第5章 能量衡算
第五章 能量衡算
第一节 概述
当物料衡算完成后，对于没有热效应的过程，可直接根据物料衡算结果以及物料的性 质、处理量和工艺要求进行设备的工艺设计，以确定设备的型式、数量和主要工艺尺寸。 而对于伴有热效应的过程，则还必须进行能量衡算，才能确定设备的主要工艺尺寸。在药 品生产中，无论是进行物理过程的设备，还是进行化学过程的设备，大多存在一定的热效 应，因此，通常要进行能量衡算。
对于新设计的设备或装置，能量衡算的目的主要是为了确定设备或装置的热负荷。根 据热负荷的大小以及物料的性质和工艺要求，可进一步确定传热设备的型式、数量和主要 工艺尺寸。此外，热负荷也是确定加热剂或冷却剂用量的依据。
在实际生产中，根据需要，也可对已经投产的一台设备、一套装置、一个车间或整个 工厂进行能量衡算，以寻找能量利用的薄弱环节，为完善能源管理、制定节能措施、降低 单位能耗提供可靠的依据。
能量衡算的依据是物料衡算结果以及为能量衡算而收集的有关物料的热力学数据，如 定压比热、相变热、反应热等。
能量衡算的理论基础是热力学第一定律，即能量守恒定律。能量有不同的表现形式， 如内能、动能、势能、热能和功等。在药品生产中，热能是最常见的能量表现形式，多数 情况下，能量衡算可简化为热量衡算。
第二节 热量衡算
一、热量平衡方程式
当内能、动能、势能的变化量可以忽略且无轴功时，输入系统的热量与离开系统的热 量应平衡，由此可得出传热设备的热量平衡方程式为
6
5 4 3 2 1 Q Q Q Q Q Q + + = + + (5-1)
式中 Q 1——物料带入设备的热量，kJ ；
Q 2——加热剂或冷却剂传给设备及所处理物料的热量，kJ ； Q 3——过程的热效应，kJ ； Q 4——物料带出设备的热量，kJ ；
Q 5——加热或冷却设备所消耗的热量或冷量，kJ ； Q 6——设备向环境散失的热量，kJ 。
在应用式(5-1)时，应注意除Q 1 和Q 4 外，其它Q 值都有正负两种情况。例如，当反应 放热时，Q 3 取“+”号；反之，当反应吸热时，Q 3 取“-”号，这与热力学中的规定正好 相反。
由式(5-1)可求出 Q 2，即设备的热负荷。若 Q 2 为正值，表明需要向设备及所处理的物 料提供热量，即需要加热；反之，若Q 2 为负值，表明需要从设备及所处理的物料移走热量， 即需要冷却。此外，对于间歇操作，由于不同时间段内的操作情况可能不同，因此，应按
不同的时间段分别计算Q 2 的值，并取其最大值作为设备热负荷的设计依据。
为求出传热设备的热负荷，即Q 2，必须求出式(5-1)中其它各项热量的值。 二、各项热量的计算 1.计算基准
在计算各项热量之前， 首先要确定一个计算基准。 一般情况下， 可以0 o C 和1.013′10 5
Pa 为计算基准。对于有反应的过程，也常以25 o C 和1.013′10 5
Pa 为计算基准。
2.Q 1或Q 4的计算
若物料在基准温度和实际温度之间没有相变化，则可利用定压比热计算物料所含有的 显热，即
? ò = dt C G Q Q 2
t
t p 4 1 或 (5-2)
式中 G ——输入或输出设备的物料量，kg ；
t 0——基准温度， 0 C ； t 2——物料的实际温度， 0 C ；
C p ——物料的定压比热，kJ ×kg -1 × o C -1
。
物料的定压比热与温度之间的函数关系常用多项式来表示，即
3
2 p dt ct bt a C + + + = (5-3) 或
2
p ct bt a C + + = (5-4)
式中 a 、b 、c 、d ——物质的特性常数，可从有关手册查得。
若已知物料在所涉及温度范围内的平均定压比热，则式(5-2)可简化为
? - = ) t t ( GC Q Q 0 2 p 4 1
或 (5-5)
式中 C p ——物料在(t 0~t 2) o C 范围内的平均定压比热，kJ ×kg -1 × o C -1
。
3.Q 3的计算
过程的热效应由物理变化热和化学变化热两部分组成，即
c
p 3 Q Q Q + = (5-6)
式中 Q p ——物理变化热，kJ ；
Q c ——化学变化热，kJ 。
物理变化热是指物料的浓度或状态发生改变时所产生的热效应，如蒸发热、冷凝热、 结晶热、熔融热、升华热、凝华热、溶解热、稀释热等。如果所进行的过程为纯物理过程， 无化学反应发生，如固体的溶解、硝化混酸的配制、液体混合物的精馏等过程均为纯物理 过程，则 0 Q c = 。
化学变化热是指组分之间发生化学反应时所产生的热效应，可根据物质的反应量和化 学反应热计算。
有关物理变化热和化学变化热的计算方法见本章第三节。 4.Q 5的计算
对于稳态操作过程， 0 Q 5 = ；对于非稳态操作过程，如开车、停车以及各种间歇操作
过程，Q 5可按下式计算
? - = )
t t ( GC Q 1 2 p 5 (5-7)
式中 G ——设备各部件的质量，kg ；
C p ——设备各部件材料的平均定压比热，kJ ×kg -1 × o C -1
；
t 1——设备各部件的初始温度， o C ； t 2——设备各部件的最终温度， o C 。
与其它各项热量相比，Q 5的数值一般较小，因此，Q 5常可忽略不计。 5.Q 6的计算
设备向环境散失的热量Q 6可用下式计算
3
w w T 6 10 ) t t ( A Q - ′ t - a = ? (5-8)
式中 a T ——对流-辐射联合传热系数，W ×m -2 × o C -1
；
A W ——与周围介质直接接触的设备外表面积，m 2
；
t W ——与周围介质直接接触的设备外表面温度， o C ； t ——周围介质的温度， o C ； t ——散热过程持续的时间，s 。
对于有保温层的设备或管道，其外壁向周围介质散热的联合传热系数可用下列经验公 式估算。
(1) 空气在保温层外作自然对流，且 C 150 t 0 W < 在平壁保温层外，a T 可按下式估算
)
t t ( 07 . 0 8 . 9 W T - + = a (5-9) 在圆筒壁保温层外，a T 可按下式估算
)
t t ( 052 . 0 4 . 9 W T - + = a (5-10)
(2) 空气沿粗糙壁面作强制对流
当空气流速不大于5m ×s -1 时，a T 可按下式估算
u
2 . 4 2 . 6 T + = a (5-11)
式中 u ——空气流速，m ×s -1
。
当空气速度大于5m ×s -1
时，a T 可按下式估算
78
. 0 T u 8 . 7 = a (5-12)
(3) 对于室内操作的釜式反应器，a T 的数值可近似取为10W ×m -2 × o C -1 。
三、衡算方法和步骤
(1) 明确衡算目的，如通过热量衡算确定某设备或装置的热负荷、加热剂或冷却剂的 消耗量等数据。
(2) 明确衡算对象，划定衡算范围，并绘出热量衡算示意图。为了计算方便，常结合 物料衡算结果，将进出衡算范围的各股物料的数量、组成和温度等数据标在热量衡算示意 图中。
(3) 收集与热量衡算有关的热力学数据，如定压比热、相变热、反应热等。 (4) 选定衡算基准。
(5) 列出热量平衡方程式，进行热量衡算。
(6) 编制热量平衡表。
第三节 过程的热效应
一、物理变化热
物理变化热是指物料的状态或浓度发生变化时所产生的热效应，常见的有相变热和浓 度变化热。
1.相变热
物质从一相转变至另一相的过程，称为相变过程，如蒸发、冷凝、熔融、结晶、升华、 凝华都是常见的相变过程。相变过程常在恒温恒压下进行，所产生的热效应称为相变热。 由于相变过程中，体系的温度不发生改变，故相变热常称为潜热。蒸发、熔融、升华过程 要克服液体或固体分子间的相互吸引力，因此，这些过程均为吸热过程，按式(5-1)中的符 号规定，其相变热为负值；反之，冷凝、结晶、凝华过程的相变热为正值。
各种纯化合物的相变热可从有关手册、 文献中查得， 但应注意相变热的单位及正负号。 一般热力学数据中的相变热以吸热为正，放热为负，与式(5-1)中的符号规定正好相反。
2.浓度变化热
恒温恒压下，溶液因浓度发生改变而产生的热效应，称为浓度变化热。在药品生产中， 以物质在水溶液中的浓度变化热最为常见。 但除了某些酸、 碱水溶液的浓度变化热较大外， 大多数物质在水溶液的浓度变化热并不大，不会影响整个过程的热效应，因此，一般可不 予考虑。
某些物质在水溶液中的浓度变化热可直接从有关手册或资料中查得，也可根据溶解热 或稀释热的数据来计算。
(1) 积分溶解热
恒温恒压下，将1摩尔溶质溶解于 n摩尔溶剂中，该过程所产生的热效应称为积分溶 解热，简称溶解热，用符号D H s 表示。常见物质在水中的积分溶解热可从有关手册或资料 中查得。表5-1是H2SO4 水溶液的积分溶解热。
表5-1 25 o C时，H2SO4 水溶液的积分溶解热
H2O 摩尔数 n/mol 积分溶解热D H s/kJ×mol -1 H2O 摩尔数 n/mol 积分溶解热D H s/kJ×mol -1
0.5 15.74 50 73.39
1.0 28.09 100 74.02
2 41.95 200 74.99
3 49.03 500 76.79
4 54.09 1000 78.63
5 58.07 5000 84.49
6 60.79 10000 87.13
8 64.64 100000 93.70
10 67.07 500000 95.38
25 72.35￥ 96.25
注：表中积分溶解热的符号规定为放热为正、吸热为负。
对于一些常用的酸、 碱水溶液， 也可将溶液的积分溶解热数据回归成相应的经验公式， 以便于应用。例如：硫酸的积分溶解热可按SO3 溶于水的热效应用下式估算
062 . 0 m
m
1 )
15 t ( 989 . 2 2013 . 0 m m 1 2111 H s + - - +
+ - =
D (5-13)
式中 D H s ——SO 3 溶于水形成硫酸的积分溶解热，kJ ×(kg H 2O) -1
；
m ——以SO 3 计，硫酸的质量分率； t ——操作温度， 0 C 。
又如，硝酸的积分溶解热可用下式估算
757
. 1 n n
57 . 37 H s + =
D (5-14)
式中 D H s ——硝酸的积分溶解热，kJ ×(mol HNO 3) -1
；
n ——溶解1mol HNO 3 的 H 2O 的摩尔数，mol 。
再如，盐酸的积分溶解热可用下式估算
5 . 22 n
1 n
158 . 50 H s + + =
D (5-15)
式中 D H s ——盐酸的积分溶解热，kJ ×(mol HCl) -1
；
n ——溶解1mol HCl 的 H 2O 的摩尔数，mol 。 (2) 积分稀释热
恒温恒压下，将一定量的溶剂加入到含1 摩尔溶质的溶液中，形成较稀的溶液时所产 生的热效应称为积分稀释热，简称稀释热。显然，两种不同浓度下的积分溶解热之差就是 溶液由一种浓度稀释至另一种浓度的积分稀释热。例如，向由1mol H 2SO 4 和1mol H 2O 组 成的溶液中加入5mol 水进行稀释的过程可表示为
由表5-1可知， 1mol H 2SO 4 和6mol H 2O 组成的H 2SO 4 水溶液的积分溶解热为60.79 kJ ×mol -1 ， 1mol H 2SO 4 和1mol H 2O 组成的H 2SO 4 水溶液的积分溶解热为28.09 kJ ×mol -1 ，则上述稀释
过程的浓度变化热或积分稀释热为
kJ
70 . 32 09 . 28 79 . 60 Q p = - = 例5-1 在25 o C 和1.013′10 5
Pa 下，用水稀释78%的硫酸水溶液以配制25%的硫酸水
溶液。拟配制25%的硫酸水溶液1000kg ，试计算：(1)78%的硫酸溶液和水的用量；(2) 配 制过程中H 2SO 4 的浓度变化热。
解：(1)78%的硫酸溶液和水的用量 设 4
2
SO H G 为78%的硫酸溶液的用量， O H 2
G 为水的
用量，则
% 25 1000 % 78 G 4 2 SO H ′ = ′ (a) 1000 G G O H SO H 2 4
2 = + (b)
联解式(a)、(b)得
4 2 SO H G =320.5kg ， O H 2 G =679.5kg
(2) 配制过程中H 2SO 4 的浓度变化热 配制前后，H 2SO 4 的摩尔数均为
mol
9 . 2550 98
78 . 0 10 5 . 320 n 3
SO
H 4
2 = ′ ′ =
Q p
H 2SO 4(1mol H 2O) +5H 2O
H 2SO 4(6mol H 2O)
配制前H 2O 的摩尔数为
mol
2 . 3917 18
22
. 0 10 5 . 320 n 3
O H 2 = ′ ′ = 则
54
. 1 9
. 2550 2
. 3917 n 1 = =
由表5-1用内插法查得
57 . 35
H 1 s = D kJ ×mol -1
配制后H 2O 的摩尔数变为
mol
7 . 41666 18
75
. 0 10 1000 n 3 O H 2 = ′ ′ = 则
33
. 16 9
. 2550 7
. 41666 n 2 = =
由表5-1查得
30 . 69 H 2 s = D kJ ×mol
-1
设计如下途径完成配制过程：
根据盖斯定律得
2 s SO H p 1 s SO H H n Q H n 4 2 4 2 D = + D ) H H ( n Q 1 s 2 s SO H p 4
2 D - D = kJ
10 604 . 8 )
57 . 35 30 . 69 ( 9 . 2550 4 ′ = - ′ = 可见，硫酸配制过程中将放出8.604′10 4
kJ 的热量。
二、化学变化热
过程的化学变化热可根据反应进度和化学反应热来计算，即
t r
c H Q D x = (5-16)
式中 x ——反应进度，mol ；
t r H D ——化学反应热(放热为正，吸热为负)，kJ ×mol -1
。
以反应物 A 表示的反应进度为
25 o C ，1.013′10 5
Pa H 2SO 4，H 2O
25 o C ，1.013′10 5 Pa
1
s SO H H n 4 2 D Q p
mol 9 . 2550 n 4 2 SO H = mol
2 . 3917 n O H 2 = 25 o C ，1.013′10 5
Pa mol 9 . 2550 n 4 2 SO H = mol
7 . 41666 n O H 2 = 2
s SO H H n 4 2 D
A
A
0 A n n d - =
x (5-17)
式中 n A0——反应开始时反应物 A 的摩尔数，mol ；
n A ——某时刻反应物 A 的摩尔数，mol ； d A ——反应物 A 在化学反应方程式中的系数。
显然，对于同一化学反应而言，以参与反应的任一组分计算的反应进度都相同。但反 应进度与反应方程式的写法有关。例如，氢与氧的热化学方程式为
8 . 285 H o r -
= D kJ ×mol -1
(放热) 当反应进度为2mol 时，过程的化学变化热为
kJ
6 . 571 8 . 285 2 H Q t
r c = ′ = D x = 若将氢与氧的热化学方程式改写为
6 . 571 H o r -
= D kJ ×mol -1
(放热) 而其它条件均不变，则反应进度变为1mol ，过程的化学变化热为
kJ
6 . 571 6 . 571 1 H Q t
r c = ′ = D x = 可见，反应进度与反应方程式的写法有关，但过程的化学变化热不变。
化学反应热与反应物和产物的温度有关。热力学中规定化学反应热是反应产物回复到
反应物的温度时，反应过程放出或吸收的热量。若反应在标准状态(25 0 C 和 1.013′10 5
Pa)
下进行，则化学反应热又称为标准化学反应热，用符号 0 r H D 表示。
化学反应热可从文献、科研或工厂实测数据中获得。当缺少数据时，也可由生成热或 燃烧热数据经计算而得。
1.由标准生成热计算标准化学反应热 由盖斯定律得
? D d - ? D d = D i
0 f i i 0 f i o r ) H ( ) H ( H (5-18)
产物 反应物
式中 d ——反应物或产物在反应方程式中的系数；
o
f H D ——反应物或产物的标准生成热，kJ ×mol -1
。
物质的标准生成热数据可从有关手册中查得。但应注意，一般手册中标准生成热的数 据常用焓差，即 o f H D 表示，并规定吸热为正，放热为负，这与式(5-1)中的符号规定正好相 反。 为使求得的 o r H D 的符号与式(5-1)中的符号规定相一致， 在查手册时可在 o f H D 前加一 “-” 号。
2.用标准燃烧热计算标准化学反应热 由盖斯定律得
? D d - ? D d = D i
0 c i i 0 c i o r ) H ( ) H ( H (5-19)
反应物 产物
式中 o
c H D ——反应物或产质的标准燃烧热，kJ ×mol -1 。
物质的标准燃烧热也可从有关手册中查得。 同样， 在查手册时应在 o
c H D 前加一 “-”号，
H 2 (g ) + O 2 (g )
1
2 H 2O (l )
2H 2 (g ) + O 2 (g )
2H 2
O (l )
以使 o r H D 的符号与式(5-1)中的符号规定相一致。
3.非标准条件下的化学反应热
若反应在 t o C 下进行，且反应物和产物在(25~t) o
C 之间均无相变化，则可设计如下途
径完成该过程
由盖斯定律得
?d - - ?d - + D = D pi i pi i o r t r C ) 25 t ( C ) 25 t (
H H (5-20)
反应物
产物
式中 t ——反应温度， o C ；
C pi ——反应物或产物在(25~t) o C 之间的平均定压比热，kJ ×mol -1 × o C -1
。
若某反应物或产物在(25~t) o C 之间存在相变，则式(5-20)等号右面的加和项应作修正。
例如，若反应物中的 j 组分在温度t'(25< t ￠ 由盖斯定律得 ?d - - ?d - + d + ?d - + D = D pi i pi i j j pi i o r t r C ) 25 t ( C ) 25 ' t ( r C ) ' t t ( H H (5-21) 反应物 反应物 产物 式中 d j ——反应物 j 在化学反应方程式中的系数； r j ——反应物 j 在t' o C 时的相变热，kJ ×mol -1 。 应用式(5-21)时应注意物质的相态不同，其定压比热的数值也不同。 第四节 热量衡算举例 例 5-2 物料衡算数据如表 4-3 所示。已知加入甲苯和浓硫酸的温度均为 30 o C ，脱水 器的排水温度为65 o C ，磺化液的出料温度为140 o C ，甲苯与硫酸的标准化学反应热为117.2 kJ ×mol -1 (放热)， 设备(包括磺化釜、 回流冷凝器和脱水器， 下同)升温所需的热量为 kJ 10 3 . 1 5 ′ ， 反应物 t o C 产物 t o C 反应物 25 o C (t-25)?d i C pi -(t-25)?d i C pi t r H D 0 r H D 产物 25 o C 反应物 25 o C 产物 25 o C 反应物 t o C 产物 t o C -(t-25)?d i C pi 反应物 t' o C 反应物 t' o C (t'-25)?d i C pi d j r j t r H D 0 r H D (t-t')?d i C pi 设备表面向周围环境的散热量为 kJ 10 2 . 6 4 ′ ，回流冷凝器中冷却水移走的热量共 kJ 10 8 . 9 5 ′ 。 试对甲苯磺化过程进行热量衡算。 有关热力学数据为：原料甲苯的定压比热为 1.71 kJ ×kg -1 × o C -1 ；98%硫酸的定压比热为 1.47kJ ×kg -1 × o C -1 ； 磺化液的平均定压比热为1.59kJ ×kg -1 × o C -1 ； 水的定压比热为4.18kJ ×kg -1 × o C -1 。 解：对甲苯磺化过程进行热量衡算的目的是为了确定磺化过程中的补充加热量。依题 意可将甲苯磺化装置(包括磺化釜、回流冷凝器和脱水器等)作为衡算对象。此时，输入及 输出磺化装置的物料还应包括进、出回流冷凝器的冷却水(参见图 3-11)，其带出和带入热 量之差即为回流冷凝器移走的热量。若将过程的热效应作为输入热量来考虑，则可绘出如 图5-1所示的热量衡算示意图。 图5-1 甲苯磺化装置热量衡算示意图 则热量平衡方程式可表示为 7 6 5 4 3 2 1 Q Q Q Q Q Q Q + + + = + + 取热量衡算的基准温度为25 o C ，则 kJ 10 66 . 1 ) 25 30 ( 47 . 1 1100 ) 25 30 ( 71 . 1 1000 Q 4 1 ′ = - ′ ′ + - ′ ′ = c p 3 Q Q Q + = 反应中共加入98%浓硫酸的质量为1100kg ，其中含水22kg 。若以SO 3 计，98%硫酸的 质量分率为80%。由式(5-13)得 1 - 2 1 s ) O H kg ( kJ 4773.4 062 . 0 8 . 0 8 . 0 1 ) 15 25 ( 989 . 2 2013 . 0 8 . 0 8 . 0 1 2111 062 . 0 m m 1 ) 15 t ( 989 . 2 2013 . 0 m m 1 2111 H × = + - - ′ + + - = + - - + + - = D 反应结束后，磺化液中含硫酸 35.2kg ，水 21.4kg 。以 SO 3 计，硫酸的质量分率为 50.8%。 则 1 - 2 2 s ) O H kg ( kJ .6 1833 062 . 0 508 . 0 508 . 0 1 ) 15 25 ( 989 . 2 2013 . 0 508 . 0 508 . 0 1 2111 H × = + - - ′ + + - = D 所以 kJ 10 6 . 6 6 . 1833 4 . 21 4 . 4773 22 Q 4 p ′ = ′ - ′ = 反应消耗的甲苯量为979kg ，则 kJ 10 25 . 1 2 . 117 92 10 979 Q 6 3 c ′ = ′ ′ = 反应原料带入热量Q 1 磺化过程补充加热量Q 2 过程的热效应Q 3 反应产物带出热量Q 4 设备升温所需热量Q 5 设备表面向环境的散热量Q 6 回流冷凝器移走热量Q 7 甲苯磺化装置 kJ 10 32 . 1 10 25 . 1 10 6 . 6 Q Q Q 6 6 4 c p 3 ′ = ′ + ′ = + = kJ 10 81 . 3 ) 25 65 ( 18 . 4 1 . 193 ) 25 140 ( 59 . 1 9 . 1906 Q 5 4 ′ = - ′ ′ + - ′ ′ = kJ 10 3 . 1 Q 5 5 ′ = kJ 10 2 . 6 Q 4 6 ′ = kJ 10 8 . 9 Q 5 7 ′ = 则 kJ 10 2.16 10 32 . 1 10 66 . 1 10 8 . 9 10 2 . 6 10 3 . 1 10 81 . 3 Q Q Q Q Q Q Q 5 6 4 5 4 5 5 3 1 7 6 5 4 2 ′ = ′ - ′ - ′ + ′ + ′ + ′ = - - + + + = 可见，磺化过程需要补充热量2.16′10 5 kJ 。 根据热量衡算结果，可编制甲苯磺化过程的热量平衡表，如表5-2所示。 表5-2 甲苯磺化过程热量平衡表 项目名称 热量/kJ 项目名称 热量/kJ 甲 苯：1000kg 磺 化 液：1906.9kg 浓硫酸：1100kg 1.66′10 4 脱水器排水：193.1kg 3.81′10 5 过程热效应 1.32′10 6 设备升温 1.3′10 5 补充加热 2.16′10 5 设备表面散热 6.2′10 4 冷却水带走热量 9.8′10 5 输 入 合 计 1.55′10 6 输出 合 计 1.55′10 6 例5-3 物料衡算数据如表4-4所示。已知乙醇的进料温度为300 o C ，反应产物的温度 为265 o C ，乙醇脱氢制乙醛反应的标准化学反应热为-69.11kJ ×mol -1 (吸热)，乙醇脱氢生成副 产物乙酸乙酯的标准化学反应热为-21.91kJ ×mol -1 (吸热)，设备表面向周围环境的散热量可 忽略不计。试对乙醇脱氢制乙醛过程进行热量衡算。 有关热力学数据为：乙醇的定压比热为 0.110kJ ×mol -1 × o C -1 ；乙醛的定压比热为 0.080kJ ×mol -1 × o C -1 ；乙酸乙酯的定压比热为 0.169kJ ×mol -1 × o C -1 ；氢气的定压比热为 0.029kJ ×mol -1 × o C -1 。 解：由例 4-7 可知，乙醇脱氢制乙醛过程为连续过程，对该过程进行热量衡算的目的 是为了确定反应过程中的补充加热速率。依题意，可以反应器为衡算对象，绘出热量衡算 示意图，如图5-2所示。 图5-2 乙醇脱氢制乙醛过程热量衡算示意图 则热量平衡方程式可表示为 6 5 4 3 2 1 Q Q Q Q Q Q + + = + + 由于是连续过程，则Q 5=0；依题意知Q 6=0。 取热量衡算的基准温度为25 o C ，则 反应原料带入热量Q 1 反应过程补充加热量Q 2 过程的热效应Q 3 反应产物带出热量Q 4 设备升温所需热量Q 5 设备表面向环境的散热量Q 6 乙醇催化脱氢 制乙醛反应器 1 5 3 1 h kJ 10 58 . 6 ) 25 300 ( 110 . 0 46 10 1000 Q - × ′ = - ′ ′ ′ = 过程的热效应Q 3 主要为化学变化热，即 c c p 3 Q Q Q Q ? + = Q c 由两部分组成，其中乙醇脱氢制乙醛的化学变化热为 6 3 1 c 10 142 . 1 ) 11 . 69 ( 46 8 . 0 95 . 0 10 1000 Q ′ - = - ′ ′ ′ ′ = kJ ×h -1 乙醇脱氢生成副产物乙酸乙酯的化学变化热为 4 3 2 c 10 05 . 9 ) 91 . 21 ( 46 2 . 0 95 . 0 10 1000 Q ′ - = - ′ ′ ′ ′ = kJ ×h -1 则 6 4 6 2 c 1 c c 3 10 233 . 1 ) 10 0 5 . 9 ( 10 142 . 1 Q Q Q Q ′ - = ′ - + ′ - = + = ? kJ ×h -1 Q 4 由四部分组成，其中未反应的乙醇带走热量为 1 4 3 41 h kJ 10 87 . 2 ) 25 265 ( 110 . 0 46 10 50 Q - × ′ = - ′ ′ ′ = 乙醛带走热量为 1 5 3 42 h kJ 10 17 . 3 ) 25 265 ( 080 . 0 44 10 727 Q - × ′ = - ′ ′ ′ = 乙酸乙酯带走热量为 1 4 3 43 h kJ 10 37 . 8 ) 25 265 ( 169 . 0 88 10 7 . 181 Q - × ′ = - ′ ′ ′ = 氢气带走热量为 1 5 3 44 h kJ 10 44 . 1 ) 25 265 ( 029 . 0 2 10 3 . 41 Q - × ′ = - ′ ′ ′ = 则 1 5 5 4 5 4 44 43 42 41 4 h kJ 10 5.73 10 44 . 1 10 37 . 8 10 17 . 3 10 87 . 2 Q Q Q Q Q - × ′ = ′ + ′ + ′ + ′ = + + + = 所以 3 1 6 5 4 2 Q Q Q Q Q Q - - + + = 1 6 6 5 5 h kJ 10 .148 1 ) 10 233 . 1 ( 10 58 . 6 0 0 10 73 . 5 - × ′ = ′ - - ′ - + + ′ = 可见，反应过程所需的补充加热速率为1.148′10 6 kJ ×h -1 。 根据热量衡算结果，可编制乙醇催化脱氢过程的热量平衡表，如表5-3所示。 表5-3 乙醇催化脱氢过程热量平衡表 项目名称 热量/kJ ×h -1 项目名称 热量/kJ ×h -1 乙醇：1000 kg ×h -1 6.58′10 5 乙醇：50.0kg ×h -1 2.87′10 4 过程热效应 -1.233′10 6 乙醛：727.0kg ×h -1 3.17′10 5 补充加热 1.148′10 6 乙酸乙酯：181.7kg ×h -1 8.37′10 4 氢气：41.3kg ×h -1 1.44′10 5 输入 合 计 5.73′10 5 输出 合 计 5.73′10 5 第五节 加热剂、冷却剂及其它能量消耗的计算 一、常用加热剂和冷却剂 由热量衡算可确定设备的热负荷，根据工艺要求和热负荷的大小，可选择适宜的加热 剂或冷却剂，以向设备提供或从设备移除热量。常用的加热剂有热水、饱和水蒸汽(低压、 高压)、导热油、道生液、烟道气和熔盐等；常用的冷却剂有空气、冷却水、冰和冷冻盐水 等。常见加热剂和冷却剂的性能如表5-4所示。 表5-4 常见加热剂和冷却剂的性能 序号加热剂或冷却剂 使用温度/ o C 传热系数/W ×m -2 × o C 性能及特点 1 热水 30~100 50~1400 加热温度较低，可用于热敏性物料的加热 2 低压饱和水蒸汽 (表压<600kPa) 100~150 3 高压饱和水蒸汽 (表压>600kPa) 150~250 4 高压汽水混合物 200~250 1.7′10 3 ~1.2′10 4 蒸汽的冷凝潜热大，传热系数高，调节温度方 便。缺点是高压饱和水蒸汽或高压汽水混合物 均需采用高压管道输送，故投资费用较大。需 蒸汽锅炉和蒸汽输送系统。 5 导热油 100~250 50~175 可在较低的蒸汽压力(一般<1.013′10 5 Pa)下获 得较高的加热温度，且加热均匀，使用方便。 需热油炉和循环装置。 6 道生油(液体) 100~250 200~500 7 道生油(蒸汽) 250~350 1000~2200 由 26.5%的联苯和 73.5%的二苯醚组成的低共 熔和低共沸混合物， 熔点 12.3 o C ， 沸点 258 o C ， 可在较低的蒸汽压力(一般<1.013′10 5 Pa)下获 得较高的加热温度。需道生炉和循环装置。 8 烟道气 300~1000 12~50 加热效率低，传热系数小，温度不易控制。常 用于加热温度较高的场合。 9 熔盐 400~540 由40%的NaNO 2、 53%的KNO 3和7%的NaNO 3 组成，蒸汽压力低，传热效果好，加热稳定。 常用于高温加热。 10 电加热 <500 加热速度快，清洁，效率高，操作、控制方便， 使用温度范围广，但成本较高。常用于所需热 量不大以及加热要求较高的场合。 11 空气 10~40 设备简单，价格低廉，但冷却效果较差。 12 冷却水 15~30 设备简单，控制方便，价格低廉，是最常用的 冷却剂。 13 冷冻盐水 -15~30 使用方便，冷却效果好，但冷冻系统的投资较 大。常用于冷却水无法达到的低温冷却。 二、加热剂或冷却剂消耗量的计算 1.水蒸汽的消耗量 (1) 间接蒸汽加热时的蒸汽消耗量 若以0 o C 为基准温度，间接蒸汽加热时水蒸汽的消耗量可用下式计算 h - = ) t C H ( Q W p 2 (5-22) 式中 W ——蒸汽的消耗量，kg 或kg ×h -1 ； Q 2——由蒸汽传递给物料及设备的热量，kJ 或kJ ×h -1 ； H ——蒸汽的焓，kJ ×kg -1 ； C p ——冷凝水的定压比热，可取4.18kJ ×kg -1 × o C -1 ； t ——冷凝水的温度， 0 C ； h ——热效率。对保温设备可取0.97~0.98；对不保温设备可取0.93~0.95。 (2) 直接蒸汽加热时水蒸汽的消耗量 若以0 o C 为基准温度，直接蒸汽加热时水蒸汽的消耗量可用下式计算 h - = ) t C H ( Q W K p 2 (5-23) 式中 t k ——被加热液体的最终温度， o C 。 2.冷却剂的消耗量 在药品生产中，水、冷冻盐水和空气均为常用的冷却剂，其消耗量可用下式计算 ) t t ( C Q W 1 2 p 2 - = (5-24) 式中 W ——冷却剂的消耗量，kg 或kg ×h -1 ； C p ——冷却剂的平均定压比热，kJ ×kg -1 × o C -1 ； t 1——冷却剂的初温， o C ； t 2——冷却剂的终温， o C 。 水和空气的定压比热均随温度而变化，但变化并不显著。一般情况下，水的定压比热 可取4.18kJ ×kg -1 × o C -1 ，空气的定压比热可取1.01kJ ×kg -1 × o C -1 。氯化钠水溶液的定压比热与温 度和浓度有关，如表5-5所示。 表5-5 氯化钠水溶液的定压比热 温度/ o C NaCl 的质量百分数/% 0 10 20 30 40 50 2 4.046 4.057 4.073 4.089 4.104 4.117 6 3.868 3.878 3.892 3.905 3.920 3.934 10 3.709 3.722 3.738 3.748 3.760 3.769 14 3.574 3.585 3.602 3.608 3.616 3.629 18 3.459 3.470 3.484 3.492 3.500 3.509 22 3.355 3.363 3.374 3.382 3.390 3.399 26 3.253 3.262 3.266 3.278 3.283 3.291 三、燃料消耗量的计算 燃料的消耗量可用下式计算 p 2 Q Q G h = (5-25) 式中 G ——燃料的消耗量，kg 或kg ×h -1 ； h ——燃烧炉的热效率，一般燃烧炉的h 值可取0.3~0.5，锅炉的h 值可取0.6~0.92； Q p ——燃料的发热量，kJ ×kg -1 。几种燃料的发热量如表5-6所示。 表5-6 几种燃料的发热量 燃料名称 褐煤 烟煤 无烟煤 燃料油 天然气 发热量/kJ ×kg -1 8400~14600 14600~33500 14600~29300 40600~43100 33500~37700 四、电能消耗量的计算 电能的消耗量可用下式计算 h = 3600 Q E 2 (5-26) 式中 E ——电能的消耗量，kWh(1kWh=3600kJ)； h ——电热装置的热效率，一般可取0.85~0.95。 五、压缩空气消耗量的计算 一般情况下，压缩空气的消耗量均要折算成常压(1.013′10 5 Pa)下的空气体积或体积流 量。因此，首先要计算出压缩空气的压强以及操作状态下的空气体积或体积流量。 1.压送液体物料时压缩空气的消耗量 如图 5-3 所示，用压缩空气将贮罐内的液体压送 至高位槽。根据柏努利方程，贮罐内压缩空气的最低 压强为 2 u d l l gh P P 2 e 0 r + l + r + = ? (5-27) 式中 P o ——高位槽内液面上方的压强，Pa ； h ——压送液体的高度，m ； r ——液体的密度，kg ×m -3 ； g ——重力加速度，9.81m ×s -2 ； u ——管内液体的流速，m ×s -1 ； l ——管路系统各段直管的总长度，m ； ?l e ——管路系统的全部管件、阀门以及进、出口等的当量长度之和，m 。 应用式(5-27)时，由流动阻力而引起的压力降可根据实际情况进行计算。为简化起见， 也可按压送液体高度的20~50%估算。 (1) 每次操作均将设备中的液体全部压完时的压缩空气消耗量 以常压(1.013′10 5 Pa)下的空气体积计，一次操作所需的压缩空气消耗量为 5 T b 10 013 . 1 P V V ′ = (5-28) 式中 V b ——一次操作所需的压缩空气体积，m 3 ×次 -1 ； V T ——设备容积，m 3 ； P ——压缩空气在设备内建立的压强，Pa ； 若每天压送物料的次数为n ，则每天操作所需的压缩空气体积为 b d nV V = (5-29) 图5-3 压送液体物料示意图 压缩空气 h P o P 式中 V d ——每天操作所需的压缩空气体积，m 3 ×d -1 。 每小时操作所需的压缩空气体积为 t = b h V V (5-30) 式中 V h ——每小时操作所需的压缩空气体积，m 3 ×h -1 。 t ——每次压送液体所持续的时间，h 。 (2) 每次操作仅将设备中的部分液体压出时的压缩空气消耗量 以常压(1.013′10 5 Pa)下的空气体积计，一次操作所需的压缩空气消耗量为 P 10 013 . 1 V ) 1 ( V V 5 1 T b ′ + j - = (5-31) 式中 j ——设备的装料系数； V 1——每次压送的液体体积，m 3 。 每天或每小时操作所需的压缩空气体积可分别按式(5-29)或(5-30)计算。 2.搅拌液体时压缩空气的消耗量 如图5-4所示，向液体物料中通入压缩空气，利用高 速气流可搅拌液体物料。显然，压缩空气的压强必须足以 克服管路阻力及被搅拌液体的液柱阻力。为简化起见，管 路阻力可按液柱高度的20%估算， 则压缩空气的最低压强 为 o P gh 2 . 1 P + r = (5-32) 式中 h ——被搅拌液体的液柱高度，m ； r ——被搅拌液体的密度，kg ×m -3 ； P o ——被搅拌液体上方的压强，Pa 。 以常压(1.013′10 5 Pa)下的空气体积计，一次操作所需的压缩空气消耗量为 5 b 10 013 . 1 P KA V ′ t = (5-33) 式中 K ——系数，缓和搅拌取24，中等强度搅拌取48，强烈搅拌取60； A ——被搅拌液体的横截面积，m 2 ； t ——一次搅拌操作持续的时间，h 。 每天或每小时操作所需的压缩空气体积可分别按式(5-29)或(5-30)计算。 六、真空抽气量的计算 1.抽吸液体物料 一次抽吸操作所需的抽气量为 ) 10 013 . 1 P ln ( V V 5 k T b ′ - = (5-34) 式中 P k ——设备中的剩余压强，Pa 。 每天或每小时操作所需的抽气量可分别按式(5-29)或(5-30)计算。 2.真空抽滤 图5-4 搅拌液体示意图 压缩空气 h P o 一次抽滤操作所需的抽气量为 t =CA V b (5-35) 式中 C ——经验常数，可取15~18； A ——真空过滤器的过滤面积，m 2 ； t ——一次抽滤操作持续的时间，h 。 每天或每小时操作所需的抽气量可分别按式(5-29)或(5-30)计算。 3.真空蒸发 在真空蒸发操作中，由设备、管道等的连接处漏入的空气以及溶液中的不凝性气体会 在冷凝器内积聚，这不仅会使被冷凝蒸汽的分压下降，而且会导致冷凝器的传热系数显著 减小。因此，必须从冷凝器中连续抽走空气和不凝性气体。 在标准状态(P 0=1.013′10 5 Pa ，T 0=273.15K)下，1kg 水蒸汽中约含 2.5′10 -5 kg 的空气。 每冷凝1kg 蒸汽，由设备、管道等的连接处漏入的空气约为0.01kg 。据此可计算出真空蒸 发的抽气量。 (1) 间壁式冷凝器 当采用间壁式冷凝器时，每小时必须从冷凝器抽走的空气量为 h h h 5 h D 01 . 0 D 01 . 0 D 10 5 . 2 G ? + ′ = - (5-36) 式中 G h ——从冷凝器抽走的空气量，kg ×h -1 ； D h ——进入冷凝器的蒸汽量，kg ×h -1 。 以标准状态下的空气体积计，每小时应从冷凝器抽走的空气体积为 h 3 5 3 h 0 h h D 10 73 . 7 10 013 . 1 15 . 273 314 . 8 29 10 D 01 . 0 P RT M G V - ′ = ′ ′ ′ ′ = = (5-37) 式中 M ——空气的平均分子量，常取29g ×mol -1 ； R ——通用气体常数，8.314 J ×mol -1 ×K -1 。 (2) 直接混合式冷凝器 当采用直接混合式冷凝器时，每小时必须从冷凝器抽走的空气量为 h h h 5 h D 01 . 0 ) W D ( 10 5 . 2 G + + ′ = - (5-38) 式中 W h ——进入冷凝器的冷却水量，kg ×h -1 。 以标准状态下的空气体积计，每小时应从冷凝器抽走的空气体积为 h 3 h h 5 0 h h D 10 73 . 7 ) W D ( 10 93 . 1 P RT M G V - - ′ + + ′ = = (5-39) 4.建立真空所需的抽气量 建立真空时每小时需抽走的空气体积为 2 1 T h P P ln V V t = (5-40) 式中 t ——抽气时间，h ； P 1——设备内的初始压强，Pa ； P 2——设备内的终了压强，Pa 。 5.维持真空所需的抽气量 在系统内建立真空后，外界空气会从设备、管道等的各连接处漏入系统，这种气体泄 漏一般是无法避免的。因此，在建立真空后仍需继续抽气，以维持系统内的真空度。 维持真空所需的抽气量可用下式计算 ) G G ( K G 2 1 h + = (5-41) 式中 G h ——真空系统的气体泄漏量，kg ×h -1 ； G 1——由真空系统容积确定的气体泄漏量，kg ×h -1 ； G 2——真空系统中各连接件的气体泄漏量之和，kg ×h -1 ； K ——校正系数。对密封性能较好的小型装置，K 值可取0.5~0.75；对密封性能较 差及有腐蚀的装置，K 值可取2~3。 对于无搅拌器的真空系统，由系统容积确定的气体泄漏量G 1 可根据图5-5进行估算。 真空系统中常见连接件的气体泄漏量见表5-7。 图 5-5 无搅拌器的密闭系统内所允许的最大空气泄漏量 1-绝对压力为 0~8.8′10 4 Pa 或真空度为 99~760mmHg 柱；2-绝对压力为 9′10 4 ~9.85′10 4 Pa 或真空度为 21~88mmHg 柱；3-绝对压力为 9.87′10 4 ~1.01′10 5 Pa 或真空度为 3.1~20mmHg 柱；4-绝对压力为 1.01′10 5 ~1.012′10 5 Pa 或真空度为 1~3mmHg 柱；5-绝对压力>1.012′10 5 Pa 或真空度<1mmHg 柱 5 4 3 2 50 10 1 0.1 0.05 300 100 10 1 1 系统容积/m 3 最大空气泄漏量G 1 /k g h -1 0.3 × 表5-7 真空系统中连接件或部件的空气泄漏量 连接件或部件名称 平均泄漏量/kg ×h -1 连接件或部件名称 平均泄漏量/kg ×h -1 D g <50 ① 0.045 视镜 0.45 丝扣连接 D g 350 0.09 D g <150 0.23 玻璃液位计 (含旋塞) 0.91 150￡ D g <600 (含人孔) 0.36 带液封填料箱的搅拌 器、泵轴等 0.14 600￡ D g <1800 0.5 法兰连接 D g 31800 0.91 普通填料箱 (以每 mm 轴径计) 0.027 d<15 ② 0.23 阀门 (有密封圈) d 315 0.45 安全阀、放气口 (以每mm 公称直径计) 0.018 润滑旋塞 0.045 普通 2.3 泄放用小型旋塞 0.09 轴封 十分严密 0.5~1 注：①D g ——公称直径，mm 。 ②d ——阀杆直径，mm 。 求出各种能量消耗后，还应考虑输送过程中的损失。通常的做法是将所求得的能量消 耗再乘上适当的能耗系数。常见能耗系数见表5-8。 表5-8 能耗系数 名 称 水 水蒸汽 冷冻盐水 压缩空气 真空抽气量 能耗系数 1.20 1.25 1.20 1.30 1.30 通过进一步计算，可确定每吨产品的各种能量消耗定额、每小时的最大用量、日消耗 量和年消耗量，最后可编制出能耗一览表，如表5-9所示。 表5-9 能耗一览表 序号 名称 规格 单位 每吨产品消耗定额 每小时最大用量 日消耗量 年消耗量 备注 1 2 3 4 5 6 7 8 9 本章参考文献 1 王恒通，王桂芳. 制药工程与工艺设计. 成都：四川大学出版社，1994.103~138 2 蒋作良，殷斌烈，缪志康. 药厂反应设备及车间工艺设计. 北京：中国医药科技出版社， 1998.200~224 3 娄爱娟，吴志泉，吴叙美. 化工设计. 上海：华东理工大学出版社，2002.42 4 王志魁. 化工原理(第二版). 北京：化学工业出版社，2002.154 5 轻工业部设计院编. 日用化工理化数据手册. 北京：轻工业出版社，1988.549~550 物料衡算与能量衡算 5.1概述 工艺通过甲苯和甲醇采用纳米ZSM-5分子筛催化下通过烷基化反应制得对二甲苯，得到了高纯度的对二甲苯，并且在工艺流程中实现了甲苯和甲醇的循环利用，达到了经济环保的要求。 设计过程中利用Aspen Plus 对全流程进行模拟，并在此基础上完成物料衡算、能量衡算。以工段为单位进行物流衡算，全流程分为甲苯甲醇烷基化反应工段、闪蒸——倾析工段、脱甲苯工段、对二甲苯提纯工段。 5.2物料衡算 5.2.1物料衡算基本原理 系统的物料衡算以质量守恒为理论基础，研究某一系统内进出物料量及组成的变化，即： 系统累计的质量=输入系统的质量-输入系统的质量+反应生成的质量-反应消耗的质量 假设系统无泄漏： R R O U T IN C G F F dt dF -+-=/ 当系统无化学反应发生时： O U T IN F F dt dF -=/ 在稳定状态下： 0/=-=O U T IN F F dt dF ，O U T IN F F = 注：IN F —进入系统的物料流率； OUT F —流出系统的物料流率； R G —反应产生物料速率； R C —反应消耗物料速率。 5.2.2 物料衡算任务 通过对系统整体以及部分主要单元的详细物料衡算，得到主、副产品的产量、原料的消耗量、“三废”的排放量以及最后产品的质量指标等关键经济技术指标，对所选工艺路线、设计流程进行定量评述，为后阶段的设计提供依据。 5.2.3系统物料衡算 详见附录，物料衡算一览表。 5.3能量衡算 5.3.1基本原理 系统的能量衡算以能量守恒为理论基础，研究某一系统内各类型的能量的变化，即： 输入系统的能量=输出系统的能量+系统积累的能量 对于连续系统： ∑∑-=+IN O U T H H W Q 注：Q —设备的热负荷； W —输入系统的机械能； ∑OUT H —离开设备的各物料焓之和； ∑IN H —进入设备的各物料焓之和。 本项目的能量衡算以单元设备为对象，计算由机械能转换、化学反应释放能量和单纯的物理变化带来的热量变化。 5.3.2能量衡算任务 (1) 、确定流程中机械所需的功率，为设备设计和选型提供依据。 (2) 、确定精馏各单元操作中所需的热量或冷量及传递速率，确定加热剂和冷剂的用量，为后续换热和公用工程的设计做准备。 (3) 、确定反应过程中的热交换量，指导反应器的设计和选型。 能量衡算方程式 在图1-9所示的定态流动系统中，流体从截面1-1′流入，经粗细不同的管道，从截 面2-2′流出。管路上装有对流体作功的泵2及向流体输入或从流体取出热量的换热器1。 衡算范围：内壁面、1-1′与2-2′截面间。 衡算基准：1kg流体。 基准水平面：o-o′ 设u1、u2分别为流体在截面1-1′与2-2′处的流速，m/s；p1、p2分别为流体在截 面1-1′与2-2′处的压强，Pa。 1kg流体进、出系统时输入和输出的能量有下面各项： （1）内能物质内部能量的总和称为内能。1kg流体输入与输出的内能分别以U1和 U2表示，其单位为J/kg。 （2）位能流体因受重力的作用，在不同的高度处具有不同的位能，相当于质量为m 的流体自基准水平面升举到某高度Z所作功，即： 位能=mgZ 位能的单位是N·m或者J。 1kg流体输入与输出的位能分别为gZ1与gZ2，其单位为J/kg。位能是个相对值，随 所选的基准水平面位置而定，在基准水平面以上的位能为正值，以下的为负值。 （3）动能流体以一定的速度运动时，便具有一定的动能．质量为m，流速为u的流体所具有的动能为： 动能=mu2/2 动能的单位是N·m或J 1kg流体输入与输出的动能分别为u12/2与u22/2，其单位为J/kg。 （4）静压能(压强能) 静止流体内部任一处都有一定的静压强。流动着的流体内部任 何位置也都有一定的静压强。如果在内部有液体流动的管壁上开孔，并与一根垂直的玻璃 管相接，液体便会在玻璃管内上升，上升的液柱高度便是运动着流体在该截面处的静压强 的表现。对于图1-9所示的流动系统，流体通过截面1-1′时，由于该截面处流体具有一 定的压力，这就需要对流体作相应的功，以克服这个压力，才能把流体推进系统里去。于 是通过截面1-1′，的流体必定要带着与所需的功相当的能量进入系统，流体所具有的这 种能量称为静压能或流动功。 第1章物料及热量衡算 本工艺采用草酸二甲酯和为原料制乙二醇，其中有未反应的、过量的氢气及中间产物乙醇酸甲酯。采用加氢反应合成并借助高效催化剂提高转化率和反应速率，在精馏分离工段中，利用复合式精馏塔进行多元物质的分离。 工艺流程的物料衡算以的流程模拟结果为基础所得到的。以工段为单位进行物料衡算，全流程分为两个工段：加氢反应工段、精馏分离工段。下面为两个工段的物流平衡表。 1.1物料衡算 1.1.1加氢反应工段 原料和经混合器混合后并在换热器中加热然后进入反应器中进行合成反应。 表 1-1 加氢反应工段的物料平衡表 项目MDO原料H2原料循环气粗乙醇温度℃165.00 70.00 40.00 40.00 压力bar 25.00 25.00 20.00 20.00 气化率0 1 1 0 质量流率kg/hr 1.19E+05 8.01E+03 1.38E+05 1.27E+05 DMO 1.19E+05 0 1.44E+00 2.37E+02 MG 0 0 2.48E+01 2.70E+03 EG 0 0 2.76E+01 6.07E+04 H2 0 8.01E+03 1.14E+05 5.98E-04 MEOH 0 2.37E+04 6.36E+04 质量分率 DMO 1 0 1.04E-05 1.86E-03 MG 0 0 1.80E-04 2.12E-02 EG 0 0 2.00E-04 4.77E-01 H2 0 1 8.27E-01 4.70E-09 MEOH 0 0 1.72E-01 5.00E-01 1.1.2精馏分离工段 反应所生成的乙二醇、甲醇以及中间产物和未完全反应的进入精馏分离工段进行精馏，此工段主要包括两个精馏塔。 表 1-2精馏工段物料平衡表 项目粗乙醇纯甲醇纯乙二醇回收原料温度℃40.00 15.00 171.62 104.61 压力bar 20.00 0.30 0.45 0.40 气化率0 0 0 0 质量流率 1.27E+05 6.36E+04 6.07E+04 2.99E+03 kg/hr DMO 2.37E+02 2.65E-10 7.34E+01 5.47E-02 MG 2.70E+03 1.69E-06 1.01E+02 8.68E-01 EG 6.07E+04 5.13E-23 6.05E+04 5.64E-02 热量衡算示例。 求车间生产能力为11万吨/年P 2O 5萃取磷酸（32%P 2O 5）过程的小时热量平衡（采用真空冷却）。 小时消耗量为：磷精矿36.7吨；100%H 2SO 433.5吨；真空蒸发器进口循环料浆1412吨，出口1406吨；返回淡磷酸`145.2吨。抽出235吨/小时料浆去过滤。萃取槽加入 稀释到56%，冷却到40℃的硫酸。淡磷酸含29.2%P 2O 5，循环 料浆的液相含32%P 2O 5。向萃取槽加入5000米3/小时空气以便排出逸出的气体。周围空间的热损失，根据实际数据约取支出热量的 1.8%。入萃取槽淡磷酸的温度55℃。空气温度20℃。排出气体温度40℃。排出料浆温度69℃。 （注意：磷精矿的小时消耗量为实际耗量，即由物料衡算100kg 磷矿生产的P 2O 5量和每年的P 2O 5产量进行折算；其理论耗量，是由Ca 5F(PO 4)3的理论P 2O 5含量求得Ca 5F(PO 4)3的消耗量，再以任务书中所给的原料磷精矿中P 2O 5含量换算成Ca 5F(PO 4)3的含量，进行原料磷精矿耗量的计算，理论耗量未考虑磷的损失和收率等）。 1、 收入热量： 总的热量由下列物料带入的热量确定：磷矿粉（Q 磷矿） ，硫酸（Q 硫酸），淡磷酸（Q 淡磷酸），以及反应热（Q 反应）和萃取槽中硫酸稀释热（Q 稀释 ）。另外，还有空气（Q 空气）和循环料浆（Q 循环料浆）带入的热量。即： Q 进=Q 磷矿+Q 硫酸+Q 淡磷酸+Q 反应+Q 稀释+Q 空气+Q 循环料浆 （注意：因为采用真空冷却时需要将反应槽中的料浆泵入真空冷却器，冷却后再返回 反应槽，所以只有采用真空冷却时才需要考虑Q 循环料浆） 下面分别求每一项带入的热量： Q 磷矿=36700×0.783×17.6=505755(KJ) ≈505×106J(0.783——磷精矿比热，KJ/kg ·K;17.6——夏季月平均温度，即车间热负荷最大期间的温度℃ Q 硫酸=59800×2.470×40=5908747(KJ)≈5908.7×106J (式中：2.470——40℃时56%H 2SO 4的比热，KJ/kg ·K) H 2SO 4的比热可以查手册。当硫酸浓度Cs=81-100（％），温度t=20-250℃范围，硫酸溶液的平均热容为（H 2SO 4比热数学模型）： C t =(B 0+B 1*Cs+B 2*Cs 2 +B 3*t+B 4*t 2 +B 5*Cs*t+B 6*Cs 2 *t)*4.19/t 式中系数：B 0=-38.2471158,B 1=0.8799812,B 2=-0.0050389, B 3=1.4884802,B 4=0.0002962,B 5=-0.0201982,B 6=0.0000868 （注意：计算时Cs 为百分数，即不带入％）。 Q 淡磷酸=145200×3.036×55=24245496(KJ)≈24245.5×106J [式中：3.036——29.2%P 2O 5磷酸溶液的比热KJ/kg ·K ，可以查曲线或按以下经验公式计算：C=4.2324-0.02968×40.3=3.036(KJ/kg ·K)，式中：40.3为淡磷酸含H 3PO 4重量%] 热量衡算 1计算方法与原则 1.1热量衡算的目的及意义 热量衡算的主要目的是为了确定设备的热负荷。根据设备热负荷的大小、所处理物料的性质及工艺要求再选择传热面的形式、计算传热面积、确定设备的主要工艺尺寸。传热所需的加热剂或冷却剂的用量也是以热负荷的大小为依据而进行计算的。 1.2热量衡算的依据及必要条件 热量衡算的主要依据是能量守恒定律，其数学表达式为 Q1+ Q2+Q3=Q4+Q5+Q6 式1 其中： Q1——物料带入到设备的热量，kJ Q2——加热剂或冷却剂传给设备和所处理物料的热量，kJ Q3——过程热效应，kJ Q4——物料离开设备所消耗的热量，kJ Q5——加热或冷却设备所消耗的热量，kJ Q6——设备向环境散失的热量，kJ Q1（Q4）=ΣmC P(t2- t0)kJ式2 m——输入或输出设备的物料质量，kg C P——物料的平均比热容，kJ/(kg?℃) t2——物料的温度，℃ t0——基准温度，℃ Q5=ΣC P M(t2-t1)kJ式3 M——设备各部件的质量，kg C P——设备各部件的比热容，kJ/(kg?℃) t1——设备各部件的初始温度，℃ t ——设备各部件的最终温度，℃ 2 Q5+Q6=10%Q总式4 热量衡算是在车间物料衡算的结果基础上而进行的，因此，车间物料衡算表是进行车间热量衡算的首要条件。其次还必须收集有关物质的热力学数据，例如比热容，相变热，反应热等。本设计还将涉及到的所有物料的热力学数据汇总成表4，以便于后期的计算。 1.3热量衡算基准 因为物料衡算计算的是各个岗位的天处理量，所以热量衡算计算的也是某个设备天换热介质消耗量，同时温度基准采用的是0℃做基准。当然，进行传热面积校核时，是根据批处理量计算。 化工中的物料衡算和能量衡算 化72 王琪2007011897 在化工原理的绪论课上，戴老师曾强调过化工原理的核心内容是“三传一反” 即传质、传动、传热和反应，而物理三大定律——质量守恒、动量守恒、能量守 恒正是三传的核心与实质，因此这三大定律在化工中统一成一种核心的方法：衡 算。正是衡算，使原本复杂的物理定律的应用变得简单，实用性强，更符合工程 学科的特点。为此化工中的物料衡算和能量衡算很重要，本文将分别从物料衡算、 能量衡算讨论化工中的衡算问题，然后将讨论二者结合的情况。 物料衡算在台湾的文献中称为“质量平衡”，它反映生产过程中各种物料 之间量的关系，是分析生产过程与每个设备的操作情况和进行过程与设备设计的 基础。一般来说物料衡算按下列步骤进行，为表示直观，做成流程图。 绘制流程图时应注意： 1.用简洁的长方形来表达一个单元，不必画蛇添足； 2.每一条物质流线代表一个真实的流质流动情况； 3.区别开放与封闭的物质流 4.区别连续操作与分批操作（间歇生产） 5.不必将太复杂的资料写在物质流线上 确定体系也比较重要，对于不同体系，衡算基准和衡算关系会有不同。 合适的基准对于衡算问题的简化很重要，根据过程特点通常有如下几种： 1.时间基准：连续生产，选取一段时间间隔如1s，1min，1h，1d；间歇生产以一釜或一批料的生产周期为基准，对于非稳态操作，通常以时间微元dt为基准。 2.质量基准，对于固相、液相体系，常采用此基准，如1kg，100kg，1t，1000lb 等。 3.体积基准（质量基准衍生）：适用于气体，但要换成标准体积；适用于密度无变化的操作。 4.干湿基准：水分算在内和不算在内是有区别的，惯例如下： 烟道气：即燃烧过程产生的所有气体，包括水蒸气，往往用湿基； 奥氏分析：即利用不同的溶液来相继吸收气体试样中的不同组分从而得到气体组分，往往用干基。 化肥、农药常指湿基，而硝酸、盐酸等则指干基。 选取基准后，就要确定着眼物料了。通常既可从所有物料出发，也可根据具体情况，从某组分或某元素着眼。对于有化学反应的过程，参加反应的组分不能被选作着眼物料。 列物料衡算方程式时计算中要注意单位一致。列方程时，要注意：物料平衡是关于质量的平衡，而不是关于体积或者摩尔数的平衡。只有密度相同时才可列关于体积的方程，根据元素守恒可列相应的关于摩尔数的方程。 物料衡算方程的基本形式为：（以下均为质量，若密度不变，也可用体积或体积流速） 输入+产生=输出+积累+消耗。 对于无反应的物理过程，没有产生和消耗，所以输入=输出+积累，如果是稳态过程，积累=0，则方程变为：输入=输出。以下分别对特定的单元操作讨论物料衡算关系。 1.输送：连续性方程，进管液体=出管液体；进泵液体=出泵液体 2.过滤：总平衡：输入的料浆=输出的滤液+输入的滤饼； 液体平衡：料浆中的液体=滤液中的液体+滤饼中的液体 3.蒸发：原料液=积累+母液+晶体+水蒸气 其他过程类似。值得注意的是，如果对于每个组分列物料衡算方程，则总衡算方程不用列出，因为其不独立。一般来说，对于无反应的物理过程，如果有n 个组分，就可以列出n个方程。 对于有化学反应的过程，物料衡算要更复杂一些，因为反应中原子重新组合，消耗旧物质，产生新物质，所以每一个物质的摩尔量和质量流速不平衡。此外，在化学反应中，还涉及化学反应速率、转化率、产物的收率等因素。为了有利于反应的进行，往往一种反应物要过量。因此在进行反应过程的物料衡算时，应考虑以上因素。对于不参加反应的惰性物质列衡算方程通常比较方便。通常来讲，总质量衡算和元素衡算用得较多，组分衡算对于有化学反应的过程不可以用。 有化学反应的过程物料衡算通常有以下几种方法：直接计算法、利用反应速率进行物料衡算、元素衡算法、化学平衡常数法、结点衡算法、联系组分衡算法等。 3 物料衡算 依据原理：输入的物料量=输出的物料量+损失的物料量 3.1 衡算基准 年生产能力：2000吨/年 年开工时间：7200小时 产品含量：99% 3.2 物料衡算 反应过程涉及一个氧化反应过程，每批生产的产品相同，虽然有原料对叔丁基甲苯和溶剂甲苯的循环，第一批以后循环的物料再次进入反应，但每批加料相同。在此基础上，只要计算第一个批次的投料量，以后加料一样。 反应釜内加热时间2h、正常的反应时间18h、冷却时间1h。加上进料和出料各半个小时，这个生产周期一共2+18+1+1=22h。所以在正常的生产后，每22小时可以生产出一批产品。每年按300天生产来计算，共开工7200小时，可以生产327个批次。要求每年生产2000吨对叔丁基苯甲酸，则每批生产2000÷327＝6.116吨。产品纯度99 %( wt %) 实际过程中为了达到高转化率和高反应速率，需要加入过量对叔丁基甲苯做溶剂，反应剩余的原料经分离后循环使用。 3.2.1 各段物料 (1) 原料对叔丁基甲苯的投料量 设投料中纯的对叔丁基甲苯为X kg，则由 C11H16C11H14O2 M 148.24 178.23 m x 6054.8 得x=6054.8×148.24÷178.23=5036.0 kg 折合成工业原料的对叔丁基甲苯质量为5036.0÷0.99=5086.9kg 实际在第一批生产过程加入的对叔丁基甲苯为6950.3kg （2）氧气的通入量 生产过程中连续通入氧气,维持釜内压力为表压0.01MPa,进行氧化反应。实 际生产过程中,现场采集数据结果表明,通入的氧气量为1556.8 kg，设反应消耗的氧气量为x kg 3/2O2C11H14O2 M 31.99 178.23 m x 6054.8 得x= 3/2×6054.8×31.99÷178.23=1630.1kg 此时采用的空气分离氧气纯度可达99%，因此折合成通入的氧气为1630.1÷0.99=1646.6 kg即在反应过程中，需再连续通入1646.6kg氧气。 （3）催化剂 催化剂采用乙酰丙酮钴(Ⅲ)，每批加入量10.4 kg （4）水的移出量 设反应生产的水为x kg H2O C11H14O2 M 18.016 178.23 m x 6054.8 得x=6054.8×18.016÷178.23=612 kg 产生的水以蒸汽的形式从反应釜上方经过水分离器移出。 3.2.2 设备物料计算 （1）计量槽 对叔丁基甲苯计量槽： 一个反应釜每次需加入的对叔丁基甲苯质量为3475.1÷2=3475.15 kg 对叔丁基甲苯回收计量槽：每批反应结束后产生母液1834.8kg 甲苯计量槽：每批需加入甲苯做溶剂，加入量为396.1 kg （2）反应釜：反应结束后，经过冷却、离心分离后，分离出水612kg，剩余的对叔丁基甲苯1834.8kg循环进入下一批产品的生产。分离出来的固体质量为：6950.3+10.4+1646.6-612-1834.8=6160.5 kg 。 （3）进入离心机的物料：6950.3＋10.4＋1646.6－1834.8－612=6160.5kg （4）脱色釜：分离机分离出来的粗产品移入脱色釜，加入甲苯做溶剂，加入量为396.1 kg，搅拌升温将产品溶解，再加入76.5 kg活性碳进行脱色。进入 能量衡算 4.1热量衡算的目的 热量衡算主要是为了确定设备的热负荷，根据设备热负荷的大小、 所处理物料的性质及工艺确定设备的主要工艺尺寸。 4.2热量衡算依据 热量衡算的主要依据是能量守恒定律，以车间物料衡算的结果为基 础而进行的，所以，车间物料衡算表是进行车间热量衡算的首要条件。 4.3液化加热蒸汽量 4.3.1加热蒸汽消耗量D 可按下式计算: D＝GC(t2－t1)/(I－λ﹚ 式中： G——淀粉浆量(kg/h) C——淀粉浆比热容[kJ/(kg·K)] t1——浆料初温(10+273=293K) t2——液化温度(90+273=363K) I——加热蒸汽焓2738kJ/kg(0.3Mpa ，表压) λ——加热蒸汽凝结水的焓，在363K时为377kJ/kg 4.3.2淀粉浆量G 根据物料衡算,日投工业淀粉1543.84Kg，由于为连续化液化，1543.84/24=64.3(Kg/h) 。 加水量为1：2.5， 粉浆量为G= 64.3× 3.5=225.14（kg/h） 4.3.3 粉浆干物质浓度 64.3× 86% × 100%÷225.14=24.6% 4.3.4粉浆干物质C 可按下式计算：C=C o*X+C水*(100-X) 式中： C o——淀粉质比热容,取1.55kJ/(kg·K) X——粉浆干物质含量,24.6% C水——水的比热容4.18KJ/(kg·K) C=1.55×24.6/100＋4.18×(100-24.6)/100=3.53[kJ/kg·K] 4.3.5蒸汽用量 D=64.3×3.53×(363-283)/(2738-377)=7.68(kg/h) 灭菌是将液化液由90℃加热至100℃，在100℃时的λ为419kJ/kg ，则灭菌所用蒸汽量： D灭=64.3×3.53×(100-90)/(2738-419)=9.8（kg/h )。 由于要求在内使液化液由90℃加热至100℃，则蒸汽高峰量为: 热量衡算与热交换计算 热量衡算与热交换计算 一、热量衡算 传热计算根据总传热方程进行：Q=KA△tm 对于一个热交换器，传热计算的内容有两种，一为设计计算，即根据给定的传热量，确定热交换器的几何尺寸和结构参数；二为校核计算，即对某些热交换器，根据它的尺寸和结构进行校核，看其能否满足传热量的要求。这两种计算的关键都在于传热面积是否合适，计算的基本依据是总传热方程以及与之相关的热量衡算式，在第四节中，已对总传热方程进行了较为详细的讨论，下面介绍热交换中的热量衡算式。 当热损失为零时，对热交换器作热量衡算可得到单位时间的传热量，此传热量又叫热负荷，即式3-20中的传热速率Q。 热负荷分为两种，即工艺热负荷和设备热负荷，工艺热负荷是指工艺上要求的在单位时间内需要对物料加入或取出的热量，用QL表示，单位为W。设备热负荷是热交换器所具备的换热能力，所以设备热负荷也就是热交换器的传热速率Q。当热损失不可忽略时，为满足工艺要求，Q应大于QL。 由热量衡算得到的是工艺热负荷QL。如果流体不发生相变化，比热取平均温度下的比热，则有： QL=whcph(T1-T2)=wccpc(t2-t1) ( 3-29) 式中w----流体的质量流量，kg/s； cp----流体的平均定压比热，kJ/(kg?K); T----热流体温度，K； t----冷流体温度，K； （下标h和c分别表示热流体和冷流体，下标1和2表示热交换器的进口和出口）式3-29是热交换器的热量衡算式，也称为热平衡方程。若流体在换热过程中有相变，例如饱和蒸汽冷凝成同温度冷凝液时，则有： QL=whr=wccpc(t2-t1) (3-30) 式中wh----饱和蒸汽的冷凝速率，kg/s； r----饱和蒸汽的冷凝潜热，kJ/kg； 当饱和蒸汽在热交换器中冷凝后，冷凝液液温度继续下降到T2,两部分热量（即潜热和显热）要加起来计算，这时： QL=wh[r+cph(Ts-T2)]=wccpc(t2-t1) 式中cph-----冷凝液的比热，kJ/kg?K； Ts------冷凝液饱和温度，K。 为满足工艺要求，应该使热交换器的传热速率等于或略大于工艺热负荷， 即： Q≥QL (3-31) 制药生产过程中包含有化学过程和物理过程，往往伴随着能量变化，因此必须进行能 量衡算。又因生产中一般无轴功存在或轴功相对来讲影响较小，因此能量衡算实质上 是热量衡算。生产过程中产生的热量或冷量会使物料温度上升或下降，为了保证生产 过程在一定温度下进行，则外界须对生产系统有热量的加入或排除。通过热量衡算， 对需加热或冷却设备进行热量计算，可以确定加热或冷却介质的用量，以及设备所需 传递的热量。 热量衡算的基础 热量衡算按能量守恒定律“在无轴功条件下，进入系统的热量与离开热量应该平衡”，在实际中对传热设备的衡算可由下式表示 Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6 （1—1） 式中： Q1—所处理的物料带入设备总的热量，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—过程的热效率，（符号规定过程放热为“+”；过程吸热为“-”） Q4—反应终 了时物料的焓（输出反应器的物料的焓） Q5—设备部件所消耗的热量，KJ; Q6—设备向四周散失的热量，又称热损失,KJ; 热量衡算的基准可与物料衡算相同，即对间歇生产可以以每日或每批处理物料基准。（计算传热面积的热负荷必须以每小时作为基准，而该时间必须是稳定传热时间）热 量衡算温度基准，一般规定25℃。热量衡算式中各项计算从（1—1）式中可得： Q2 =Q 4+Q5+Q6-Q1-Q3 (1—2) 式中各项可用以下计算方法（1）Q1和Q4的计算 Q1和Q4均可以用下式计算： Q=∑miciT1(T2) 式中： mi—反应物体系中组分I的质量，Kg; ci—组分i在0—T℃时的平均比热容，KJ/(Kg*℃)或KJ/(Kmol·℃); T1(T2)—反应物系反应前后的温度，℃ （2）Q3的计算 2.热量衡算 主要对氯化反应器进行热量衡算，通过衡算，可以确定塔顶排出的汽化苯的量。 本衡算中，为计算方便，取进料中H 2和Cl 2温度同为25℃，取出料中氯化液的温度和塔顶排出气体的温度同为81℃。 2.1 反应器热量衡算中所使用到的数据 参考葛化厂资料，画出反应器热量衡算图: 81℃） (30℃) (81℃) 图2-1 反应器热量衡算图 考虑到本衡算中是多处进料和多处出料，并且温度也有差异，故对液体物料取25℃液相为计算基准，氯气、氯化氢等气体物料取25℃汽相为计算基准。 应用下面形式的热衡算方程 [8] ： Q 1+Q 2+Q 3=Q 4+Q 5+Q 6+Q 7 （2-1） 式中 Q 1 ——物料带入热； Q 2 ——过程放出的热； Q 3 ——从加热介质获得的热； Q 4 ——物料带出热； Q 5 ——冷却介质带出的热； Q 6 ——过程吸收的热； Q 7 ——热损失，一般取5%Q 2。 本衡算中，经过分析可知Q 3(从加热介质获得的热)，Q 5(冷却介质带出的热)以及Q 6(过程吸收的热)都可以取0，于是该热衡算方程可简化为：Q 1+Q 2=Q 4+Q 7。 查得：物质的液体热容温度关联式系数[9] ：C pl =A+BT+CT 2+DT 3 表2-1 物质的液体热容温度关联式系数表 物质的理想气体热容温度关联式系数[10] :C p =a 0+a 1T+a 2T 2+a 3T 3+a 4T 4 苯在25℃下的气化热：△v H 298，苯= 33.6KJ/mol ，T c 苯=562.05K; 表2-2 物质的理想气体热容温度关联式系数表 物质的标准生成热：△f H 298，苯（l ）=48.99KJ/mol ，△f H 298，氯苯（l ）=11.0 KJ/mol ， △f H 298，氯化氢（g ）=-92.3 KJ/mol ，△f H 298，氯气（g ）=0, △f H 298，二氯苯（l ）= -17.5KJ/mol. 根据物料衡算，结果列于表2-3中： 2.2 物料带入热Q 1的热量衡算 分别取25℃液相和25℃汽相为计算基准，有： 第五章能量衡算 第一节概述 第二节热量衡算 第三节过程的热效应 第四节热量衡算举例 第五节加热剂、冷却剂及其其他能量消耗的计算 5.1 概述 5.1.1能量衡算的目的和意义 计算过程能耗指标进行方案比较，选定先进生产工艺。 能量衡算数据是设备选型和计算的依据； 是组织、管理、生产、经济核算和最优化的基础 5.1.2能量衡算的的依据及必要条件 依据为能量守恒定律 条件：物料衡算的数据，相关热力学物性数据。 5.1.3能量守恒的基本方程 输出能量+消耗能量+积累能量＝输入能量+生成能量 5.1.4能量衡算的分类 单元设备的能量衡算和系统的能量衡算 5.2 热量衡算 5.2.1热量平衡方程式 Q1—物料带入设备的热量，kJ； Q2—加热剂或冷却剂传给设备及所处理物料的热量，kJ； Q3—过程的热效应，kJ；（注意符号规定） Q4—物料带出设备的热量，kJ； Q5—加热或冷却设备所消耗的热量或冷量，kJ； Q6—设备向环境散失的热量，kJ。 注意各Q的符号规定 Q2为设备的热负荷。若Q2为正值，需要向设备及所处理的物料提供热量；反之，表明需要从设备及所处理的物料移走热量。 对间歇操作，按不同的时间段分别计算Q2的值，并取其最大值作为设备热负荷的设计依据。 5.2.2 各项热量的计算 1、计算基准 一般情况下，可以0℃和1.013?105 Pa为计算基准 有反应的过程，也常以25℃和1.013?105Pa为计算基准。 2、Q1或Q4的计算 无相变时 物料的恒压热容与温度的函数关系常用多项式来表示： 若知物料在所涉及温度范围内的平均恒压热容，则： 3、Q3的计算 过程的热效应由物理变化热Q P和化学变化热Q C两部分组成 物理变化热是指物料的浓度或状态发生改变时所产生的热效应。若过程为纯物理过程，无化学反应发生，如固体的溶解、硝化混酸的配制、液体混合物的精馏等，则 Q C＝0 。 化学变化热是指组分之间发生化学反应时所产生的热效应，可根据物质的反应量和化学反应热计算。 4、Q5的计算 稳态操作过程 Q5＝0 非稳态操作过程由下式求Q5 Q5=∑GC P（T2-T1) G—设备各部件的质量，kg； C p—设备各部件材料的平均恒压热容，kJ?kg-1?℃-1； T1—设备各部件的初始温度，℃； T2—设备各部件的最终温度，℃。 与其他各项热量相比，Q5的数值一般较小，因此，Q5常可忽略不计。 5、Q6的计算 对有保温层的设备或管道，αT可用下列公式估算。 （1）空气在保温层外作自然对流，且T W<150℃ 在平壁保温层外，αT＝9.8+0.07（TＷ－Ｔ） 在圆筒壁保温层外，αT＝9.４+0.0５２（TＷ－Ｔ） (2)空气沿粗糙壁面作强制对流 当空气流速u不大于5m?s-1时，αT可按下式估算 αT＝6.2+4.2u 当空气速度大于5m?s-1时，αT可按下式估算 αT＝7.8u0.78 第二章 能量衡算 2.1 能量衡算概述 物料衡算完成后，对于没有传热要求的设备，可以由物料处理量，物料的性质及工艺要求进行设备的工艺设计，以确定设备的型式，台数，容积以及重要尺寸。对于有传热要求的设备则必须通过能量衡算，才能确定设备的主要工艺尺寸。无论进行物理过程的设备或是化学过程的设备，多数伴有能量传递过程，所以必须进行能量衡算。 2.2 能量衡算目的 对于新设计的生产车间，能量衡算的主要目的是为了确定设备的热负荷。根据设备热负荷的大小，所处理物料的性质及工艺要求在选择传热面的型式，计算传热面积，确定设备的主要尺寸。传热所需要的加热剂或冷却剂的用量也是以热负荷的大小为依据而进行计算的。对于有些伴有热效应的过程，其物料衡算也要通过与能量衡算的联合求解才能得出最后的结果。 2.3 能量衡算依据 能量衡算的主要依据是能量守恒定律。能量守恒定律是以车间物料衡算的结果为基础而进行的。 2.4 能量衡算过程 2.4.1 反应釜的热量衡算 反应工段的热量衡算主要体现在反应釜和夹套。 对于有传热要求的的设备，其热量衡算为： 654321Q Q Q Q Q Q ++=++； 式中 1Q —物料带入到设备的热量kJ ； 2Q —加热剂传给设备的热量kJ ； 3Q —物理变化及化学反应的热效应kJ ； 4Q —物料离开设备所带走的热量kJ ； 5Q —消耗于提高设备本身温度的热量kJ ； 6Q —设备向环境散失的热量kJ 。 物料热量衡算以天为单位。 1Q 与4Q 的计算 1Q 与4Q 均可按照下式计算：()tkJ mc Q Q p ∑= 41 式中m —输入或输出设备的物料量，kg p c —物料的平均比热容，()C kg kJ ??/ t —物料的温度，℃。 该式的计算标准是标准状态，即Pa C 3101013.10??及为计算标准。 固体和液体的比热容可以采用下式计算： M n c c p ∑?=α 184 .4； []1 式中：αc —元素的原子比热容，()C kg kJ ??/ ； n —分子中同一原子的原子数； M —化合物的分子量，kmol kg /。 相关元素的原子比热容值： []1 碳C )/(8.21C kg kJ c ??=α； 氢H C kg kJ c ??=/3.42α； 氧O C kg kJ c ??=/0.63α 计算比热容得到： 丙烯酸正丁酯 C kg kJ c p ??=?+?+??=/720.2128 0.623.4128.27184.41 甲基丙烯酸甲酯 C kg kJ c p ??=?+?+??=/527.2100 0.623.488.25184.42 醋酸乙烯酯 C kg kJ c p ??=?+?+??=/384.286 0.623.468.24184.43 丙烯酸 C kg kJ c p ??=?+?+?? =/185.272 .623.448.23184.44 同理计算出水的比热容 C kg kJ c p ??=/394.35。 有前面物料平衡计算可知 物料衡算和热量衡算 物料衡算 根据质量守恒定律，以生产过程或生产单元设备为研究对象，对其进出口处进行定量计算，称为物料衡算。通过物料衡算可以计算原料与产品间的定量转变关系，以及计算各种原料的消耗量，各种中间产品、副产品的产量、损耗量及组成。 物料衡算的基础 物料衡算的基础是物质的质量守恒定律，即进入一个系统的全部物料量必等于离开系统的全部物料量，再加上过程中的损失量和在系统中的积累量。 ∑G1=∑G2+∑G3+∑G4 ∑G2：——输人物料量总和； ∑G3：——输出物料量总和； ∑G4：——物料损失量总和； ∑G5：——物料积累量总和。 当系统内物料积累量为零时，上式可以写成： ∑G1=∑G2+∑G3 物料衡算是所有工艺计算的基础，通过物料衡算可确定设备容积、台数、主要尺寸，同时可进行热量衡算、管路尺寸计算等。 物料衡算的基准 (1)对于间歇式操作的过程，常采用一批原料为基准进行计算。 (2)对于连续式操作的过程，可以采用单位时间产品数量或原料量为基准进行计算。物料衡算的结果应列成原材料消耗定额及消耗量表。 消耗定额是指每吨产品或以一定量的产品(如每千克针剂、每万片药片等)所消耗的原材料量；而消耗量是指以每年或每日等时间所消耗的原材料量。 制剂车间的消耗定额及消耗量计算时应把原料、辅料及主要包装材料一起算入。 热量衡算 制药生产过程中包含有化学过程和物理过程，往往伴随着能量变化，因此必须进行能量衡算。又因生产中一般无轴功存在或轴功相对来讲影响较小，因此能量衡算实质上是热量衡算。生产过程中产生的热量或冷量会使物料温度上升或下降，为了保证生产过程在一定温度下进行，则外界须对生产系统有热量的加入或排除。通过热量衡算，对需加热或冷却设备进行热量计算，可以确定加热或冷却介质的用量，以及设备所需传递的热量。 热量衡算的基础 3 物料衡算和热量衡算 3.1计算基准 年产4500吨的二氯甲烷氯化吸收，年工作日330天，每天工作24小时，每小时产二氯甲烷： 4500×103 330×24 =568.18kg/h 3.2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 本反应为强放热反应，如不控制反应热并移走，温度会急剧升高，产生强烈的燃烧反应，是氯化物发生裂解反应。由此可以通过加入过量的甲烷得到循环气，以之作为稀释剂移走反应热。 （一）计算依据 （1）二氯甲烷产量为：568.18 kg/h，即：6.69 kmol/h； （2）原料组成含: Cl2 96%，CH495%； （3）进反应器的原料配比（摩尔比）: Cl2：CH4：循环气=1：0.68：3.0 （4）出反应器的比例: CH2Cl2：CHCl3=1：0.5（质量比） (CHCl3+CCl4)/CH2Cl2=0.38（摩尔比）； （5）操作压力: 0.08MPa（表压）； （6）反应器进口气体温度25o C，出口温度420o C。 CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl 假设循环气不参与反应，只起到带走热量的作用。则设进口甲烷为X kmol/h，出反应器的一氯甲烷Y kmol/h，氯化氢Z kmol/h。 由进反应器的原料配比（摩尔比）Cl2：CH4：循环气=1：0.68：3.0 原料组成含: Cl2 96%，CH495%。 可知：Cl2 96% ? X 95% ? =1 0.68 得进口Cl2为1.48X kmol/h 由CH2Cl2：CHCl3=1：0.5（质量比） 可得CHCl3每小时产量为：568.18×0.5/119.5=2.38kmol/h 由(CHCl3+CCl4)/CH2Cl2=0.38（摩尔比） 可得CCl4的量为0.38×6.69－2.38=0.162kmol/h 用元素守衡法 则：Cl元素守衡 2.96X=Y+6.69×2+2.38×3+0.162×4+Z ① H 元素守衡4X=3Y+6.69×2+2.38+Z ② C 元素守衡X=Y+6.69+2.38+0.162 ③解方程①①③得 X=24.87kmol/h 能量衡算----读书笔记 能量衡算能量消耗费用是复合材料制品的主要成本之一，合理利用能量可以降低成本。因此，在复合材料的工艺设计中，能量衡算是十分重要的基本设计项目。能量衡算的目的在于定量地表示出工艺过程各部分的能量变化，确定需要加入或可供利用的能量，确定过程及设备的工艺条件和热负荷。能量衡算主要包括热能、动能、电能和化学能等。在复合材料的生产中，一般无轴功存在或轴功相对来讲影响较小，可忽略不计。热量是一种最主要的能量形式，能量衡算实际上是热量衡算，因此，在本节中主要讨论热量衡算。热量衡算和系统热量衡算。生产过程中所产生的化学反应热效应及物理状态变化热效应会使物料温度上升或下降，为了保证生产过程在一定温度条件下进行，则需环境对生产系统有热量的加入或放出，这便是热量衡算的目的。对新车间设计，热量衡算是在物料衡算的基础上进行的。通过热量衡算，可确定传热设备的热负荷，即在规定的时间中加入或移出的热量，从而确定传热剂的消耗量，选择合适的传热方式，计算传热面积。热量衡算和物料衡算相结合，通过工艺计算，可确定设备工艺尺寸，如设备的台数、容积、传热面积等。对已投产的生产车间或设备装置进行热量衡算，对合理利用热量、提高传热设备的热效率、回收余热、最大限度地降低产品的能耗有其重要意义。 能量衡算的主要任务如下：①确定各单元过程所需热量或冷量及传热速率，为其他工程，如供汽、给水等提供设计依据；②化学反应常伴有热效应，导致体系的温度变化，需确定为保持一定的反应温度所需的放热速率和传热速率；③通过能量衡算，分析工程设计和操作中热量利用是否经济合理，以提高热量利用水平；④确定泵、压缩机等输送机械和搅拌、过滤等操作机械所需功率。在复合材料的工艺计算中，根据能量守恒原理：能量积累率=能量进入率一能量流出率+反应热生成率一反应热消耗率当过程没有化学反应时：能量积累率=能量进入率一能量流出率当过程没有化学反应，并处于稳态时：能量进入率=能量流出率复合材料生产一般在规定的压力、温度和时间等工艺条件下进行。 在进行热量衡算时，首先要对复合材料生产过程中的单元设备进行热量衡算。通过热量衡算，算出设备的有效热负荷，由热负荷确定加热剂或冷却剂的用 第一章亚苄基海因合成研究 1.1引言 海因与芳香醛、杂环醛缩合生成5位取代的不饱和海因衍生物〔21〕，在一定温度和碱性条件下，海因环能发生断裂，从而得到α－酮酸。该路线制备α－酮酸，反应条件简单，所用反应试剂简单、副产物少，是极具优越性的α－酮酸制备路线〔22〕。亚苄基海因作为制备苯丙酮酸的原料的合成工艺近年来研究较多，已经确定了合成所使用的主要原辅材料，探索了初步的合成条件。本节主要在前人研究的基础上就亚苄基海因的合成方法做进一步优化，以适合产业化的需要。 1.2实验材料与方法 1.2.1实验试剂 海因：工业级自制 苯甲醛：工业级含量99％南通天时化工公司 一乙醇胺：工业级甲醇：工业级 1.2.2实验方法 在18L不锈钢反应釜中加入一定量的海因，然后加入一定量的水、一乙醇胺，在80－110?C下反应，反应结束后冷却至常温，用布氏漏斗抽滤，最后用甲醇洗涤后在60?C下烘干。 1.2.3分析方法 HPLE法，详见文献〔23〕 1.3结果与讨论 1.3.1．苯甲醛滴加速度的影响 实验表明，在缩合反应过程中，如果将苯甲醛一次性加入反应器中，由于大量的苯甲醛－水混合物一起蒸发，容易发生跑料和因大量的苯甲醛未来得及参加反应而自聚现象，导致缩合收率偏低、产物质量不好。所以在海因与苯甲醛的缩合过程中，苯甲醛以滴加的方式加入，从表1不同的滴加速度试验可以看出，2.5ml/min的滴加速度，所得的亚苄基海因的产率与品质较为理想。 表1 苯甲醛滴加速度对亚苄基海因合成的影响 注：“＋”表示产品质量一般；“－”表示产品质量较差； 1.3. 2. 反应时间对缩合反应的影响 从缩合反应机理可以看出，缩合反应的中间过程较为复杂，苯甲醛的亲核加成只是整个反应的一部分，要得到比较高的缩合产物，一定的反应时间是必须的，从下面的曲线（图1）的走势可以看出，产物的得率随反应时间的增加而增加，当反应时间达到3.5小时后，产物的得率基本趋于平稳，所以反应时间取3.5小时。 热量衡算 三、衡算方法和步骤 1，明确衡算目的 确定热负荷、加热剂或冷却剂的消耗量 2，明确衡算对象 划定衡算范围，绘出热量衡算示意图 3，收集与热量衡算有关的计算数据 定压比热、相变热、反应热 4，选定衡算基准 5，列出热量衡算方程式 6，根据热量衡算结果，编制物料平衡表 过程热效应 物理变化热 1，相变热 蒸发、冷凝、熔融、结晶、升华、凝华 恒温恒压 潜热 蒸发、熔融、升华 吸热过程 (相变热为负) 冷凝、结晶、凝华 放热过程 （相变热为正） 相变热可从手册文献中查出，要注意正负号和单位 物理变化热 2，浓度变化热 恒温恒压 浓度改变产生热效应 积分溶解热：恒温恒压下，将1mol 溶质溶解在nmol 溶剂中，该过程所产生的热效应即为积分溶解热。 123456 Q Q Q Q Q Q ++=++123456 Q Q Q Q Q Q ++=++ 可从手册文献中查出 通过回归经验方程计算 硫酸积分溶解热计算经验式： m 为硫酸质量分率；T 为操作温度 硝酸积分溶解热计算经验式： n 为溶解1mol 硝酸的水的摩尔数；T 为操作温度 盐酸积分溶解热计算经验式： n 为溶解1mol 盐酸的水的摩尔数；T 为操作温度 积分稀释热 恒温恒压下，将一定量的溶剂加入到含1mol 溶质的溶液中，形成较稀的溶液时，所产生的热效应即积分稀释热。 两种不同浓度下的积分溶解热之差 四．热量衡算举例 例7-1 根据物料衡算数据表(书P110) ，已知加入甲苯和浓硫酸的温度均为30℃，脱水器的排水温度为65 ℃，磺化液的出料温度为140 ℃，甲苯与硫酸的标准化学反应热为117.2kJ/mol （放热），设备 2111 2.989(15) 110.20130.062s T H m m m m -?=+ --++37.571.757 s n H n ?= +50.15822.5 1s n H n ?=++物料衡算与能量衡算
能量衡算方程式
物料及热量衡算
热量衡算示例
热量衡算
化工中的物料衡算和能量衡算
物料衡算和热量衡算..
能量衡算
热量衡算
化工能量衡算
反应热量衡算-4.18
第五章 能量衡算
热量衡算
物料衡算和热量衡算
物料衡算和热量衡算
能量衡算
物料与热量衡算模板
热量衡算