年产3万吨丁醇丙烯净化及羰基合成车间的初步设计样本.doc

第一章 总 论
1.1 概 述

1.1.1意义和作用
丁醇是关键基础有机化工原料。它有三个关键品种：正丁醇、异丁醇。正丁醇关键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增塑剂。用丁醇生产邻苯二甲酸二丁酯和脂肪族二元酸酯类增塑剂，广泛用于多种塑料和橡胶制品生产。丁醇是生产丁醛、丁酸、丁胺和醋酸丁酯等有机化合物原料，可用做树脂、油漆、粘接剂溶剂及选矿用消泡剂，也可用做油脂、药品和香料萃取剂及醇酸树脂涂料添加剂。
1.1.2 中国外现实状况及发展前景
1.国外发展概况
丁醇是伴随石油化工、聚乙烯塑料工业发展和羰基合成工业技术发展快速发展起来。羰基合成反应技术是1938年在德国最先开发成功，伴随在英、美、法、意等国家取得发展。自低压铑法问世以来，该法在丁辛醇工业领域独领风骚，前后转让给9个国家，共建设了23套装置，采取该法生产丁醛产量超出3.5mt/a，占丁醛总产量70%。全部新建装置全部采取低压铑法，该法以其技术优势正在逐步淘汰高压铑法。
最近，伴随各国对环境保护认识提升，烟气脱硫关键技术有了飞速发展，尤其是部分经济发达国家，投入大量人力、财力进行开发并取得显著成效。据相关资料统计，到1998年止，美国投产了相当于装机容量150 GW电厂烟气脱硫装置；德国投产了相当于装机容量30 GW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.中国发展概况
中国丁醇生产技术在1980年以前关键采取粮食发酵法制丁醇，采取乙醛缩正当制丁烯醛，丁烯醛缩合、加氢制丁醇。因为工艺技术落后，这类丁醇生产装置已经停产。
1976年，吉化企业从德国BASF企业引进50kt/a高压铹法丁辛醇装置。1982年建成投产。随即，大庆石化总厂，齐鲁石化企业从英国DAVY企业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企业引进丁醇生产专利技术及关键设备，于1996年投产。
（2）1996年齐鲁石化企业在原有装置基础上，将原来低压羰基合成气相循环法改为液相循环法。在反应器不变情况下，将产量扩大为原来1.9倍。1998年吉化企业对原有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，在保留了原装置异构物分离、丁醛缩合、辛烯醛液相加氢、醇精馏分离等几部分基础上，另外扩建了一套气相加氢、丁醛缩合、液相加氢、醇精馏分离系统，改造后装置于8月投产。
1.1.3 产品性质和特点
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。均为无色有毒易燃液体，能溶于多个有机溶剂中。
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/mol。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，能和乙醇和乙醚混溶。
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 产品生产方法概述
丁醇生产工艺有两种路线。一个是以乙醛为原料，巴豆醛缩合加氢法；另一个是以丙烯为原料羰基合成法。
因为发酵法及乙醛法工艺步骤长，设备腐蚀严重，极不经济，现有装置已基础淘汰。当今丁醇生产关键方法是以丙烯为原料羰基合成法。以丙烯为原料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。其中改性铑法是现代丁醇合成技术主流。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优异，最广泛使用丁醇合成技术。
高压羰基合成技术是1940年由德国开发成功，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企业首先采取。该法采取一个有机膦配位体钴做催化剂。反应温度在104—200℃，反应压力为6.5Mpa。低压羰基合成技术是在70年代中期出现，是丁醇生产技术一个突破。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、改善，形成有特色专题技术，关键技术代表有四家企业，具体情况以下：
DAVY/DOW联合开发第二代丙烯铑法低压羰基合成技术—液相循环法。
三菱化工开发铑法低压羰基合成技术。鲁尔企业羰基合成工艺。BASF羰基合成工艺。

1.2 设计依据

1.首选依据是老师部署“任务书”—年产三万吨丁醇丙烯净化及羰基合成车间初步设计。
3.再者依据9月在大庆石化企业毕业实习中得到全部信息及相关知识。
4.依据学苑出版社出版《化工工程设计》。
5.依据大庆石化企业编制《丁辛醇车间—职员教育培训教材》。

1.3 厂址选择

1.3.1 厂址选择标准
厂址选择对于整个设计工作来说，是十分关键步骤。在厂址选择中，不仅要考虑自然条件还需要顾及原料和成品供销，运输情况，燃料、水、电、气供给，劳动后备力量起源，施工条件，建筑材料资源等问题。
厂址选择应该遵守以下基础标准：
1.依据国家城市或区域要求，坚持工业布局要大分散，小集中标准，又要考虑到邻近企业协作关系。
2.坚持调查研究，实事求是标准对建厂基础条件进行科学分析。落实以农业为基础，以工业为指导方针，节省用地，尽可能不占或少占农田。
3.注意环境保护，工厂和居住区要满足卫生防护标准，重视对三废处理场地合理选择，尽可能少对生态、自然风景破坏和影响。
4.地形选择要适合工厂总面积部署，并有发展余地，厂址自然地形坡度要和建筑物相对部署，运输关系和地面安排等要求相近似

1.3.2 此次设计厂址选择
大庆市在黑龙江省西部、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影响，总特点是：冬季严寒有雪；夏季温热多雨；春、秋季多风。整年无霜期较短。
龙凤区在黑龙江省西部、大庆市东部，是大庆中心城 “三颗星”之一，东部和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，南和安达市接壤。龙凤区地域宽广，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，和东北、华北铁路网亲密相联，沟通着东北和华北腹地，301国道斜穿我区，成为我区和哈尔滨等以南地域、齐齐哈尔等以北地域相互沟通纽带和桥梁。哈大高速公路终端就在该区境内，从龙凤出发至省城哈尔滨行程仅需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客运班轮和通往香港、日本、韩国、波斯湾、南非等国家及地域定时货运班轮；龙凤距哈尔滨、齐齐哈尔两个飞机场只有2个多小时旅程，从那里可飞往香港、东京、汉城等国家和地域，发达交通已经使龙风成为大庆对外联络门户
     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绿地集中组团式结构。
     卧里屯含有优越区域自然地理环境。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自然条件，现在龙凤地域已经成为全国最大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、中国建设银行等全部有常设办事机构。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。
依据厂址选择标准厂址选在黑龙江省大庆市龙凤区卧里屯镇。

1.4 设计规模和生产制度

1.4.1 设计规模
丁醇装置以丙烯，合成气为原料，采取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，剩下136小时为生产切换时间，估计每十二个月进行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”。实施“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

在职员人累计15人，临时工人若干。车间主任白天在车间主持工作，每班由一个班长率领倒班人员进行倒班。

1.5 原料及产品规格
1.5.1 关键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
95×10-2mol
最低
丙烷、甲烷和乙烷
5×10-2mol
最高
乙烯
20×10-6mol
最高
甲基乙炔及丙二烯
15×10-6mol
最高
氧
5×10-6mol
最高
总硫
1×10-6wt
最高
C4及C4以上烃
5×10-6mol
最高
乙炔
1×10-6mol
最高
氢
5×10-6mol
最高
总氯（以HCL计）
1×10-6mol
最高
续表
绿油
10×10-6wt
最高
水份
20×10-6wt
最高
醇（以甲醇计）
5×10-6wt
最高
CO+CO2
15×10-6mol
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，原料合成气和丙烯中含有H2O、S、O2、As和炔烃等杂质，这些杂质轻易使催化剂活性降低，甚至中毒失去活性，影响装置正常生产，必需进行精制脱出丙烯中微量杂质，确保装置正常进行。所以工段关键为利用催化剂将微量杂质脱出。催化剂规格见表1-3。
表1-3 催化剂规格
名称型号
规格
规格
一次用量
硫化铂
进口：C53-2
国产：BC-02-009
3mm直径挤压成型
脱除
合成气
中氧
1121
（第一层）
5.5 m3
Pt≥0.08×10-2wt

活性碳
进口：207A
国产：JB-1
5-10目颗粒状
脱除合成气
中羰基铁
和羰基镍

1120
8.5 m
CTC值55-60×10-2
水分≤10×10-2wt

浸苛性钠
活性氧化铝
进口：ICI-59
国产：T402
3-5mm球
脱除合成气中氨
1121
（第一层）
4 m3

Na2O≥12×10-2wt
Al2O3（高表面）
Al2O3（高表面）
其它松密度≥900kg/ m3

铑催化剂
ROPAC
国产：BG-2-007
Rh；19-21×10-2wt
OXO反应
催化剂
年用量
70 kg
氯化物：≤0.1×10-2wt
铁：≤0.005×10-2wt
锌：≤0.005×10-2wt

三苯基膦
TPP
白色晶状小片或颗粒
OXO反应
助催化剂
年用量
≤34000kg
熔点：78.5-81.5℃
三苯基膦 ≥99×10-2wt
钠≤5×10-6wt
灰份 ≤100×10-6wt
干燥损失≤2.5×10-6wt

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能够缺乏两方面，任何技术社会实践全部离不开经济；而任何技术好坏是否，脱离了经济效益标准全部是无法判定。
技术经济是技术生产方面经济问题，技术经济分析是对不一样技术政策、技术方案、技术方法进行经济效果评定、论证和估计，努力争取技术上优异和经济上合理相结合，为确定对发展最有利技术提供科学依据和最好方案，也是技术经济分析基础任务。起根本目标就是是每一项工程，每一个企业全部用尽可能少物质消耗生产出更多符合社会需求合格产品，取得最大使用价值，从而实现最大经济效益。
笔者对建设3万t／a丁醇装置建厂指标进行了估算，其原料、公用工程需用量以下：
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：CO—1：1) 万m3
水 t／h
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
12409

第二章 工艺设计和计算

2.1 工艺原理

净化合成气和丙烯，在铑催化剂作用下发生羰基合成反应生成丁醛，反应方程式以下：
（1）丙烯醛化生成正丁醛：
CH=+CO+CHO
（2）丙烯醛化生成异丁醛：
CH=+CO+（）CHCHO
上述两个反应，正丁醛是目标产物，而异丁醛是副产物。在选择反应条件下，正丁醛/异丁醛生成比率为10：1。

2.2 工艺路线选择

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初步设计。本设计以净化后合成气和丙烯为原料，采取低压气相循环改性铑法进行羰基合成反应。

2.3.工段工艺步骤
OXO反应
从原料净化工序来丙烯进料气体，和来自合成气车间合成气相混合，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丁醛催化剂溶液，在气体分配器和3401搅拌器作用下，原料气体以小气泡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，反应热经过产品丁醛蒸发脱除一部分，经过调温水换热脱除一部分。反应温度由TIC305经过冷却盘管调温水控制。
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改变日产生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含有催化剂液滴，去羰基合成循环冷却器1506，将产品丁醛冷凝下来，并将循环气体冷却到40℃，然后进入羰基合成产品搜集器。

图2-1 带控制点工艺步骤图

2.4 工艺参数

丁醇生产工艺参数以下表：
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
2.4±0.1
2
丙烯压力
PIC205
MPa
2.0±0.1
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
1.65±0.02
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正/异构比影响
1分压影响
任何反应物分压升高全部会加速它所参与反应反应速率，但反应物分压改变并不能平均改变它参与反应反应速率，各反应物分压影响以下：
（1） 氢气分压增加，反应速率增加不大，正/异比改变也不大，但假如氢气分压增加太高，则丙烷生成量增加，通常氢气分压控制在0.352MPa。
（2） 一氧化碳分压增加，反应速率增加不大，正/异比显著下降，生产中控制一氧化碳分压在0.070—0.084MPa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紧。
（3） 丙烯分压增加，反应速率加紧，正/异比增高，
2温度影响
反应温度升高，反应速率加紧，对正/异比没有影响，温度升高1℃ 速率大约提升6％，在催化剂使用后期，可合适提升反应温度，以提升反应速率。反应温度升高加速催化剂失活速度
三苯基磷浓度影响：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9.5—0.011Wt之间。
铑浓度影响
铑浓度增加，反应速率显著加紧，正/异比稍有增加。

2.5 物料衡算

2.5.1物料衡算意义和作用
物料衡算是化工计算中最基础，最关键内容之一，是进行化工计算基础。在化学工程中，为了导出某一过程基础方程式和建立数学模型，设计或改造工艺步骤和设备，了解和控制生产操作步骤，核实生产过程经济效益等全部要惊醒物料衡算。物料衡算在生产和设计中全部得到广泛应用
在工厂设计中，物料衡算是在工艺步骤及工艺参数确定后即开始一项化工计算工作。所以，设计工作从定性分析转入定量计算。
物料衡算是经过每一道工序物料改变情况进行平衡计算，从而得到在正常生产情况下各股物料量。经过物料平衡在已知产品生产任务情况下算出所需要原材料，生成副产物及废物等生成量，或在已知原料投放情况下，算出产品，副产物及废物量。另外，经过物料衡算，不仅能够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，同时为设备选型和计算提供依据。
物料衡算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影响。
2.5.2 物料衡算方法和步骤
1. 搜集计算数据
（1）原料、辅料、中间产品及产品规格；
（2）过程中单位时间内物流量；
（3）相关消耗定额；
（4）相关转化率；
（5）相关物理化学常数。如相对密度，相平衡常数等。
2 . 画物料步骤图
3. 确定衡算范围
4. 确定计算基准
2.5.3. 物料衡算
此次设计为年产丁醇30000吨，以每小时投料量作为计算基准。十二个月工作日按315天计算，天天工作二十四小时，设计中采取已知下列数据：
丙烯摩尔质量为42.1kg/kmol.一氧化碳摩尔质量为28.01kg/kmol.氢气摩尔质量为2kg/kmol.正丁醛摩尔质量为72.11kg/kmol.异丁醛摩尔质量为72.11kg/kmol.正丁醇摩尔质量为74.11kg/kmol.异丁醇摩尔质量为74.11kg/kmol.合成气中CO占49.0，氢气占50.4%，杂质（CH4+N2+Ar）占0.6。
因为合成气净化过程中杂质为10-6/mol数量级，物料改变能够忽略不计，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。 包含到反应有：
CH=+CO+CHO
CH=+CO+（）CHCHO

CH=+

上述三个反应，正丁醛是目标产物，而异丁醛是副产物，在选择反应条件下，正丁醛/异丁醛生成比率为10：1。丙烯除了进行上述两个反应外，还和氢气发生加氢反应生成，丁醛/丙烷生成比率为11：0.3。
物料计算：计算基准取120Kmol/h进入反应器。
1.进入反应器物料
120Kmol/h合成气中含 CO==58.8 Kmol/h
H2==60.48Kmol/h
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量[4]
因为产物n n-bal: n i-bal = 10:1
所以主反应消耗 CO量 = =53.45Kmol/h
C3H6量 = =53.45 Kmol/h
生成正丁醛量 = =53.45 Kmol/h
副反应消耗 CO量 = =5.35Kmol/h
C3H6量 = =5.35 Kmol/h
生成异丁醛量 = =5.35 Kmol/h
3.主副反应消耗H2量
主反应消耗H2 = =5.35Kmol/h
副反应消耗H2 = =5.35 Kmol/h，因为n n-bal: n C3H8 = 11:0.3 ,
正丁醛: n C3H8 = 11:0.3，
所以反应生成C3H8量 = 1.60Kmol/h
所以三个反应共消耗H2 = 1.60+ 58.8=60.40Kmol/h
反应剩下H2 = 60.48–60.4 = 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%，其它为C3H8
所以丙烯用量为60.4÷95% = 63.58 Kmol/h
其中含C3H8量 = 63.58-60.4= 3.18 Kmol/h
5.反应后
C3H8 = 3.18+1.60=4.78 Kmol/h
6.反应生成主、副产物量
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
累计
183.58
100

4471.19
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
累计
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3×10-5数量级，故忽略计算。
经核实：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
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
2.6 热量衡算

2.6.1能量衡算意义和作用
在化工生产过程中，各工序全部要在严格控制工艺下（如温度、压力、流量、浓度等）进行。经历多种化学改变和物理改变，进行着物质生产。在这过程中，各类化工单元操作，或有动量传输（如流量传送）；或有热量传输（如换热设备）；或有伴随热量质量传输（如精馏，吸收等）。若有化学反应，则不仅兼有“三传”（动量传输，热量传输，质量传输），还含有“一反”（化学反应产生热效应—吸收或放热）。物质在整个过程中发生质量传输和能量改变。前者可从物料衡算中求得，后者则依据能量守衡定律，利用能量传输和转化规律，经过平衡计算求得，这么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多个方面：
(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、闪蒸等所需要热量或冷量。
(3) 确定供热效率或放热效率 如化学反应中，因为热效应（使体系温度上升或下降）需确定热量或冷量。
(4) 确定节能方法 为充足利用余热，降低总能量消耗所采取对应方法。
由此可见，能量衡算作为化工计算一部分是很关键，所以我们必需对能量衡算进行认真严格计算。

2.6.2热量衡算及所需媒质量
热平衡式： Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6； （2-1）
式中 Q1—处理物料时需要热量 kJ；
Q2—加热剂或冷却剂和设备和物料传输热量（符号要求加热剂加
入热量为“＋”，冷却剂吸收热量为“－” ）kJ；
Q3—过程热效应（符号要求放热为“＋”，过程吸热为“－”，
注意：Q和热焓符号相反，即Q=－H。如过程放热则H 为“－”，则Q为“＋” ）kJ；
Q4—离开设备物料带出热量 kJ；
Q5—设备各部件所消耗热量 kJ；
Q6—设备向四面散失热量，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
32.9
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 ΔH/ Kcal/mol
1 atm,25℃下 燃烧热 ΔH/ 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
-24.820
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ΔT、ΔP
表2-8 各键ΔT和ΔP表

ΔT
ΔP
- 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
b×103
c×106
CO
6.3424
1.8363
-0.2801
H2
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，H2:CO = 50.4:49.0，因为净化所除去杂质量过小，所以忽略不计。为了调整H2和CO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/h
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 = n·Cp°（t2-t1）[6] （2-2）
（1） 求　CO Cp- Cp°：
　　Tr CO = T/Tc==2.55
Pr CO =P/Pc==0.743
查表得　Cp- Cp°＝0.2 K cal/(K mol·K)=0.837 K J/(K mol·K)
（2）求　COCp°：
Cp°= a + bT + cT2 （2-3）
表2-10 COa、b、c值

a
b×103
c×106
CO
6.3424
1.8363
-0.2801
40℃ Cp°=6.3424+1.8363×313/103-0.2801×3132/106
=6.8898 K cal/(K mol·K) =28.83 KJ/(K mol·K)
90℃ Cp =6.3424+1.8363×363/103-0.2801×3632/106
=6.9721 K cal/(K mol·K) =29.17 KJ/(K mol·K)
所以 =(Cp1+ Cp2)/2=1/2(28.83+29.17)=29 KJ/(K mol·K)
所以 Cp= Cp°+0.837=29.837 KJ/(K mol·K)
所以 Q CO= =48.1×29.837×（90-40）=71757.99 KJ/(K mol·K)
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=0.14×106 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.g——→180℃，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 H2+Q CO
=128333.21+132679.76
=261012.97 kJ/h
=0.26×106 kJ/h
3. OXO反应器：
因为反应温度为95℃，且已知25℃下反应数据，所以假设以下热力学路径：
95℃，反应物料
25℃，反应物料

25℃，反应后物料

95℃，反应后物料

ΔH1
ΔH3
ΔH2

ΔH

图2-2热力学路径
图2-3热力学路径
（1）ΔH1
求：CO Cp- Cp°：
Tr CO = T/Tc==2.51
Pr CO = P/Pc==0.457
查图得　Cp- Cp°＝0.11 K cal/(kmol·K)=0. 460 kJ/(kmol·K)
求：COCp°：
Cp°= a + bT + cT2 （2-4）
95℃ Cp°=6.3424+1.8363×368/103-0.2801×3682/106
=6.9803 K cal/(kmol·K) =29.12 kJ/(kmol·K)
25℃ Cp°=6.3424+1.8363×298/103-0.2801×2982/106
=6.8647 K cal/(kmol·K) =28.72 kJ/(kmol·K)
所以 =(Cp1+ Cp2)/2=1/2(29.12+28.72)=28.965 kJ/(kmol·K)
所以 Cp= 28.965+0.460=29.425 kJ/(kmol·K)
求　H2 Cp°：
Cp°= a + bT + cT2 （2-5）

表 2-11 H2a、b、c值

a
b×103
c×106
H2
6.424
1.039
-0.07804

95℃ Cp°=6.424+1.039×368/103-0.7804×3682/106
=6.701K cal/(kmol·K) =28.048kJ/(kmol·K)
25℃ Cp°=6.424+1.039×298/103-0.7804×2982/106
=6.664 K cal/(kmol·K) =27.895 kJ/(kmol·K)
所以 =(Cp1+ Cp2)/2=1/2(28.048+27.895)=27.97kJ/(kmol·K)
求：H2 Cp- Cp°：
Tr CO = T/Tc==2.51
Pr CO = P/Pc==0.457
查图得　Cp- Cp°＝0.11 K cal/(kmol·K)=0. 460 kJ/(kmol·K)
求：C3H6Cp°：
Tr CO = T/Tc==0.91
Pr CO = P/Pc==0.346
查图得　Cp- Cp°＝6 K cal/(kmol·K)=25.104 kJ/(kmol·K)
Cp°= a + bT + cT2 （2-6）
表 2-12 求Cp°时a、b、c值

a
b×103
c×106
C3H6
2.253
45.116
-13.740
95℃ Cp°=2.253+45.116×368/103-13.740×3682/10 0.6
=16.996 K cal/(k mol·K) =71.111 kJ/(kmol·K)
25℃ Cp°=2.