年產(chǎn)20萬噸丙烯腈工段工藝合成 化工畢業(yè)設(shè)計

1、<p><b>　　屆畢業(yè)論文</b></p><p>　　年產(chǎn)20萬噸丙烯腈工段工藝合成 </p><p>　　系 、 部： </p><p>　　學(xué)生姓名： </p><p>　　指導(dǎo)教師： 職稱 <

2、;/p><p>　　專 業(yè)： 化學(xué)工程與工藝 </p><p>　　班 級： </p><p>　　完成時間： </p><p><b>　　目 錄 </b></p><p><b>　　摘

3、 要III</b></p><p>　　AbstractIII</p><p>　　第一章 文獻(xiàn)綜述1</p><p>　　1.1丙烯腈簡述1</p><p>　　1.2 市場調(diào)研1</p><p>　　1.2.1 國際現(xiàn)狀1</p><p>　　1.2.2 國內(nèi)現(xiàn)狀2

4、</p><p>　　1.3丙烯腈的合成方法和工藝條件3</p><p>　　1.3.1 丙烷氨氧化法3</p><p>　　1.3.2 丙烯氨氧法4</p><p>　　1.3.3 方案的選擇4</p><p>　　1.3.4 反應(yīng)過程分析4</p><p>　　第二章 工藝流程

5、7</p><p>　　2.1 設(shè)計任務(wù)7</p><p>　　2.2 生產(chǎn)工藝流程示意圖7</p><p>　　都三章 物料衡算和熱量衡算9</p><p>　　3.1小時生產(chǎn)能力9</p><p>　　3.2反應(yīng)器的物料衡算和熱量衡算9</p><p>　　3.3 廢熱鍋爐的

6、熱量衡算12</p><p>　　3.4 空氣飽和塔物料衡算和熱量衡算13</p><p>　　3.5 氨中和塔物料衡算和熱量衡算15</p><p>　　3.6 換熱器物料衡算和熱量衡算19</p><p>　　3.7 水吸收塔物料衡算和熱量衡算21</p><p>　　3.8 空氣水飽和塔釜液槽

7、24</p><p>　　3.9 丙烯蒸發(fā)器熱量衡算25</p><p>　　3.10 丙烯過熱器熱量衡算25</p><p>　　3.11 氨蒸發(fā)器熱量衡算25</p><p>　　3.12 氣氨過熱器26</p><p>　　3.13 混合器26</p><p>　　3

8、.14 空氣加熱器的熱量衡算27</p><p>　　第四章 主要設(shè)備的工藝計算28</p><p>　　4.1 流化床合成反應(yīng)器28</p><p>　　4.2 空氣飽和塔31</p><p>　　4.3 丙烯蒸發(fā)器33</p><p>　　第五章 車間布置設(shè)計[19-20]36</p

9、><p>　　5.1 廠房建筑36</p><p>　　5.2 生產(chǎn)操作36</p><p>　　5.3 設(shè)備裝修36</p><p>　　5.4 安全要求37</p><p>　　5.5 車間布置說明37</p><p><b>　　第六章 結(jié)論38</b><

10、;/p><p><b>　　參考文獻(xiàn)39</b></p><p><b>　　附錄40</b></p><p><b>　　致 謝42</b></p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　丙烯腈是重要的有機

11、合成原料，是合成聚丙烯腈纖維，丁腈橡膠和合成塑料的重要單體。本文采用的是原料來源豐富、操作簡單的丙烯氨氧化法生產(chǎn)丙烯腈。通過對從原料的處理到丙烯腈的合成工段的主要單元進行物料和熱量衡算，通過對用流化床，丙烯氨氧化合成丙烯腈反應(yīng)機理的分析，對年產(chǎn)20萬噸丙烯腈的工藝流程和主要設(shè)備進行設(shè)計。</p><p>　　關(guān)鍵詞：丙烯腈；丙烯氨氧化法；生產(chǎn)；設(shè)計</p><p><b>　　A

12、BSTRACT</b></p><p>　　Acrylonitrile is an important organic synthetic raw materials, an important monomer for the synthesis of polyacrylonitrile fibers, nitrile rubber and synthetic plastics.This articl

13、e is a rich source of raw materials, easy-to-the ammoxidation of propylene production of acrylonitrile.Material and heat balance from the processing of raw materials to acrylonitrile synthesis section in the main unit op

14、erator,By analysis and study of the fluidized bed reaction mechanism of propylene and ammonia oxidiz</p><p>　　Key words ：acrylonitrile ；ammonia oxidation of propylene ；production ；design</p><p>

15、<b>　　文獻(xiàn)綜述</b></p><p><b>　　1.1 丙烯腈簡述</b></p><p>　　丙烯腈，CH2=CH－CN，英文名Acrylonitrile（簡稱AN），1893 年已經(jīng)在實驗室合成成功.丙烯腈是重要的有機化工產(chǎn)品，在丙烯系列產(chǎn)品中居第二位，僅次于聚丙烯。在常溫常壓下丙烯腈是無色液體，味甜，微臭，沸點77.3℃。丙烯腈有

16、毒，室內(nèi)允許濃度為0.002mg／L，在空氣中爆炸極限(體積分?jǐn)?shù))為3.05％-17.5％，與水、苯、四氯化碳、甲醇、異丙醇等可形成二元共沸物。丙烯腈分子中含有C—C雙鍵和氰基，化學(xué)性質(zhì)活潑，能發(fā)生聚合、加成、氰基和氰乙基等反應(yīng)。丙烯腈是重要的有機原料，主要用于橡膠合成（如丁腈橡膠）、塑料合成（如ABS，AS樹脂、聚丙烯酰胺等）、有機合成、制造腈綸、尼龍66等膈成纖維、殺蟲劑、抗水劑、粘合劑等。</p><p>

17、　　丙稀腈的產(chǎn)品標(biāo)準(zhǔn)（中國國標(biāo)GB7717.1-94）</p><p><b>　　1.2 市場調(diào)研 </b></p><p>　　1.2.1 國際現(xiàn)狀 </p><p>　　世界丙烯腈生產(chǎn)能力由2001年595萬t減少到2003年的580萬t· a-1，2004年達(dá)到596.5萬t·a-1。近年來，全球丙烯腈生產(chǎn)向亞洲轉(zhuǎn)移

18、，發(fā)達(dá)國家丙烯腈市場呈萎縮現(xiàn)象，一些公司紛紛關(guān)閉最差的生產(chǎn)線。2005年世界丙烯腈產(chǎn)能為614萬t·a-1，產(chǎn)量達(dá)到524萬t，略高于2004年的521.9萬t，裝置開工率超過85%，低于2004年的90%。世界丙烯腈生產(chǎn)能力主要分布情況：美國315.1萬t·a-1，中國110萬t·a-1，日本75.3萬t·a-1，韓國52.0萬t·a-1，中國臺灣43.萬t·a-1，東歐及俄

19、羅斯38.2萬t·a-1，德國33.6萬t·a-1，英國28.0萬t·a-1，荷蘭23.5萬t·a-1。全球丙烯腈生產(chǎn)量由2001年485萬t增加到2002年495萬t，2004年521.9萬t，2005年達(dá)524萬。</p><p>　　據(jù)英國Tecnon OrbiChem公司分析,近年來,因裝置關(guān)閉超過開工的新增能力，世界丙烯腈供應(yīng)顯得較為緊張。開工率處于89%-90%

20、的高位，但是效益仍然很低。</p><p>　　據(jù)公司分析，截至2006年4月, 全球丙烯腈能力為605萬t·a-1，其中，東北亞占29%、北美占27%、中國占19%、西歐占10%、東歐占5.5%、其他地區(qū)占3.5%。</p><p>　　據(jù)稱，2008-2009年丙烯腈裝置開工率仍將維持在現(xiàn)有水平，直至新增產(chǎn)能投入。全球丙烯腈需求的年增長率預(yù)計為2%-2.5%。腈綸需求預(yù)計平緩

21、，而需求年增長率預(yù)計為5%，丙烯酰胺需求年增長率預(yù)計為6%-7%。丙烯腈工業(yè)發(fā)展的一個新亮點是新的丙烷制丙烯腈技術(shù)，較低的成本費用可望提高下游產(chǎn)品的競爭能力。</p><p>　　據(jù)日本旭化成公司預(yù)測，2012年世界丙烯腈需求將繼續(xù)擴張。</p><p>　　表1 世界丙烯腈需求（萬噸）[2]</p><p>　　1.2.2 國內(nèi)現(xiàn)狀 </p><

22、;p>　　2005年我國主要的丙烯腈生產(chǎn)企業(yè)有10家，見表2，總產(chǎn)能約為101.3萬t·a-1(全國總產(chǎn)能約達(dá)110萬t·a-1，)，總產(chǎn)量達(dá)到93.1萬t。其中2005年2月投產(chǎn)的上海賽科產(chǎn)能為26萬t·a-1，是目前國內(nèi)最大的丙烯腈生產(chǎn)廠家。需求增長促使我國丙烯腈繼續(xù)擴能，2006年丙烯腈的擴能主要為吉林石化公司擴能到25萬t·a-1，撫順石化公司擴能到9.2萬t·a-1，合計

23、增加5萬t·a-1，2006年底我國丙烯腈主要企業(yè)總產(chǎn)能達(dá)到106.3萬t·a-1，全國總產(chǎn)能約達(dá)115萬t·a-1。2005年我國丙烯腈消費量達(dá)到124.7萬，國內(nèi)供應(yīng)缺口為31.6萬。預(yù)計2012年丙烯腈消費量略有增加。 </p><p>　　表2 我國丙烯腈主要生產(chǎn)廠家及產(chǎn)能</p><p>　　近年，我國丙烯腈進口一直保持在30萬以上，2004年進口3

24、1.86萬t，2005年由于上海賽科石化2萬t·a-1裝置投產(chǎn)，國內(nèi)供應(yīng)能力大幅增加，使進口量有所下降，為31.64萬t，2006年1-6月進口量已達(dá)到15.84萬t，預(yù)計全年進口將高于2005年。我國丙烯腈進口主要來自韓國、日本、美國、中國臺灣等國家和地區(qū)。2005年開始，我國有部分丙烯腈出口國外，主要出口商是上海賽科石化的丙烯腈工廠，其在2006年上半年的出口量達(dá)到3萬以上。</p><p>　　國

25、內(nèi)需求與現(xiàn)有生產(chǎn)能力仍有一定差距，丙烯腈在國內(nèi)擁有廣闊的市場和發(fā)展?jié)摿Α?lt;/p><p>　　1.3丙烯腈的合成方法和工藝條件</p><p>　　1.3.1 丙烷氨氧化法</p><p>　　以美國BP 公司、日本三菱化成公司為代表的主要丙烯腈生產(chǎn)商開始了以丙烷為原料的生產(chǎn)丙烯腈的技術(shù)開發(fā)工作。該技術(shù)主要合成工藝有兩種：一是BP 公司開發(fā)的丙烷直接氨氧化法，在特定

26、的催化劑下，以純氧為氧化劑，同時進行丙烷氧化脫氫和丙烯氨氧化法反應(yīng)；二是三菱化成公司開發(fā)的獨特循環(huán)工藝，主要是丙烷氧化脫氫后生成丙烯，然后再以常規(guī)氨氧化法生產(chǎn)丙烯腈，其主要特點是采用選擇性烴的吸附分離體系的循環(huán)工藝，可將循環(huán)物流中的惰性氣體和碳氧化物選擇性除去，原料丙烷和丙烯100%回收，從而降低了生產(chǎn)成本。</p><p>　　盡管丙烷法較丙烯氨氧化法總投資高，但是由于丙烷價格（19.8 美分/kg）比丙烯價格

27、（39.6 美分/kg）低一半，因此單從原料成本上看丙烷法比丙烯法更有前景，有關(guān)資料介紹丙烷法有望比丙烯氨氧化法降低30%的生產(chǎn)成本。盡管目前尚處于研究階段，開發(fā)高效的催化劑是關(guān)鍵，但是由于丙烷價格低廉、容易得到，不久的將來丙烷氨氧化法法可望工業(yè)化生產(chǎn)，前景樂觀。</p><p>　　1.3.2 丙烯氨氧法</p><p>　　目前，全球95%以上的丙烯腈生產(chǎn)都采用美國BP公司(現(xiàn)為BP-

28、AMOCO 公司)開創(chuàng)并發(fā)展的丙烯氨氧化法技術(shù)（又稱sohio 法），該技術(shù)以丙烯和氨氣為原料，通過氧化生產(chǎn)丙烯腈，副產(chǎn)乙腈和氫氰酸。該法原料易得、工序簡單、操作穩(wěn)定、產(chǎn)品精制方便，經(jīng)過近40 年的發(fā)展，技術(shù)日趨成熟。目前主要技術(shù)改進集中在催化劑、流化床反應(yīng)器以及節(jié)能降耗等方面。</p><p>　　丙烯腈氧化法的優(yōu)點如下：</p><p>　　(1)丙烯是目前大量生產(chǎn)的石油化學(xué)工業(yè)的產(chǎn)品

29、，氨是合成氨工業(yè)的產(chǎn)品，這兩種原料均來源豐富且價格低廉。</p><p>　　(2)工藝流程比較簡單，經(jīng)一步反應(yīng)便可得到丙烯腈產(chǎn)物。</p><p>　　(3)反應(yīng)的副產(chǎn)物較少，副產(chǎn)物主要是氫氰酸和乙腈，都可回收利用，而且丙烯腈成晶純度較高。</p><p>　　(4)丙烯氨氧化過程系放熱反應(yīng)，在熱平衡上很有利。</p><p>　　(5)反

30、應(yīng)在常壓或低壓下進行，對設(shè)備無加壓要求。</p><p>　　(6)與其他生產(chǎn)方法如乙炔與氫氰酸合成法，環(huán)氧乙烷與氫氰酸合成法等比較，可以減少原料的配套設(shè)備（如乙炔發(fā)生裝置和氰化氫合成裝置）的建設(shè)投資。</p><p>　　1.3.3 方案的選擇</p><p>　　目前丙烯腈的合成路線主要有以上兩種，其中，丙烯氨氧化法的技術(shù)相對丙烷氨氧化法來說比較成熟，經(jīng)討論，我

31、們決定采用丙烯氨氧化法中的Sohio法進行模擬與設(shè)計。</p><p>　　1.3.4 反應(yīng)過程分析</p><p>　?。?）丙烯氨氧化的原理：</p><p>　　化學(xué)反應(yīng)在工業(yè)生產(chǎn)條件下,對于丙烯氨氧化法，主反應(yīng)生成丙烯腈，是一個非均相反應(yīng)；與此同時，在催化劑表面還發(fā)生一系列副反應(yīng)。</p><p>　　主反應(yīng)：C3H6 + NH3

32、 +1.5 O2 → CH2 =CHCN + 3 H2O △H = -512.5KJ/mol</p><p><b>　　副反應(yīng)：</b></p><p>　　①生成乙腈：C3H6 + 1.5NH3 + 1.5O2 → 1.5CH3CN + 3H2O △H = -522KJ/mol</p><p>　?、谏蓺淝杷幔篊3H6 + 3NH3 +

33、3O2 → 3HCN + 6H2O △H = -941KJ/mol</p><p>　?、凵啥趸迹篊3H6 + 4.5O2 → 3CO2 +3 H2O △H = -1925KJ/mol</p><p>　?、苌梢谎趸迹篊3H6 + 3O2 → 3CO + 3H2O △H = -1067KJ/mol </p><p>　　上述副反應(yīng)中，生成乙腈和氫氰酸是

34、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。反應(yīng)過程也副產(chǎn)少量的丙烯醛、丙烯酸、乙醛、丙腈以及高聚物等，因此，工業(yè)生產(chǎn)條件下的丙烯氨氧過程十分復(fù)雜。主、副產(chǎn)物的相對生成量，取決于催化劑本身性。</p><p>　　(2)催化劑 丙烯氨氧化所采用的催化劑主要有兩類,即Mo系和Sb系催化劑。Mo系催化劑由Sohio公司開發(fā),由C-A型已發(fā)展到第四代的C-49、C-89

35、。Sb系催化劑由英國釀酒公司首先開發(fā),在此基礎(chǔ)上,日本化學(xué)公司又相繼開發(fā)成功第三代的NS-733A和第四代的NS-733B。下面對這兩類催化劑作一簡單介紹。</p><p>　　AMo系催化劑工業(yè)上最早使用的是P-Mo-Bi-O(C-A)催化劑,其代表組成為PBi9Mo12O52。活性組分為MoO3和Bi2O3.Bi的作用是奪取丙烯中的氫,Mo的作用是往丙烯中引入氧或氨。因而是一個雙功能催化劑。P是助催化劑,

36、起提高催化劑選擇性的作用。這種催化劑要求的反應(yīng)溫度較高(460-490℃),丙烯腈收率60%左右。由于在原料氣中需配入大量水蒸氣,約為丙烯量的3倍(mol),在反應(yīng)溫度下Mo和Bi因揮發(fā)損失嚴(yán)重,催化劑容易失活,而且不易再生,壽命較短,只在工業(yè)裝置上使用了不足10年就被C-21、C-41等代替。</p><p>　　BSb系催化劑Sb系催化劑在60年代中期用于工業(yè)生產(chǎn),有Sb-U-O、Sb-Sn-O和Sb-F

37、e-O等。初期使用的Sb-U-O催化劑活性很好,丙烯轉(zhuǎn)化率和丙烯腈收率都較高,但由于具有放射性,廢催化劑處理困難,使用幾年后已不采用。Sb-Fe-O催化劑由日本化學(xué)公司開發(fā)成功,即牌號為NB-733A和NB-733B催化劑。據(jù)文獻(xiàn)報道,催化劑中Fe/Sb比為1∶1(mol),X光衍射測試表明,催化劑的主體是FeSbO4,還有少量的Sb2O4。工業(yè)運轉(zhuǎn)結(jié)果表明,丙烯腈收率達(dá)75%左右,副產(chǎn)乙腈生成量甚少,價格也比較便宜,添加V、Mo、W等

38、可改善該催化劑的耐還原性。</p><p>　　丙烯氨氧化法的催化劑都是制約反應(yīng)進程的關(guān)鍵因素。如美國BP-Amoco 公司開發(fā)的C-49MC 催化劑，丙烯轉(zhuǎn)化率98.3%，丙烯腈選擇性達(dá)84.5%。</p><p>　　(3) 工藝條件的選擇</p><p>　　a. 丙烯:氨:氧氣物質(zhì)的量比為1:1-1.2:1.8-2.3。丙烯:氨物質(zhì)的量比理論值為1:1，實

39、際為1:1.2，若物質(zhì)的量比過低，則副產(chǎn)物丙烯醛生成量顯著上升；若物質(zhì)的量比過量，在后續(xù)急冷工藝氨處理量加大。丙烯:氧的物質(zhì)的量比理論值為1:1.5，實際為1:1.8-2.5。若換成空氣，則實際為1:10-12。降低氧氣比使選擇性增加，但造成丙烯轉(zhuǎn)化率降低，使丙烯腈收率降低；如果增大氧氣比，則二氧化碳生成量上升，丙烯腈的選擇性降低，且反應(yīng)器的體積要增大。</p><p>　　b. 反應(yīng)溫度的影響；反應(yīng)溫度升高，丙

40、烯轉(zhuǎn)化率增加，副產(chǎn)物乙腈生成量下降，氫氰酸和二氧化碳生成量上升，使丙烯腈選擇性降低。通常反應(yīng)溫度：400-470℃。</p><p>　　c. 反應(yīng)壓力的影響；壓力提高，反應(yīng)器的生產(chǎn)能力上升，丙烯轉(zhuǎn)化率提高，但丙烯腈的收率卻直線下降，因為副產(chǎn)物的生成量也增加。因此要選擇適當(dāng)?shù)姆磻?yīng)壓力，使反應(yīng)器的生產(chǎn)能力和丙烯的消耗保持在最經(jīng)濟的狀態(tài)，一般反應(yīng)壓力為0.1-0.3MPa。</p><p>　

41、　d. 反應(yīng)時間的影響；反應(yīng)時間過短，丙烯轉(zhuǎn)化率下降，從而丙烯腈收率降低。反之，如果反應(yīng)時間過長，則丙烯腈發(fā)生二次反應(yīng)，不利于丙烯腈選擇性的提高。一般反應(yīng)時間6-15S。</p><p>　　e. 轉(zhuǎn)化率和反應(yīng)選擇性；丙烯:氨:空氣中氧的物質(zhì)的量比為1:1-1.2:1.8-2.3，反應(yīng)溫度為400-500℃，反應(yīng)壓力為0.1013MPA，在此反應(yīng)條件下主副產(chǎn)物單程收率為：丙烯腈60%-75%，丙烯轉(zhuǎn)化率85%-9

42、9%。</p><p><b>　　第二章 工藝流程</b></p><p>　　2.1 設(shè)計任務(wù) </p><p>　　(1) 設(shè)計要求：丙烯腈產(chǎn)品純度（質(zhì)量）≥99.5%，按照300 天開工計算，即7200 小時</p><p>　　(2)生產(chǎn)方法 以丙烯、氨、空氣為原料，用丙烯氨氧化法合成丙烯腈。</

43、p><p>　　(3)生產(chǎn)能力 年產(chǎn)20萬噸丙烯腈。</p><p>　　(4)原料組成 液態(tài)丙烯原料含丙烯85%（mol）；液態(tài)氨原料含氨100%。</p><p>　　(5)催化劑 C-49MC</p><p>　　(6)反應(yīng)器 流化床反應(yīng)器</p><p>　　(7)工段產(chǎn)品為丙烯腈水溶液，含丙烯腈約

44、1.8%（wt）。</p><p>　　2.2 生產(chǎn)工藝流程示意圖</p><p>　　圖1 丙烯腈合成工段生產(chǎn)工藝流程示意圖</p><p>　　圖1的流程簡述如下：液態(tài)丙烯和液態(tài)氨分別經(jīng)丙烯蒸發(fā)器和氨蒸發(fā)器汽化，然后分別在丙烯過熱器和氨氣過熱器過熱到需要的溫度后進入混合器；經(jīng)壓縮后的空氣飽和塔增濕，再經(jīng)空氣加熱器預(yù)熱至一定溫度進入混合器?；旌掀鞒隹跉怏w混合

45、物進入反應(yīng)器，在反應(yīng)器內(nèi)進行丙烯的氨氧化反應(yīng)。反應(yīng)器出口的高溫氣體先經(jīng)廢熱鍋爐回收熱量，氣體冷卻到230℃左右進入氨中和塔，在70～80℃下用硫酸吸收反應(yīng)器出口氣體中未反應(yīng)的氨，中和塔塔底的含硫酸銨的酸液經(jīng)循環(huán)冷卻器除去吸收熱后，返回塔頂循環(huán)使用，同時補充部分新鮮酸液，并從塔釡排放一部分含硫酸銨的廢液。氨中和塔出口氣體經(jīng)換熱器冷卻后進入水吸收塔，用5～10℃的水吸收丙烯腈和其他副產(chǎn)物，水吸收塔塔底得到含丙烯腈約1.8%的丙烯腈水溶液，經(jīng)

46、換熱器與氨中和塔出口氣體換熱，溫度升高后去精制工段。</p><p>　　第三章 物料衡算和熱量衡算</p><p>　　3.1 小時生產(chǎn)能力</p><p>　　按年工作日300天，丙烯腈損失率3.1%，設(shè)計裕量6%計算，丙烯腈小時產(chǎn)量為：</p><p>　　60000×1000×1.06×1.031/(30

47、0×24)= 9107.17kg/h</p><p>　　3.2 反應(yīng)器的物料衡算和熱量衡算</p><p><b>　　(1) 計算依據(jù)</b></p><p>　　a. 丙烯腈產(chǎn)量 9107kg/h，即171.8kmol/h</p><p>　　b. 原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)） 含 C3H685%，C3H81

48、5%</p><p>　　c. 進反應(yīng)器的原料配比（摩爾比）為</p><p>　　C3H6 ：NH3 ：O2 ：H2O ＝ 1 ：1.05 ：2.3 ：3</p><p>　　d. 反應(yīng)后各產(chǎn)物的單程收率如表1所示</p><p>　　表1 反應(yīng)后各產(chǎn)物的單程收率</p><p>　　e. 操作壓力 進口0.20

49、3MPa，出口0.162MPa</p><p>　　f. 反應(yīng)器進口溫度110℃，反應(yīng)溫度470℃，出口氣體溫度360℃。</p><p><b>　　(2) 物料衡算</b></p><p>　　a. 反應(yīng)器進口原料氣中各組分的流量</p><p>　　C3H6 171.8/0.6=286.3kmol/h=1202

50、6.1kg/h</p><p>　　C3H8 286.3/0.85×0.15=5.05kmol/h=2223kg/h</p><p>　　NH3 286.3×1.05 =300.6kmol/h=5110kg/h</p><p>　　O2 286.3×2.3=658.5kmol/h=21072kg/h</p>

51、<p>　　H2O 286.3×3=858.9kmol/h=15460.2kg/h</p><p>　　N2 658.5/0.21×0.79=2477.2kmol/h=69392kg/h</p><p>　　b. 反應(yīng)器出口混合氣中各組分的流量</p><p>　　丙烯腈 171.8kmol/h=9105.4kg/h<

52、;/p><p>　　乙腈 3/2×286.3×0.07 =30.06kmol/h=1233kg/h</p><p>　　丙烯醛 286.3×0.007=2kmol/h=112.2kg/h</p><p>　　CO2 3×286.3×0.12=10.31kmol/h=453kg/h</p>

53、<p>　　HCN 3×286.3×0.065=55.83kmol/h=1507kg/h</p><p>　　C3H8 50.5kmol/h=2223kg/h</p><p>　　N2 2477.2kmol/h=69362kg/h</p><p>　　O2 658.5-3/2×171

54、.8-55.83 -2 -30.06 -9/(3×2) ×103.07 </p><p>　　=158.3kmol/h=5066kg/h</p><p>　　C3H6 286.3-1/3×55.83-2 -2/3×30.06 -171.8-1/3×103.7</p><p>　　=39.49kmol/h=16

55、59kg/h</p><p>　　NH3 300.6-171.8-30.06-55,83 =42.91kmol/h=729.5kg/h</p><p>　　H2O 858.9+3×171.8+2×30.06+2×55.83+103.07+2 </p><p>　　=1651kmol/h=29720kg/h</p&g

56、t;<p>　　c. 反應(yīng)器物料平衡表如表2 </p><p>　　表2 反應(yīng)器物料平衡表</p><p><b>　　熱量衡算</b></p><p>　　各物質(zhì)0～t℃的平均定壓比熱容如表3 所示</p><p>　　表3 各物質(zhì)0～t℃的平均定壓比熱容如下：CP/[kJ/(kg·k)]&l

57、t;/p><p>　　濃相段熱衡算求濃相段換熱裝置的熱負(fù)荷及產(chǎn)生蒸汽量</p><p>　　假設(shè)如下熱力學(xué)途徑：</p><p>　　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，</p><p>　　△H1=(12026×1.841+2223×2.05+5110×2.301+21072&#

58、215;0.941+69362×1.046+154602×1.883)×</p><p>　　(25-110)=-1.36×107kJ/h</p><p>　　△H2=-(17.18×103×512.5+3.006×103×362.3+5.583×103×315.1+2×103&#

59、215;353.1+10.327×103×641)</p><p>　　= -1.786×108kJ/h</p><p>　　△H3=(165.9×2.929+2223×3.347+729.5×2.939+5066×1.046+69362×1.109+29720×2.092+9105.4×2

60、.209+1233×2.10+1507×1.724+112.2×2.172+4530×1.213)×(470-25)=8.38×107kJ/h</p><p>　　△H =△H1+△H2+△H3 </p><p>　　= -1.36×107-1.768×108+8.38×107= -1.066

61、5;108kJ/h</p><p>　　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(fù)荷）為：Q=(1-0.05)×1.066×108= 1.013×108kJ/h</p><p>　　濃相段換熱裝置產(chǎn)生0.405MPa的飽和蒸汽（飽和溫度143℃），</p><p>　　143℃飽和蒸汽焓 i=2736kJ/k

62、g</p><p>　　143℃飽和水焓 iH2O=601.2kJ/kg</p><p>　　∴ 產(chǎn)生的蒸汽量=1.013×108/(2736-601.2)=47450 kg/h</p><p>　　稀相段熱衡算求稀相段換熱裝置的熱負(fù)荷及產(chǎn)生蒸汽量</p><p>　　以0℃氣體為衡算基準(zhǔn)。</p><p&g

63、t;　　進入稀相段的氣體帶入熱為</p><p>　　Q1=(1659×2.929+2223×3.347+7295×2.939+5066×1.046+69362×1.109+29720×2.092+</p><p>　　9105.4×2.209+1233×2.10+1507×1.724+112.2&#

64、215;2.172+4530×1.213)×(470-0)</p><p>　　=8.846×107kJ/h</p><p>　　離開稀相段的氣體帶出熱為</p><p>　　Q2=(1659×2.929+2223×3.347+7295×2.939+5066×1.046+69362×1.

65、109+29720×2.092+</p><p>　　9105.4×2.209+1233×2.10+1507×1.724+112.2×2.172+4530×1.213)×(360-0)</p><p>　　=6.50×107kJ/h</p><p>　　熱損失取4%，則稀相段換熱裝置的熱

66、負(fù)荷為</p><p>　　Q3=(1-0.04) (Q1-Q2)=( 1-0.04)×(8.846×107-6.50×107)=2.252×107kJ/h</p><p>　　稀相段換熱裝置產(chǎn)生0.405MPa的飽和蒸汽量為</p><p>　　G=2.252×107/(2736-601.2)=10550kg/h&

67、lt;/p><p>　　3.3 廢熱鍋爐的熱量衡算</p><p><b>　　計算依據(jù)</b></p><p>　　入口氣和出口氣的組成與反應(yīng)器出口氣體相同</p><p>　　b. 入口氣體溫度360℃，壓力0.162MPa</p><p>　　c. 出口氣體溫度180℃，壓力0.152 MPa

68、</p><p>　　d. 鍋爐水側(cè)產(chǎn)生0.405 MPa的飽和蒸汽</p><p><b>　　(2) 熱衡算</b></p><p>　　以0℃氣體為衡算基準(zhǔn)，各物質(zhì)的平均比熱容為表4所示。</p><p>　　表4 各物質(zhì)0～180℃的平均比熱容為：</p><p>　　入口氣體帶入熱（等

69、于反應(yīng)器稀相段的氣體帶出熱）</p><p>　　Q1=6.5×107kJ/h</p><p><b>　　出口氣體帶出熱</b></p><p>　　Q2=(1659×2.929+2223×3.347+7295×2.939+5066×1.046+69362×1.109+29720&#

70、215;2.092+</p><p>　　9105.4×2.209+1233×2.10+1507×1.724+112.2×2.172+4530×1.213)×(180-0)</p><p>　　=3.04×107kJ/h</p><p>　　c. 熱衡算求需要取出的熱量Q</p>&

71、lt;p>　　按熱損失10%計,需要取出的熱量為</p><p>　　Q=0.9(Q1-Q2)=0.9×(6.50×107-3.04×107)=3.114×107kJ/h</p><p><b>　　產(chǎn)生蒸汽量</b></p><p>　　產(chǎn)生0.405 MPa的飽和蒸汽量為</p>

72、<p>　　G=3.114×107/(2736-601.2)=14590kg/h</p><p>　　3.4 空氣飽和塔物料衡算和熱量衡算</p><p><b>　　計算依據(jù)</b></p><p>　　入塔空氣壓力0.263MPa，出塔空氣壓力0.243MPa</p><p>　　空壓機入口空氣

73、溫度30℃，相對濕度80%，空壓機出口氣體溫度170℃</p><p>　　飽和塔氣、液比為152.4（體積比），飽和度0.81</p><p>　　塔頂噴淋液為乙腈解吸塔釜液，溫度105℃，組成如表5所示：</p><p>　　表5 塔頂噴淋液各組成</p><p>　　塔頂出口濕空氣的成分和量按反應(yīng)器入口氣體的要求為</p>

74、<p>　　O2 658.5kmol/h 即 21072kg/h</p><p>　　H2O 2477.2kmol/h 即 69362 kg/h</p><p>　　N2 858.9kmol/h 即15460.2 kg/h</p><p><b>　　物料衡算</b></p><p&g

75、t;<b>　　進塔空氣量</b></p><p>　　進塔干空氣量=(658.5+2477.2)=3135.7kmol/h=90420kg/h</p><p>　　查得30℃，相對濕度80%時空氣濕含量為0.022kg水氣/kg干空氣，因此，進塔空氣帶入的水蒸汽量為</p><p>　　0.022×90420=1990kg/h<

76、;/p><p><b>　　b. 進塔熱水量</b></p><p>　　氣液比為151.2，故進塔噴淋液量為</p><p>　　(658.5+2477.2)×22.4×(273+170)/273×0.1013/0.263×1/152.4=297.5m3/h</p><p>　　塔頂

77、噴淋液（105℃）的密度為958kg/m3,因此進塔水的質(zhì)量流量為</p><p>　　297.5×958=285000 kg/h</p><p><b>　　c. 出塔濕空氣量</b></p><p>　　出塔氣體中的O2、N2、H2O的量與反應(yīng)器入口氣體相同，因而</p><p>　　O2 658.5

78、kmol/h 即 21072kg/h</p><p>　　H2O 2477.2kmol/h 即 69362kg/h</p><p>　　N2 858.9kmol/h 即 15460,2kg/h</p><p><b>　　出塔液量</b></p><p>　　塔內(nèi)水蒸發(fā)量=15460.2-1990=13

79、470.2kg/h</p><p>　　∴ 出塔液流量=285000-13470.2=271530kg/h</p><p>　　e. 飽和塔物料如下表6</p><p>　　表6 飽和塔物料平衡表</p><p><b>　　熱衡算</b></p><p>　　空氣飽和塔出口氣體溫度</p

80、><p>　　從物料平衡表得知，空氣飽和塔出口氣體中，蒸汽的摩爾分?jǐn)?shù)為0.215，根據(jù)分壓定律，蒸汽的實際分壓為</p><p>　　pH2O=yH2Op=0.215×0.243=0.05655MPa</p><p>　　因飽和度為0.81，所以飽和蒸汽分壓應(yīng)為</p><p>　　0.05655/0.81=0.0698MPa=6980

81、0Pa</p><p>　　查飽和蒸汽表得到對應(yīng)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</p><p>　　b. 入塔熱水溫度 入塔水來自精制工段乙腈解吸塔塔釜，105℃</p><p>　　c. 由熱衡算求出塔熱水溫度t 熱衡算基準(zhǔn)：0℃氣態(tài)空氣，0℃液態(tài)水</p><p>　　(a)170℃

82、進塔空氣帶入熱量Q1</p><p>　　170℃蒸汽焓值為2773.3kJ/kg，干空氣在0～170℃的平均比熱容為1.004kJ/(kg·K)。</p><p>　　Q1=(21072+69362 )×1.004×(170-0)+1658×2773.3=2.0×107kJ/h</p><p>　　(b)出塔濕空氣

83、帶出熱量Q2</p><p>　　90℃蒸汽焓2660kJ/kg，空氣比熱容取1.004kJ/(kg·K)。</p><p>　　Q2=(21072+69362)×1.004(90-0)+15460×2660=4.93×107kJ/h</p><p>　　(c)105℃入塔噴淋液帶入熱量Q3</p><p&

84、gt;　　Q3=285000×4.184×(105-0) =1.252×108kJ/h</p><p>　　(d)求出塔熱水溫度t</p><p>　　出塔熱水帶出熱量 Q4=27350×4.184t=1136080t</p><p>　　熱損失按5%計，則 Q5=0.05(2.0×107+9.937×1

85、07)=5.969×106kJ/h</p><p>　　熱平衡方程 Q 1+ Q 3= Q 2+ Q4+Q5</p><p><b>　　代入數(shù)據(jù)：</b></p><p>　　+=++5.969×106</p><p><b>　　解得</b></p

86、><p><b>　　t=79℃</b></p><p>　　因此，出塔熱水溫度為79℃。</p><p>　　3.5 氨中和塔物料衡算和熱量衡算</p><p><b>　　(1) 計算依據(jù)</b></p><p>　　入塔氣體流量和組成與反應(yīng)器出口氣體相同。</p&g

87、t;<p>　　在中和塔內(nèi)全部氨被硫酸吸收，生成硫酸銨。</p><p>　　新鮮硫酸吸收劑的含量為93%（wt）。</p><p>　　塔底出口液體（即循環(huán)液）的組成如表6：</p><p>　　表7 塔底出口液體的組成</p><p>　　進塔氣溫度180℃，出塔氣溫度76℃，新鮮硫酸吸收劑溫度30℃。</p>

88、;<p>　　塔頂壓力0.122 MPa，塔頂壓力0.142 MPa。</p><p><b>　　(2) 物料衡算</b></p><p>　　a. 排除的廢液量及其組成</p><p>　　進塔氣中含有72.95kg/h的氨，在塔內(nèi)被硫酸吸收生成硫酸銨，氨和硫酸反應(yīng)的方程式如下：</p><p>　　2

89、NH3 + H2SO4 (NH4)SO4</p><p>　　(NH4)SO4的生成量，即需要連續(xù)排出的(NH4)SO4流量為：</p><p>　　729.5 ×132/(2×17)=2836kg/h</p><p>　　塔底排出液中，(NH4)SO4的含量為30.9%（wt），因此，排放的廢液量為：</p><

90、;p>　　2836/0.309=9178kg/h</p><p>　　排放的廢液中，各組分的量：</p><p>　　H2O 9178×0.6853=6290kg/h</p><p>　　AN 9178×0.0003=2.753kg/h</p><p>　　ACN

91、 9178×0.0002=1.836kg/h</p><p>　　HCN 9178×0.00016=1.468kg/h</p><p>　　H2SO4 9178×0.005=45.89kg/h</p><p>　　9178×0.309=28

92、36kg/h</p><p>　　需補充的新鮮硫酸吸收劑（93% H2SO4）的量為：</p><p>　　(9178×0.005+729.5×98/34)/0.93=2312kg/h</p><p>　　出塔氣體中各組分的量</p><p><b>　　1659kg/h</b></p>

93、<p><b>　　2223kg/h</b></p><p><b>　　5066kg/h</b></p><p><b>　　69362kg/h</b></p><p>　　AN 9105.4-2.753=9103kg/h</p><p>

94、;　　ACN 1233-1.836=1231kg/h</p><p>　　HCN 1507-1.468=1505kg/h</p><p><b>　　4530kg/h</b></p><p>　　H2O </p><p>　　出塔氣中的水=入塔氣中帶入水+

95、新鮮吸收劑帶入水-廢液排出的水</p><p>　　=29720+2312×0.07-6290=23592kg/h</p><p><b>　　(3) 熱衡算</b></p><p>　　a. 出塔氣體溫度 </p><p>　　塔頂氣體中實際蒸汽分壓為</p><p>　　pH2O=y

96、H2Op=0.2980×0.122=0.0363MPa</p><p>　　設(shè)飽和度為0.98，則與塔氣體溫度平衡的飽和蒸汽分壓為：</p><p>　　P○H2O=0.03636/0.98=0.03710MPa</p><p>　　入塔噴淋液的硫酸銨含量為100×30.9/68.53=45g(NH4)2SO4/100g H2O，已知硫酸銨溶液上

97、方的飽和蒸汽壓如下表。</p><p>　　根據(jù)入塔噴淋液的硫酸銨含量和p○H2O的值，內(nèi)插得到出塔氣的溫度為76℃。</p><p><b>　　入塔噴淋液的溫度</b></p><p>　　入塔噴淋液溫度比氣體出口溫度低6℃,故為70℃。</p><p><b>　　塔釜排出液溫度</b><

98、;/p><p>　　表8 硫酸銨溶液上方的飽和蒸汽壓/MPa</p><p>　　熱衡算求循環(huán)冷卻器的熱負(fù)荷和冷卻水用量</p><p>　　Q1 +Q3+ Q4+ Q5+ Q6+ Q8=Q7+Q2+Q9</p><p><b>　　入塔氣體帶出熱Q1</b></p><p>　　入塔氣體帶入熱量與廢

99、熱鍋爐出口氣體帶出熱量相同。</p><p>　　Q1=3.04×107kJ/h</p><p>　　(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</p><p>　　表9 各組分在0～76℃的平均比熱容的值如下：</p><p>　　Q2=(1659×2.929+2223×3.347+7

100、295×2.939+5066×1.046+69362×1.109+29720×2.092+</p><p>　　9105.4×2.209+1233×2.10+1507×1.724+112.2×2.172+4530×1.213)×(76-0)</p><p>　　=1.135×107

101、kJ/h</p><p>　　(c)蒸汽在塔內(nèi)冷凝放熱Q3</p><p>　　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</p><p>　　=29700-23574=6126kg/h</p><p>　　蒸汽的冷凝熱為2246.6 kJ/ kg</p><p>　　∴ Q3=6126×2246

102、6=1.376×108kJ/h</p><p>　　(d)有機物冷凝放熱Q4</p><p>　　Q4=2.753×615+1.835×728+1.480×878.6=4238 kJ/h</p><p>　　(e)氨氣和放熱Q5</p><p>　　每生成1mol硫酸銨放熱273.8kJ</p&g

103、t;<p>　　Q5=2836×1000/132×273.8=5.881×106kJ/h</p><p>　　(f)硫酸稀釋放熱Q6</p><p>　　硫酸的稀釋熱為749 kJ/ kg </p><p>　　∴ Q6=2150×749=1.61×106kJ/h</p><p&g

104、t;　　(g)塔釜排放的廢液帶出熱量Q7</p><p>　　根據(jù)塔釜排放的廢液中H2O 與(NH4)2SO4的摩爾比，查氮肥設(shè)計手冊得此組分的硫酸銨水溶液比熱容為3.347 kJ/（kg·K）</p><p>　　∴ Q7=2.487×105kJ/h</p><p>　　(h)新鮮吸收劑帶入熱Q8</p><p>　　

105、30℃、93% H2SO4的比熱容為1.603 kJ/（kg·K）。</p><p>　　∴ Q8=2312.4×1.603（30-0）=111200kJ/h</p><p>　　(i)求循環(huán)冷卻器熱負(fù)荷Q9</p><p>　　因操作溫度不高，忽略熱損失。把數(shù)據(jù)代入平衡方程：</p><p>　　解得

106、 Q9=37.88×106kJ/h</p><p>　　(j)循環(huán)冷卻器的冷卻水用量W</p><p>　　設(shè)循環(huán)冷卻器循環(huán)水上水溫度32℃，排水溫度36℃。</p><p>　　W=129.8×106/[4.184(36-32)]=7.76×106kg/h</p><p>　　e. 求循環(huán)液量m</p&

107、gt;<p>　　30℃循環(huán)液的比熱容為3.368kJ/（kg·K），循環(huán)液與新鮮吸收液混合后的噴淋液比熱容為3.364 kJ/（kg·K）。</p><p>　　設(shè)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℃。</p><p>　　對新鮮吸收劑與循環(huán)液匯合處列熱平衡方程得：</p><p>　　m×3.368t

108、+37.01×105=(m+2312) ×3.364×70 (1)</p><p>　　對循環(huán)冷卻器列熱平衡方程得：</p><p>　　m×3.347×81-m×3.368t= Q9=3.788×106 (2)</p><p>　　解析（1）和（2）得

109、</p><p>　　m=1080000kg/h</p><p><b>　　t=70.1℃</b></p><p>　　3.6 換熱器物料衡算和熱量衡算</p><p><b>　　計算依據(jù)</b></p><p>　　進口氣體76℃，組成和流量與氨中和塔出口氣體相同；出

110、口氣體溫度40℃，操作壓力115.5kPa。</p><p><b>　　物料衡算</b></p><p>　　出口氣體溫度40℃，40℃飽和蒸汽壓力為</p><p>　　PoH2O=55.32mmHg=7.375kPa</p><p>　　設(shè)出口氣體中含有x kmol/h 的蒸汽，根據(jù)分壓定律有：</p>

111、<p>　　x/(14664.4-4370.6+x)×115.5=7.375</p><p>　　解得 x=702.12kmol/h=12638kg/h</p><p>　　∴蒸汽的冷凝量=78671-12638=66033kg/h</p><p>　　因此得到換熱氣體殼方的物料平衡如表11：</p&

112、gt;<p>　　表11 換熱氣體殼方的物料平衡表</p><p><b>　　熱衡算</b></p><p>　　換熱器入口氣體帶入熱Q1=377.34×105kJ/h</p><p><b>　　蒸汽冷凝放出熱Q2</b></p><p>　　40℃水汽化熱為2410.1

113、kJ/kg</p><p>　　Q2=66033×2401.1=158.6×106kJ/h</p><p>　　冷凝液帶出熱Q3=66033×4.184×（40-0）=110.5×105kJ/h</p><p><b>　　出口氣體帶出熱Q4</b></p><p>　　

114、出口氣體各組分在0～40℃的平均摩爾熱容如表12</p><p>　　表12 出口氣體各組分在0～40℃的平均摩爾熱容</p><p>　　Q4=（131.7×61.92+168.4×72.38+527.8×29.46+8257.5×29.29+702.12×36.75+572.6×63.35+100×52.09+185

115、.9 ×62.76+6.7 ×65.61+343.2×38.66）×（40-0）=148.17×105kJ/h</p><p>　　熱量衡算求換熱器的熱負(fù)荷</p><p>　　熱平衡方程： Q1+ Q2= Q3+ Q4+ Q5</p><p>　　解得 Q5=170.5&

116、#215;106kJ/h</p><p>　　3.7 水吸收塔物料衡算和熱量衡算</p><p><b>　　計算依據(jù)</b></p><p>　　入塔氣流量和組成與換熱器出口氣體相同。</p><p>　　入塔氣溫度40℃，壓力143kPa。出塔氣溫度10℃，壓力101kPa。</p><p>

117、;　　入塔吸收液溫度5℃。</p><p>　　出塔AN溶液中含AN1.8%（wt）。</p><p><b>　　物料衡算</b></p><p>　　進塔物流（包括氣體和凝水）的組成和流量與換熱器出口相同。</p><p><b>　　出塔氣的組成和量</b></p><p&

118、gt;　　設(shè)入塔氣中的AN、HCN、ACL、ACN等組分全部被水吸收，C3H6、C3H8、O2、N2、CO2等組分不溶于水.出塔氣中含有水蒸氣得量按分壓定律求得，計算如下：</p><p>　　10℃水的飽和蒸汽壓p○H2O=1228Pa，總壓為101325 Pa，出塔氣中干氣總量=131.7 +168.4+527.8+8257.5 +343.2 =9428.6kmol/h。因此，出塔氣含有水蒸汽量：</p

119、><p>　　1228/(101325-1228)×9428.6=115.7 kmol/h=2082kg/h</p><p><b>　　出塔氣總量為</b></p><p>　　5530+7410 +16890 +231210 +15100 +2082=278222kg/h</p><p>　　c. 塔頂加入的吸

120、收水量</p><p>　　(a)出塔AN溶液總量 出塔AN溶液中，AN為1.8%（wt），AN的量為30348kg/h，因此，出塔AN溶液總量為30348/0.018=16.86×105kg/h</p><p>　　(b) 塔頂加入的吸收水量</p><p>　　入塔吸收液量=16.86×105+278222-10995.9-66033=

121、16.37×105kg/h</p><p>　　d. 塔底AN溶液的組成和量 AN、HCN、ACN、ACL全部被水吸收，因為塔底AN溶液中的AN、HCN、ACN、ACL的量與進塔氣、液混合物相同，AN溶液中的水量按全塔水平衡求出。</p><p>　　AN 溶液中的水=塔底AN溶液量+進塔氣液混合物帶入的水-出塔氣帶出的水</p><p>　　=16

122、.37×105+12638+66033-2082=17.1×105kg/h</p><p>　　e.水吸收塔物料平衡如下：</p><p><b>　　熱量衡算</b></p><p><b>　　入塔氣帶入熱Q1</b></p><p>　　氣體各組分在0～40℃的平均摩爾熱容

123、為:</p><p>　　Q1=（131.7 ×61.92+168.4×72.38+527.8×29.46+8257.5 ×29.29+702.12×36.75+572.6×63.35+100×52.09+185.9 ×62.76+6.7 ×65.61+</p><p>　　343.2×38

124、.66）×（40-0）=148.17×105kJ/h</p><p>　　b. 入塔凝水帶入熱Q2</p><p>　　Q2=66033×4.184×（40-0）=110.5×105kJ/h</p><p>　　c. 出塔氣帶出熱Q3</p><p>　　Q3=（131.7 ×61.

125、92+168.4 ×72.38+527.8×29.46+8257.5 ×29.29+115.7×</p><p>　　36.75+343.2×38.66）×（10-0）=2.95×106kJ/h</p><p>　　d. 吸收水帶入熱Q4</p><p>　　Q4=16.37×105&#