第七章 化工工艺计算.
第七章_化工工艺制图讲义教程
主讲教师周大军主讲教师周大军主讲教师周大军主讲教师周大军2007年9月. 试用稿一、化工工艺图及其应用一、化工工艺图及其应用化工工艺图是进行化工过程研究化工生产装臵化工工艺图是进行化工过程研究化工生产装臵的设计与制造以及化工生产装臵的安装与施工的设计与制造以及化工生产装臵的安装与施工必需的技术文件和法律依据必需的技术文件和法律依据是化工工艺技术人员与其他专业人员进行是化工工艺技术人员与其他专业人员进行技术合技术合作与协调的交流语言作与协调的交流语言同时也是化工企业的生产组织与调度、技术改造同时也是化工企业的生产组织与调度、技术改造与过程优化以及工程技术人员与管理人员与过程优化以及工程技术人员与管理人员熟悉熟悉和了解化工生产过程必需的技术参考资料和了解化工生产过程必需的技术参考资料。
是从事化工产品与过程开发的科研人员与工程技是从事化工产品与过程开发的科研人员与工程技术人员一种术人员一种必不可少工具与基本的动手能力必不可少工具与基本的动手能力。
化工工程图纸分类化工机器图、化工设备图和化工工艺图三大类。
化工机器图基本上是采用“机械制图”的标准与规范属于机械制图的范畴化工设备图和化工工艺图虽然与机械制图有着紧密的联系但却有十分明显的专业特征同时也有自己相对独立的制图规范与绘图体系属于化工工艺制图范畴。
“化工工艺制图”是在“机械制图”的基础上形成和发展起来的是专门研究化工生产装臵工程图样的绘制与阅读的年轻学科设计任务书物料衡算热量衡算设备设计与选型绘制流程图车间布置设计绘制流程草图可行性分析经济评价编制设计说明书物料平衡图能量平衡图化工设备图带控制点工艺流程图设备布置图管路布置图厂区布置图工艺流程图管路流程图管路布置图设备接管图管件图管架图管道施工图给排水设计设备设计土建设计电力设计暖通设计供热设计自控设计设备安装总图厂区布置图可行性报告设备一览表流程框图车间布置图外管设计公用工程机械土木建筑供电供热自动化小试科研成果设计阶段设计成果化学工程相关专业三、化工工艺制图表达的内容与深度三、化工工艺制图表达的内容与深度序号标准号项目目录主要表达内容1 HG 20519.1-92 化工工艺设计图内容需表达的内容与相应标准号2 HG 20519.2-92 图纸目录对编制图纸目录的规范与要求4 HG 20519.4-92首页图各种位号、代号、缩写与符号标记的说明5 HG 20519.5-92 管道及仪表流程图工艺流程、管道与仪表流程、辅助系统6 HG 20519.6-92 分区索引图需分区绘图的大型联合装置的分区情况7 HG 20519.7-92 设备布置图界区内设备的详细布置情况8 HG 20519.8-92 设备一览表界区内设备的详细情况9 HG 20519.9-92设备安装图各类需专门设计的专用装置的安装要求11 HG 20519.11-92 管道布置图界区内管路的详细布置情况13 HG 20519.13-92 管道轴测图界区内管道与管件的详细情况与空间位置14 HG 20519.1-92 管道轴测图与管段索引界区内管道轴测图分区情况与管段表目录16 HG 20519.3-92 特殊管架图特殊管架的结构设计24 HG 20519.11-92 伴热管图和伴热管表界区内各类蒸汽伴管设计与配置情况26 HG 20519.13-92 设备管口方位图非定型设备的接管方向一、流程图的分类一、流程图的分类热损610排水13108热损5349热损16热损410热损98烟气1216排渣查322排水9697排水20646尾气466原料车间熔烧车间净化车间干燥车间转化车间成品车间热损447原料矿98空气16电1293燃煤1762空气227水1293水10526溶解热6116反应热24158反应热4470单位×103kJ水5030稀释热1497硫酸厂能量平衡图已内酰胺车间丙烯睛车间硫铵回收车间合成氨车间来自××来自××来自××来自××90丙烯14480t/y去仓库去××去××去××去仓库硫铵4000t/y氰化钠5000t/y液氨5600t/y产品7500t/y乙睛1200t/y液氨5600t/y氧气950Nm3/y某化纤厂物料平衡图序号名称Kg/h W/ 1 乙苯191 182 对二甲苯191 183 间二甲苯424 404 邻二甲苯254 24合计1060 100序号名称Kg/h Wi 1 乙苯17.5 2.02 对二甲苯190 21.53 间二甲苯422 47.84 邻二甲苯254 28.7合计883.5 100序号名称Kg/h Wi 1 乙苯173.5 98.32 对二甲苯1.0 0.573 二甲苯2.0 1.134 邻二甲苯0 0合计176.5 100t常温t162℃××××化纤厂工程名称职责签字日期单元项目设计C8工段设计阶段初步设计校核物料流程图审核××年×月×日比例第张共张××××667××T101a 乙苯塔浮阀塔f1600×52600N120T101a乙苯塔浮阀塔f1600×52600N120T101a乙苯塔浮阀塔f1600×52600N120P常压t136℃H-101预热器Z16F5.7m2Q364MJ/h混合二甲苯P0.21Mpat188℃H-102再沸器Z25F200m2Q615MJ/hV-101a、b贮槽B-101原料笨B-102a、b乙苯泵B-103乙苯泵V-102回流槽B-104ab回流泵V-104乙苯槽B-106产品泵V-103二甲苯槽B-105二甲苯泵Xst30℃X s…t40℃H-103乙苯冷凝器F100m2Q6280MJH-104乙苯冷却器F3m2Q37MJH-105釜液冷却器F13m2Q314MJ乙苯去××Ms‟甲苯去××t40℃t40℃t30℃某聚苯乙烯厂C8工段物料流程图用途用途用来描述化工生产装置总的流程概用来描述化工生产装置总的流程概况况为大型联合企业的生产组织与调度、过程为大型联合企业的生产组织与调度、过程的经济技术分析以及项目的初步设计提供依据。
化工工艺学课程标准
《化工工艺学》教学大纲一、课程属性1.课程的性质《化工工艺学》课程是化学工程与工艺专业的核心课程。
本课程从化工生产工艺角度出发，运用化工过程的基本原理，介绍典型化工产品的生产方法与原理、流程组织、关键设备、操作条件以及介绍生产中的设备材质安全技术、三废治理、节能降耗等问题。
2.课程定位本课程在第6学期开设，是一门专业核心课程，在基础课和专业课之间起着承前启后、由理及工的桥梁作用。
其前导课程是化工原理、物理化学、化工热力学等，与其平行学习的专业课为分离过程、化学反应工程等。
3.课程任务本课程的主要任务是使学生全面的掌握石油化工生产方面的知识以及各个生产工艺流程。
通过本课程的学习，培养学生分析和解决有关单元操作各种问题的能力，以便在石油化工生产、科研和设计工作中达到强化生产过程。
为使学生在今后的学习和工作中能正确而有效的联系石油化工生产实际打下坚实的基础。
二、课程目标知识目标1.掌握化工工程的基本原理。
2.掌握化工工艺的基本概念和基本理论。
3.掌握典型化工产品的生产方法与工艺原理、典型流程与关键设备、工艺条件与节能降耗分析。
4.了解化工生产中设备材质、安全生产、三废治理等问题。
能力目标培养学生应用已学过的基础理论解决实际工程问题的能力，使学生了解当今化学工业的概貌及发展方向，使学生在以后的生产与开发研究工作中能掌握基本的方法，做到触类旁通、灵活应用，不断开发应用新技术、新工艺、新产品和新设备，降低生产过程中的原料与能源消耗，提高经济效益，更好地满足社会需要。
素养目标1.培养具有良好的职业道德、精湛的专业技能、较强的竞争能力和可持续发展的学习与适应能力的德、智、体等方面全面发展的高端高级技能型专门人才。
2.具备从事本专业领域实际工作的基本能力和基本技能，并且熟悉某些石油化工生产流程、某些化工车间管理的高素质技能型专门人才。
3.养成认真细致、积极探索的科学态度和工作作风，形成理论联系实际、自主学习和探索创新的良好习惯。
第七章 概述、第八章 工艺流程图
B-103 乙苯泵
V-102 B-104a,b 回流槽 回流泵
V-104 B-106 乙苯槽 产品泵
V-103 B-105 二甲苯槽 二甲苯泵
×××× 化纤厂
职责 签字 日 期 设计 校核 审核 ××年×月×日 C8工段 物料流程图 比例
工程名称 单元项目 设计阶段 初步设计
××××－667－××
第
物料平衡图及其主要结构特征：
物流图与能流图的绘制方法是相似的，不同 的是：能流图主要用来表达化工生产过程能量 的流向与平衡关系，而物流图则主要用来表达 化工生产过程能量的流向与平衡关系。
硫铵4000t/y
来自××
氰化钠5000t/y
液氨5600t/y
来自×× 产品7500t/y 氧气950Nm3/y 来自×× 90％丙烯14480t/y 已内酰胺 车间 去仓库 硫铵回收 车间
CHI102－ 25 CHI103－25
DH102－50 DH103－50
PZ 10 4 PZ 10 5 PZ 10 6 PZ 10 7
疏水阀 保温管 截止阀
DH104－50 DH108－60 50×25 DH105－50
CHI104－25
CHI105－25
CH107－50
闸阀
控制阀 变径管
角阀 放空管
TR
402
PI
402
PG0402－50－B32L01
PG0405－80－B3L01
混合气PG0401－50－B32L01
TI
401-1
AL0405－25－B32L01
E0403
TI
402-4
V0401
V0402
FR
401
TI
第七章(第一节)
化工工艺流程图分为： 方案流程图
物料流程图
工艺管道及仪表流程图
方案流程图
一、方案流程图旳作用和内容
1）设备旳画法
用细实线画出，设备图形按要求符号画出，没有要求旳 设备图形可画出设备旳简略外形和内部构造特征（如反应 釜旳搅拌装置）。
对于需要隔热旳设备机器要在相应部位画出一段隔热层 图例，地下或半地下设备机器在图上要表达出一段有关地 面。设备底座不表达。
设备图形位置安放要便于管道连接和标注，设备旳高下 位置与实际相同，有位差要求旳标注出限位尺寸。设备图 形不按百分比作图，仅取相对大小画出。
压差
流量 流量比率
TDI TDIC TDIA TDIS TDR
PI
PDI
FI
FFI
PIC
PDIC
FIC
FFIC
PIA
PDIA
FIA
FFIA
PIS
PDIS
FIS
FFIS
PR
PDR
FR
FFR
TDRC
PRC
PDRC FRC
FFRC
TDRA
PRA
PDRA FRA
FFRA
TDRS
PRS
PDRS FRS
FFRS
第七章 化工工艺图
知识目的：
了解化工制图中要求符号旳绘制法 掌握工艺流程图旳绘制措施 掌握设备布置图旳绘制措施 掌握管路布置图旳绘制措施
能力目的：
能绘出简朴旳工艺流程图 能绘简朴旳设备布置图 能绘出简朴旳管路布置图
化工工艺计算常用公式
显热法
焓差法
潜热法 显热法 焓差法 潜热法
Ws*C*(t2 -t1) Ws*(h2h1) Ws*C*(t2 -t1)+W*r
无相变 无要求 有相变
显热法
焓差法
潜热法 显热法 焓差法 潜热法
Ws*C*(t2 -t1) Ws*(h2h1) Ws*C*(t2 -t1)+W*r
无相变 无要求 有相变
Kg/h
Q冷=
38.00
℃
Q冷=
3.50 KJ/Kg·℃
15.00 热介质
℃ J/Kg J/Kg J/Kg
Q冷=
Ws1= Ws1= Ws1=
输出数据
901600
0
901600 11200
#DIV/0!
KJ/h
KJ/h
KJ/h Kg/h Kg/h Kg/h
Ws2:
T1:
C热: T2: H1: H2: r热:
1020，换算系数
1.1，电动机功率储备系数
电机功率等级 0.37kw/0.55kw/0.75kw/1.1kw/1.5kw/2.2kw/ 2.5kw/3kw/4kw/5.5kw/7.5kw/11kw/15kw/18. 5kw/22kw/30kw/37kw/45kw/55kw/75kw/90kw/ 110kw/132kw/160kw
11200.00
Kg/s
38.00
℃
4.01 KJ/Kg·℃
15.00 1.00
21.00 1.00
℃ J/Kg J/Kg J/Kg
关风机排量计算 G=0.06V·n· Y·r·K 输入：
V=
n=
Y=
r=
K=
G=0.06V·n·
《化学工艺学》(第2版) 浙江大学 第七章 精细化工反应单元工艺
时产生的二氧化硫又可用于碱熔物的酸化：
2ArSO3H+Na2SO3 2ArSO3Na + 4NaOH 2ArONa + SO2 + H2O
2ArSO3Na+H2O+SO2 2ArONa + 2Na2SO3 + 2H2O 2ArOH+Na2SO3
精细化工反应单元工艺
❖脱硫酸钙法
——磺化
为了减少磺酸盐中的无机盐，不能用盐析法将它们
在有水的硫酸中，磺酸的异构化是一个水解再磺化 的过程，而在无水溶液中则是分子内的重排过程。 ❖ 副反应
用SO3磺化时，极易形成砜，可以用卤代烷烃为溶 剂，也可以用三氧化硫和二氧六环、吡啶等的复合物来 调节SO3的活性。
精细化工反应单元工艺
磺化反应的影响因素
——磺化
❖ 被磺化物的结构
磺化反应是典型的亲电取代反应，当芳环上 有给电子基团时，磺化反应较易进行，如— C位H。3,芳—环O上H,有—吸N电H子2,磺基酸团基时进，入对该磺类化取反代应基不的利对， 如硝基、羧基的存在，使其磺化的速率较苯环降 低。
细胞大量培养、改良的发酵技术和生物反应器等为 基础技术的新生物技术，对于开发精细化工新产品， 改造传统化工生产工艺，节省能源，治理污染等均 有重大作用。目前实现商品化生产的药品有胰岛素、 干扰素和人生长激素等。
在其他高附加值的精细化工产品中，也已运用 生物技术，如各种氨基酸、酶制剂、维生素、单细 胞蛋白和染料等产品的新工艺。
精细化工反应单元工艺 ——磺化
❖ 糖精的制备
CH3 ClSO3H
CH3 SO2Cl +
CH3
氨化
SO2Cl
SO2NH2
CH3
化工工艺计算说明书
学号:10401108 常州大学化工工艺设计题目10万吨/年重整抽提油分离碳六馏份工艺设计学生王惠茹学院石油化工学院专业班级化工101校内指导教师叶青专业技术职务副教授二零一四年一月目录文献综述.................................................................................................................................... .1 1.物料衡算. (2)1.1物料流程简图 (2)1.2物料衡算 (3)2.热量衡算 (3)2.1原料预热器(E-101)热量衡算 (4)2.2初馏塔塔顶冷凝器热量衡算 (4)2.3初馏塔塔釜再沸器热量衡算 (5)2.4初馏塔塔底冷却器热量衡算 (6)塔塔顶冷凝器热量衡算 (6)2.5脱C5塔塔釜再沸器热量衡算 (7)2.6脱C5塔塔顶冷却器热量衡算 (7)2.7脱C5塔塔顶冷凝器热量衡算 (7)2.8脱C6塔塔釜再沸器热量衡算 (8)2.9脱C6塔塔底冷却器热量衡算 (8)2.10脱C62.11异己烷塔塔顶冷凝器热量衡算 (9)2.12异己烷塔塔釜再沸器热量衡算 (9)2.13异己烷塔塔顶冷却器热量衡算 (9)2.14异己烷塔侧线冷凝器热量衡算 (10)2.15异己烷塔侧线冷却器热量衡算 (10)2.16正己烷塔塔顶冷凝器热量衡算 (10)2.17正己烷塔塔底再沸器热量衡算 (11)2.18正己烷塔塔顶冷却器热量衡算 (11)2.19正己烷塔塔底冷却器热量衡算 (11)2.20系统热量衡算 (12)3.精馏塔的设计 (12)3.1精馏塔的工艺计算 (12)3.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (13)3.3塔板主要工艺尺寸 (14)3.4筛板的流体力学验算 (16)3.5塔板负荷性能图 (17)4.设备选型 (19)4.1罐体选型 (19)4.2换热设备 (21)4.3泵的选型 (29)5.管径计算与选型（摘自GB8163-88） (32)5.1物料管道的计算和选型 (32)5.2换热器接管 (40)6.环境保护与安全管理 (44)6.1三废排放量及有害物质含量表 (44)6.2三废处理意见 (45)6.3安全技术 (45)6.4建筑措施及设备布置 (45)6.5工艺控制措施 (46)6.6其他管理措施及通风设施等 (47)7.投资估算及经济分析 (47)7.1工程费用 (47)7.1.1工艺设备费用 (47)7.1.2 电气仪表费用 (49)7.1.3 安装工程费 (49)7.1.4 建筑工程费 (49)7.1.5 给排水消防 (49)7.1.6 总图 (49)7.2其他费用 (49)7.2.1生产职工培训费 (49)7.2.2办公生活家居费 (50)7.2.3技术转让费 (50)7.2.4工程设计费 (50)7.3预备费用 (50)7.3.1基本预备费 (50)7.3.2涨价预备费 (50)7.4专项费用 (50)7.4.1建设期贷款利息 (50)7.4.2关于产品单位成本表 (50)7.4.3关于流动资金 (51)7.4.4关于所得税 (52)7.4.5关于投资回收期 (52)参考文献 (53)文献综述由于我国有生产环境友好的清洁燃料的要求，对车用汽油、柴油、煤油等的烯烃、芳烃、硫含量已经做出严格的规定，而且这些规格指标将继续提高，逐渐与世界先进国家的规格标准接轨。
煤化工工艺学第7章 煤的间接液化
7.1.2 F-T合成反应机理
7.1.2.1 F-T合成催化剂的组成及作用
催化剂中的活性组分中以Fe（铁）、Co（钴）、Ni （镍）、Ru（钌）和Rh（铑）最为活跃。这些元素的链增 长概率大致有如下顺序:Ru﹥Fe～Co﹥Rh﹥Ni。一般认为 Fe和Co具有工业价值，Ni有利于生成甲烷，Ru易于合成大 分子烃，Rh则易于生成含氧化合物。在反应条件下，这些 元素以金属、氧化物或者碳化物状态存在。目前研究较多 的是已工业化的铁和钴催化剂。 （1）主催化剂 在间接液化中，铁系催化剂应用最广。铁系催化剂可 分为沉淀铁系催化剂和熔融铁系催化剂。沉淀铁系催化剂 主要应用于固定床反应器中，其反应温度为220～240℃。 熔融铁系催化剂主要应用于流化床反应器中，其反应温度 为320～340℃。
自从Fischer和Tropsch发现在碱化的铁催化剂上可生
在同一时期，日本、法国、中国也有6套装置建成。二
十世纪五十年代初，中东大油田的发现使间接液化技 术的开发和应用陷入低潮，但南非是例外。南非因其
推行的种族隔离政策而遭到世界各国的石油禁运，促
使南非下决心从根本上解决能源供应问题。考虑到南 非的煤炭质量较差，不适宜进行直接液化，经过反复 论证和方案比较，最终选择了使用煤炭间接液化的方 法生产石油和石油制品。SASOL（萨索尔）厂于1955年 开工生产，主要生产燃料和化学品。20世纪70年代的 能源危机促使SASOL建设两座更大的煤基费托装置，设 计目标是生产燃料。
第七章
煤的间接液化
运城学院 应用化学系
煤间接液化中的合成技术是由德国科学家
Frans Fischer (费舍尔)和 Hans Tropsch（特罗普施） 于 1923首先发现的并以他们名字的第一字母即F-T命名的， 简称F-T合成或费托合成。依靠间接液化技术，不但可 以从煤炭中提炼汽油、柴油、煤油等普通石油制品， 而且还可以提炼出航空燃油、润滑油等高品质石油制 品以及烯烃、石蜡等多种高附加值的产品。 成烃类化合物以来，费托合成技术就伴随着世界原油 价格的波动以及政治因素而盛衰不定。费托合成率先 在德国开始工业化应用，1934年鲁尔化学公司建成了 第一座间接液化生产装置，产量为7万吨/年，到1944 年，德国共有9个工厂共57万吨/年的生产能力。
生物化工工艺学--第7章--生物反应器
十一 冷却装置 • 5M3以下发酵罐一般采用夹套冷却。大型发酵罐采用列管 冷却（四至八组）。带夹套的发酵罐罐体壁厚要按外压计 算。 • 夹套内设置螺旋片导板，来增加换热效果，同时对罐身起 加强作用。冷却列管极易腐蚀或磨损穿孔，最好用不锈钢 制造。
十二 发酵罐装料容积 • 发酵罐装料容积：在一般情况下，装料高度取罐圆柱 部分高度，但须根据具体情况而定。采用有效的机械 消泡装置，可以提高罐的装料量。
第二节 鼓泡反应器
鼓泡反应器是以气体为分散相、液体为连续相、涉及气液界面的反应器。 高径比较大的反应器常称为塔式反应器。 特 点：结构简单，易于操作，操作成本低，混合和传质传热性能好，因此广 泛应用于生物工程行业中，例如乙醇发酵、单细胞蛋白发酵、废水处理、 废气处理（例如用微生物处理气相中的苯）等。鼓泡反应器无传动部件，
• 通常通风管的空气流速取20米/秒。为了防止吹管吹入的空 气直接喷击罐底，加速罐底腐蚀，在空气分布器下部罐底上 加焊一块不锈钢补强。可延长罐底寿命。 • 通风量在0.02~0.5ml/sec时，气泡的直径与空气喷口直径的 1/3次方成正比。也就是说，喷口直径越小，气泡直径也越 小。因而氧的传质系数也越大。但是生产实际的通风量均超 过上述范围，因此气泡直径仅与通风量有关，而与喷口直径 无关。
原生流速与搅拌转速成正比，次生流速近似地与搅拌转速的平方成正比。因此， 当转速提高时，主要靠次生流加速流体的轴向混合，使传热传质速率提高。因 此，新型桨型的开发主要侧重于使轴向流速得到加强。
二、发酵罐的结构
• 罐体 ：由圆柱体及椭圆形或碟形封头焊接而成，材料为碳钢或不 锈钢，对于大型发酵罐可用衬不锈钢板或复合不锈钢制成，衬里 用的不锈钢板厚为2-3毫米。 • 为了满足工业要求，在一定压力下操作、空消或实消，罐为一个 受压容器，通常灭菌的压力为2.5公斤/厘米2（绝对压力）。
第七章 化工工艺计算.
③ 生成环氧乙烷的选择性 =转化为环氧乙烷的乙烯量/消耗的乙烯总量×100% =0.83 / （0.83+0.5425）×100% =60.47%
组分 原料油 产品油
C11H23SH 5% 0.1%
C11H24 70% 96.8%
C10H20 =CH2 25% 3.1%
求（1）消耗的氢气总量； （2）分离后气体的摩尔分数。
① 画出衡算系统方框图如下。
H2
C11H23SH
原料油 C11H24
5% 70%
C10H20 =CH2 25%
催化
分
气体
加氢
离
产品油
C11H23SH
0.1%
C11H24
96.8%
C10H20 =CH2 3.1%
② 写出反应方程式。
C11H23SH + H2
C10H20 =CH2 + H2
③ 选择衡算基准为1h。
C11H24 + H2S C11H24
H2
2kg/kmol C11H24
156kg/kmol
H2S
34kg/kmol C10H20 =CH2 152kg/kmol
C2H4 0.0325Wmol
统 O2 0.109Wmol
N2 0.803Wmol
CO2 0.0555Wmol
产物(P) C2H4O 0.83mol
H2O Zmol
采用元素的原子守恒计算，即 C 平衡 2X=(0.83×2)+（0.0325W×2+0.0555W） H 平衡 4X=(0.83×4+2Z)+0.0325W×4
化工工艺计算
• 查得 H2SO4 95% Cp95%=1.53 kJ/kg0C ΔHs095%=100.49 kJ/molSO3
•
50% Cp50%=2.53 kJ/kg0C -
ΔHs050%=149.37 kJ/molSO3
•
H2O
Cp H2O =4.18 kJ/kg0C
• 假定在计算范围内各Cp变化不大，近似
• 在如下反应中，950C 等温状态下，测得该
反应为一级反应。反应速率常数0.03S-1
以 0.2kmol/.m3 原料浓度进行生产，要求
最终转化率达到90% 试计算年产量吨？.
(产物B Mw=103)
•A
B（产物） + C
• 用 300L管式反应器连续操作
• 用 150L釜式反应器两个串联连续操作
• 解：由于两等体积釜串联，则
C A,N
C A0
(1 k i ) N
1 2
(1 k i )2
C A0 C A2
xA
CA0 CA2 C A0
1 CA2 C A0
0.95
(1 k i )2 20 i 1.006 h
i
Vi v0
Vi
iv0
1.006 1.82
1.83m3
• 求若采用5000升反应锅需几台？后备系数 多少？
连续操作釡式反应器
• 有一级不可逆反应A→P，在85℃时反应速 率常数为3.45h-1，今拟在一个容积为10m3的 釜式反应器中进行，若最终转化率为 XA=0.95，设该反应的处理量为1.82m3/h， 今若改用两个容积相等的串联釜操作，求反 应器的总容积？
• ΔfH m,苯酐 = -402.2 kJ/mol • ΔcH m,苯酐=-3314 kJ/mol • ΔcHm,氢气 = -285.58 kJ/mol • ΔcHm,碳 = -395.3 kJ/mol • ΔR-Ar = -14.7 kJ/mol • 以上数据除ΔR-Ar外，吸热为正放热为负。
1.3 化工工艺计算
3．产率（或选择性S）
产率表示了参加主反应的原料量与参加反应的原料量 之间的数量关系。反映原料的利用是否合理。 即参加反应的原料有一部分被副反应消耗掉了，而没有 生成目的产物。产率越高，说明参加反应的原料生成的目 的产物越多。
产率＝
×100%
例3 用乙烷作裂解原料生产乙烯，在一定的生产条件 下，通入裂解炉的乙烷量为7000kg/h，反应后，尾气中含乙 烷2450kg/h，得到乙烯量为3332 kg/h，求乙烯的产率。
（1）单程转化率 参加反应的原料量占通入反应器原料总量的 百分率。 （2）总转化率 参加反应的原料量占通入反应体系原料总量 的百分数。 （3）平衡转化率 指某一化学反应达到平衡状态时，转化为目的产 物的 原料占该种原料量的百分比。
（1）单程转化率（XA）
单程转化率＝ ×100%
＝
×100%
例1 以乙烷为裂解原料生产乙烯，在一定的生产条件下， 通入裂解炉的乙烷量为7000kg/h，反应后，尾气中含乙烷 2450kg/h，求乙烷的转化率。 解：单程转化率＝ ×100% ＝ ＝65% ×100%
教材P13
【例1-2】用邻二甲苯气相催化氧化生产邻二甲苯酸酐
（苯酐）。邻二甲苯投料量为205kg/h，空气通入量（标 准状态）4500m3/h，反应器出口物料组成（摩尔分数） 如表所示：
试计算邻二甲苯转化率、苯酐收率及反应选择性。
物料衡算和热量衡算是化学工艺的基础之一，通过物 料、热量衡算，计算生产过程的原料消耗指标、热负荷和 产品产率等，为设计和选择反应器和其他设备的尺寸、类
4.查取手册得到有关热力学数据 各组分的标准生成焓△Hfiθ和25～500℃间的平均 摩尔定压热容CP,m见下表：
组分 CH4 H2O(g) CO CO2 H2 △HF /（kJ·kmol） CP,m/（kJ·kmol·℃ ） -74.85×10 -242.2×10
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
Y
转化为目的产物 R所消耗的反应物 反应物 A的起始量
A的量
单程收率 :分母为(新鲜＋循环该原料之和) 总收率：分母为（新鲜该物料）
➢ 转化率(X)，收率(Y)和选择性(S)三者关系：
X
某一反应物的转化量 , m某 ol一反应物的转化量 该反应物的起始量，X mo该l 反应物的起始量，
, mol mol
, m
（2）单程转化率和全程转化率
为了提高原料的利用率，采用循环反应系统。
新鲜原料
循环物料
混合
反应
驰放物料 分离 产品
单程转化率——反应器
X
A
组分A在反应器中的转化量 新鲜原料中组分 A的量＋循环物料中组分
A的量
全程转化率——反应系统
X A,tot
组分A在反应器中的转化量 新鲜原料中组分 A的量
输入物料的总质量＝输出物料的总质量＋系统内积累的物料质量
注:间歇操作（非稳态） 积累≠0 连续操作（稳态） 积累＝0
P (Kg)
F (Kg) XF1 XF2
蒸馏
XP1 XP2 W (Kg)
XW1 XW2
无化学反应过程物料流程示意图
总质量衡算：F=P+W 组分衡算：F XF1 = PXP1 +WXW1
第七章 化工工艺计算
§7.1 概述 §7.2 物料衡算 §7.3 热量衡算
§7.1 概述
化工生产过程：主副产品量、原材料消耗、能量消耗、三废指标
化工工艺计算 物料衡算、热量衡算 进行化工设计、过程经济评价、节能分析和过程优化的基础
1、物料衡算和热量衡算的主要步骤
(1)收集计算数据：化工装置的生产操作数据，如输入和输出物料 的流量、温度、压力、浓度等，涉及物质物化常数，如密度、热 容等。 (2)写出相关反应方程式（包括主副反应）并配平，标明相对分子量。
转化为目的产物所消耗 的某反应物的量
S
该反应物的转化总量
Y= S X
Y
转化为目的产物 R所消耗的反应物 反应物 A的起始量
A的量
转化率(X)，收率(Y)和选择性(S)三者关系： Y= S X
3 1 1
4
3
3
5
4
5
2020/3/2
10
§7.2 物料衡算
1. 一般反应过程的物料衡算 理论依据：质量守恒定律
F XF2 = PXP2 +WXW2
F (mol)
反应
P (mol)
催化裂化过程物料流程示意图
组成
C6H14 C7H16 C8H18 C11H24
原料油 （摩尔分数）
0 0 0.3 0.7
产品油 （摩尔分数）
0.05 0.15 0.30 0.50
C原子衡算：F ×0.3×8＋ F ×0.7×11 = P ×0.05×6 + P ×0.15×7 + P ×0.3×8 + P×0.5×11
X乙炔,tot＝
5000－4450 600100％＝91.67％
总结：一般要根据各自反应的特点，由实际经验来控制单程转化率。
➢反应选择性
（1）定义：转化成目的产物的某反应物量与参加所有反应而转化 的该反应物总量之比。
转化为目的产物所消耗 的某反应物的量
S
该反应物的转化总量
➢收率（产率）
（1）定义：生成的目的产物占某反应物初始量的百分率。
组分 原料油 产品油
C11H23SH 5% 0.1%
C11H24 70% 96.8%
C10H20 =CH2 25% 3.1%
求（1）消耗的氢气总量； （2）分离后气体的摩尔分数。
① 画出衡算系统方框图如下。
H2
C11H23SH
原料油 C11H24
5% 70%
C10H20 =CH2 25%
催化
分
气体
加氢
离
产品油
C11H23SH
0.1%
C11H24
96.8%
C10H20 =CH2 3.1%
② 写出反应方程式。
C11H23SH + H2
C10H20 =CH2 + H2
③ 选择衡算基准为1h。
C11H24 + H2S C11H24
H2
2kg/kmol C11H24
156kg/kmol
H2S
34kg/kmol C10H20 =CH2 152kg/kmol
例：以乙炔与醋酸合成醋酸乙烯酯为例。如图所示，再连续生产中，假 设每小时流经各物料线的物料中含乙炔的量为mA=600Kg ， mB=5000Kg， mc=4450Kg，计算过程的单程转化率和全程转化率。
解：
原料 A
循环 D
B 反应器
C
分离器
放空 粗产品
X乙炔＝
5000－4450 5000
100％＝11％
(3)绘出流程的方框图，标明相关参数。
(4)选定衡算基准 通常计算产率：选一定量的原料或产品为基准（1Kg或100Kg、
1mol、1m3等）； 计算原料的消耗指标和设备生产能力：选单位时间为基准（1h、
1mim、1s等）。
(5)设未知数，列方程式，求解。 （物料平衡、约束式－归一方程、气液平衡方程等。
物料衡算的步骤 (1)绘出流程的方框图 (2)写出反应方程式，并配平之。 (3)选定衡算基准 (4)设未知数，列方程式，求解。 （物料平衡、约束式－归一方程、气液平衡方程等。 (5)计算和核对。 (6)报告计算结果。
例1： 拟将原料油中的有机硫通过催化加氢转变成H2S，进而脱出之， 油中不饱和烃也加氢饱和。若原料油的进料速率为160m3/h，密度为 0.9g/ml，氢气（标准状态）的进料速率为10800m3/h。原料油和产 品油的摩尔分数组成如下。
C11H23SH 188kg/kmol
原料油平均摩尔质量=188×0.05+156×0.7+154×0.25=157.1kg/kmol
➢对进料原料油衡算/1h
1h原料油进料物质的量=160×900 / 157.1=916.6kmol C11H23SH：n=916.6×0.05=45.83 Kmol; m=8616 Kg C11H24 : n=916.6 × 70%=641.62 Kmol; m=100093 Kg C10H20 =CH2 : n=916.6 × 25%=229.15 Kmol; m=35289 Kg
(6)计算和核对。
(7)报告计算结果。
2、化工工艺学中基本概念
转化率、选择性和收率
➢ 反应转化率-----反映原料产生化学反应的程度 （1）定义：指某一反应物参加反应，转化的数量占该反应物起 始量的分率或百分数。（针对反应物而言）
X
某一反应物的转化量 , m某 ol一反应物的转化量 该反应物的起始量，X mo该l 反应物的起始量，