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1、能 量 平 衡项 目 名 称 环己烷绿色催化 氧化法生产环己酮 目 录1. 能量衡算概述 1.1衡算目的 31.2能量衡算的依据及必备条件 31.3能量守恒方程 31.4能量衡算基准 41.5流程简图及说明 42. 能量衡算过程2.1能量衡算总体思路 52.2能量衡算过程及衡算结果 52.2.1环己烷氧化反应系统衡算 52.2.2己二酸萃取系统衡算 92.2.3皂化系统衡算 112.2.4环己烷一塔分离系统衡算 142.2.5环己烷二塔分离系统衡算 172.2.6环己酮分离系统衡算 192.2.7环己醇分离系统衡算 212.2.8环己醇脱氢反应系统衡算 22 2.3计算结果汇总 243. 参考
2、文献 241.能量衡算概述1.1 衡算目的物料衡算完成后，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 能量衡算的依据及必备条件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
3、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 能量守恒方程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： -（1-1）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；对全部能流求和；系统内积累的能量。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传递的各股热量和功。即： -（1-2）其中，-（1-3） hi物流的比焓；KJ/kgK-1vi物流的平均流速；m/s Zi物流的质心与基准面的高差；m g重力加速度；m/s2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（Hi）代替物流所具有的能量,所以-（1-4）物料i在同状
4、态下的焓可以按下式计算：-（1-5）其中：为物料i的物质的量，mol；为物料i质量流量，kg；为物料i的标准生成焓，kJ/mol；是物料i的定压比热容,kJ/kgK-1。物料i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到。1.4 能量衡算基准 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 流程简图及说明 1 2 3456781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；氢气图1-
5、1 环己酮生产流程简图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
6、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。2.能量衡算过程2.1能量衡算总体思路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能量衡算过程及衡算结果2.2.1环己烷氧化反应系统衡算(1) 环己烷氧化系统的分析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
7、（E0101）、5个氧化釜（R0101R0105）、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(R0106R0107)，该系统作为整体进行能量衡算。进、出口物料和条件如图21所示： 进料：环己烷、杂质、空气 25，1 atmW Q出口1：贫氧空气251 atm出口2：环己烷、环己酮、环己醇、杂质、水、有机酸、轻质油、x油90图2-1一塔回流：环己烷、环己酮、轻质油451 atm25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1
8、42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
9、环己酮环己烷杂质t/45454525252525-156.34-156.34-285.12-156.344900Cp1.9151.9151.8781.8431.7260.7340.68n/mol451.80.0450.03543.1870.03950.7436.83m/kg38.02440.00380.034263.634710.003641.42071.1784Hi/kJ-69178-6.8898-8.6924-6751.91.9110075943.6 依式（1-5），分别计算各物料的焓：一塔回流液中：环己烷：轻质油：环己酮：新鲜进料中：环己烷：杂质： 空气中：N2： O2： 所以，进口物料
10、总的焓流量为: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。表22 出口1焓流量表组分T/252500Cp0.7340.68n/mol50.740.46m/kg1.42070.0148Hi/kJ000依式（1-5），分别计算各物料的焓：N2： O2： 所以，进口物料总的焓流量为: 。计算结果列于上表。 (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23 出口2焓流量表组分环己烷轻质油环己酮环己醇杂质油有机酸水t/9090909090909090-156.34-156.34-285.12-349.649-570.24-991.8
11、5-285.9Cp2.1462.1462.0422.5481.8831.8692.434.208n/mol452.790.04518.1621.370.0390.0123.9317.81m/kg38.0350.00381.7822.410.00360.00350.5740.32Hi/kJ-65484-6.5052-4941.3-7071.82.35162-6.4177-3807.3-5004.486319 依式（1-5），分别计算各物料的焓：环己烷：环己酮：环己醇：水：杂质：有机酸：轻质油： X油：出口2物料的总焓流量为：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
12、4所示。表24 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/88.6525150150150出口温度/1421421502590m/kg73.752.599132.054.807543.1319Cp2.0540.71-2.172.296rw-304-Q/kJ8860.6215.99743.21304.05941.97912.6依公式或，分别计算各换热器的换热量：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：给系统增加的热量为：计算结果列于上表。(6)总功计算5个氧化釜（R0101R0105）和2个分解釜(R0106R0107)中的每个搅拌
13、器的在1s时间内作功为：88KW，所以，(7) 氧化系统与环境传递的热量=75943.6(86319)7912.6+616=3078.8kJ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己二酸萃取系统衡算(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22所示：进口1：水 90进口2：混合液90出口1：混合液出口2：水己二酸图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由文献查得在90的热水中，己二酸的溶解度为：0.4g/
14、g-1，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。所需的水量为：进口混合液中水的含量是0.32kg，所以需要加入水：由此可知：己二酸溶解放出的热量为：.搅拌器作功为：萃取槽向外界散热为：在这里：A设备散热的表面积，m2设备散热表面与周围介质之间的联合络合热系数，W/(m2)tT与周围介质直接接触的设备表面温度，to周围介质的温度，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：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
15、知，出口液的温度并不等于90。(3)求出口液体的温度90左右的出口混合液的为：，水与己二酸混合液的可以当作。所以，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25 进口1焓流量表组分水T/90-285.9Cp4.208n/mol39.7386m/kg0.714Hi/kJ-11166计算方法与氧化系统的焓计算相同。进口物料总焓：863191116697485kJ(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27 出口1焓流量表
16、组分环己烷轻质油环己酮环己醇杂质油有机酸T/91.491.491.491.491.491.491.4-156.34-156.34-285.12-349.649-570.24-991.85Cp2.1542.1542.0472.5631.8931.8732.44n/mol452.790.04518.1621.370.0390.0121.1004m/kg38.030.00381.7822.14130.00360.00350.1604Hi/kJ-65350-6.4918-4935.6-7106.52.3635-6.4076-1065.478428出口2各物料焓流量计算数据如表2-8 。表28 出口2焓
17、流量表组分水己二酸T/91.491.4-285.9-991.85Cp4.212.44n/mol57.54862.8296m/kg1.0340.4136Hi/kJ-16164-2739.418904.4出口物料总焓：7842818904.497332.4kJ2.2.3皂化系统衡算(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23所示：进口1：温度 91.4混合液 出口2：废碱的水溶液出口1：有机相 混合液 进口2：温度 90氢氧化钠溶液进口3：25水 图2-3出口4：废水溶液出口3：有机相 混合液 把整个皂化系统分为两个
18、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：其中己二酸为：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1011kcal/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。由式：可以估算出皂化反应器R0108、静置槽V0105向环境散发的热量为：。由此可知，皂化反应器与静
19、置槽中物料的焓变为73.44kJ。由式：可以估算出，水洗分离槽V0106向环境散发的热量为：。由此可知，水洗分离器中物料的焓变为100.11kJ。(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。表29 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油有机酸氢氧化钠T/91.491.491.491.491.491.491.490-156.34-156.34-285.12-349.649-570.24-991.85-416.88Cp2.1542.1542.0472.5631.8931.8732.442.089
20、n/mol452.790.04518.1621.370.0390.0121.10041.8078m/kg38.030.00381.7822.14130.00360.00350.16040.0723Hi/kJ-65350-6.4918-4935.6-7106.52.3635-6.4076-1065.4-743.8279212由此可知，出口焓为：7921273.4479285.44kJ。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210 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油杂质水T/81818181818181-156.34-156
21、.34-285.12-349.6-570.2449-285.9Cp2.0952.0952.0092.4531.8391.8184.196n/mol452.790.04518.1621.370.0120.0392.9082m/kg38.030.00381.7822.14130.00350.00360.2327Hi/kJ-66328-6.5895-4977.3-7176.8-6.48242.27751-776.7879285.44(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210。进口3各物料焓流量计算数据如表2-11所示。表211 进口3焓
22、流量表组分水T/25-285.9Cp4.179n/mol790.319m/kg14.2Hi/kJ-225952由此可知，出口焓为：79285.44225952100.11304545kJ。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212 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油杂质(苯）水T/59595959595959-156.34-156.34-285.12-349.6-570.2449-285.9Cp1.9721.9722.2272.2961.7651.8214.178n/mol452.790.04518.1621.370.
23、0120.039790.319m/kg38.030.00381.7822.14130.00350.003614.2Hi/kJ-68239-6.7805-5042.8-7303.8-6.63282.13389-223935974982239333045452.2.4环己烷一塔分离系统衡算：(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（E0202、E0202）、环己烷冷却器（E0203）和一塔再沸器（E0204、E0204B)，一塔回流泵（P0203）和环己烷循环泵（P0202、P0202B）。其进、出口的物
24、料及条件如图2-4所示：图2459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 出口1：45环己烷、轻质油、环己铜 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，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213 进口焓流量表组分环己烷轻质油环己酮环己醇油T/5959595959-156.34-156.34-285.12-349.6-570.24Cp
25、1.9721.9722.2272.2961.765n/mol564.80.1518.1821.380.01m/kg47.53050.012621.78422.14130.00226Hi/kJ-85114-22.605-5048.4-7307.3-5.566897498出口1各物料焓流量计算数据如表2-14所示。表214 出口1焓流量表组分环己烷轻质油环己酮T/454545-156.34-156.34-285.12Cp1.9151.9151.878n/mol451.80.0450.035m/kg38.02440.00380.03426Hi/kJ-69178-6.8898-8.692469194出
26、口2各物料焓流量计算数据如表2-15所示。表215 出口2焓流量表组分环己烷轻质油环己酮环己醇油T/100100100100100-156.34-156.34-285.12-349.6-570.24Cp2.2042.2042.0792.6561.901n/mol112.950.103917.8321.380.01m/kg9.50610.00881.752.14130.00226Hi/kJ-16087-14.789-4810.8-7047.9-5.380227966(3)换热器的热量衡算换热物料进出温度及物性数据如表216所示。表216 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
27、一塔再沸器进口温度/598080100出口温度/824580100m/kg51.4738.0668.5171.67Cp1.9842.002-rw-360.3384.7Q/kJ2348.52667.324687.127570.42564.48(4)三个泵热量衡算（P0202、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。(5)环己烷一塔损失的热量为：Q97498+2564.48(27966)(69194)2226.48kJ。2.2.5环己烷二塔分离系统衡算 (1)环己烷二塔分离系统的分析环己烷二塔分
28、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（E0206和E0206）和二塔再沸器（E0207和E0207)。环己烷二塔系统的进、出口物料和状态如图2-5所示：100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 出口1：59环己烷、轻质油、环己酮图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
29、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216 出口1焓流量表组分环己烷轻质油环己酮T/595959-156.34-156.34-285.12Cp1.9721.9722.227n/mol112.8270.089730.02m/kg9.495740.00760.002Hi/kJ-17003-13.519-5.551-17022出口2各物料焓流量计算数据如表2-17所示。表217 出口2焓流量表组分环己烷轻质油环己酮环己醇油T/135135135135135-156.34-156.34-285.12-349.
30、6-570.24Cp2.4082.4082.2132.9672.012n/mol0.12310.0141717.8121.380.01m/kg0.010360.00121.7482.14130.00226Hi/kJ-16.501-1.8972-4652.5-6775.6-5.2022-11452(3)换热器的热量衡算换热物料进出温度及物性数据如表218所示。表218 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/10060135出口温度/8060135m/kg13.4138.02144.82Cp2.191-rw-371.93 469.9Q/kJ-587.7-14141.121
31、062.86334环己烷二塔损失的热量为：Q-27966+6334-(-11452)-(-17022)=6842kJ。2.2.6环己酮分离系统衡算： (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E0304）。环己酮精馏塔系统进出口的组分及温度情况如图26所示：出口1：45环己烷、轻质油酮、环己醇135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
32、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219 进口焓流量表组分环己烷轻质油环己酮环己醇油T/135135135135135-156.34-156.34-285.12-349.6-570.24Cp2.4082.4082.2132.9672.012n/mol0.1230.014240.12822.6190.1203m/kg0.010360.00123.93852.26
33、550.0213Hi/kJ-16.486-1.9022-10483-7168.2-63.886-17733出口1各物料焓流量计算数据如表2-20所示。表220 出口1焓流量表组分环己烷轻质油环己酮环己醇T/45454545-156.34-156.34-285.12-349.6Cp1.9151.9151.8782.097n/mol0.1230.014239.110.077m/kg0.010360.00123.8390.0077Hi/kJ-18.833-2.1741-11007-26.596-11054出口2各物料焓流量计算数据如表2-21所示。表221 出口2焓流量表组分环己酮环己醇油T/125
34、125125-285.12-349.6-570.24Cp2.1752.8921.981n/mol1.01722.5420.1203m/kg0.09982.25780.0213Hi/kJ-268.26-7227.7-64.38-7560.4(3)换热器的热量衡算换热物料进出温度及物性数据如表222所示。表222 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/1357070125出口温度/1044570125m/kg6.27973.85814.004614.3413Cp2.4371.924-rw-360.3485.65Q/kJ-443.85-185.54-7136.8
35、96964.85-801.44环己酮蒸馏塔损失的热量为：Q-17733-801.44-(-7560.4)-(-11054)=79.96kJ。 2.2.7环己醇分离系统衡算：（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：温度125环己醇、环己酮、X油 出口2：125X油、环己醇出口1：75环己酮、环己醇、X油图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
36、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223 出口1焓流量表组分环己酮环己醇油T/757575-285.12-349.6-570.24Cp1.9872.3891.819n/mol1.01722.540.1075m/kg0.09982.25770.019Hi/kJ-280.05-7610.3-59.5737949.9出口2各物料焓流量计算数据如表2-24所示。表224 出口2焓流量表组分环己醇油T/125125-349.6-570.24Cp2.8921.981n/mol0.00120.013m/kg0.000120.0023Hi/kJ-0.3848-6.9575-7.3423(3)换热器的热量衡算换热物料进出温度及物性数据如表225所示。表225
