【文章內容簡介】 69362AN0000ACN0000 1233 HCN0000 1507 ACL00002 CO20000 4530 合計154404175001001004782125240100100（3） 熱量衡算 各物質0～t℃的平均定壓比熱容如表33 所示表33 各物質0～t℃的平均定壓比熱容 CP/[kJ/(kgk)]物質C3H6C3H8NH3O2N2H2OANCNACNCLCO2CP0～110℃0～360℃0～470℃假設如下熱力學途徑：470176。C，濃相段出口混合氣110176。C，反應器入口混合氣△H△H3△H125176。C，濃相段出口混合氣25176。C，反應器入口混合氣△H2 各物質25～t℃的平均比熱容用0～t℃的平均比熱容代替，誤差不大，因此， △H1=(12026+2223+5110+21072+69362+154602)(25110)=107kJ/h △H2=(103+103+103+2103+103641)= 108kJ/h△H3=(+2223++5066+69362+29720++1233+1507++4530)(47025)=107kJ/h △H =△H1+△H2+△H3 = 108+107= 108kJ/h 若熱損失取△H的5%，則需由濃相段換熱裝置取出的熱量（即換熱裝置的熱負荷）為： Q=()108= 108kJ/h （飽和溫度143℃）， 143℃飽和蒸汽焓 i=2736kJ/kg 143℃飽和水焓 iH2O=∴ 產生的蒸汽量=108/()=47450 kg/h以0℃氣體為衡算基準。 進入稀相段的氣體帶入熱為Q1=(1659+2223+7295+5066+69362+29720++1233+1507++4530)(4700)=107kJ/h 離開稀相段的氣體帶出熱為Q2=(1659+2223+7295+5066+69362+29720++1233+1507++4530)(3600)=107kJ/h 熱損失取4%，則稀相段換熱裝置的熱負荷為 Q3=() (Q1Q2)=( )(107)=107kJ/h G=107/()=10550kg/h 廢熱鍋爐的物料衡算和熱量衡算(1) 計算依據 ℃， ℃， MPa MPa的飽和蒸汽 (2) 熱衡算以0℃氣體為衡算基準，各物質的平均比熱容為表34所示。表34 各物質0～180℃的平均比熱容物質C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO2CP（等于反應器稀相段的氣體帶出熱）Q1=107kJ/hQ2=(1659+2223+7295+5066+69362+29720++1233+1507++4530)(1800)=107kJ/h 按熱損失10%計,需要取出的熱量為Q=(Q1Q2)=(107)=107kJ/h MPa的飽和蒸汽量為 G=107/()=14590kg/h 空氣飽和塔物料衡算和熱量衡算(1) 計算依據。℃，相對濕度80%，空壓機出口氣體溫度170℃。、（體積比）。，溫度105℃，組成如表35所示：表35 塔頂噴淋液各組成組分ANACN氰醇ACLH2O合計%(wt)100 O2 H2O N2 (2) 物料衡算 進塔干空氣量=(+)= 查得30℃，相對濕度80%，因此，進塔空氣帶入的水蒸汽量為 90420=1990kg/h ，故進塔噴淋液量為 (+)(273+170)/2731/= 塔頂噴淋液（105℃）的密度為958kg/m3,因此進塔水的質量流量為958=285000 kg/h 出塔氣體中的ONH2O的量與反應器入口氣體相同，因而 O2 H2O N2 ,2kg/h 塔內水蒸發(fā)量== ∴ 出塔液流量==271530kg/h 表36 飽和塔物料平衡表成分入塔氣出塔氣入塔噴淋液塔釜排出液kmol/hKg/h%(mol)%(wt)kmol /hKg/h%(mol)%(wt)Kg/h%(wt)Kg/h%(wt)65210722107200006936269362000016580285960271489AN00000000ACN00000000氰醇00000000ACL00000000合計100100100100285000100271530100(3) 熱衡算 從物料平衡表得知，空氣飽和塔出口氣體中，根據分壓定律，蒸汽的實際分壓為 PH2O=yH2OP== ，所以飽和蒸汽分壓應為 查飽和蒸汽表得到對應的飽和溫度為90℃，因此須控制出塔氣體溫度為90℃，才能保證工藝要求的蒸汽量 入塔水來自精制工段乙腈解吸塔塔釜，105℃ 熱衡算基準：0℃氣態(tài)空氣，0℃液態(tài)水 (a)170℃進塔空氣帶入熱量Q1170℃，干空氣在0～170℃的平均比熱容為 (kgK)。 Q1=(21072+69362 )(1700)+1658=107kJ/h (b)出塔濕空氣帶出熱量Q2 90℃蒸汽焓2660kJ/kg，(kgK)。 Q2=(21072+69362)(900)+154602660=107kJ/h (c)105℃入塔噴淋液帶入熱量Q3 Q3=285000(1050) =108kJ/h (d)求出塔熱水溫度t 出塔熱水帶出熱量 Q4=27350=1136080t 熱損失按5%計，則 Q5=(107+107)=106kJ/h 熱平衡方程 Q 1+ Q 3= Q 2+ Q4+Q5 代入數據： +=++106 解得 t=79℃ 因此，出塔熱水溫度為79℃。 氨中和塔物料衡算和熱量衡算(1) 計算依據。，生成硫酸銨。%（wt）。（即循環(huán)液）的組成如表37：表37 塔底出口液體的組成組分H2OANACNHCNH2SO4(NH4)SO4合計%(wt)100e. 進塔氣溫度180℃，出塔氣溫度76℃，新鮮硫酸吸收劑溫度30℃。f. MPa， MPa。 (2) 物料衡算 排除的廢液量及其組成 ，在塔內被硫酸吸收生成硫酸銨，氨和硫酸反應的方程式如下： 2NH3 + H2SO4 (NH4)SO4 (NH4)SO4的生成量，即需要連續(xù)排出的(NH4)SO4流量為： 132/(217)=2836kg/h 塔底排出液中，(NH4)%（wt），因此，排放的廢液量為： 2836/=9178kg/h 排放的廢液中，各組分的量： H2O 9178=6290kg/h AN 9178= ACN 9178= HCN 9178= H2SO4 9178= 9178=2836kg/h（93% H2SO4）的量為： (9178+98/34)/=2312kg/h 1659kg/h 2223kg/h 5066kg/h 69362kg/hAN =9103kg/hACN =1231kg/h HCN =1505kg/h 4530kg/h H2O 出塔氣中的水=入塔氣中帶入水+新鮮吸收劑帶入水廢液排出的水 =29720+2312=23592kg/h (3) 熱衡算 塔頂氣體中實際蒸汽分壓為 PH2O=yH2OP== ，則與塔氣體溫度平衡的飽和蒸汽分壓為： P○H2O= 入塔噴淋液的硫酸銨含量為100(NH4)2SO4/100g H2O，已知硫酸銨溶液上方的飽和蒸汽壓如下表。根據入塔噴淋液的硫酸銨含量和p○H2O的值，內插得到出塔氣的溫度為76℃。 入塔噴淋液溫度比氣體出口溫度低6℃,故為70℃。c. 塔釜排出液溫度表38 硫酸銨溶液上方的飽和蒸汽壓/MPa溫度/℃ (NH4)2SO4含量/g[(NH4)2SO4/gH2O]404550708090 Q1 +Q3+ Q4+ Q5+ Q6+ Q8=Q7+Q2+Q9 (a)入塔氣體帶出熱Q1 入塔氣體帶入熱量與廢熱鍋爐出口氣體帶出熱量相同。 Q1=107kJ/h (b)出塔氣體帶出熱Q2，各組分在0～76℃的平均比熱容的值表39 各組分在0～76℃的平均比熱容的值物質C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO2CPQ2=(1659+2223+7295+5066+69362+29720++1233+1507++4530)(760)=107kJ/h (c)蒸汽在塔內冷凝放熱Q3 蒸汽在塔內的冷凝量=進塔氣體帶入蒸汽出口氣帶出蒸汽 =2970023574=6126kg/h kJ/ kg Q3=612622466=108kJ/h (d)有機物冷凝放熱Q4 Q4=615+728+=4238 kJ/h (e)氨氣和放熱Q5 Q5=28361000/132=106kJ/h (f)硫酸稀釋放熱Q6 硫酸的稀釋熱為749 kJ/ kg Q6=2150749=106kJ/h (g)塔釜排放的廢液帶出熱量Q7 根據塔釜排放的廢液中H2O 與(NH4)2SO4