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1、 摘 要 丁辛醇是一种重要的基本有机化工原料。本设计是关于年产80000吨丁辛醇丁醛缩合制辛烯醛车间设计。查阅有关丁辛醇生产辛烯醛车间设计的资料后。首先叙述了丁辛醇生产的意义与应用、市场分析、国内外发展现状及生产方法的选择，确定了辛烯醛合成工艺路线。然后进行物料衡算、热量衡算、关键设备的详细计算以及其他设备的计算与选型。通过车间平立面布置原则对车间与设备进行合理的布置。对自动控制、环境保护及公用工程中的给排水、供热、供电做了详细的说明。之后绘制了带控制点的流程图，车间及设备的平立面布置图和关键设备装配图，顺利的完成了毕业设计说明书。 关键词：丁辛醇；辛烯醛； 物料衡算； 热量衡
2、算 Abstract Butyl alcohol is an important basic organic chemicals.This design is about the annual output of 80000 tons of butyl octyl alcohol butyl aldehyde condensation system of octenal workshop design. Consult relevant octenal butyl octyl alcohol p
3、roduction workshop design information. First describes the meaning of butyl octyl alcohol production and application, market analysis, selection of domestic and foreign development present situation and the production method, the octenal synthesis process route is determined. Then carries on the mat
4、erial balance, heat balance, the detailed calculation of key equipment and other calculation and type selection of equipment. Flat facade by workshop layout principle to reasonable layout of workshop and equipment. For automatic control, environment protection and utility of water supply and drainag
5、e, heating and power supply made detailed instructions. After the draw flow chart with control points, elevation layout of workshop and equipment and key equipment assembly drawing, smoothly completed the graduation design instruction. Keywords : Butyl alcohol ； octenal； Material balance； Heat
6、balance 目 录 摘 要 I Abstract II 第1章 总论 1 1.1 概述 1 1.1.1 辛烯醛的意义与作用 1 1.1.2 国内外现状及发展前景 1 1.1.3 产品的性质与特点 2 1.2 设计依据 3 1.3 厂址选择 3 1.4 设计规模与生产制度 4 1.4.1 设计规模 4 1.4.2 生产制度 4 1.5 原料及产品规格 5 1.5.1
7、主要原料规格及技术指标 5 第2章 工艺设计与计算 6 2.1 工艺原理 6 2.2 工艺路线的选择 6 2.3 工艺流程简述 6 2.3.1 丁醛精馏塔 7 2.3.2 混合器 7 2.3.3 缩合反应器 7 2.3.4 层析器 7 2.3.5 辛烯醛精馏塔 7 2.4 工艺参数 7 2.5 物料衡算 8 2.6 热量衡算 11 2.6.1 概述 11 2.6.2 辛烯醛精馏塔的热量衡算 11 2.6.3 异丁醛冷却器
8、的热量衡算 12 2.6.4 氢氧化钠预热器热量衡算 13 2.6.5 混合器热量衡算 14 2.6.6 反应物预热器热量衡算 14 2.6.7 反应器热量衡算 15 2.6.8 辛烯醛精馏塔热量衡算 15 2.7 化工软件模拟 17 第3章 设备计算与选型 19 3.1 缩合应器设备计算 19 3.1.1 确定反应器及各种条件 19 3.1.2 反应器体积 19 3.1.3 筒体直径和高度的计算 20 3.1.4 内筒的壁厚 20
9、3.1.5 夹套的内径和高度 21 3.1.6 夹套的壁厚 22 3.1.7 附属结构的选择 22 3.2 辛烯醛精馏塔设备计算 23 3.2.1 塔板塔径设计 23 3.2.2 塔板结构设计 24 3.2.3 塔的附件 27 3.2.4 塔高的确定 28 3.3 换热器设计计算 28 3.3.1 选择换热器的类型 28 3.3.2 流程安排 29 3.3.3 传热过程工艺计算 29 3.3.4 工艺结构尺寸计算 30 3
10、3.5 换热器主要传热参数核算 31 3.4 其他设备工艺计算与选型 36 3.4.1 丁醛精馏塔 36 3.4.2 异丁醛冷却器 37 3.4.3 氢氧化钠预热器 38 3.4.4 层析器前冷却器 39 3.4.5 辛烯醛精馏塔冷却器 39 3.4.6 辛烯醛精馏塔再沸器 40 3.4.7 丁醛精馏塔冷凝器 41 3.4.8 丁醛精馏塔再沸器 42 3.5 泵的选型 42 3.6 储罐的计算与选型 43 第4章 设备一览表 45 第5章 车间
11、布置 47 5.1 反应器的布置 47 5.2 精馏塔的布置 48 5.3 换热器的布置 49 5.4 泵和回流罐的布置 49 第6章 自动控制 49 6.1 流量控制 49 6.2 液位控制 50 6.3 温度控制 50 6.4 压力控制 51 第7章 环境保护 51 7.1 三废的产生情况 52 7.2 三废处理情况 52 第8章 公用工程 52 8.1 给水排水 52 8.2 供热 53 8.3 供电 53 结束语 54 参考文献 55 致 谢
12、 56 第1章 总论 1.1 概述 1.1.1 辛烯醛的意义与作用 丁醇主要用于制造邻苯二甲酸、脂肪族二元酸及磷酸的正丁酯类增塑剂，它们广泛用于各种塑料和橡胶制品中，也是有机合成中制丁醛、丁酸、丁胺和乳酸丁酯等的原料。 辛醇主要用于制邻苯二甲酸酯类及脂肪族二元酸酯类增塑剂如邻苯二甲酸二辛酯、壬二酸二辛酯和癸二酸二辛酯等，分别用作塑料的主增塑剂和耐寒辅助增塑剂、消泡剂、分散剂、选矿剂和石油填加剂， 也用于印染、油漆、胶片等方面。我国丁辛醇自产率不足，国内产量不能满足实际生产的需求，是世界上最大的丁辛醇进口国，丁辛醇在我国发展前景十分开阔。而我所研究的课题
13、中的辛烯醛是生成辛醇的中间产物，所以这一课题的研究对生产丁辛醇这个总课题有着十分重要的作用[1]。 1.1.2 国内外现状及发展前景 丁辛醇合成方法有几种。乙醛缩合法，发酵法，齐格勒法，羰基合成法。前前几种方法被羰基合成法所取代。羰基合成法又分为高、中、低压合成法，同样高压和中压合成法又被低压合成法所取代。 国外现在主要使用的是以铑基做为催化剂的低压合成工艺方法，在这其中国外以戴维工艺，三菱化成工艺、巴斯夫工艺和伊士曼的工艺最具代表性[2]。催化剂具有低温活性高、稳定性好、正异构比例可调节的特点。Hoeches/Uhde是以硫化的三苯基膦作为配位体，目前为止使用该技术的较少。纵观国内外
14、工艺技术发展的情况来看，这四个工艺都具有自已的优势，均处于世界领先地位。从流程的长度和装置的简易程度来说，戴维工艺最短、最简单；从使用情况来看，戴维的合成工艺在全球的使用最多；从原材料消耗情况来说，巴斯夫、伊士曼和戴维原材料消耗量较低，从对设备所用材质的要求来看，戴维工艺对设备材质的要求最低，大部分为碳钢，一小部分为304不锈钢；伊斯曼的工艺技术可同时生产丁醛和丙醛，产品多样灵活，对市场变化有强的适应性。在市场变化较大的情况下，可以通过调整产品结构的方法为企业的生存和发展赢得先机[3]。每个工艺具有不同的优点。 国内北京化工研究院研制成功丙烯低压羰基合成铑膦络合催化剂、合成气净化催化剂等达到
15、国外同类催化剂水平。吉林石化公司研究院在2001年成功开发了国内首创的辛烯醛高压液相加氢制辛醇催化剂，经过吉化化肥厂丁辛醇装置的多年应用的有效证明，可以完全取代进口方法[4]。北京化工大学开发出来的“负载型水相催化剂”，其膦/铑比由工业上的250-300下降到25，正异比由10提高到28.7，铑流失量由3-5×10-6下降至1.2×10-6，很好地解决了铑的流失问题[5]。2003年中石化南化公司成功开发了丁醛和辛烯醛气相加氢反应可替代进口催化剂的催化剂，其中NCH6-2辛烯醛加氢催化剂与NCH6-1丁醛加氢催化剂分别在2003年上、下半年在齐鲁石化第二化肥厂丁辛醇装置上完成1000小时的工业
16、侧线试验，结果表明该催化剂的醛转化率、醇选择性及产品硫酸色度等性能指标均达到或超过进口催化剂水平[6]。 铑催化技术是当前丁醛衍生醇领主导催化剂。今后的研究方向为新型高效配位体改性铑催化剂和开发单程不循环工艺。UCC/KPT的以双亚磷酸盐做配位体的羰基合成技术是至今为止全球最先进的羰基合成生产技术。由于铑金属资源贫乏，价格昂贵，还将迸一步开发使用高效非铑催化剂的羰基合成技术。据报道，UCC公司开发出非金属钼系催化剂；日本工业技术研究所开发出在SnCL2的条件下，以环烷基连结的双磷配位体的铂系催化剂；Shell公司开发出铂系络合物催化剂；Hoechst公司最近开发了一种水溶性钴族化合物催化剂，
17、可使烯烃在聚乙二醇作极性相的两相溶剂体系中有效地进行氢甲酰化[7]。高碳烯烃对聚乙二醇的亲和力比水好，因此可提高反应速率。 1.1.3 产品的性质与特点 本设计中产品为辛烯醛，它是作为生产辛醇的中间物。 正丁醛（butyraldehyde）分子式C4H8O，无色透明液体，有窒息性气味。熔点-100℃，沸点75.7℃，当水的密度为1时相对密度0.80，微溶于水，溶于乙醇、乙醇、乙醚等多数有机剂，用作树脂、塑料增塑剂、硫化促进剂、杀虫剂等的中间体。 异丁醛（Isobutyraldehyde）分子式C4H8O，无色透明液体，有刺激性气味。熔点为-65℃，沸点64℃，
18、当水的密度为1时相对密度0.79，在空气中逐渐氧化成异丁酸。微溶于水，能与乙醇、苯、氯仿、乙醚、甲苯、丙酮、二硫化碳混溶。用于制备橡胶硫化促进剂和防老剂、异丁酸、异丁胺、新戊二醇及异丁叉二脲缓效肥料等。 辛烯醛（2-ethyl-2-hexenal）分子式C8H14O，熔点沸点175℃，相对密度0.85。不溶于水，溶于醇、醚等。除能与烯键试剂和羰基试剂发生1,2-加成反应外，还可发生1,4-加成反应。易被氧化成酸，烯键也可被化学还原剂还原，最终产物为饱和醇。由正丁醛在稀碱或稀酸作用下，生成β-羟基醛再脱水制得，用作有机合成试剂。 氢氧化钠（sodium hydroxide）分
19、子式NaOH，相对分子质量40.1，相对密度2.13，熔点318℃，沸点1390℃，有腐蚀性。其水溶液有涩味和滑腻感，溶于水、乙醇时或溶液与酸混合时产生剧热。广泛应用的污水处理剂、基本分析试剂、配制分析用标准碱液、少量二氧化碳和水分的吸收剂、酸的中和钠盐制造。制造其它含氢氧根离子的试剂；在造纸、印染、废水处理、电镀、化工钻探方面均有重要用途；国内品牌有：天惠牌、天工牌、金达牌。氢氧化钠还是许多有机反应的良好催化剂。 水（water）分子式H2O，相对分子质量18，沸点100℃，比热容：4.186J/（g·℃），密度1000 kg/m3。 1.2 设计依据 齐齐哈
20、尔大学化学与化学工程学院化工系颁发的《化工系毕业教学环节文件汇编》。 首选依据是老师布置的任务书“年产80000吨丁辛醇丁醛缩合制辛烯醛车间工段”的初步设计。 依据aspen软件模拟所得数据。 依据化工设计手册。 齐齐哈尔大学实践教学与设备管理处颁发的《齐齐哈尔大学本科毕业生设计(论文)工作手册》。 1.3 厂址选择 厂址选择是化工装置建设的一个重要环节，也是一项政策性、技术性很强的工作。厂址选择不仅影响到生产成本、利润，而且还关系到生产是否能够安全稳定进行。选择厂址时需要综合考虑原料来源、运输条件、优惠政策、基础设施、社会效益等等方面，以有效降低公司产
21、品成本，提高市场竞争能力[8]。本设计选址拟建在大庆市高新技术开发区林源园区。 大庆高新技术产业开发区林源园区，位于大庆市庆南新城林源工业区，东邻大庆油田有限责任公司采油七厂、八厂、九厂，西依大庆炼化公司林源生产区，是大庆南部接续产业发展的平台，土地资源丰富。总规划面积83平方公里，园区规划占地25.67平方公里，园区内有成片的发展用地，大规模开发建设不占用耕地、无移民搬迁、土地开发成本低，为工业建设提供了广阔的土地资源。林源园区作为大庆市庆南新城林源工业区建设的重要载体，是高新技术企业成长和发展的摇篮。它的运输十分便利，东北地区主要铁路线-让通铁路线在林源园区通过，林源车站跨沈、哈
22、两局，运输成本较低。在原料方面，区内的石化企业主有林源炼油厂、大庆联谊石化股份有限公司、上海中油锦华实业有限公司和大庆久隆精细化工有限公司。所以原料来源十分充足和方便。园区位于被称为百湖之城的大庆，水资源十分丰富。在自然条件方面，高新区地处寒温带，属于大陆性季风气候，区内海拔高度在143.0～148.8米之间，地势较平坦，高度起伏不大。年平均气温为3.9℃，冬季最低温度为-32.4℃，夏季最高温度35.4℃，年平均日照时数2600小时，年平均相对湿度63.1%，年平均风速3.3米/秒，主导风向冬季为西北风，夏季为西南风，年平均降雨量476.9毫米，年平均蒸发量1517.9毫米，最大积雪深度22
23、0毫米，最大冻土深度为-2.09米，全年无霜期为173天，地震烈度6度。在厂区环境方面，园区的化学需氧量、氮氨、烟尘、工业粉尘和工业固体废弃物排放量全部控制在国家指标以内，二氧化硫排放量通过采取措施可控制在国家指标以内。人居环境优美。国家森林公园和红旗林场环绕周围，这里空气清新，绿树成荫，风景秀丽。 1.4 设计规模与生产制度 1.4.1 设计规模 辛烯醛生产装置以丁醛为原料，氢氧化钠溶液为催化剂，先进行正丁醛提纯，然后使之与氢氧化钠溶液混合，之后丁醛在搅拌釜式反应器中进行反应生产辛烯醛。其中生产能力为55000吨辛烯醛。 1.4.2 生产制度 员工要树立“安全第一”的
24、思想，自觉接受安全教育，学习安全知识，提高技术水平，保证生产的安全性。生产中要严格按照工艺要求进行操作，避免各类事故发生。生产岗位员工必须按规定穿戴劳动保护用品。车间安全员工要切实履行职责，随时检查安全生产制度，落实情况，制止违章操作和冒险作业。电器和机械设备故障应有专业人员排除，非专业人员严禁自己动手处理。厂区内原则上禁止动用明火，需要动火时要请示领导并做好安全工作。为防止火灾与爆炸的发生，要在思想上高度重视，要贯彻“安全生产，重在预防”的方针[9]。 生产口号为“安全生产，一次完成”。 表1-1 三班两倒制人员组成 人员名称 人数 倒班制 车间主任 1 8小时工作制 班
25、长 4 四班三倒制 丁醛提纯岗位工人 4 四班三倒制 丁醛反应岗位工人 4 四班三倒制 辛烯醛提纯岗位工人 4 四班三倒制 技术工人 若干 8小时工作制 在职工人共计25人，临时工人若干。车间主任白天在车间主持工作，每班由一个班长带领倒班人员进行倒班。日常交接班是传递安全生产信息以及发现问题提出问题的重要通道。接班人员提前20分钟由正值班工带领进入交接地点，静心听取交班人员交代全部运行维护情况和注意事项。有疑问时应询问清楚，然后由交班人员陪同，对设备进行检查，确认无问题后签字接班。 1.5 原料及产品规格 1.5.1 主要原料规格及技术指标
26、 表1-2 主要原料规格及技术指标 项 目 指 标 分子量 粘度 cp 密度 g/ml 丁醛原料 70~75 0.29 0.77 氢氧化钠溶液原料 35~45 0.50 1.01 表1-3 辛烯醛质量指标 指标名称 电池级 优级品 一级品 合格品 主含量 ≥99.8 ≥99.7 ≥99.5 ≥98.5 灰分 ≤0.01 ≤0.01 ≤0.03 ≤0.3 水分 ≤0.01 ≤0.1 ≤0.2 ≤0.3 色度 ≤10 ≤10 ≤10 ≤30 密度 1.200±0
27、005 外观 无透明无机械杂质液体 第2章 工艺设计与计算 2.1 工艺原理 NaOH 辛烯醛的制备是正丁醛在0.02wt氢氧化钠溶液作为催化剂作用下在反应器中进行自缩合反应生成辛烯醛。 120℃ 反应式为： 2CH3CH2CH2CHO CH3CH2CH2CH=CCHO+H2O 2.2 工艺路线的选择 目前丁辛醇合成方法有几种。乙醛缩合法，发酵法，齐格勒法，羰基合成法。前前几种方法被羰基合成法所取代。羰基合成法又分为高、中、低压合成法，同样高压和
28、中压合成法又被低压合成法所取代[10]。国外现在主要使用的是以铑为催化剂的低压合成工艺，其中国外以戴维，三菱化成和巴斯夫和伊士曼的工艺具代表性。具有低温活性高、稳定性好、正异构比例可调节的特点。本设计所用的方法为羰基合成法，而我所设计的是羰基合成法年产8万吨丁辛醇工艺中正丁醛缩合制辛烯醛车间的设计。 2.3 工艺流程简述 图2-1 工艺流程图 2.3.1 丁醛精馏塔 原料正丁醛和异丁醛的混合物首先进入精馏塔中进行提纯，经过模拟后所选正丁醛精馏塔塔板为130块，进料板为第43块塔板，经过精馏塔后正丁醛纯度能够达到99.
29、8%，而从塔顶出来的异丁醛经过冷却后被送入下一工段或者放入异丁醛储罐，作为生产异丁醇的原料。 2.3.2 混合器 混合器的作用是使不同的物质进行混合，而本设计中的混合器是使原料正丁醛与反应催化剂0.02wt的氢氧化钠溶液混合，当然，氢氧化钠溶液要经过预热处理，最终90.5℃的正丁醛与60℃的氢氧化钠溶液混合为87.7℃的溶液，由泵输送到反应器预热器。 2.3.3 缩合反应器 从混合器输送过来的混合溶液经过预热器预热到120℃，4.6bar条件下进入反应器进行反应，反应的正丁醛转化率为98%，最终在反应器中生成辛烯醛和水，同时反应器中还有没反应完全的正丁醛，所以为了得到比较纯的辛烯醛
30、这些混合物应该被提纯。 2.3.4 层析器 辛烯醛被冷却后进入层析器，层析器在本设计中是通过两相分离器进行模拟的，在层析器中只是进行了油水分层进而分离的操作。水相经过处理后并补充一定量的氢氧化钠再次与正丁醛原料混合，已达到氢氧化钠溶液的循环利用。 2.3.5 辛烯醛精馏塔 层析器分理出的油相进入精馏塔中，精馏塔具有13块塔板进料板为第7块，最终达到辛烯醛的质量纯度为99.8%，接着辛烯醛送入储罐或者泵送入制辛醇工段。 2.4 工艺参数 辛烯醛生产工艺参数如下表： 表2-1 工艺参数表 序号 工艺参数 位号 单位 指标 1 T101塔顶出口压
31、力 PIC101 Mpa 0.1-0.15 2 T102塔底出口压力 PIC102 Mpa 0.15-0.2 3 R101出口温度 TIC106 ℃ 115-120 2.5 物料衡算 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。所以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[11]。 本设计为年产55000吨辛醇，辛烯醛气相加氢转化率为98％，辛烯醛纯度99.8％，正丁醛缩合转化率98％，年工作时间为244天。正丁醛占进料量89.5％，由此可以计算： 年产辛烯醛质量：
32、 m辛= t 年需要正丁醛的量： m正=t 每小时原料进料量： m原=t 物料流程图及计算为： F4 缩合反应器 层析器 F7 辛烯醛精馏塔 F9轻组分 ↑ 丁醛精馏塔 F2 F5 F6 混合器 F1丁醛 F3 F8 F10辛烯醛 图2-2 物料衡算计算简图 丁醛精馏塔塔顶轻组分回收率98.9%，原料进料轻组分质量占10.5%，塔底轻组分回收率0.2%，F1为12.089t， 所以可列式： F=
33、D1+W1 FΧF=D1ΧD+W1ΧW 12.089=D1+W1 12.089×0.105=D1×0.989+W1×0.002 由此可得： D1=F4=1.262t W1=F2=10.827t F3是氢氧化钠溶液的进料量，在本设计中氢氧化钠溶液是作为催化剂使用的，所 以氢氧化钠溶液的量是少量的，并且是已知量，F3=0.137t。 混合器时将两种物料进行混合所以混合前后忽略损失下可以认为混合前后物料质量没有发生变化，所以F5=10.424t。 缩合反应器中正丁醛转化率98%，假设系统损失1%，可得： F6==10.638t 层析器是将油水进行分离，分离前后物料量没有发生变
34、化。 F7=9.612t F8=1.026t 辛烯醛精馏塔进料轻组分质量占3.8%，塔顶轻组分回收率为79.7%，塔底轻组分回收率0.2%，F7=9.612t，则可列式： F7=D7+W7 F7ΧF=D7ΧD+W7ΧW 9.612=D7+W7 9.612×0.038=D7×0.797+W7×0.002 由此可得： D7=F9=0.435t W7 = F10=9.177t 总物料衡算： 总进料量为：F1+F3=12.089+0.137=12.226t 总出料量为：F4+F8+F9+F10=1.262+1.026+0.435+9.177=
35、11.9t 根据以上数据系统物料守恒 表2-2 总物料恒算表 进料 出料 物流 流量kg/h 物流 流量 kg/h F1 12089 F4 1262 F3 137 F8 1026 — — F9 435 — — F10 9177 合计 12226 合计 11900 各设备物料恒算表如下： 丁醛精馏塔恒算结果见表2-3： 表2-3 丁醛精馏塔物料恒算表 进料 出料 物流 流量kg/h 物流 流量kg/h F1 12089 F2 10827 — — F4 1262
36、 合计 12089 合计 12089 混合器恒算结果见表2-4： 表2-4 混合器物料恒算表 进料 出料 物流 流量kg/h 物流 流量kg/h F2 10827 F5 10964 F3 137 — — 合计 10964 合计 10964 缩合反应器恒算结果见表2-5： 表2-5 缩合反应器物料恒算表 进料 出料 物流 流量kg/h 物流 流量kg/h F5 10964 F6 10638 合计 10964 合计 10638 层析器恒算结果见表2-6：
37、 表2-6 层析器物料恒算表 进料 出料 物流 流量kg/h 物流 流量kg/h F6 10638 F7 9612 — — F8 1026 合计 10638 合计 10.638 辛烯醛精馏塔恒算结果见表2-7： 表2-7 辛烯醛精馏塔物料恒算表 进料 出料 物流 流量kg/h 物流 流量kg/h F7 9612 F9 435 — — F10 9177 合计 9612 合计 9612 2.6 热量衡算 2.6.1 概述
38、 拟建年产55000吨辛烯醛生产装置，在全工艺段中伴随着物料从一个体系或单元进入另一个体系或单元，在发生质量传递的同时也伴随着能量的消耗、释放和转化。其中的能量变换关系可以从能量衡算求得，对于新设计的车间，可以由此确定设备的热负荷。再根据设备的热负荷的大小、所处理的物料的性质及工艺要求选择恰当的设备。总之，通过下述的能量衡算，可以为后续的设计工作中提高热量的利用率，降低能耗提供主要依据[12]。 2.6.2 辛烯醛精馏塔的热量衡算 图2-3 丁醛精馏塔热量衡算简图 由Aspen模拟可知如下数据：已知比热容C1=2.417kJ/kg·K ，C2=2.354kJ/kg·K，C4=
39、C6=2.313kJ/kg·K，C3=2.545kJ/kg·K，C5=C7=2.704kJ/kg·K；质量流量m1=12089kg/h， m2=28814.132kg/h，m3=44141.689kg/h，m4=26282.787kg/h，m6=1262kg/h，m7=10827kg/h， m5=33322.034kg/h，温度T1=323.15K，T2=336.85K，T3=363.55K，T4=336.75K，T5=363.65K， T6=336.75K ，T7=363.65K。 所需热量计算如下： Q1=C1m1T1=2.417×12089×323.15=9.442×
40、106kJ/h Q2=C2m2T2=2.354×28814.132×336.85=2.284×107kJ/h Q3=C3m3T3=2.545×44141.689×363.55=4.084×107kJ/h Q4=C4m4T4=2.313×26282.787×336.75=2.047×107kJ/h Q5=C5m5T5=2.704×33322.034×363.65=3.277×107kJ/h Q6=C6m6T6=2.313×1262×336.75=9.830×105kJ/h Q7=C7m7T7=2.704×10827×363.65=1.065×107kJ/h 丁醛精馏塔冷凝器、再沸器
41、热负荷： Q冷=Q4+Q6-Q2=2.047×107+9.830×105-2.284×107=-1.387×106kJ/h Q沸=Q5+Q7-Q3=3.277×107+1.065×107-4.084×107=2.59×106kJ/h 丁醛精馏塔热量衡算如下表： 表2-8 丁醛精馏塔热量衡算表 进料热量kJ/h 出料热量kJ/h Q1 9.442×106 Q2 2.284×107 Q4 2.047×107 Q3 4.084×107 Q5 3.277×107 Q6 9.830×105 — 合计 — 6.268×107 Q7 合计
42、1.065×107 7.531×107 表2-9 丁醛精馏塔热负荷表 再沸器 冷凝器 Q 热负荷kJ/h 2.59×106 -1.387×106 1.203×106 2.6.3 异丁醛冷却器的热量衡算 图2-4 异丁醛冷却器热量衡算简图 已知比热容C1=2.313kJ/kg·K，C2=2.22kJ/kg·K，温度T1=336.75K，T2=313.15K，质量流量为m1= m2=1262kg/h。 所需热量计算如下： Q1=C1m1T1=2.313×1262×336.75=9.830×105kJ/h Q2=C2m2
43、T2=2.22×1262×313.15=8.773×105kJ/h 冷却器的热负荷： Q冷=Q2-Q1=8.773×105-9.830×105=-1.057×105kJ/h 异丁醛冷却器热量衡算如下表： 表2-8 冷却器热量衡算表 进料热量kJ/h 出料热量kJ/h 热负荷kJ/h 9.830×105 8.773×105 -1.057×105 2.6.4 氢氧化钠预热器热量衡算 图2-5 氢氧化钠预热器热量衡算简图 已知比热容C1=4.082kJ/kg·K ，C2=4.068kJ/kg·K，质量流量m1= m2=137kg/h，温度为T1=288
44、15K，T2=333.15K。 所需热量计算如下： Q1=C1m1T1=4.082×137×288.15=1.671×105kJ/h Q2=C2m2T2=4.068×137×333.15=1.857×105kJ/h 冷却器的热负荷： Q冷=Q2-Q1=1.857×105-1.671×105=2.46×104kJ/h 氢氧化钠预热器热量衡算如下表： 表2-9 冷却器热量衡算表 进料热量kJ/h 出料热量kJ/h 热负荷kJ/h 1.671×105 1.857×105 2.46×104 2.6.5 混合器热量衡算 图2-6 混合器热量衡
45、算简图 已知比热容C1=2.704kJ/kg·K，C2=4.068kJ/kg·K，C3=2.703kJ/kg·K，温度T1=363.65K， T2=333.15K，T3=360.85K，质量流量m1=10827kg/h，m2=137kg/h，m3=10964kg/h。 所需热量计算如下： Q1=C1m1T1=2.704×10827×363.65=1.065×107kJ/h Q2=C2m2T2=4.068×137×333.15=1.857×105kJ/h Q3=C3m3T3=2.703×10964×360.85=1.0694×107kJ/h 混合器热量衡算如下表
46、 表2-10 混合器热量衡算表 进料热量kJ/h 出料热量kJ/h Q1 1.065×107 Q3 1.0694×107 Q2 1.857×105 — — 合计 1.0835×107 合计 1.0694×107 2.6.6 反应物预热器热量衡算 图2-7 反应物预热器简图 已知比热容C1=2.727kJ/kg·K，C2=2.916kJ/kg·K，温度T1=364.45K ，T2=393.15K， 质量流量为m1= m2=10964kg/h。 所需热量计算如下： Q1=C1m1T1=2.727×10964×3
47、64.45=1.0897×107kJ/h Q2=C2m2T2=2.916×10964×333.15=1.2569×107kJ/h 冷却器的热负荷： Q冷=Q2-Q1=1.2569×107-1.0897×107=1.627×106kJ/h 冷却器热量衡算如下表： 表2-11 冷却器热量衡算表 进料热量kJ/h 出料热量kJ/h 热负荷kJ/h 1.0897×107 1.2569×107 1.627×106 2.6.7 反应器热量衡算 图2-8 反应器简图 由于反应为恒温反应，所以反应前后温度，比热容相同，则已知数据如下：比热容C1=C2=2.
48、884kJ/kg·K，温度T1=T2=393.15K，质量流量m1=10964kg/h，m2=10638kg/h。 所需热量计算如下： Q1=C1m1T1=2.884×10964×393.15=1.243×107kJ/h Q2=C2m2T2=2.884×10638×393.15=1.206×107kJ/h Q反=nΔH=3.156×106kJ/h 反应器热量衡算如下表： 表2-12 反应器热量衡算表 进料热量kJ/h 出料热量kJ/h 反应热kJ/h 1.243×107 1.206×107 3.156×106 2.6.8 辛烯醛精馏塔热量衡算
49、 已知比热容C1=2.395kJ/kg·K，C2=2.527kJ/kg·K，C4=2.452kJ/kg·K，C6=2.452kJ/kg·K，C3=2.462kJ/kg·K，C5=C7=2.545kJ/kg·K，质量m1=10638kg/h，m2=584kg/h，m3=15177kg/h，m4=151.4kg/h，m5=5996.9kg/h，m6=435kg/h，m7=9177kg/h，温度T1=383.15K，T2=385.35K， T3=452.15K，T4=365.55K，T5=463.35K，T6=365.55K，T7=463.35K。 图2-9 辛烯醛精馏塔简图 所
50、需热量计算如下： Q1=C1m1T1=2.395×10638×383.15=9.803×106kJ/h Q2=C2m2T2=2.527×584×385.35=5.684×105kJ/h Q3=C3m3T3=2.462×15177×452.15=1.683×107kJ/h Q4=C4m4T4=2.452×151.4×365.55=1.357×105kJ/h Q5=C5m5T5=2.545×5996.9×463.35=7.072×106kJ/h Q6=C6m6T6=2.452×435×365.55=3.899×105kJ/h Q7=C7m7T7=2.545×9177×463.35=1
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