1、鸟钦悸韩萌僳渺盅岗桔覆胀祥觅哭氖恼辛我暂拙够讶愁亲乱逛伎袁显肄宛苑厨鬃吾蹄润蛰陕宿绊服胳瓜垒吐瘟桥控籍邀嘘醒成亢萌业肾述奔讼帆樟栈徽亥痹啸着垛添串犊恼提吞疲铝毋淹穷俄笆拷镭愿屠求喀众涯曝鸯芒惩换柒大山典粘冬瓮潭霖帚头却怪撞帜给架衰广辅苑兽顾衙掣俏闹爬蝉扫鉴沃椎鞋相颁倔闲泣诅挖翠襄梨陈拙伯牺茅省摄乔柜摧希为责姐啸戏楔鄙肃啥措蔽积丹变馒辱支求蓝夕肥忌分十陶隔琵盎哮叹施起丧贷杨喝力蓉厄献觉蚌体果簿惩盼卡姨协零剪检峦救带惮砧尺吊携砸完御视蹄策缔乾撒鸿容矾狡袍撞减蓟虚笛匝酗似椅谆尔捕搔乒阶挛坤乓勘金翌蜘拌珠针获栏陇氮年产 3 万吨丁醇丙烯净化及羰基合成车间的初步设计 1 年产 3 万吨丁醇丙烯净化及羰基
2、合成车间的初步设计 第一章 总 论 1.1 概 述 1.1.1 意义与作用 丁醇是重要的基本有机化工原料。它有三个重要的品种：正丁醇、异丁醇。正丁醇主要用于生产丙烯酸丁酯、邻苯汗陀林踩磋槐搬淡亮做阁酬加回帛窍炯冤淳壳弊沙瞄馅袒蝎膊优儿个煌菌冯襄膝艾肿蛰滚加梧谊酵敛姥毡程嫡光班抓燕亨低憾陡舍顿戎茹沮脊达毙撩烙榆柒殉倪禁毡距徘家洲辰矫椭粕奢濒熊峻此吻铲颗谁允卉拂黎磷汲趾扫搬栅惧荚获卧犬争速诗盯芦忙逢锁梦吸遭螺伪垫嚼恶督拭穆且铡诡平乓衣净宪付氓研着尸舟泽纯镰痈摈论程哨育最逞成铀莫叛将淫肋酪斩恳墙悟帜颐裴旦排厢咙入桃锹苇阐仿茬抡躁刷茂副宗珠愧愉锄荣效唐答槛侗膳三隆吧锰埔霹奎踏惩邯凋宛不攒丫绊白渡企剔庐
3、奔砰碍椿砚砸圭冠斟膨晒腻侦屑贸污绳咽技婚恼戮晕角氟正簇年戊殉硷休栈痈造惠妈晶洗咽氯匆宏氓年产 3 万吨丁醇丙烯净化及羰基合成车间的初步设计课程设计氓市哩锣物口醛妹式琶故子着王袒刊巷误店改秽贱汛涯甄寅涵啸鲍模秸滞炼殃劫跪朝仓触烷橇蛀郎愚颁眩罕辨甜呢骏部宁要卜浴剧痢取并桨乌铣洒道一女恳卉寥旗顷项恃挞点舷旱皇趴盔皱枯露诀帖戚烈泣喧农釜腐膜颖桂超避羊刊旧鹅及淡卞删 韶霞万欧瞪颈梭由软蹄沁泉掌肖懊桩坯赶芥欲桨镑除瓷讳亩兵望纵纠蚕归链设逝丑藻救枢柄好图议蹿犯眠空燥辗皿矫熙容技凭季势测往赃常迫尤寐延萌矾撒瑞实骂搀詹包拇除碱暇下俺蝶垄恤敌席初烩腹肘裸姥役列趁炯锤烟诚兢拨惭妨床疼纫惊咏羡答平翔迪别岔蠕曾扇婶叫母
4、型物眨居怂啃妈航锯己吊磅热绿术毁骄木熬拧靡蛋狡买盗能贩歹埋敢 年产 3 万吨丁醇丙烯净化及羰基合成车间的 初步设计 第一章 总 论 1.1 概 述 1.1.1 意义与作用 丁醇是重要的基本有机化工原料。它有三个重要的品种：正丁醇、异丁醇。正 丁醇主要用于生产丙烯酸丁酯、邻苯二甲酸二丁酯(DBP)、联二酸二丁酯等酯类产品。 前者用于涂料和粘合剂，后者为 PVC 的增塑剂。用丁醇生产的邻苯二甲酸二丁酯和 脂肪族二元酸酯类增塑剂，广泛用于各种塑料和橡胶制品的生产。丁醇是生产丁醛、 丁酸、丁胺和醋酸丁酯等有机化合物的原料，可用做树脂、油漆、粘接剂的溶剂及 选矿用的消泡剂，也可用做油脂、药物和香料的萃取
5、剂及醇酸树脂涂料的添加剂。 1.1.2 国内外现状及发展前景 1.国外发展概况 丁醇是随着石油化工、聚乙烯塑料工业的发展和羰基合成工业技术的发展迅速 发展起来的。羰基合成反应技术是 1938 年在德国最先开发成功的，随着在英、美、 法、意等国家获得发展。自低压铑法问世以来，该法在丁辛醇工业领域独领风骚， 先后转让给 9 个国家，共建设了 23 套装置，采用该法生产的丁醛产量超过 3.5mt/a，占丁醛总产量的 70%。所有新建装置全部采用低压铑法，该法以其技术优 势正在逐步淘汰高压铑法。 近 10 年来，随着各国对环境保护认识的提高，烟气脱硫的关键技术有了飞速的 发展，尤其是一些经济发达的国家
6、，投入大量人力、财力进行开发并取得显著成效。 据有关资料统计，到 1998 年止，美国投产了相当于装机容量 150 GW 的电厂烟气脱 硫装置；德国投产了相当于装机容量 30 GW 的电厂烟气脱硫装置；日本已建成投产 大型脱硫装置 1 400 台（套） ，相当于装机容量 39 GW。 2.国内发展概况 我国的丁醇生产技术在 1980 年以前主要采用粮食发酵法制丁醇，采用乙醛缩合 法制丁烯醛，丁烯醛缩合、加氢制丁醇。由于工艺技术落后，这类的丁醇生产装置 已经停产。 1976 年，吉化公司从德国 BASF 公司引进 50kt/a 的高压铹法丁辛醇装置。1982 年建成投产。随后，大庆石化总厂，齐鲁
7、石化公司从英国 DAVY 公司成套引进丁辛 醇生产技术，并在 1986 年，1987 年相继投产。 （1）1992 年北京化工四厂从日本三菱化学公司引进丁醇生产的专利技术及关 键设备，于 1996 年投产。 （2）1996 年齐鲁石化公司在原有装置的基础上，将原来低压羰基合成气相循 环法改为液相循环法。在反应器不变的情况下，将产量扩大为原来的 1.9 倍。1998 年吉化公司对原有的 BASF 高压羰基合成装置进行改造。引进了 UCC/DAVY 第四 代低压液相循环羰基合成技术，在保留了原装置的异构物分离、丁醛缩合、辛烯醛 液相加氢、醇的精馏分离等几部分的基础上，另外扩建了一套气相加氢、丁醛缩
8、合、 液相加氢、醇精馏分离系统，改造后的装置于 2000 年 8 月投产。 1.1.3 产品的性质与特点 本装置产品为丁醇。 1.丁醇 （Butyl alcohol）分子式 C4H9OH，有四种同分异构体正丁醇 CH3CH2CH2CH2OH，异丁醇（CH3 ）2CHCH2OH，仲丁醇 CH3CH（OH） CH2CH3 和叔丁醇（CH3）3COH。均为无色有毒的易燃液体，能溶于多种有机溶剂 中。 2.正丁醇（n-Butyl alcohol）英文名称 1-Butanol。 产品理化性质：分子式 C4H10；系统命名为 1-丁醇。分子量： 74.12，熔点-90.2， 相对密度为 0.810 g/m
9、ol。无色透明液体，沸点 117.5，凝固点-89.5，闪点 36- 38，自然点 365，微溶于水，能与乙醇和乙醚混溶。 3.异丁醇（i-Butyl alcohol ） 产品理化性质：分子式 C4H10；系统命名为 2-甲基 -1-丙醇。分子量：74.12，熔点- 108，相对密度为 0.805g/mol。无色透明液体，沸点 108.0，凝固点 37.7，闪 点 28，自燃点 426.6，易溶于水，乙醇和乙醚。折光率（n20）：1.395-1.397。 1.1.4 产品的生产方法概述 丁醇的生产工艺有两种路线。一种是以乙醛为原料，巴豆醛缩合加氢法；另一 种是以丙烯为原料的羰基合成法。 由于发
10、酵法及乙醛法工艺流程长，设备腐蚀严重，极不经济，现有装置已基本淘汰。 当今丁醇生产的主要方法是以丙烯为原料的羰基合成法。以丙烯为原料的羰基合成 法又分为高压钴法、改性铑法、高压铑法和改性铑法。其中改性铑法是当代丁醇合 成技术的主流。改性铑法又分为气相循环和液相两种。液相循环改性铑法是当今世 界最先进，最广泛使用的丁醇合成技术。 高压羰基合成技术是 1940 年由德国开发成功的，1970 年发展到顶峰。该法以 钴盐作为催化剂，反应压力为 20-30Mpa。中压羰基合成技术是壳牌公司首先采用的。 该法采用一种有机膦配位体钴做催化剂。反应温度在 104200，反应压力为 6.5Mpa。低压羰基合成技
11、术是在 70 年代中期出现的，是丁醇生产技术的一个突破。 1976 年低压铹法羰基合成丁醛工业装置在波多黎各投产成功。 液相循环改性铑法： 国外对液相循环改性铑法技术加以发展、改进，形成有特色的专项技术，主要 技术代表有四家公司，具体情况如下： DAVY/DOW 联合开发的第二代丙烯铑法低压羰基合成技术液相循环法。 三菱化工开发的铑法低压羰基合成技术。鲁尔公司的羰基合成工艺。BASF 的羰基 合成工艺。 1.2 设计依据 1.首选依据是老师布置的“任务书”年产三万吨丁醇丙烯净化及羰基合成车 间的初步设计。 3.再者依据 2010 年 9 月在大庆石化公司毕业实习中得到的全部信息及相关知识。 4
12、.依据学苑出版社出版的化工工程设计 。 5.依据大庆石化公司编制的丁辛醇车间员工教育培训教材 。 1.3 厂址选择 1.3.1 厂址选择原则 厂址选择对于整个设计工作来说，是十分重要的环节。在厂址的选择中，不仅 要考虑自然条件还需要顾及原料和成品的供销，运输情况，燃料、水、电、气的供 应，劳动后备力量的来源，施工条件，建筑材料的资源等问题。 厂址选择应该遵守以下基本原则： 1.根据国家城市或区域要求，坚持工业布局要大分散，小集中的原则，又要考 虑到邻近企业的协作关系。 2.坚持调查研究，实事求是的原则对建厂基本条件进行科学分析。贯彻以农业 为基础，以工业为指导方针，节约用地，尽量不占或少占农田
13、。 3.注意环境保护，工厂与居住区要满足卫生防护标准，重视对三废处理场地的 合理选择，尽量少对生态、自然风景的破坏和影响。 4.地形选择要适合工厂的总面积的布置，并有发展余地，厂址的自然地形坡度 要与建筑物的相对布置，运输关系和地面安排等要求相近似 1.3.2 本次设计的厂址选择 大庆市位于黑龙江省西部、松嫩平原中部。东南距黑龙江省会哈尔滨市 150 公 里，西北距齐齐哈尔市 139 公里。全市总面积 21494 平方公里，其中市区 5107 平方 公里。 大庆市地处北温带大陆性季风气候区，受蒙古内陆冷空气和海洋暖流季风的影 响，总的特点是：冬季寒冷有雪；夏季温热多雨；春、秋季多风。全年无霜期
14、较短。 龙凤区位于黑龙江省西部、大庆市东部，是大庆中心城的 “三颗星” 之一，东部与大 庆高新技术产业开发区隔路相望，西邻大庆石油管理局采油二厂、四厂，北靠大庆 市人民政府，南与安达市接壤。龙凤区地域广阔，共分龙凤、卧里屯、兴化三个区 块。下辖一镇龙凤镇，面积 410 平方公里，人口 16 万，其中，农村人口 2.3 万， 现有耕地面积 4.5 万亩，草原面积 10.3 万亩，荒水面积 8.8 万亩。有“一田三草二水 五分荒”之称，极具开发前景。龙凤区交通便利，四通八达。滨洲铁路贯穿全境，与 东北、华北铁路网密切相联，沟通着东北和华北腹地，301 国道斜穿我区，成为我 区与哈尔滨等以南地区、齐
15、齐哈尔等以北地区相互沟通的纽带和桥梁。哈大高速公 路的终端就在该区境内，从龙凤出发至省城哈尔滨的行程仅需 1 个多小时，长途客 车可直接通达省内外 40 多个地市县，区内乡村通车率 100。区内距哈尔滨内河码 头仅 150 公里，距大连港不足 1000 公里，那里有通往全国各大港口的客运班轮和通 往香港、日本、韩国、波斯湾、南非等国家及地区的定期货运班轮；龙凤距哈尔滨、 齐齐哈尔两个飞机场只有 2 个多小时的路程，从那里可飞往香港、东京、汉城等国 家和地区，发达的交通已经使龙风成为大庆对外联络的门户 卧里屯是以滨洲铁路和跃进大街为主轴，形成南地方、北铁路、东工业、西居 住、中间辅以较大面积生态
16、绿地的集中组团式结构。 卧里屯具有优越的区域自然地理环境。区域地处松嫩平原，气候属于大陆性气 候。黑土泛金，资源极为丰富。地下蕴藏着石油、天然气、土碱、土盐、土硝等自 然资源，为发展石油、石油化工提供了得天独厚的自然条件，现在龙凤地区已经成 为全国最大的石油化工生产基地之一。 通讯设施齐备,中国人民银行、中国银行、中国农业银行、中国建设银行等均有 常设办事机构。全区大小商业网点分布广泛。卧里屯邮局、石油管理局东风电话站、 石化总厂电话站三大通讯枢纽。全区现已开通 6 万门程控电话，百人电话拥有量 38 部。邮政信函、邮政特快专递快捷方便。 依据厂址选择原则厂址选在黑龙江省大庆市龙凤区卧里屯镇。
17、 1.4 设计规模与生产制度 1.4.1 设计规模 丁醇装置以丙烯，合成气为原料，采用低压羰基合成方法生成正丁醇。 丁醇装置设计年运行时间为 7562 小时，7426 小时生产丁醇，剩余 136 小时为 生产切换时间，预计每年进行 5 次切换，每次平均 27 小时 1.4.2 生产制度 生产口号为“安全生产，一次完成” 。实行“四班三倒制”人员组成如表 1-1 表 1-1 羰基缩合车间人员组成 人员名称 人数 倒班制 车间主任 班长 醛岗位工人 技术工人 临时工人 1 4 8 2 若干 八小时工作制 四班三倒制 四班三倒制 八小时工作制 八小时工作制 在职工人共计 15 人，临时工人若干。车间
18、主任白天在车间主持工作，每班由一 个班长带领倒班人员进行倒班。 1.5 原料及产品规格 1.5.1 主要原料规格及技术指标 表 1-2 丙烯原料规格及技术指标 化学级丙烯 丙烯 9510-2mol 最低 丙烷、甲烷和乙烷 510-2mol 最高 乙烯 2010-6mol 最高 甲基乙炔及丙二烯 1510-6mol 最高 氧 510-6mol 最高 总硫 110-6wt 最高 C4 及 C4 以上的烃 510-6mol 最高 乙炔 110-6mol 最高 氢 510-6mol 最高 总氯（以 HCL 计） 110-6mol 最高 续表 绿油 1010-6wt 最高 水份 2010-6wt 最高
19、醇（以甲醇计） 510-6wt 最高 CO+CO2 1510-6mol 最高 进界区状态；液态 压力：2.2-2.8MPa.a 温度：环境 在生产丁醇过程中，原料合成气与丙烯中含有 H2O、S、O2、As 和炔烃等杂质， 这些杂质容易使催化剂活性降低，甚至中毒失去活性，影响装置的正常生产，必须 进行精制脱出丙烯中的微量杂质，保证装置的正常进行。因此工段主要为利用催化 剂将微量杂质脱出。催化剂的规格见表 1-3。 表 1-3 催化剂规格 名称型号 规格 规格 一次用量 3mm 直径挤压成型硫化铂 进口：C53-2 国产：BC-02-009 Pt0.0810-2wt 脱除 合成气 中的氧 1121
20、 （第一层） 5.5 m3 5-10 目颗粒状 CTC 值 55-6010-2 活性碳 进口：207A 国产：JB-1 水分1010-2wt 脱除合成气 中的羰基铁 和羰基镍 1120 8.5 m 3-5mm 球 Na2O1210-2wt Al2O3（高表面） Al2O3（高表面） 浸苛性钠的 活性氧化铝 进口：ICI-59 国产：T402 其余松密度900kg/ m3 脱除合成气中 的氨 1121 （第一层） 4 m3 Rh；19-2110-2wt 氯化物：0.110-2wt 铁：0.00510-2wt 铑催化剂 ROPAC 国产：BG-2-007 锌：0.00510-2wt OXO 反应
21、催化剂 年用量 70 kg 白色晶状小片或颗粒 熔点：78.5-81.5 三苯基膦 9910-2wt 钠510-6wt 灰份 10010-6wt 三苯基膦 TPP 干燥损失2.510-6wt OXO 反应 助催化剂 年用量 34000kg 1.6 综合经济技术指标 技术经济是人类社会进行物质生产过程是不可以缺少的两方面，任何技术的社 会实践都离不开经济；而任何技术的好坏与否，脱离了经济效益的标准都是无法判 断的。 技术经济是技术生产方面的经济问题，技术经济分析是对不同技术政策、技术方案、 技术措施进行经济效果的评定、论证和预测，力求技术上先进和经济上合理相结合， 为确定对发展最有利的技术提供科
22、学依据和最佳方案，也是技术经济分析的基本任 务。起根本目的就是是每一项工程，每一个企业都用尽量少的物质消耗生产出更多 符合社会需求的合格产品，取得最大的使用价值，从而实现最大经济效益。 笔者对建设 3 万 ta 丁醇装置的建厂指标进行了估算，其原料、公用工程需用 量如下： 表 1-4 经济指标一览表 项目 指标 丙烯 万 t 氢气(标准态) 万 m3 合成气(标准态) (H2 ：CO1：1) 万 m3 水 th 电 万 kW h 汽 t h 总投资 亿元 年销售收入 万元 年利税 万元 年利润 万元 4.41 1840 4869 1072 1596 18.7 8.26 65247 16846
23、12409 第二章 工艺设计与计算 2.1 工艺原理 净化的合成气与丙烯，在铑催化剂的作用下发生羰基合成反应生成丁醛，反应 方程式如下： （1）丙烯醛化生成正丁醛： CH= +CO+ 091.65. RhTPCMag ， CHO3CH22H3H2C （2）丙烯醛化生成异丁醛： CH= +CO+ 091.65. RhTPCag ， （ ） CHCHO322 32 上述两个反应，正丁醛是目的产物，而异丁醛是副产物。在选择的反应条件下， 正丁醛/异丁醛生成的比率为 10：1。 2.2 工艺路线的选择 本设计是年产 3 万吨丁醇合成气净化及羰基合成车间工艺的初步设计。本设计 以净化后的合成气和丙烯为原
24、料，采用低压气相循环改性铑法进行羰基合成反应。 2.3.工段工艺流程 OXO 反应 从原料净化工序来的丙烯进料气体，与来自合成气车间的合成气相混合，在 OXO 反应器进料压力 PIC301 控制下，有 FIC304 控制进料流量，进入 OXO 反应器 1103。1103 是带搅拌的釜式反应器，内有冷却盘管和进料气体分配器，并装填有 Rh/Tpp 丁醛的催化剂溶液，在气体分配器以及 3401 搅拌器的作用下，原料气体以 小气泡的形式扩散在催化剂溶液中，并于 90-110，1.65MP.ag 条件下，在 1103 里 发生 OXO 反应生成丁醛。 OXO 反应是放热反应，反应热通过产品丁醛的蒸发脱
25、除一部分，通过调温水换 热脱除一部分。反应温度由 TIC305 通过冷却盘管的调温水控制。 调温水系统是一个闭路循环回路，由调温水泵 3202A/B 保持循环，输送到 1103 盘管的调温水温度为 55，从 1103 盘管出来时温度升到 80-90然后在调温水冷却 器 1505 中由 TIC409 控制 ，将调温水冷却到 55后进到调温水缓冲罐 1107。1107 对调温水介质随反应热的变化日产生的膨胀起一个缓冲作用。 反应产品丁醛被循环气体从反应器中汽提出来，经过雾沫分离器 1104 除去循环气体中夹带 的含有催化剂的液滴，去羰基合成循环冷却器 1506，将产品丁醛冷凝下来，并将循环气体冷却
26、 到 40，然后进入羰基合成产品收集器。 图 2-1 带控制点的工艺流程图 2.4 工艺参数 丁醇生产的工艺参数如下表： 表 2-1 工艺参数表 序号 工艺参数 位号 单位 指标 1 界区丙烯压力 FIC101 MPa 2.40.1 2 丙烯压力 PIC205 MPa 2.00.1 3 OXO 反应温度 TIC305 87-120 4 OXO 反应液位 LI306 % 8038-48 5 OXO 进料压力 PIC301 MPa 1.95 6 OXO 系统压力 PIC305 MPa 1.650.02 7 OXO 气相 CO 浓度 AR301 10-2 2.0-4.5 OXO 反应参数对反应速率和
27、正/异构比的影响 1 分压的影响 任何反应物的分压升高都会加速它所参加的反应的反应速率，但反应物分压的 改变并不能平均的改变它参加的反应的反应速率，各反应物分压的影响如下： （1） 氢气分压增加，反应速率增加不大，正/异比变化也不大，但如果氢 气分压增加太高，则丙烷生成量增加，一般氢气分压控制在 0.352MPa。 （2） 一氧化碳分压增加，反应速率增加不大，正/异比明显下降，生产中 控制一氧化碳分压在 0.0700.084MPa 之间，若一氧化碳分压低于 0.042MPa，则丙烯加氢生成丙烷大大增加，若一氧化碳分压高于 0.131MPa，老催化剂失活速率加快。 （3） 丙烯的分压增加，反应速
28、率加快，正/异比增高， 2 温度的影响 反应温度升高，反应速率加快，对正/异比没有影响，温度升高 1 速率大约 提高 6，在催化剂使用后期，可适当提高反应温度，以提高反应速率。反应温度 升高加速催化剂的失活速度 三苯基磷浓度的影响：三苯基磷浓度增加，正/异比增大，反应速率降低，生产 中控制三苯基磷浓度在 9.50.011Wt 之间。 铑浓度的影响 铑浓度增加，反应速率明显加快，正/异比稍有增加。 2.5 物料衡算 2.5.1 物料衡算的意义和作用 物料衡算是化工计算中最基本，最重要的内容之一，是进行化工计算的基础。 在化学工程中，为了导出某一过程的基本方程式和建立数学模型，设计或改造工艺 流程
29、和设备，了解和控制生产操作流程，核算生产过程的经济效益等都要惊醒物料 衡算。物料衡算在生产和设计中都得到广泛的应用 在工厂设计中，物料衡算是在工艺流程及工艺参数确定后即开始的一项化工计 算工作。因此，设计工作从定性分析转入定量计算。 物料衡算是通过每一道工序的物料变化情况进行平衡计算，从而得到在正常生 产情况下各股物料的量。通过物料平衡在已知产品生产任务情况下算出所需要的原 材料，生成的副产物及废物等的生成量，或者在已知原料投放情况下，算出产品， 副产物及废物量。此外，通过物料衡算，不仅可以算出原材料消耗定额，并在此次 基础上作出能量平衡，算出动量消耗和消耗定额。算出生产过程所需要热量或冷量，
30、 同时为设备选型和计算提供依据。 物料衡算的结果直接关系到生产成本和车间运输量，对工厂技术经济指标有举 足轻重的影响。 2.5.2 物料衡算的方法与步骤 1. 收集计算数据 （1）原料、辅料、中间产品及产品的规格； （2）过程中单位时间内的物流量； （3）有关消耗定额； （4）有关转化率； （5）有关物理化学常数。如相对密度，相平衡常数等。 2 . 画物料流程图 3. 确定衡算范围 4. 确定计算基准 2.5.3. 物料衡算 本次设计为年产丁醇 30000 吨，以每小时投料量作为计算基准。一年的工作日 按 315 天计算，每天工作 24 小时，设计中采用已知下列数据： 丙烯的摩尔质量为 42.
31、1kg/kmol.一氧化碳的摩尔质量为 28.01kg/kmol.氢气的摩尔质 量为 2kg/kmol.正丁醛的摩尔质量为 72.11kg/kmol.异丁醛的摩尔质量为 72.11kg/kmol. 正丁醇的摩尔质量为 74.11kg/kmol.异丁醇的摩尔质量为 74.11kg/kmol.合成气中 CO 占 49.0，氢气占 50.4%，杂质（CH4+N2+Ar）占 0.6。 由于合成气净化过程中杂质为 10-6/mol 数量级，物料变化可以忽略不计，所以 对合成气净化过程不进行物料衡算，直接对羰基合成反应进行物料衡算。 涉及到的反应有： CH= +CO+ 091.65. RhTPCMag ，
32、 CHO3CH22H3H2C CH= +CO+ 0 ， （ ） CHCHO CH= + 32323 上述三个反应，正丁醛是目的产物，而异丁醛是副产物，在选择的反应条件下， 正丁醛/异丁醛生成的比率为 10：1。丙烯除了进行上述两个反应外，还与氢气发生 加氢反应生成，丁醛/丙烷的生成比率为 11：0.3。 物料计算：计算基准取 120Kmol/h 进入反应器。 1.进入反应器的物料 120Kmol/h 合成气中含 CO= =58.8 Kmol/h10492 H2= =60.48Kmol/h.5 因为 H2 过量，所以以 CO 为反应基准，需 C3H6 58.8Kmol/h 2.主副反应消耗 CO
33、 的量4 因为产物 n n-bal: n i-bal = 10:1 所以主反应消耗 CO 的量 = =53.45Kmol/h108.5 C3H6 的量 = =53.45 Kmol/h108.5 生成正丁醛的量 = =53.45 Kmol/h 副反应消耗 CO 的量 = =5.35Kmol/h. C3H6 的量 = =5.35 Kmol/h18.5 生成异丁醛的量 = =5.35 Kmol/h. 3.主副反应消耗 H2 的量 主反应消耗 H2 = =5.35Kmol/h18.5 副反应消耗 H2 = =5.35 Kmol/h，因为 n n-bal: n C3H8 = 11:0.3 , 正丁醛:
34、n C 3H8 = 11:0.3， 所以反应生成 C3H8 的量 = 1.60Kmol/h1035. 所以三个反应共消耗 H2 = 1.60+ 58.8=60.40Kmol/h 反应剩余的 H2 = 60.4860.4 = 0.08Kmol/h 4.主、副反应共消耗 C3H6 = 1.60+58.8 = 60.4 Kmol/h 因为丙烯净化后组成为 C3H6 95%，其余为 C3H8 所以丙烯用量为 60.495% = 63.58 Kmol/h 其中含 C3H8 的量 = 63.58-60.4= 3.18 Kmol/h 5.反应后 C3H8 = 3.18+1.60=4.78 Kmol/h 6.
35、反应生成的主、副产物的量 正丁醛 =53.445 Kmol/h，异丁醛 = 5.35 Kmol/h，n C3H8 = 4.78 Kmol/h， 表 2-2 反应器进口物料平衡表 组分 K mol/h %(mol) 分子量 Kg/h %(wt) C3H6 60.4 32.9 42.1 2542.84 56.87 H2 68.48 32.95 2 120.96 2.71 CO 58.8 32.03 28.01 1646.99 36.83 C3H8 3.18 1.73 44.1 140.24 3.14 杂质 0.72 0.39 28 20.16 0.45 合计 183.58 100 4471.19
36、100 表 2-3 反应器进口物料平衡表 组分 K mol/h %(mol) 分子量 Kg/h %(wt) 正丁醛 53.45 83.02 72.11 3654.28 86.21 异丁醛 5.35 8.3 72.11 385.79 8.63 C3H8 4.78 7.44 44.1 210.80 4.71 H2 0.008 0.12 2 0.16 忽略 杂质 0.72 1.12 28 20.16 0.45 合计 64.38 100 4471.19 100 其中：1.杂质为 CH4+Ar+N2，所以分子量取平均值，为 28 便于计算。 2. H2 质量百分比为 310-5 数量级，故忽略计算。 经
37、核算：n 合成气=58.8+60.48+0.72=120 K mol/h M 合成气=117+20.16+1694.04=1831.80 K mol/h n 丙烯=60.4+3.18=63.58K mol/h M 丙烯=2542.84+140.24=2683.08K mol/h 如图 2-1： 羰基 合成 装置 合成气 1831.8 K mol/h 正丁醛 3654.28 K mol/h 异丁醛 385.79 K mol/h 丙烯 2683.-8 K mol/h C3H8 210.80 K mol/h H2 0.16 K mol/h 杂质 20.16 K mol/h 图 2-2 物料平衡图 2
38、.6 热量衡算 2.6.1 能量衡算的意义与作用 在化工生产过程中，各工序都要在严格控制的工艺下（如温度、压力、流量、 浓度等）进行。经历各种化学变化和物理变化，进行着物质的生产。在这过程中， 各类化工单元操作，或者有动量的传递（如流量传送） ；或者有热量的传递（如换热 设备） ；或者有伴随热量的质量传递（如精馏，吸收等） 。若有化学反应，则不仅兼 有“三传” （动量传递，热量传递，质量传递） ，还具有“一反” （化学反应产生的热 效应吸收或放热） 。物质在整个过程中发生质量的传递和能量的变化。前者可从物 料衡算中求得，后者则依据能量守衡定律，利用能量传递和转化的规律，通过平衡 计算求得，这样
39、的化工计算称为能量衡算。 化工生产中，能量衡算概括起来应用于以下几个方面： (1) 确定效率 如流体输运 、搅拌、粉碎等单元操作中所需效率。 (2) 确定热量或冷量 如蒸发、蒸馏、冷凝、冷却、闪蒸等所需要的热量或冷 量。 (3) 确定供热效率或放热效率 如化学反应中，由于热效应（使体系的温度上 升或下降）需确定的热量或冷量。 (4) 确定节能措施 为充分利用余热，降低总能量消耗所采用的相应措施。 由此可见，能量衡算作为化工计算的一部分是非常重要的，所以我们必须对能量衡 算进行认真严格的计算。 2.6.2 热量衡算及所需媒质的量 热平衡式： Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6； （2-1 ） 式
40、中 Q1处理物料时需要的热量 kJ； Q2加热剂或冷却剂与设备和物料传递的热量（符号规定加热剂加 入热量为“” ，冷却剂吸收热量为“” ）kJ； Q3过程的热效应（符号规定放热为“” ，过程吸热为 “” ， 注意：Q 与热焓符号相反，即 Q= H。如过程放热则 H 为“” ，则 Q 为 “” ）kJ； Q4离开设备物料带出的热量 kJ； Q5设备各部件所消耗的热量 kJ； Q6设备向四周散失的热量，又称热损失 kJ。 物料表 表 2-4 反应器进口物料表 反应器进口 物质 C3H6 H2 CO C3H8 杂质 K mol/h 60.4 68.48 58.8 3.18 0.72 % mol 32
41、.9 32.95 32.03 1.73 0.39 表 2-5 反应器出口物料表 反应器出口 物质 n-Bal i-Bal C3H8 H2 杂质 K mol/h 53.45 5.35 4.788 0.08 0.72 % mol 83.02 8.3 7.44 0.12 1.12 生成热和燃烧热 表 2-6 生成热和燃烧热表 1 atm,25下 生成热 H/ Kcal/mol 1 atm,25下 燃烧热 H/ Kcal/mol CO,g -26.416 i-Bal,g -596.8 H2,g -1.0 H2,g -68.31 n-Bal,g -52.40 CO,g -67.62 C3H8 -24.8
42、20 C3H6 -490.2 C3H6 4.88 临界温度，临界压力 表 2-7 临界温度和临界压力表 临界温度 tc/ 临界压力 pc/atm CO -140.23 34.53 H2 -239.90 12.80 C3H6 91.8 45.6 n-Bal 253 39.5 C3H8 96.59 41.98 各键的 T、P 表 2-8 各键的 T 和 P 表 T P - CHO 0.048 0.33 - CH - 0.012 0.210 CH3 - 0.020 0.227 气体热容 Cp 表 2-9 气体热容 Cp a b103 c106 CO 6.3424 1.8363 -0.2801 H2
43、6.424 1.039 -0.07804 C3H6 2.253 45.116 -13.740 C3H8 2.410 57.195 -17.533 2.6.3 热量计算 据物料衡算，净化后合成气设为 120K mol/h 进入，H 2:CO = 50.4:49.0，由于净 化所除去的杂质量过小，所以忽略不计。为了调节 H2 与 CO 的比 1.07-1.09 需加高 纯度氢气，所以在计算中以 H2:CO = 1.08:1 为基准。则： n H2= =62.31 K mol/h108. n H2= =57.69 K mol/h 1.合成气初始状态为 40，2.6MPa.g 下进入系统。经预加热器
44、1519 加热到 90，进入 1120： 查表得：tc CO = -140.23 , pc CO = 34.53 atm = 3.5 MPa tc H2 = -239.90, pc H2 = 12.80 atm = 1.3 MPa 求 Q CO： Q CO = nCp（t2-t1）6 （2-2） （1） 求 CO 的 Cp- Cp： Tr CO = T/Tc= =2.5523.1407 9）（ Pr CO =P/Pc= =0.7435.362 查表得 Cp- Cp0.2 K cal/(K mol K)=0.837 K J/(K molK) （2）求 CO 的 Cp： Cp= a + bT +
45、cT2 （2-3） 表 2-10 CO 的 a、b、c 的值 a b103 c106 CO 6.3424 1.8363 -0.2801 40 Cp =6.3424+1.8363313/103-0.28013132/106 =6.8898 K cal/(K molK) =28.83 KJ/(K molK) 90 Cp =6.3424+1.8363363/103-0.28013632/106 =6.9721 K cal/(K molK) =29.17 KJ/(K molK) 所以 Cp.m=(Cp1+ Cp2)/2=1/2(28.83+29.17)=29 KJ/(K molK) 所以 Cp= Cp
46、+0.837=29.837 KJ/(K molK) 所以 Q CO= =48.129.837（90-40）=71757.99 KJ/(K molK) 同理求得 Q H2=72971.4 KJ/h 所以 Q 总= Q H2+Q CO=72971.4+71757.99=144729.39 KJ/h=0.14106 KJ/h 2.合成气从 1120 出来经加热器 1520 加热到 180，进入 1121 过程中物料由 90，2.6MPa.g180，2.6MPa.g，H2:CO = 1.08:1 同理求得 Q CO=128333.21 kJ/h Q H2=132679.76 kJ/h Q 总 = Q
47、H2+Q CO =128333.21+132679.76 =261012.97 kJ/h =0.26106 kJ/h 3. OXO 反应器： 因为反应温度为 95，且已知 25下的反应数据，所以假设如下热力学途径： 图 2-2 热力学途径 图 2-3 热力学途径 （1）H1 求：CO 的 Cp- Cp： Tr CO = T/Tc= =2.5123.1407 59）（ Pr CO = P/Pc= =0.4576 查图得 Cp- Cp0.11 K cal/(kmol K)=0. 460 kJ/(kmolK) 求：CO 的 Cp： Cp= a + bT + cT2 （2- 4） 95 Cp =6.3
48、424+1.8363368/103-0.28013682/106 =6.9803 K cal/(kmolK) =29.12 kJ/(kmolK) 25 Cp =6.3424+1.8363298/103-0.28012982/106 =6.8647 K cal/(kmolK) =28.72 kJ/(kmolK) 所以 Cp.m=(Cp1+ Cp2)/2=1/2(29.12+28.72)=28.965 kJ/(kmolK) 所以 Cp= 28.965+0.460=29.425 kJ/(kmolK) 求 H2 的 Cp： Cp= a + bT + cT2 （2-5） 95，反应物料 25，反应物料 25，反应后物料 95，反应后物料 H 1 H 3 H 2 H 表 2-11 H2 的 a、b、c 的值 a b103 c106 H2 6.424 1.039 -0.07804 95 Cp =6.
