环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 年产10万吨 能量衡算

环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 年产10万吨 能量衡算 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 项 目 名 称 - 1 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 1. 1.1衡算目的 ……………………………………………………………………… 3 1.2能量衡算的依据及必备条件 …………………………………………… 3 1.3能量守恒方程 ……………………………………………………………… 3 1.4能量衡算基准 ……………………………………………………………… 4 1.5流程简图及说明 …………………………………………………………… 4 2. 2.1能量衡算总体思路 ……………………………………………………… 5 2.2能量衡算过程及衡算结果 ……………………………………………… 5 2.2.1环己烷氧化反应系统衡算 …………………………………… 5 2.2.2己二酸萃取系统衡算 ………………………………………… 9 2.2.3皂化系统衡算 …………………………………………………… 11 2.2.4环己烷一塔分离系统衡算 …………………………………… 14 2.2.5环己烷二塔分离系统衡算 …………………………………… 17 2.2.6环己酮分离系统衡算 ………………………………………… 19 2.2.7环己醇分离系统衡算 ………………………………………… 21 2.2.8环己醇脱氢反应系统衡算 …………………………………… 22 2.3计算结果汇总 ……………………………………………………………… 24 3. ………………………………………………………………………… 24 - 2 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 1. 1.1 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 质及要求进行设备的工艺，以确定设备的形式、台数、容积及主要尺寸。 对于有传热要求的设备，必须通过对其工艺过程进行能量衡算，才可以了解工艺 过程在加热、冷却和动力学方面的能量需求及其损耗情况（如热损失），从而确 定设备尺寸、载热体用量及过程的能量利用率。根据能量衡算还能够考察能量的 传递及转化对过程操作条件的影响。 1.2 能量衡算的主要依据是能量守恒定律。 能量衡算是以物料衡算的结果为基础而进行的。为了计算方便，能量衡算取 物料的流量为1s的流量为基准。另外，能量衡算的有关物料的热力学数据可从 相关的文献或由基团估算得到。 1.3 尽管能量有各种不同的表现形式，但对于任一系统总存在如下的关系，即： E,E -----------------------------------------（1-1） ,积ii E式中，——进、出系统的第i股能量，KJ，进入系统的取正值，离开系统负值； i E——对全部能流求和； ,ii E——系统内积累的能量。 积 s EGe进出系统的能量包括进出物流所具有的能量及在系统与环境间ii,,iii 传递的各股热量和功。 QW,, s Ge，Q，W,E即： ------------------------------（1-2） ii,,,积i 2svi其中，-------------------------------------------------（1-3） Ge,(h，，gZ)Gi,,iiii2ii-1 h——物流的比焓；KJ/kg?K i v——物流的平均流速；m/s i Z——物流的质心与基准面的高差；m i2 g——重力加速度；m/s 在能量衡算过程中，由于物流的焓流量非常大，故常用物流的焓流量（H）i s Ge代替物流所具有的能量,所以 ii,i H，Q，W,E--------------------------------（1-4） ,,,积ii 物料i在同状态下的焓可以按下式计算： - 3 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 ,H,n,H，mC(T,298K)--------------（1-5） ,,iifmiip ,nm其中：为物料i的物质的量，mol；为物料i质量流量，kg；为,Hmiif-1物料i的生成焓，kJ/mol；是物料i的定压比热容,kJ/kg?K。物料iCip ,nm的、由物料衡算可以得到；物料i的和可以从有关的文献中查,HCmiifip到。 1.4 每年300个工作日，每日24小时连续生产。 物料流量取单位时间（1s）的流量,基准温度为25?。 1.5 ? ? 8 4 5 6 7 3 1 2 ? ? ? ? ? ? ? ? 图1-1 环己酮生产流程简图 1－环己烷氧化反应系统；2－萃取槽；3－皂化系统；4－环己烷一塔；5－环二塔；6 －环己酮精馏塔；7－环己醇精馏塔；8－环己醇脱氢反应系统；?－原料；?－贫氧 空气；?－水；?－己二酸和水；?－碱液；?－水；?－皂化废液和废水；?－产 品环己酮；?－X油；?－氢气 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮的生产流程简图见图1-1。整个流程分为环己烷氧化、环己烷回收、环己酮精馏三个工段。 环己烷氧化工段包括环己烷氧化反应系统、萃取槽、皂化系统三部分。其中， 环己烷反应系统包括5个氧化釜，2个分解釜，该系统作为整体进行能量衡算。 氧化后，在萃取槽中用水萃取副产物中的己二酸，作为本厂的副产品。在这里单 独对萃取槽进行能量衡算。回收大部分己二酸后料液进入皂化系统，皂化系统包 括皂化反应器、静置分离槽、水洗分离器等设备该系统看作一个系统来进行衡算。 环己烷回收工段包括环己烷一塔以及环己烷二塔。在能量衡算过程中，将每 一个塔当作一个系统来衡算。 环己酮精馏工段包括环己酮精馏塔，环己醇精馏塔以及环己醇脱氢反应系 统，分别对这三个系统进行能量衡算。 - 4 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 2. 2.1 由于物料反应过程复杂，中间产物的组分及含量难以确定，但物料的焓变只 与状态有关，对每个工段进行能量衡算时，通过对始末状态下的焓流的变化量的 计算，可以估算出整个工段能量交换的情况。另外在衡算过程中，一些物质的流 量很小，可以将这些物料等同为一种与其性质相似的物料来计算，即计算过程中 用与它们分子量相当的物质的物性数据代替它们的物性数据。 2.2 2.2.1 (1) 环己烷氧化系统的 环己烷氧化反应系统包括1个空气预热器（E0104）、1个原料预热器（E0101）、 5个氧化釜（R0101－R0105）、1个尾气冷凝器（E0102）、1个尾气冷却器（E0103）、 1个氧化液冷却器（E0105）和2个分解釜(R0106－R0107)，该系统作为整体进行能量衡算。进、出口物料和条件如图2－1所示： 出口1： 一塔回流： 贫氧空气 环己烷、环己酮、 W Q 25? 轻质油 1 atm 45? 1 atm出口2： 环己烷、环己酮、 进料： 环己醇、杂质、 环己烷、杂质、 水、有机酸、轻 空气 质油、x油 25?，1 atm 90? 图2-1 25?新鲜原料和45?环己烷一塔塔顶回流液进入氧化系统后，先与氧化反 应生成的尾气混合，尾气温度分别为150?和25?，混合后温度为88.65?。混合液经原料加热器加热到142?后进入氧化器，氧化分解为150?的氧化液和尾气，氧化液经氧化冷却器冷却到90?，由出口2流出系统外，进入下一工段； 而尾气通过尾气冷凝器，把85％的环己烷冷凝下来，剩下的尾气经冷却器冷却 到25?，气体由出口1流出系统，而25?、15％环己烷则与冷凝下来的环己烷 一起回流入混合槽。 (2) 进口物流焓流量的计算 进口物料的组分含量和相关的物性数据如表2-1所示。（进料杂质和轻质油 - 5 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 的组分很复杂，但量都很少，且进料杂质的性质与苯很相近，轻质油的性质与环 己烷的也很相近，计算时用苯和环己烷的物性数据分别代替它们的物性数据，计 算结果的误差仍在估算要求的范围内）。 表2-1 进口焓流量表 一塔回流液 新鲜进料 空气 组分 环己烷 轻质油 环己酮 环己烷 杂质 Ｎ Ｏ t/? 45 45 45 25 25 25 25 ,,H(298K)fm -156.34 -156.34 -285.12 -156.34 49 0 0 ,1/(kJ,mol) Cp 1.915 1.915 1.878 1.843 1.726 0.734 0.68 ,1,1/(kJ,kg,K) 451.8 0.045 0.035 43.187 0.039 50.74 36.83 n/mol m/kg 38.0244 0.0038 0.03426 3.63471 0.00364 1.4207 1.1784 H/kJ -69178 -6.8898 -8.6924 -6751.9 1.911 0 0 i H/kJ－75943.6 ,入 ,Hi,n,H，mC(T,298K)依式（1-5），分别计算各,,ifmiip 物料的焓： 一塔回流液中： 环己烷：H,451.8，(-156.34)，1.915，38.0244，(318,298),－69178kJ 轻质油：H,0.045，(－156.34)，1.915，0.0038，(318,298),,6.8898kJ 环己酮：H,0.035，(-285.12)，1.878，0.03426，(318,298),,8.6925kJ 新鲜进料中： 环己烷：H,43.187，(-156.34)，1.843，3.63471，(298,298),,6751.9kJ 杂质： H,0.039，(49)，1.726，1.4207，(298,298),1.911kJ 空气中： N： H,0，0.734，1.4207，(298,298),0kJ 2 O： H,0，0.68，1.1784，(298,298),0kJ 2 所以，进口物料总的焓流量为: -69178-6.8898-8.6925-6751.9，1.91,-75943.6kJH,,入 计算结果列于上表。 (3)出口1的物料焓流量的计算 出口1各物料的含量及物性数据如表2-2。 - 6 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 表2－2 出口1焓流量表 ,组分 Ｎ Ｏ ,H(298K)fm 0 0 T/? 25 25 ,1/(kJ,mol) Cp 0.734 0.68 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 50.74 0.46 m/kg 1.4207 0.0148 H/kJ 0 0 i H/kJ0 ,i ,Hi,n,H，mC(T,298K)依式（1-5），分别计算各,,ifmiip物料的焓： N： H,0，0.734，1.4207，(298,298),0kJ2 O： H,0，0.68，0.0148，(298,298),0kJ 2 所以，进口物料总的焓流量为: 。计算结果列于上表。 0，0,0kJH,,出1 (4)出口2物料焓流量的计算 出口2各物料的含量及物性数据如表2-3 。 表2－3 出口2焓流量表 组分 环己烷 轻质油 环己酮 环己醇 杂质 Ｘ油 有机酸 水 t/? 90 90 90 90 90 90 90 90 ,,H(298K)fm -156.34 -156.34 -285.12 -349.6 49 -570.24 -991.85 -285.9 ,1/(kJ,mol) Cp 2.146 2.146 2.042 2.548 1.883 1.869 2.43 4.208 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 452.79 0.045 18.16 21.37 0.039 0.012 3.93 17.81 m/kg 38.035 0.0038 1.782 2.41 0.0036 0.0035 0.574 0.32 -65484 -6.5052 -4941.3 -7071.8 2.35162 -6.4177 -3807.3 -5004.4 H/kJ i H/kJ－86319 ,i ,Hi,n,H，mC(T,298K)依式（1-5），分别计算各,,ifmiip物料的焓： - 7 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 环己烷： H,452.79，(-156.34)，2.146，38.035，(363,298),-65484kJ 环己酮： H,18.16，(-285.12)，2.042，1.782，(363,298),-4941.3kJ 环己醇： H,21.37，(-349.6)，2.548，2.41，(363,298),-7071.8kJ 水： H,17.81，(-285.9)，4.208，0.32，(363,298),-5004.4kJ 杂质： H,0.039，49，1.883，0.0036，(363,298),2.35162kJ 有机酸： H,3.93，(-991.85)，2.43，0.574，(363,298),-3807.3kJ 轻质油： H,0.045，(-156.34)，2.146，0.0038，(363,298),-6.5052kJ X油： H,0.012，(-570.24)，1.869，0.0035，(363,298),-6.4177kJ出口2物料的总焓流量为： H,,65484,4941.3,7071.8,5004.4，2.35162,3807.3,6.5052-6.4177,,86319kJ, 计算结果列于上表。 (5)换热器的热量衡算 换热物料进出温度及物性数据如表2－4所示。 表2－4 换热物料性质表 换热器 原料预热器 空气预热器 尾气冷凝器 尾气冷却器 氧化冷却器 进口温度/? 88.65 25 150 150 150 出口温度/? 142 142 150 25 90 73.75 2.5991 32.05 4.8075 43.1319 m/kg Cp 2.054 0.71 -- 2.17 2.296 ,1,1/(kJ,kg,K) ,1r/(kJ,kg)-- -- 304 -- -- w 8860.6 215.9 －9743.2 －1304.0 －5941.9 Q/kJ Q－7912.6 , ,Q,mr,Q,mCp,T依公式或，分别计算各换热器的换热量： w ,Q,73.75，2.054，（142－88.65）,8860.6kJ?原料预热器： 1 ,Q,2.5991，0.71，(142,25),215.9kJ?空气预热器： 2 ,Q,32.05，(,304),,9743.2kJ?尾气冷凝器： 3 ,Q,4.8075，2.17，(25,150),-1304kJ?尾气冷却器： 4 ,Q,43.1319，2.296，(90,150),-5941.9kJ?氧化冷却器： 5 给系统增加的热量为： ,Q,8860.6，215.9,9743.2,1304,5941.9,,7912.6kJ 计算结果列于上表。 (6)总功计算 - 8 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 5个氧化釜（R0101－R0105）和2个分解釜(R0106－R0107)中的每个搅拌器的在1s时间内作功为：88KW，所以， W,7，88,616kJ, (7) 氧化系统与环境传递的热量 ,Q =－75943.6－(－86319)－7912.6+616=3078.8kJ ,Q 即每1s时间内由整个系统向外界输出的热量为3078.8kJ。 2.2.2 (1)己二酸萃取系统的分析 己二酸萃取槽（V0103）进、出口物料的流量及条件如图2－2所示： 进口1： 出口1： 水 90? 混合液 进口2： 出口2： 水＋己二酸 混合液90? 图2-2 己二酸萃取系统只有己二酸萃取槽一个设备。整个系统的能量流包括己二酸 溶解放出的热量，萃取槽向外界散发的热量以及搅拌器所做的功。 (2)己二酸萃取系统能量衡算过程 -1由文献查得在90?的热水中，己二酸的溶解度为：0.4g/g，己二酸在水中的溶解热为：66.2KJ/mol。1s时间内进口的有机酸量为3.93mol,而己二酸占90%，按萃取回收率80%计算。 己二酸的回收量为： ，即0.4136kg。 3.93 ， 90% ， 80% ,2.8296mol 所需的水量为：0.4136,0.4,1.034kg 进口混合液中水的含量是0.32kg，所以需要加入水：1.034,0.32,0.714kg 由此可知： Q,66.2，2.8296,187.538kJ己二酸溶解放出的热量为：. 1 搅拌器作功为： W,34kW，1,34kJ 萃取槽向外界散热为： Q,A,(t,t),,70.2，15.1，(90,25)，1J,,68.90kJ 2TT0 Q,A,(t,t),在这里： TT0 - 9 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 2A——设备散热的表面积，m 2,——设备散热表面与周围介质之间的联合络合热系数，W/(m??) T t——与周围介质直接接触的设备表面温度，? T t——周围介质的温度，? o t——过程持续时间，s. 由于动能和位能的变化量很小，可以不考虑。所以整个系统积累的能量为： ,E,187.538，34,68.90,152.60KJ系统积累的能量作为出口焓的一部分带到下一系统。由此可知，出口液的温度并 不等于90?。 (3)求出口液体的温度 ,1CC2.17kJ/kg,K90?左右的出口混合液的为：，水与己二酸混合液的可pp ,14.2kJ/kg,K以当作。所以， ,E,H,152.60,[4.2，(1.034，0.4136)，2.17，42.8644]，(T,90), 解得，T=91.4?。 即萃取槽出口的液体温度为91.4?。 (4)进口物料焓流量的计算 进口2混合液即是氧化系统中出口2的混合液，其含量及物性数据见表2-3。 进口1各物料焓流量计算数据如表2-5所示。 表2－5 进口1焓流量表 组分 水 T/? 90 ,,H(298K)fm -285.9 ,1/(kJ,mol) Cp 4.208 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 39.7386 m/kg 0.714 H/kJ -11166 i 计算与氧化系统的焓计算相同。 进口物料总焓：＝－86319－11166＝－97485kJH, (4)出口物料焓流量的计算 出口1各物料焓流量计算数据如表2-7 。 表2－7 出口1焓流量表 组分 环己烷 轻质油 环己酮 环己醇 杂质 Ｘ油 有机酸 T/? 91.4 91.4 91.4 91.4 91.4 91.4 91.4 - 10 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 ,,H(298K)fm -156.34 -156.34 -285.12 -349.6 49 -570.24 -991.85 ,1/(kJ,mol) Cp 2.154 2.154 2.047 2.563 1.893 1.873 2.44 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 452.79 0.045 18.16 21.37 0.039 0.012 1.1004 m/kg 38.03 0.0038 1.782 2.1413 0.0036 0.0035 0.1604 H/kJ -65350 -6.4918 -4935.6 -7106.5 2.3635 -6.4076 -1065.4 i H/kJ－78428 ,i 出口2各物料焓流量计算数据如表2-8 。 表2－8 出口2焓流量表 组分 水 己二酸 T/? 91.4 91.4 ,,H(298K)fm -285.9 -991.85 ,1/(kJ,mol) Cp 4.21 2.44 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 57.5486 2.8296 m/kg 1.034 0.4136 H/kJ -16164 -2739.4 i H/kJ－18904.4 ,i 出口物料总焓：＝－78428－18904.4＝－97332.4kJH, (1)皂化系统分析 皂化系统包括（皂化反应器R0108、静置槽V0105、水洗分离槽V0106）；其 进、出口的物料及条件如图2—3所示： - 11 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 进口1： 进口3： 温度 91.4? 25?水 出口1： 混合液 有机相 混合液 进口2： 出口3： 出口2： 温度 90? 有机相 废碱的 氢氧化钠溶混合液 水溶液 出口4： 液 废水溶液 图2-3 把整个皂化系统分为两个子系统，一个是皂化反应器和静置槽，另一个是水 洗分离槽。91.4?的混合液中的有机酸被90?的氢氧化钠溶液中和，静置后排出 废碱水溶液。剩下的有机相混合液进入水洗分离槽，用25?的水冲洗，并排出废水溶液，其余混合液进入下一工序。 (2)能量衡算过程 进口混合液中包含有机酸量是：3.93，(1,90%，80%),1.1004mol 其中己二酸为：3.93，90%，(1,80%),0.7074mol 1.1004,0.7074,0.393mol其它有机酸为： 由于有机酸的成分复杂，将它全部当作一元酸。 氢氧化钠与有机酸的中和热为10～11kcal/mol左右，取10.5kcal/mol,即43.89kJ/mol。 有机酸全部中和完消耗氢氧化钠的量为1.8078mol。 Q,A,(t,t),由式：可以估算出皂化反应器R0108、静置槽V0105向环境TT0 Q,36.14，37.30,73.44kJ散发的热量为：。由此可知，皂化反应器与静置槽中1 物料的焓变为－73.44kJ。 Q,A,(t,t),由式：可以估算出，水洗分离槽V0106向环境散发的热量TT0 Q,100.11kJ为：。由此可知，水洗分离器中物料的焓变为－100.11kJ。 2 (3)求静置槽出口液体流的温度 进口1、2各物料焓流量计算数据如表2-9所示，其中进口1物料就是己二酸萃取系统的出口1物料。 - 12 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 表2－9 进口1、2焓流量表 进口1 进口2 ,组分 环己烷 轻质油 环己酮 环己醇 杂质 Ｘ油 有机酸 氢氧化钠 ,H(298K)fm -156.34 -156.34 -285.12 -349.6 49 -570.24 -991.85 -416.88 T/? 91.4 91.4 91.4 91.4 91.4 91.4 91.4 90 ,1/(kJ,mol) Cp 2.154 2.154 2.047 2.563 1.893 1.873 2.44 2.089 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 452.79 0.045 18.16 21.37 0.039 0.012 1.1004 1.8078 m/kg 38.03 0.0038 1.782 2.1413 0.0036 0.0035 0.1604 0.0723 H/kJ -65350 -6.4918 -4935.6 -7106.5 2.3635 -6.4076 -1065.4 -743.82 i H/kJ－79212 ,i 由此可知，出口焓为：－79212－73.44＝－79285.44kJ。 通过迭代可求得静置槽出口温度为81?。 出口1、2各物料焓流量计算数据如表2-10所示。 表2－10 出口1、2焓流量表 出口1 出口2 组分 环己烷 轻质油 环己酮 环己醇 Ｘ油 杂质 水 T/? 81 81 81 81 81 81 81 ,,H(298K)fm -156.34 -156.34 -285.12 -349.6 -570.24 49 -285.9 ,1/(kJ,mol) Cp 2.095 2.095 2.009 2.453 1.839 1.818 4.196 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 452.79 0.045 18.16 21.37 0.012 0.039 2.9082 m/kg 38.03 0.0038 1.782 2.1413 0.0035 0.0036 0.2327 H/kJ -66328 -6.5895 -4977.3 -7176.8 -6.4824 2.27751 -776.78 i H/kJ－79285.44 ,i (3)求水洗分离器出口液体流的温度 水洗分离器进口的混合液是静置槽出口1的混合液，其含量和物性数据见表 2－10。 进口3各物料焓流量计算数据如表2-11所示。 - 13 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 表2－11 进口3焓流量表 ,组分 水 ,H(298K)fm -285.9 T/? 25 ,1/(kJ,mol) Cp 4.179 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 790.319 m/kg 14.2 H/kJ -225952 i 由此可知，出口焓为：－79285.44－225952－100.11＝－304545kJ。 通过迭代可求得静置槽出口温度为59?。 出口3、4各物料焓流量计算数据如表2-12所示。 表2－12 出口3、4焓流量表 出口3 出口4 组分 环己烷 轻质油 环己酮 环己醇 Ｘ油 杂质(苯） 水 T/? 59 59 59 59 59 59 59 ,,H(298K)fm -156.34 -156.34 -285.12 -349.6 -570.24 49 -285.9 ,1/(kJ,mol) Cp 1.972 1.972 2.227 2.296 1.765 1.821 4.178 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 452.79 0.045 18.16 21.37 0.012 0.039 790.319 m/kg 38.03 0.0038 1.782 2.1413 0.0035 0.0036 14.2 H/kJ -68239 -6.7805 -5042.8 -7303.8 -6.6328 2.13389 -223935 i H/kJ－97498 －223933 ,i H/kJ－304545 ,i (1)环己烷一塔分离系统的分析 环己烷一塔分离系统包括环己烷一塔（T0201A和T0201B）、一塔进料预热器（E0201）、一塔冷凝器（E0202Ａ、E0202Ｂ）、环己烷冷却器（E0203）和一塔再沸器（E0204Ａ、E0204B)，一塔回流泵（P0203）和环己烷循环泵（P0202Ａ、P0202B）。其进、出口的物料及条件如图2-4所示： - 14 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 出口1： 45? 59? 环己烷、轻质 油、环己铜 环己烷、环己醇、 环己酮 X油 、轻质油 出口2：100? 环己烷、环己醇、 环己酮X油 、轻 质油 从水洗分离槽出来的59?的混合液与二塔塔顶回流的59?的液体混合后，图2—4 经由预热器加热到82?后流入第一环己烷精馏塔，塔顶温度为80?，塔顶产物 冷凝冷却到45?后回流；塔底温度为100?，部分产物经再沸器加热返回塔内， 其他产物流出系统。 (2)进、出口物料焓流量的计算 进口各物料焓流量计算数据如表2-13所示。 表2－13 进口焓流量表 组分 环己烷 轻质油 环己酮 环己醇 Ｘ油 T/? 59 59 59 59 59 ,,H(298K)fm -156.34 -156.34 -285.12 -349.6 -570.24 ,1/(kJ,mol) Cp 1.972 1.972 2.227 2.296 1.765 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 564.8 0.15 18.18 21.38 0.01 m/kg 47.5305 0.01262 1.7842 2.1413 0.00226 H/kJ -85114 -22.605 -5048.4 -7307.3 -5.5668 i H/kJ－97498 ,i 出口1各物料焓流量计算数据如表2-14所示。 表2－14 出口1焓流量表 组分 环己烷 轻质油 环己酮 T/? 45 45 45 ,,H(298K)fm -156.34 -156.34 -285.12 ,1/(kJ,mol) Cp 1.915 1.915 1.878 - 15 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 451.8 0.045 0.035 m/kg 38.0244 0.0038 0.03426 H/kJ -69178 -6.8898 -8.6924 i H/kJ－69194 ,i 出口2各物料焓流量计算数据如表2-15所示。 表2－15 出口2焓流量表 组分 环己烷 轻质油 环己酮 环己醇 Ｘ油 T/? 100 100 100 100 100 ,,H(298K)fm -156.34 -156.34 -285.12 -349.6 -570.24 ,1/(kJ,mol) Cp 2.204 2.204 2.079 2.656 1.901 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 112.95 0.1039 17.83 21.38 0.01 m/kg 9.5061 0.0088 1.75 2.1413 0.00226 H/kJ -16087 -14.789 -4810.8 -7047.9 -5.3802 i H/kJ－27966 ,i (3)换热器的热量衡算 换热物料进出温度及物性数据如表2－16所示。 表2－16 换热物料性质表 换热器 一塔进料预热器 一塔回流冷却器 一塔冷凝器 一塔再沸器 进口温度/? 59 80 80 100 出口温度/? 82 45 80 100 m/kg 51.47 38.06 68.51 71.67 Cp 1.984 2.002 -- -- ,1,1/(kJ,kg,K) ,1r/(kJ,kg)-- -- 360.3 384.7 w 2348.5 －2667.3 －24687.1 27570.4 Q/kJ Q2564.48 , (4)三个泵热量衡算（P0202Ａ、P0202B和P0203） 三个泵主要是让流体克服高度差在系统内部循环流动，并不给流体增加内 能，改变流体的能量，对流体的热量变化的作用可以忽略。 - 16 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 (5)环己烷一塔损失的热量为： ?Q＝－97498+2564.48－(－27966)－(－69194)＝2226.48kJ。 (1)环己烷二塔分离系统的分析 环己烷二塔分离系统包括：环己烷二塔（T0202A和T0202B）、二塔进料冷却器（E0205）、二塔冷凝器（E0206Ａ和E0206Ｂ）和二塔再沸器（E0207Ａ和E0207Ｂ)。 环己烷二塔系统的进、出口物料和状态如图2-5所示： 出口1： 59? 环己烷、轻质油、 100? 环己酮 环己烷、环己醇、 环己酮、X油 、轻 质油 出口2： 135? 环己烷、环己醇、 环己酮 X油 、轻质油 图2-5 烷一塔塔底产物直接进入烷二塔系统，物料的温度为100?，经由冷却器冷却到80?后流入第二环己烷精馏塔，塔顶温度为60?，考虑了热损失，塔顶产品可估算为59?，并流入烷一塔混合槽；塔底温度为135?，部分产物经再沸器加热返回塔内，其他产物流出系统。 (2)进、出口物料焓流量的计算 进口混合液即是烷一塔中出口2的混合液，其含量及物性数据见表2-15。 出口1各物料焓流量计算数据如表2-16所示。 表2－16 出口1焓流量表 组分 环己烷 轻质油 环己酮 T/? 59 59 59 ,,H(298K)fm -156.34 -156.34 -285.12 ,1/(kJ,mol) Cp 1.972 1.972 2.227 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 112.827 0.08973 0.02 - 17 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 m/kg 9.49574 0.0076 0.002 H/kJ -17003 -13.519 -5.551 i H/kJ-17022 ,i 出口2各物料焓流量计算数据如表2-17所示。 表2－17 出口2焓流量表 组分 环己烷 轻质油 环己酮 环己醇 Ｘ油 T/? 135 135 135 135 135 ,,H(298K)fm -156.34 -156.34 -285.12 -349.6 -570.24 ,1/(kJ,mol) Cp 2.408 2.408 2.213 2.967 2.012 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 0.1231 0.01417 17.81 21.38 0.01 m/kg 0.01036 0.0012 1.748 2.1413 0.00226 H/kJ -16.501 -1.8972 -4652.5 -6775.6 -5.2022 i H/kJ-11452 ,i (3)换热器的热量衡算 换热物料进出温度及物性数据如表2－18所示。 表2－18 换热物料性质表 换热器 二塔进料冷却器 二塔冷凝器 二塔再沸器 进口温度/? 100 60 135 出口温度/? 80 60 135 m/kg 13.41 38.021 44.82 Cp 2.191 -- -- ,1,1/(kJ,kg,K) ,1r/(kJ,kg)-- 371.93 469.9 w -587.7 -14141.1 21062.8 Q/kJ Q6334 , 环己烷二塔损失的热量为：?Q＝-27966+6334-(-11452)-(-17022)=6842kJ。 ： - 18 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 (1)环己酮精馏塔系统包括：环己酮精馏塔（T0301A和T0301B），酮塔进料冷却器（E0301）、酮塔冷凝器（E0302A和E0302A）,环己酮冷却器（E0303）和酮塔再沸器（E0304A和E0304Ｂ）。环己酮精馏塔系统进出口的组分及温度 情况如图2—6所示： 出口1： 45? 环己烷、轻质油 135? 酮、环己醇 环己烷、环己醇、 环己酮 X油 、轻质油 出口2： 125? 环己烷、环己醇、 环己酮、X油 图2--6 135?的烷二塔塔底出料与135?的脱氢反应器回流的液体混合后进入环己 酮分离系统，进料经由酮塔进料冷却器冷却到104?后，进入酮蒸馏塔，塔顶产 物为70?，由环己酮冷却器冷却到45?流入产品储槽；塔底产物为125?，部分经酮塔再沸器回流入塔内，另一部分流出系统外。 (2)进、出口物料焓流量的计算 进口各物料焓流量计算数据如表2-19所示。 表2－19 进口焓流量表 组分 环己烷 轻质油 环己酮 环己醇 Ｘ油 T/? 135 135 135 135 135 ,,H(298K)fm -156.34 -156.34 -285.12 -349.6 -570.24 ,1/(kJ,mol) Cp 2.408 2.408 2.213 2.967 2.012 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 0.123 0.0142 40.128 22.619 0.1203 m/kg 0.01036 0.0012 3.9385 2.2655 0.0213 H/kJ -16.486 -1.9022 -10483 -7168.2 -63.886 i H/kJ-17733 ,i 出口1各物料焓流量计算数据如表2-20所示。 表2－20 出口1焓流量表 - 19 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 ,组分 环己烷 轻质油 环己酮 环己醇 ,H(298K)fm -156.34 -156.34 -285.12 -349.6 T/? 45 45 45 45 ,1/(kJ,mol) Cp 1.915 1.915 1.878 2.097 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 0.123 0.0142 39.11 0.077 m/kg 0.01036 0.0012 3.839 0.0077 H/kJ -18.833 -2.1741 -11007 -26.596 i H/kJ-11054 ,i 出口2各物料焓流量计算数据如表2-21所示。 表2－21 出口2焓流量表 组分 环己酮 环己醇 Ｘ油 T/? 125 125 125 ,,H(298K)fm -285.12 -349.6 -570.24 ,1/(kJ,mol) Cp 2.175 2.892 1.981 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 1.017 22.542 0.1203 m/kg 0.0998 2.2578 0.0213 H/kJ -268.26 -7227.7 -64.38 i H/kJ-7560.4 ,i (3)换热器的热量衡算 换热物料进出温度及物性数据如表2－22所示。 表2－22 换热物料性质表 换热器 酮塔进料冷却器 环己酮冷却器 酮塔冷凝器 酮塔再沸器 进口温度/? 135 70 70 125 出口温度/? 104 45 70 125 m/kg 6.2797 3.858 14.0046 14.3413 Cp 2.437 1.924 -- -- ,1,1/(kJ,kg,K) ,1r/(kJ,kg)-- -- 360.3 485.65 w -443.85 -185.54 -7136.89 6964.85 Q/kJ - 20 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 Q-801.44 , 环己酮蒸馏塔损失的热量为：?Q＝-17733-801.44-(-7560.4)-(-11054)=79.96kJ。 ： （1）环己醇精馏塔系统包括：环己醇精馏塔（T0302），醇塔进料冷却器（E0305）醇塔冷凝器（E0306）和醇塔再沸器（E0307)。 环己醇精馏塔系统进出口的物料组分及温度如图2--7： 出口1： 75? 环己酮、环 温度125? 己醇、X油 环己醇、环己酮、 X油 出口2： 125? X油、环己醇 图2--7 环己酮分离系统的塔底产物（125?）直接流入环己醇分离系统，进料经由 醇塔进料冷却器冷却到110?后，流入环己酮蒸馏塔，塔顶为75?，塔顶产物被醇塔冷凝器冷凝下来后流出系统，而塔底产物部分经再沸器回流进精馏塔，另一 部分流出系统。 (2)进、出口物料焓流量的计算 进口混合液即是酮塔中出口2的混合液，其含量及物性数据见表2-21。 出口1各物料焓流量计算数据如表2-23所示。 表2－23 出口1焓流量表 组分 环己酮 环己醇 Ｘ油 T/? 75 75 75 ,,H(298K)fm -285.12 -349.6 -570.24 ,1/(kJ,mol) Cp 1.987 2.389 1.819 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 1.017 22.54 0.1075 m/kg 0.0998 2.2577 0.019 - 21 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 H/kJ -280.05 -7610.3 -59.573 i H/kJ－7949.9 ,i 出口2各物料焓流量计算数据如表2-24所示。 表2－24 出口2焓流量表 组分 环己醇 Ｘ油 T/? 125 125 ,,H(298K)fm -349.6 -570.24 ,1/(kJ,mol) Cp 2.892 1.981 ,1,1/(kJ,kg,K) 0.0012 0.013 n/mol 0.00012 0.0023 m/kg H/kJ -0.3848 -6.9575 i H/kJ-7.3423 ,i (3)换热器的热量衡算 换热物料进出温度及物性数据如表2－25所示。 表2－25 换热物料性质表 换热器 醇塔进料冷却器 醇塔冷凝器 醇塔再沸器 进口温度/? 125 75 125 出口温度/? 75 75 125 m/kg 2.3789 4.753 8.0719 Cp 2.612 -- -- ,1,1/(kJ,kg,K) ,1r/(kJ,kg)-- 507.83 299.78 w -310.69 -2413.72 2419.78 Q/kJ Q-304.63 , 环己醇精馏塔损失的热量为：?Q＝-7560.4-304.63-(-7949.9)-(-7.3423)=92.21kJ。 环己醇脱氢反应系统：包括换热器E0308、蒸发器E0309、过热器E0310、环 己醇脱氢反应器R0301）及反应气体冷凝器（E0311）。 环己醇精馏塔系统进出口的物料组分及温度如图2--7： - 22 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 温度75? 135? 环己醇、环己酮、环己醇、环己 X油 酮、X油 、氢 图2--7 环己醇分离系统75?的塔顶产物直接进入环己醇脱氢反应系统，该混合物先 与脱氢反应系统生成的反应气体换热，温度达到180?后，进入蒸发器，蒸发成为气体，然后进入过热器，继续提高温度达到350?，最后进入环己醇脱氢反应 器，在350?下进行脱氢反应，反应后的气体通过与进料换热，绝大部分气体被 冷凝下来，再通过反应气体冷却器，冷却到135?后流出系统，进入环己酮进料 混合槽。 (2)进、出口物料焓流量的计算 进口混合液即是醇塔中出口1的混合液，其含量及物性数据见表2-23。 出口各物料焓流量计算数据如表2-26所示。 表2－26 出口焓流量表 组分 环己酮 环己醇 Ｘ油 氢 T/? 135 135 135 135 ,,H(298K)fm -285.12 -349.6 -570.24 0 ,1/(kJ,mol) Cp 2.213 2.967 2.012 23.1 ,1,1/(kJ,kg,K) n/mol 22.318 1.2397 0.1075 21.301 m/kg 2.1905 0.1242 0.019 0.0428 H/kJ -5830.1 -392.86 -57.096 108.755 i H/kJ-6171.3 ,i (3)换热器的热量衡算 由于蒸发器、过热器的工作原理实际上是烟气与反应物料换热，所以把它们 归纳在换热器的热量衡算中。 换热器热量衡算如表2－27所示。 表2－27 换热物料性质表 - 23 - 环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 换热器名称 换热器 蒸发器 过热器 冷凝器 进料 产物 m/kg 2.3765 2.3765 2.3765 2.3765 2.298 进口温度/? 75 350 180 180 125 Cp 出口温度/? 180 350 180 350 125 2.77 -- -- 3.338 2.631 ,1,1/(kJ,kg,K) ,1r-- 306.51 436.3 -- -- /(kJ,kg) w 715.3 -715.3 1036.83 1348.69 -1344.13 Q/kJ /kJ Q1041.43 , (4)脱氢反应器的热量衡算 进入反应器的醇的流量为2.2577kg/s，反应热为606.03kJ/mol。所以整个反应从烟气中吸收的热量为：Q＝2.2577×606.03=1368.23kJ。 (5)环己醇脱氢反应器损失的热量为： ?Q＝-7949.9+1041.43+1368.23-(-6171.3)=631.06kJ。 2.3 表2－28计算结果一览表 名称 进口焓/kJ 出口焓/kJ ?Q/kJ ?W/kJ 热损失/kJ 环己烷氧化反应系统 -75943.6 -86319 -7912.6 616 3078.8 己二酸萃取系统 -97485 -97332.4 187.5 34 68.9 皂化系统 -305148.25 -305321.8 -- -- 173.55 环己烷一塔分离系统 -97498 -97160 2564.48 -- 2226.48 环己烷二塔分离系统 -27966 -28474 6334 -- 6842 环己酮分离系统 -17733 -18614.4 -801.44 -- 79.96 环己醇分离系统 -7560.4 -7957.24 -304.63 -- 92.21 环己醇脱氢反应系统 -7949.9 -6171.3 2409.66 -- 631.06 [1]《己内酰胺生产及应用》编写组.己内酰胺生产及应用.烃加工出版社1988年. [2]薛玉泉.化纤原料与化工手册.纺织工业出版社1983年. [3]杨基和，蒋培华.化工工程设计概论.中国石化出版社2005年8月. [4]朱士亮.化工工艺过程计算.中央广播电视大学出版社1994年. [5]梁英教等.无机物热力学数据手册.东北大学出版社1993年。 [6]马沛生.化工数据.中国石化出版社2003年. - 24 -