发布时间 : 星期三 文章年产10万吨丙烯腈合成段工艺设计毕业论文更新完毕开始阅读
2.3.2 反应压力
丙烯氨氧化的主、副反应化学反应平衡常数K的数值都很大，故可将这些反应看作不可逆反应。此时，反应压力的变化对反应的影响仅表现在动力学上。由前述的动力学方程可知，反应速度与丙烯的分压成正比，故提高丙烯分压，对反应是有利的，而且还可提高反应器的生产能力。但在加快反应速度的同时，反应热也在激增，过高的丙烯分压使反应温度难以控制。实验又表明，增加反应压力，催化剂的选择性会降低，从而使丙烯腈的收率下降，故丙烯氨氧化反应不宜在加压下进行。反应器中的压力只是为了克服后续设备的阻力。通常操作压力为55KPa左右。对于流化床反应器,为0.049~0.059MPa(表压) 2.3.3 接触时间
接触时原料气在催化剂床层中的停留时间常称接触时间。
间与主、副反应产物单程收率以及丙烯转化率的关系，对主反应而言，增加接触时间，对提高丙烯腈单程收率是有利的，对副反应而言，增加接触时间除生成的副反应外,其余的收率均没有明显增长,即接触时间的变化对它们的影响不大。由此可知,适当增加接触时间对丙烯氨氧化生成丙烯腈的主反应是有利的,随着丙烯转化率的提高,丙烯腈的单程收率也会增加,但过分延长接触时间,丙烯深度氧化生成CO2的量会明显增加,导致丙烯腈收率降低。另外，接触时间的延长，降低了反应器的生产能力，对工业生产也是不利的。 适宜的接触时间与催化剂的活性、选择性以及反应温度有关，对于活性高、选择性好的催化剂，适宜的接触时间应短一些，反之则应长一些；反应温度高时，适宜的接触时间应短一些，反之则应长一点。一般生产上选用的接触时间，流化床为5~10s。 2.3.4 原料纯度
原料丙烯由烃类裂解气或催化剂裂解气分离得到,一般纯度都很高,但仍有碳二、丙烷及少量碳四,也可能有微量硫化物。在这些杂质中,丙烷和其他烷烃对氨氧化反应没有影响,但碳四中的丁烯比丙烯更容易与氧反应,会消耗氧,而使催化剂活性下降。而硫化原料氨的纯度达到肥料级就能满足工业生产要求;原料空气一般需经过除尘、酸-碱洗涤,除去空气中的固体粉尘,酸性和碱性杂质后就可在生产中使用[7]。
第三章 物料衡算和热量衡算
3.1 小时生产能力
本次设计产量较大，采用双塔并联生产，以下计算只计算单塔。
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:
50000?1000?1.06?1.031?7589kg/h
300?243.2 物料衡算和热量衡算
3.2.1 反应器的物料衡算和热量衡算
计算依据
a. 丙烯腈产量 7589kg/h,即143.2kmol/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＝1:1.05:23:3
物质 摩尔收率
表3.1 各产物的收率
丙烯腈（AN） 氰化氢（HCN） 乙腈（ACN） 0.6
0.065
0.07
丙烯醛（ACL） 0.007
0.12
d. 操作压力 进口0.203MPa, 出口0.162MPa
e.反应器进口气体温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃ （2）物料衡算
a. 反应器进口原料气中各组分的流量
C3H6 143.2/0.6=238.6 kmol/h=1002 kg/h
C3H8 (238.6/0.85)×0.15=42.1 kmol/h =185.3 kg/h NH3 238.6×1.05=250.6 kmol/h = 4260 kg/h O2 238.6×2.3=548.9 kmol/h=17564 kg/h H2O 238.6×3=715.9 kmol/h=12887 kg/h
N2 （548.9/0.21）×0.79=206.48 kmol/h=57815 kg/h b. 反应器出口混合气中各组分的流量 丙烯腈(AN) 143.2 kmol/h=7589 kg/h
乙腈(ACN) 3/2 ×238.6×0.07=25.06 kmol/h=1027 kg/h 丙烯醛(ACL) 238.6×0.007=1.67 kmol/h=93.5 kg/h CO2 3×238.6×0.12=85.91 kmol/h=3780 kg/h HCN 3×238.6×0.065=46.54 kmol/h=1257 kg/h C3H8 42.11 kmol/h =1853 kg/h N2 2065 kmol/h=57815 kg/h
O2 548.9-（3/2）×143.2-46.54-1.67-25.06-9/（3×2）×85.91 =132kmol/h=4224 kg/h C3H6 238.6-（1/3）×46.54-1.67-（2/3）×25.06-143.2-（1/3）×85.91=32.93 kmol/h
=1383kg/h
NH3 250.6-143.2-25.06-46.54=35.8 kmol/h=608.6 kg/h
H2O 715.9+3×143.2+2×25.06+2×46.54+85.91+1.67 =1375 kmol/h=24750 kg/h c.反应器物料平衡表
表3.2 流量和组成
反应器进口
组分
kmol/h
C3H6 C3H8 NH3 O2 N2 H2O AN ACN HCN ACL CO2 合计
238.6 42.11 250.6 548.9 2065 715.9 0 0 0 0 0 3861
kg/h 10023 1853 4259.7 17564 57815 12887 0 0 0 0 0 104400
%(mol) 6.181 1.091 6.49 14.22 54.38 18.54 0 0 0 0 0 100
%(wt) 9.6 1.775 4.08 16.82 55.38 12.34 0 0 0 0 0 100
kmol/h 32.93 42.11 35.8 132 2065 1375 143.2 25.06 46.54 1.67 85.91 3985
kg/h 1383 1853 608.6 4224 57815 24750 7590 1027 1258 93.5 3780 104390
%(mol) 0.827 1.06 0.898 3.312 57.82 34.49 3.594 0.6289 1.168 0.042 2.516 100
%(wt) 1.325 1.775 0.583 4.046 55.4 23.71 7.271 0.9843 1.231 0.0896 3.622 100
反应器出口
（3）热量衡算
物质
Cp/[kJ/(kgK
)]
C3H6 1.841 2.678 2.929
表3.3 各物质0~t℃的平均定压比热容[8] C3H8 NH3 O2 N2 H2O AN 2.05 3.013 3.347
2.301 2.636 2.939
0.941 1.004 1.046
1.046 1.088 1.109
1.883 2.008 2.092
1.874 2.092
HCN 1.640 1.724
ACN 1.9133 2.10
ACL CO2 1.966 2.172
1.130 1.213
0~110OC 0~360OC 0~470OC
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：
图3.1 浓相段的热力学途径
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，
?H1?(10023?10841?1853?2.05?4260?2.301?17564?0.941?57815?1.046?12887?1.883)(25?110)??1.133?107KJ/h?H2??(143.2?512.5?25.06?362.3?46.54?315.1?1.67?353.1?85.91?641)?103??1.473?108KJ/hΔH3?(1383?2.929?1853?3.347?608.6?2.929?4224?1.046?57815?1.109?24750?2.092?7590?2.029?1027?2.10?1258?1.724?93.5?2.172?3780?1.213)(470?25)?6.98?107KJ/h?H=?H1+?H2+?H3=-1.133?107?1.473?108?6.98?107??8.883?107KJ/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)×8.883×107=8.439×107kJ/h （3-1） 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=2736kJ/kg 143℃饱和水焓[9] iH2O=601.2kJ/kg ∴ 产生的蒸汽量=
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:
Q1?(1383?2.929?1853?3.347?608.6?2.939?4224?1.046?57815?1.109?24750?2.092?1027?2.1?1258?1.724?93.5?2.172 ?3780?1.213)?470?0??7.372?107kJ/h离开稀相段的气体带出的热为: