【正文】 16890 16890 N2 231210 231210 H2O786711263866033100AN3034830348ACN10041041004104HCN 5018 5018 ACL 374 374 CO2 15100 15100 合計39465510010032862210010066033100(3) 熱衡算a. 換熱器入口氣體帶入熱Q1=105kJ/hb. 蒸汽冷凝放出熱Q240℃Q2=66033=106kJ/hc. 冷凝液帶出熱Q3=66033（400）=105kJ/hd. 出口氣體帶出熱Q4出口氣體各組分在0～40℃的平均摩爾熱容如表12表12 出口氣體各組分在0～40℃的平均摩爾熱容物質(zhì)C3H6C3H8O2N2H2OANACNHCNACLCO2CP Q4=（++++++100+ + +）（400）=105kJ/he. 熱量衡算求換熱器的熱負荷熱平衡方程： Q1+ Q2= Q3+ Q4+ Q5解得 Q5=106kJ/h 水吸收塔物料衡算和熱量衡算(1) 計算依據(jù)a. 入塔氣流量和組成與換熱器出口氣體相同。C40176。設循環(huán)液流量為m kg/h，循環(huán)冷卻器出口循環(huán)液溫度t℃。K）， kJ/（kg把數(shù)據(jù)代入平衡方程：解得 Q9=106kJ/h (j)循環(huán)冷卻器的冷卻水用量W 設循環(huán)冷卻器循環(huán)水上水溫度32℃，排水溫度36℃。K）。Q1=107kJ/h(b)出塔氣體帶出熱Q2，各組分在0～76℃的平均比熱容的值如表10表9 各組分在0～76℃的平均比熱容的值如下：物質(zhì)C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO2CPQ2=(1659+2223+7295+5066+69362+29720++1233+1507++4530)(760)=107kJ/h (c)蒸汽在塔內(nèi)冷凝放熱Q3蒸汽在塔內(nèi)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Q5Q5=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(jù)塔釜排放的廢液中H2O 與(NH4)2SO4的摩爾比， kJ/（kgb. 入塔噴淋液的溫度入塔噴淋液溫度比氣體出口溫度低6℃,故為70℃。(2) 物料衡算a. 排除的廢液量及其組成，在塔內(nèi)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/hb. 需補充的新鮮硫酸吸收劑（93% H2SO4）的量為：(9178+98/34)/=2312kg/hc. 出塔氣體中各組分的量 1659kg/h 2223kg/h 5066kg/h 69362kg/hAN =9103kg/hACN =1231kg/hHCN =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a. 出塔氣體溫度 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。d. 塔底出口液體（即循環(huán)液）的組成如表6：表7 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℃。b. 在中和塔內(nèi)全部氨被硫酸吸收，生成硫酸銨。 Q2=(21072+69362)(900)+154602660=107kJ/h (c)105℃入塔噴淋液帶入熱量Q3Q3=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(shù)據(jù)：+=++106解得t=79℃因此，出塔熱水溫度為79℃。 Q1=(21072+69362 )(1700)+1658=107kJ/h (b)出塔濕空氣帶出熱量Q2 90℃蒸汽焓2660kJ/kg，(kg表4 各物質(zhì)0～180℃的平均比熱容為：物質(zhì)C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO2CPa. 入口氣體帶入熱（等于反應器稀相段的氣體帶出熱）Q1=107kJ/hb. 出口氣體帶出熱Q2=(1659+2223+7295+5066+69362+29720++1233+1507++4530)(1800)=107kJ/hc. 熱衡算求需要取出的熱量Q按熱損失10%計,需要取出的熱量為Q=(Q1Q2)=(107)=107kJ/hc. 產(chǎn)生蒸汽量 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(jù)a. ，b. 空壓機入口空氣溫度30℃，相對濕度80%，空壓機出口氣體溫度170℃c. 飽和塔氣、（體積比），d. 塔頂噴淋液為乙腈解吸塔釜液，溫度105℃，組成如表5所示：表5 塔頂噴淋液各組成組分ANACN氰醇ACLH2O合計%(wt)100e. 塔頂出口濕空氣的成分和量按反應器入口氣體的要求為O2 H2O N2 (2) 物料衡算a. 進塔空氣量進塔干空氣量=(+)=查得30℃，相對濕度80%，因此，進塔空氣帶入的水蒸汽量為90420=1990kg/hb. 進塔熱水量，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(zhì)量流量為958=285000 kg/hc. 出塔濕空氣量出塔氣體中的ONH2O的量與反應器入口氣體相同，因而O2 H2O N2 ,2kg/hd. 出塔液量塔內(nèi)水蒸發(fā)量==∴ 出塔液流量==271530kg/h e. 飽和塔物料如下表6表6 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)210722107200006936269362000016580285960271489AN00000000ACN00000000氰醇00000000ACL00000000合計100100100100285000100271530100(3) 熱衡算a. 空氣飽和塔出口氣體溫度從物料平衡表得知，空氣飽和塔出口氣體中，根據(jù)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 b. 入塔熱水溫度 入塔水來自精制工段乙腈解吸塔塔釜，105℃ c. 由熱衡算求出塔熱水溫度t 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Q1 170℃，干空氣在0～170℃(kgC，反應器入口混合氣△H2各物質(zhì)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/kg143℃飽和水焓 iH2O=∴ 產(chǎn)生的蒸汽量=108/()=47450 kg/hb. 稀相段熱衡算求稀相段換熱裝置的熱負荷及產(chǎn)生蒸汽量以0℃氣體為衡算基準。C，反應器入口混合氣△H△H3△H125176。k)]物質(zhì)C3H6C3H8NH3O2N2H2OANCNACNCLCO2CP0～110℃0～360℃0～470℃