℃ 2.929 3.347 2.939 1.046

物质 AN 1.874 2.029 HCN 1.0 1.724 ACN 1.933 2.10 ACL 1.966 2.172 CO2 1.130 1.213

cp/kJ/(kg·K) 0~360℃ 0~470℃ 假设如下热力学途径：

110°C，反应器入口混合△H

470°C，浓相段出口混合气 △H3 △H1 △H2

25°C，反应器入口混合气 25°C，浓相段出口混合气 各物质25～t℃平均比热容用0～t℃的平均比热容代替，误差不大，因此，

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

△H1=( 600.6×1.841+110.88×2.05+255.34×2.301+1052.48×0.941+34.44×1.046+772.2×1.833 )(25-100)=-5.96×105kJ/h

△H2= -(8.60×512.5+1.50×362.3+2.79×315.1+0.10×353.1+5.15×1)×103

=-9.17×106 kJ/h

△H3=(86.10×2.929+110.88×3.347+39.27×2.939+252.16×1.046+34.44×1.109+1485.54×2.092+455.36×2.209+61.56×2.10+75.33×1.724+5.60×2.172+226.6×1.213)(470-25)= 4.23×106 kJ/h

第 16 页 共 47 页

△H=△H1+△H2+△H3=-5.54×106 kJ/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：

Q = (1-0.05)×5.54×106=5.26×106kJ/h

浓相段换热装置产生0.405Mpa的饱和蒸汽（饱和温度143℃）， 143℃饱和蒸汽焓isteam =2736 kJ/kg 143℃饱和水焓iH2O=601.2 kJ/kg ∴ 产生的蒸汽量为

5.26106 G==246.39 kg/h

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= (86.10×2.929+110.88×3.347+39.27×2.939+252.16×1.046+34.44×1.109+ 1485.54×2.092+455.36×2.209+61.56×2.10+75.33×1.724+5.60×2.172+226.6×1.213) (470-0) =4.468×106 kJ/h

离开稀相段的气体带出的热为

Q2 =(86.10×2.678+110.88×3.013+39.27×2.636+252.16×1.004+34.44×1.088+ 1485.54×2.008+455.36×1.874+61.56×1.933+75.33×1.+5.60×1.966+226.6×1.130) (360-0)=3.253×106 kJ/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) (4.468-3.253) ×106=1.166×106kJ/h 稀相段换热装置产生0.405Mpa的饱和蒸汽 ∴ 产生的蒸汽量为

1.166106546.19kg/h G=

2736601.23.3.2废热锅炉的热量衡算

（1）计算依据

第 17 页 共 47 页

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 2.071 C3H8 2.343 NH3 2.406 O2 0.962 N2 1.054 H2O 1.925 cp/kJ/(kg·K) 物质 AN 1.552 HCN 1.485 ACN 1.607 ACL 1.586 CO2 1.004 cp/kJ/(kg·K) a．入口气体带入热（等于反应器稀相段气体带出热） Q1= 3.253×106 kJ/h b．出口气体带出热

Q2 =（86.10×2.071+110.88×2.343+39.27×2.406+252.16×0.962+34.44× 1.054+1485.54×1.925+455.36×1.552+61.56×1.485+75.33×1.607+5.60×1.586+ 226.6×1.004)（180-0）=1.520×106 kJ/h

c．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= (1-0.1) (Q1- Q2) =0.9(3.253-1.520) ×106=1.560×106 kJ/h d. 产生蒸汽量

∴ 产生0.405Mpa饱和蒸汽的量为：

1.560106730.75kg/h G2736601.23.3.3空气饱和塔物料衡算和热量衡算

（1）计算依据

a.入塔空气压力0.263Mpa，出塔空气压力0.243 Mpa

第 18 页 共 47 页

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 32.kmol/h即为1052.48 kg/h N2 123.73kmol/h即为34.44 kg/h H2O 42.90kmol/h即为772.2 kg/h (2)物料衡算 a.进塔空气量

进塔干空气量等于32.+123.73=156.62 kmol/h=4517 kg/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 0.022×4517=99.37 kg/h

b.进塔热水量

液比为152.4，故进塔喷淋液量为

2731700.10131（32.123.73）22.4 = 14.86 m3/h

2730.263152.4塔顶喷淋液（105℃）的密度为958 kg/m3，因此进塔水的质量流量为

14.86×958= 14235.88 kg/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 32.kmol/h即为1052.48 kg/h N2 123.73kmol/h即为34.44 kg/h H2O 42.90kmol/h即为772.2 kg/h d.出塔液量

塔内水蒸发量 =772.2-99.37=672.83 kg/h ∴出塔液流量 =14235.88-672.83=13563.05 kg/h e.饱和塔物料衡算表

第 19 页 共 47 页

成分 O2 N2 H2O AN ACN 氰醇 ACL 入塔气 kmol/h 32. 123.73 5.52 0 0 0 0 kg/h %(mol) %(wt) kmol/h 22.88 32. 出塔气 kg/h %(mol) %(wt) 1052.48 20.4 1052.48 16.48 19.90 34.44 76.75 75.32 123.73 34.44 62.01 65.50 99.37 0 0 0 0 8.85 0 0 0 0 100 1.8 0 0 0 0 100 42.90 0 0 0 0 199.52

772.2 0 0 0 0 52.12 21.51 14.60 0 0 0 0 100 0 0 0 0 100 合计 162.14 4616.29 入塔喷淋液 kg/h 0 0 14233.93 0.7118 1.13 0.0712 0.0285 14235.88

(3)热衡算

%(wt) 0 0 99.986 0.005 0.008 0.0005 0.0002 100 塔釜排出液 kg/h 0 0 13561.19 0.6782 1.0850 0.0678 0.0271 13563.05 %(wt) 0 0 99.985 0.00525 0.0084 0.00053 0.00021 100 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

第 20 页 共 47 页

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

170℃蒸汽焓值为2773.3kJ/kg，干空气在0~170℃的平均比热容为

cp1.004kJ/(kg·K）Q1 = (1052.48+34.44) ×1.004(170-0) + ( 2773.3×99.37)= 1.047×106kJ/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 = (1052.48+34.44) ×1.044(90-0) + 772.2×2660=2.478×106kJ/h （c）105℃入塔喷淋液带入热量Q3

Q3=14235.88×4.184(105-0) = 6.25×106 kJ/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=13563.05×4.184t=56747.8t 热损失按5%计，

则Q=0.05(1.047×106+ 4.23×106)= 2.0 ×105kJ/h 热平衡方程 Q1 + Q3 = Q2 + Q4 + Q 代入数据：

1.047×106 +6.25×106= 2.478×106+ 56747.8t + 2.0×105 解得：

t=80℃

因此，出塔热水温度为80℃

3.3.4氨中和塔物料衡算和热量衡算

（1）计算依据

a. 入塔气体流量和组成与反应器出口气体相同 b.在中和塔内全部氨硫酸吸收，生成硫酸铵 c.新鲜硫酸吸收剂的含量为93%（wt） d.塔底出口液体的组成如下：

第 21 页 共 47 页

组分 H2O AN 0.03 ACN 0.02 HCN 0.016 H2SO4 0.5 (NH4)2SO4 30.90 合计 100 %（wt） 68.53 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0.122 MPa，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

39.27132=152.46 kg/h

217上式中132是(NH4)2SO4的分子量，17是NH3的分子量

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

152.46/0.309=493.40 kg/h

排出的废液中，各组分的量： H2O 493.40×0.6853=338.13kg/h AN 493.40×0.0003=0.1480kg/h ACN 493.40×0.0002=0.0987kg/h HCN 493.40 ×0.00016=0.07kg/h H2SO4 493.40×0.005=2.467kg/h (NH4)2SO4 493.40×0.309=152.46kg/h

b．需补充的新鲜吸收剂（93% H2SO4）的量为：

39.2798493.400.0050.93124.36kg/h

172c．出塔气体中个组分的量 C3H6 86.10 kg/h C3H8 110.88 kg/h O2 252.16 kg/h

第 22 页 共 47 页

N2 34.44 kg/h

AN 455.36-0.1480=455.21 kg/h ACN 61.56-0.0987=61.46 kg/h ACL 5.6 kg/h

HCN 75.33-0.07=75.25 kg/h CO2 226.6 kg/h

H2O 出塔气中的水=入塔气中带入的水+新鲜吸收剂带入水-废液排出水

1485.54+124.36×0.07-338.13=1156.12 kg/h

d. 氨中和塔循环系统物料平衡表 成分 kmol/h C3H6 C3H8 NH3 O2 N2 H2O AN ACN HCN ACL CO2 H2SO4 (NH4)SO4 合计 组分 C3H6 排放废液 Kg/h 0 %(wt) 0 Kmol/h 2.05 出 塔 气 Kg/h 86.10 %(mol) 0.827 %(wt) 1.325 2.05 2.52 2.31 7.88 123.73 82.53 8.60 1.50 2.79 0.10 5.15 0 0 239.16 入 塔 气 kg/h 86.10 110.88 39.27 252.16 34.44 1485.54 455.36 61.56 75.33 5.60 226.6 0 0 6265.84 %(mol) 0.827 1.06 0.8 3.312 57.82 34.49 3.594 0.62 1.168 0.042 2.516 0 0 100 %(wt) 1.325 1.775 0.583 4.046 55.4 23.71 7.271 0.9843 1.231 0.06 3.622 0 0 100 新鲜吸收液 kg/h 0 0 0 0 0 8.71 0 0 0 0 0 115.65 0 124.36 %(wt) 0 0 0 0 0 7 0 0 0 0 0 93 0 100 第 23 页 共 47 页

C3H8 NH3 O2 N2 H2O AN ACN HCN ACL CO2 H2SO4 (NH4)SO4 合计

0 0 0 0 338.13 0.1480 0.0987 0.07 0 0 2.467 152.46 493.40 0 0 0 0 68.53 0.03 0.02 0.016 0 0 0.5 30.9 100 2.52 0 7.88 123.73 .207 8.597 1.498 2.787 0.10 5.15 0 0 218.52 110.88 0 252.16 34.44 1156.12 455.21 61.46 75.25 5.60 226.6 0 0 53.82 1.06 0 3.312 57.82 34.49 3.594 0.62 1.168 0.042 2.516 0 0 100 1.775 0 4.046 55.4 23.71 7.271 0.9843 1.231 0.06 3.622 0 0 100 （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0.03706MPa100

入塔喷淋液的硫酸铵含量为

30.945g(NH4)2SO4/100gH2O68.53，已知硫酸

铵溶液上方的饱和蒸汽压如下表

硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPa

(NH4)2SO4含量/g(NH4)2SO4/gH2O 温度/℃ 40 45 50 70 0.02796 0.02756 0.02716 第 24 页 共 47 页

80 90 0.04252 0.0629 0.0419 0.06199 0.04129 0.06109

根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和b.入塔喷淋液温度

PH2O的值，内插得到出塔气的温度为76℃

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

入塔气蒸气分压PH2O=yH2Op=0.3452×0.142=0.049MPa,在釜液(NH4)2SO4含量[45g(NH4)2SO4/100gH2O]下溶液上方的饱和蒸汽分压等于0.049MPa时的釜液温度即为釜液的饱和温度，内插法从表10.1中得到，饱和温度为83.5℃，设塔釜液温度比饱和温度低2.5℃,即81℃。

又，查硫酸铵的溶解度数据得知，80℃时，每100g 水能溶解95.3g硫酸铵，而釜液的硫

酸铵含量为45g(NH4)2SO4/100gH2O,所以釜液温度控制81℃。不会有硫酸铵结晶析出。

d．热衡算

求循环冷却器的热负荷和冷却水用量 (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=1.520×106 kJ/h (b) 出塔气体带出热Q2

各组分在0~76℃的平均比热容的值如下 物质 C3H6 C3H8 O2 1.711.95 66 0.9414 N2 H2O AN HCN ACN ACL CO2 cp/kJ/(kg·K) 1.01.81.31.31.41.30.946 83 47 93 06 43 21 Q2 = (86.10×1.751+110.88×1.966+252.16×0.9414+34.44×1.046+1485.54× 1.883+455.36×1.347+61.56×1.406+75.33×1.393+5.60×1.343+226.6×0.921)(76-0) = 6.11×105 kJ/h

第 25 页 共 47 页

(c).蒸汽在塔内冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气体带出蒸汽

=1485.54-1156.12=329.42 kg/h 蒸汽冷凝热为2246.6kJ/kg

∴ Q3=329.42×2246.6=7.401×105kJ/h

(d).有机冷凝放热Q4

AN的冷凝量 0.1480kg/h， 其冷凝热为615kJ/kg ACN的冷凝量 0.0987kg/h，其冷凝热为728kJ/kg HCN的冷凝量 0.07kg/h， 其冷凝热为878.6kJ/kg ∴ Q4=0.1480×615+0.0987×728+0.07×878.6= 232.195 kJ/h (e).氨气和放热Q5

每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ

∴ Q5=152.46×1000×273.8/132=3.16×105 kJ/h

(f). 硫酸稀释放热Q6

硫酸稀释放热为749kJ/kg H2SO4

∴ Q6= 124.36 ×749=9.315 ×104 kJ/h (g)塔釜排放的废液带出热量Q7

塔釜排放的废液中H2O 与(NH4)2SO4的摩尔比为

338.13152.46/，查氮肥18132设计手册得此组分的硫酸铵水溶液比热容为3.347 kJ/（kg·K） ∴ Q7 = 493.40×3.347×（81-0）=1.3376×105kJ/h (h)新鲜吸收剂带入热Q8

30℃、93% H2SO4的比热容为1.603 kJ/（kg·K） ∴ Q8 = 124.36×1.603×（30-0）=5980.47kJ/h (i)求循环冷却器热负荷Q9

因操作温度不高，忽略热损失。把数据代入平衡方程： Q1 +Q3+ Q4+ Q5+ Q6+ Q8=Q2+Q7+Q9

1.520×106+ 7.401×105+ 232.195 + 3.16×105+ 9.315 ×104 + 5980.47 = 6.11×105 + 1.3376×105+ Q9

解得：

Q9 =1.9307×106 kJ/h

第 26 页 共 47 页

（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

1.9307106W1.154105kg/h115.4t/h

4.1843632e. 求循环液量m

30℃循环液的比热容为3.368kJ/（kg·K），循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容为3.3 kJ/（kg·K）。

设循环液流量为m kg/h，循环冷却器出口循环液温度t℃。 对新鲜吸收剂与循环液汇合处列热平衡方程得：

m×3.368t+5172.56=(m+124.36) ×3.3×70 （1）对循环冷却器列热平衡方程得：

m×3.347×81-m×3.368t=1.9147106 （2）联立（1）和（2），解得

m=54375.917 kg/h t=70.04℃

3.3.5换热器物料衡算和热量衡算 AN溶液去精制 AN溶液来自水吸收塔 气体来自氨中和塔 换热器 气液混合物去水吸收塔 76℃ 40℃ (1)计算依据

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

出口气体温度40℃，40℃饱和蒸汽压力为

PH2O=55.32mmHg=7.375kPa

设出口气体中含有X kmol/h的蒸汽，根据分压定律有：

X218.52.207X11.557.375

第 27 页共 47 页

解得：

X =10.525 kmol/h=1.45 kg/h

∴ 蒸汽的冷凝量为1156.12 -1.45=966.67 kg/h 因此得到换热气体壳方的物料平衡如下:

流量和 组成 组分 kmol/h 2.05 2.52 7.88 123.73 .207 8.597 1.498 2.787 0.10 5.15 218.52 Kg/h 86.10 110.88 252.16 34.44 1156.12 455.21 61.46 75.25 5.60 226.6 53.82 %(mol) 0.8 1.148 3.60 56.31 29.80 3.904 0.68 1.269 0.045 2.342 100 %(wt) 1.402 1.877 4.282 58.58 19.93 7.692 1.04 1.273 0.0946 3.83 100 kmol/h 2.05 2.52 7.88 123.73 10.525 8.597 1.498 2.787 0.10 5.15 Kg/h 86.10 110.88 252.16 34.44 1.45 455.21 61.46 75.25 5.60 226.6 %(mol) 0.8 1.148 3.60 56.31 6.301 3.904 0.68 1.269 0.045 2.342 100 %(wt) 1.402 1.877 4.282 58.58 3.811 7.692 1.04 1.273 0.0946 3.83 100 Kg/h %(wt) 入 口 气 体 出 口 气 体 冷凝水 C3H6 C3H8 O2 N2 H2O AN ACN HCN ACL CO2 合计 966.67 100 966.67 100 1.838 4927.15

(3)热衡算

a.换热器入口气体带入热 Q1= 6.11×105 kJ/h b.蒸汽冷凝放热

Q2 =966.67×2401.1=2.321×106 kJ/h

c.冷凝液带出热

Q3=966.67×4.184(40-0)=1.618×105 kJ/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 C3H6 C3H8 72.38 O2 29.46 N2 29.29 H2O 36.75 AN 63.35 HCN 62.76 ACN 52.09 ACL 65.61 CO2 38.66 61.9cp/kJ/(kg·K) 2 第 28 页 共 47 页

Q4= (2.05×61.92+2.52×72.38+7.88×29.46+123.73×29.29+10.525×36.75+8.597 ×63.35+1.498×52.09+2.787×62.76+0.10×65.61+5.15×38.66) (40-0)

=2.222×105 kJ/h e.热衡算求换热器的热负荷 热平衡方程：Q1+Q2=Q3+Q4+Q5 代入数据：

6.11×105+2.321×106=1.618×105+2.222×105+Q5 解得：

Q5=2.548×106 kJ/h

2.3.6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600.6 kg/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

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Q1

Q1=600.6×410= 2.462×105 kJ/h

b.丙烷蒸发吸收的热Q2

Q2=110.88×376.6= 4.176104 kJ/h c.丙烯蒸发器的热负荷Q 若冷损失按10%考虑，则

Q=1.1(2.462×105+4.176104) =3.168×105 kJ/h d.冷冻水用量为

3.168105 W.47024.5651043kg/h

3.3.7丙烯过热器量衡算

第 29 页共 47 页

（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(600.6×1.4+110.88×1.715)[65-(-13)]= 9.176104 kJ/h 加热蒸汽量为

W9.176104213842.92kg/h

上式中2138 kJ/kg是0.405MPa蒸汽的冷凝热

3.3.8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

0.405 MPa下氨的蒸发温度为-7℃，汽化热为1276 kJ/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=255.34×1276×1.1=3.584×105 kg/h 加热蒸汽量为

W3.5841052138167.633kg/h

3.3.9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778.9kg/h （2）热衡算

第 30 页 共 47 页

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，则气氨过热器的热负荷为

Q=255.34×2.218[65-(-7)] ×1.1= 4.485104kg/h 加热蒸汽用量为

4.485104W20.978kg/h

21383.3.10混合器

（1）计算依据

气氨进口温度65℃，流量255.34 kg/h；丙烯气进口温度65℃，流量600.6kg/h，丙烷气进口温度65℃，流量110.88 kg/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= (600.6×1.569+110.88×1.82)(65-0)=7.437104 kg/h b.气态氨带入热Q2

Q2=255.34×2.197(65-0)=3.6104 kg/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) ，1.841KJ/(kg.K)，1.925 KJ/(kg.K)。

Q3 =(34.44×1.046+1052.48×1.841+772.2×1.925)(t-0)=7047.9t kJ/h d.混合气出口带出热Q4

Q4=600.6×1.569+110.88×1.82+255.34×2.197+34.44×1.046+1052.48×1.841+772.2×1.925)(110-0)=9.628×105kJ/h

第 31 页 共 47 页

e. 热衡算

求进口湿空气的温度t ，热损失按10%考虑 0.9（Q1+Q2+Q3）=Q4 代入数据：

0.9(7.437104+3.6104+7047.9t)= 9.628×105 解得：

t=136℃

3.3.11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

（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) ，1.841KJ/(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 = (34.44×1.046+1052.48×1.841+772.2×1.925)(136-90) ×1.1 =3.566×105kJ/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

3.566105W172.6kg/h

2066O2 1052.48 N2 34.44 H2O 772.2 合计 52.12 3.3.12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23569.01 kg/h，温度为83.8℃ b.吸收水出口温度40℃.

第 32 页 共 47 页

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 冷却器热负荷

Q= 23569.01×4.184(83.8-40)=4.3192×106 kJ/h 冷却剂（循环水）用量为

4.3192106W8.603104kg/h

4.18440323.3.13吸收水第二冷却器

（1）计算依据

吸收水进口温度为40℃，出口温度25℃ 冷却剂为深井水，进口温度18℃，出口温度21℃ 吸收水流量为23569.01 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=23569.01×4.184(40-25) =1.4792×106 kg/h 深井水用量

1.4792106W117846kg/h

4.18421184 主要设备的工艺计算

4.1空气饱和塔

（1） 计算依据

a. 进塔空气的组成和流量 组分 Kmol/h Kg/h b. 出塔空气的组成和流量 组分 O2 N2 H2O 合计 第 33 页 共 47 页

O2 32. 1052.48 N2 123.73 34.44 H2O 5.52 99.37 合计 162.14 4616.22 Kmol/h kg/h 32. 1052.48 123.73 34.44 42.90 772.2 199.52 52.12 c.塔顶喷淋液量14235.88 kg/h，温度105℃ 塔底排出液量13563.05 kg/h，温度79℃. 塔底压力0.263 Mpa，塔顶压力0.243 Mpa 入塔气温度170℃，出塔气温度90℃. 填料用ф50 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w2Fa1/8G1/40.21.75gE3LGL0.022LGL式中 F——泛点空塔气速，m/s； g——重力加速度，9.81m/s2;

a 3_____干填料因子，m-1；

G,3L——气相和液相密度，kg/m；

L，G——液相和气相流量；kg/h L——液体的粘度，mPa.(cP).

50×50瓷拉西环的干填料因子为177m1.

塔顶处：

12G52.2.135199.5222.4273900.1013kg/h

2730.243 L=958kg/m3 L=14235.88 kg/h G=52.12 kg/h L=0.282mPa.s 把数据带入（A）式：

(A)

第 34 页共 47 页

2wF2.13514235.88lg1770.2820.20.0221.759.8195852.121/42.3159581/8

解得：

F=1.743m/s

泛点率取75%，则气体空塔速度为： W=0.751.743=1.307m/s

出塔操作条件下的气量；

273900.1013V199.5222.42477.3m3/h0.688m3/s

2730.243 塔径应为 d0.6880.82m

0.7851.307塔底处：

G4616.292.034kg/m3

2731700.1013162.1422.42730.263 L=975 kg/m3 L=13563.05 kg/h G=4616.29 kg/h L=0.38 mPa.s

把数据带入（A）式

2wF2.03413563.05lg1770.380.20.0221.759.819754616.291/42.0349751/8

解得

F=1.721m/s

气体空塔速度为·

W=0.75F=0.75×1.768=1.291m/s

入塔气在操作条件下的气量：

V162.1422.42731700.10132270m3/h0.63m3/s 2730.263第 35 页 共 47 页

塔径为

d0.630.68m

0.7851.721取塔径为0.9m （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．使出塔气体中蒸汽含量达到要求。

b．使塔顶喷淋液中ACN等在塔内脱吸以使出塔釜液中ACN等的含量尽量低，以减少污水处理负荷并回收ACN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 b. 出塔气体流量和组成 组分 Kmol/h Kg/h C3H6 2.05 C3H8 2.52 O2 7.88 252.16 N2 123.73 H2O AN CO2 5.15 合计 143.0 C3H6 C3H8 O2 N2 H2O 10.525 1.45 AN ACN ACL HCN CO2 合计 2.05 2.52 86.10 110.88 7.8123.8 73 25234.16 .44 8.51.4997 8 45561.4.21 6 1.838 226.4927.5.60 75.25 6 15 0.10 2.787 5.15 1.734 少量 86.10 110.88 34.44 31.21 少量 226.6 4171.39 随入塔气进入的凝水为966.67kg/h。

c. 塔顶喷淋液量23569.01kg/h, 含ANO.005% (wt),温度5℃。 d. 塔底排出液量25291.44 kg/h, 温度15.2℃。 e. 塔底压力112kPa, 塔顶压力lOlkPa。 f. 人塔气温度40℃, 出塔气温度10℃。 g. 出塔气体中AN含量不大于0.055% (wt) h. 填料用250Y型塑料孔板波纹填料。

第 36 页 共 47 页

(2)塔径的确定

塑料孔板波纹填料的泛点气速计算公式为

2wFaGlg3gEL1/40.2LGL0.2911.563GL1/8

按塔底情况计算F G4927.151.286kg/h

27340101.31.83822.4273112 L=997kg/m3 L=23569.01 kg/h

G=4927.15kg/h

L=1.154mPa.s（cP）

a=240m2/m3 E=0.97

带入数据得

2wF2401.28623569.010.2lg1.1540.2911.56339.819974927.150.971/41/81.286997

解得

F=2.33m/s 空塔气速为（泛点率去70%） WF=0.7F=1.631m/s

气体在操作条件下的流量为

27340101.3V1.83822.43828.94m3/h1.0m3/s

273112塔径为 d1.0m 0.9120.7851.631所以取塔径为1.0m。 （3）填料高度 液体的喷淋密度

第 37 页 共 47 页

u23569.01/999.830m3m2.h 20.7851.0塑料孔板波纹填料250Y的液相传质单元高度HOL 当U=20m3/(m2.h)时，25℃下的HOL为0.187m U=40 m3/(m2.h)时，25℃下的HOL为0.225m

内插得到U=30m3/(m2.h)时，25℃下的HOL为0.206m 又 （HOL）25℃=（HOL）t·e

0.0234(t-25)

塔内液体的平均温度（5+15.2）/2=10.1℃ 所以 HOL0.206/e0.023410.1250.292m 液相传质单元数计算式如下：

NOL 塔底

X1X1X2(X1X1)(X2X2)X1X1lgX2X2

8.5976.24103

1386.328.597E1810kPa

P=112kPa P0.05194*112X1AN0.00718E18100.007180.0072310.007180.005/0.53 X21.698*105

(1000.005)/18E2506.6kPaX1p101.3kPa出口气体中含有AN不小于0.055%（wt），因此PAN=5.5104101.3=0.055

X2PAN0.0551.095104E2506.6

X21.095104带入数据求NOL

第 38 页 共 47 页

NOLX1X26.241031.69810516.43(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X2 填料高度为

ZNOLHOL4.79m

4.3合成反应器

（1）计算依据

a.出口物料流量239.16 kmol/h；入口物料流量231.36 kmol/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

2734700.1013V239.1622.49117.11m3/h2.533m3/s

2730.162取空床线速0.6m/s 浓相段直径为

d2.5332.32m

0.7850.6取流化床浓相段直径为2.4m （3）浓相段高度

按接触时间10s算，推化剂的堆体积为 Vr =2.533×10=25.33m3 静床高 H0=25.33/（0.785×2.42）=5.60m 取膨胀比为2，则浓相段高度为

H1=RH0=2×5.60=11.2m

第 39 页 共 47 页

取浓相段高12m 校核:

推化剂的堆密度为0kg/m3

推化剂的品质W=25.330=16211kg=16.21t 推化剂负荷为

14.310000.882molC3H6/(h.kgcat)

16211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239.1622.42733600.10137767.34m3/h2.16m3/s 2730.162大段直径为 d 取3.1m (5)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2.4=4.8m 取5m

(6)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/(m2.k)

换热装置的热负荷已由热衡算求出Q = 5.26×106kJ/h=1.461×106J/s 换热面积为

2.163.03m

0.7850.31.461106 F19.2m2

233(470143)取30%的设计裕量，则换热面积为25m2 (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20 W/(m2.k)，换热装置热负荷为

第 40 页 共 47 页

Q =1.166×106kJ/h=3.24105J/s

又

tm(470143)(360143)267。C

470143ln360143换热面积为

3.24105F60.68 m2

20267取30%设计裕量，则换热面积为79 m2

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 C3H6 2.05 86.10

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

c. 用φ42×3.5无缝钢管230根作为换热管，管外热水沸腾，产生0.405MPa

C3H8 NH3 O2 7.88 N2 H2O AN ACN ACL HCN CO2 合计 2.52 2.31 110.88 39.27 123.73 82.53 8.60 1485.54 455.36 252.16 34.44 1.50.15.1239.2.79 0 0 5 16 61.5.675.3226626256 0 3 .6 .84 饱和蒸汽。

d. 热负荷为Q=1.560×106 kJ/h

（2）计算换热面积，确定换热管管长 a.总传热系数

（a）管内气体的给热系数1

管内气体体积流量（进、出口平均流量）为

2732700.1013Q239.1622.46875.17m3/h1.91m3/s

2730.1571.91u=8.m/s

2300.7850.0352

6262.840.91kg/m3

6875.17第 41 页 共 47 页

其它物性数据按空气考虑误差不大，平均温度270℃，此温度下空气的无形数据：

μ=3×10-5 kg/(s·m) λ=0.0465W/(m·K) Pr=0.7

Redu0.0358.0.919172.8 5310因Re=2300~10000，对流传热系数可先用湍流时的公式计算，然后将结果乘以校正系数

1-6105Re1.8=0.956

管内气体给热系数为

0.046510.023Re0.8Pr0.30.0239172.80.80.70.340.61W(m2.K)

d0.0351'1=38.8 W(m2.K)

（2）管外热水沸腾的给热系数2

2=4651W (m2K)

（3）总传热系数K

沸腾水方污垢热阻取0.26×10-3 m2·K/W，空气方污垢热阻取 0.5×10-3 m2· K/W，钢的导热系数为45W/(m·K)。 1110.00350.261030.5103 K38.8465145

K37.28W/(m2.K)

对数平均传热温差

tm360143180143102ln360143180143

c.换热面积

热负荷Q=1.560×106 kJ/h = 4.333105J/s 换热面积为

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Q4.333105=113.95 m2 AKtm37.28102取安全系数1.2，则换热面积用137m2 换热管管长为 L1375.42m

2303.140.035取L=6m

5 环境保护和安全措施要求

5.1丙烯腈生产中的废水和废气及废渣的处理

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

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

废水排放指标： 序有害物质或项目名称 号 序最高允许排有害物质或项目名放浓度mg/l 称 号 最高允许排放浓度mg/l 第 43 页 共 47 页

1 2 3 4 5 6 pH值 悬浮物(水力排灰洗煤水、水力冲渣、矿水) 生化需氧量(5天20℃) 化学耗氧量(重铬酸钾法) 硫化物 挥发性酚 6-9 500 60 100 1 0.5 7 8 9 10 11 12 13 14 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 减少废水量对废水治理极为有利,是防治污染的有效措施。 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。其流程见如下图：

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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下表。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。

活性污泥法处理污水效果举例

处 理 效 果 废水名称 BOD,mg/l 处理前 处理后 丁醛生产废水 丁醇生产废水 丁烯醛生产废水 丙烯腈生产废水 丁烯生产废水 含酚废水 油分,mg/l 去除率,% 98 97 98 93 74-79 95 处理前 处理后 30 21 2 3.5 2.3 1 去除率,% 88 50 660 520 430 300 192 113 13 5 8 21 45-50 5.5 第 45 页 共 47 页

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。 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

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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。

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。

六、参考文献：

[1] 黄璐，王保国，《化工设计》，北京：化学工业出版社，2001，201 [2] 罗保军，丙烯腈的生产现状与发展前景，化工科技市场，2003，10:11-14； [3] 杨锦宗，工业有机合成基础，北京：中国石化出版社，1998，503 [4] 崔克清，陶刚，《化工工艺及安全》，北京：化学工业出版社，2004，202 [5] 江效田， 丙烯腈合成装置氨中和器用材的选择. 齐鲁石油化工，1981， (04) [6] 高会元， 丙烯腈市场前景展望. 现代化工， 2001， (04) [7] 洪汇， 丙烯腈流化床反应器评述. 石油化工， 1998， (03)

[8] 关兴亚， Sohio氨氧化法丙烯腈新工艺的探讨. 合成纤维工业， 1981， [9] 郑淑英， 氨氧化法制备丙烯腈反应机理探讨. 宁德师专学报(自然科学版)， 2001， (03)

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