能量衡算

第七章 能量衡算

7.1 能量衡算经验式

如下的能量平衡经验式是在不输入轴功并且内能和机械能不变时总结出的。这个经验式说明了进入到系统的能量等于流出系统的热量。它的表达式如下： Q1Q2Q3Q4Q5Q6 （7-1） 经验式里： Q1是能量改变中由物料进入设备引起的那一部分，单位是千焦; Q2是能量改变中由加热物质和冷却物质引起的那一部分，单位是千焦； Q3热量变化中由反应过程引起的那一部分，单位是千焦；

Q4是能量改变中由物料离开引起的那部分，单位是千焦； Q5是设备加热和冷却时引起的那部分能量变化，单位是千焦；

Q6是由设备能量流失而引起的那部分热量变化，单位是千焦。

这个经验式运用时，其他的有可能是正值。还有可能是负值。要记在心里只有Q1和Q4一直为正值。例如Q3的规定不同于热力学的。一定要注意。如果操作过程有热量放出，Q3的符号是正的，同理如果单元操作要吸收热量，Q3符号是负的，

Q2又叫热负荷，能根据经验式来计算。要是算出的Q2是正的，说明操作过程设备和被处理的物料的温度会下降，需要外界提供热量才能平衡。如果Q2是负的值，则说明操作过程中需设备和物料温度会降低，得需要外界带走热量才能使系统平衡。还有，间歇操作情况比较特殊，通常情况下时间段不一样则操作也不一样的，这样一来，Q2应该分不同的操作段来计算，根据各个段的计算结果，找出绝对值最大的作为热负荷。

想要得出反应容器的热负荷，必须从热量平衡经验式入手。求出经验式中其他各项值以后就可以算出Q2了。

7.2 反应能量衡算示意图

对环化脱水过程进行热量衡算的目的是确定环化脱水过程中需要转移

的热量。依题意可将苯嗪草酮环化脱水的反应装置作为衡算对象。若将过程的热效应作为输入热量来考虑，则可绘出如下图所示的衡算示意图。

反应原料带入的热量Q1 反应后物料带出的热量Q4 苯嗪草酮 合成过程转移的热量Q2 设备升温所需热量Q5 合成装置 过程的热效应Q3 设备向环境散失的热量Q6

7.3 加热剂或冷却剂的类型

由热量衡算可确定设备的热负荷，根据热负荷的大小和工艺要求，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。

7.3.1加热剂的选择

由于整个工艺的的温度需要的温度上限在655C，因此采用低压饱和水蒸

3421汽（表压6000kpa），其传热系数为1.710~1.210W•m•C，其优点

为蒸汽的冷凝潜热大，传热系数高，调节温度方便。

7.3.2冷却剂的选择

由于整个工艺进行冷却时并不需要达到很低的温度，因此本工艺不需要采用冷冻盐水充当冷却剂，也避免了高额投资。本工艺只需采用冷却水做冷却剂即可，其使用温度在15~30C，采用冷却水的优点在于设备简单，控制方便，价格低廉等。

7.4 换热器的类型 7.4.1换热器分类

（1）按照使用目的分类：冷却器、加热器、再沸器、冷凝器等； （2）按照结构分类：管壳式、板式、管式等。

7.4.2换热器的选型

换热器的类型有很多种，每种型式的应用范围都不同。在某种场合下性能不错的换热器，如果换到另一种场合则可能会改变原先的传热效果和性能，甚至会有很大的改变。

所以，针对具体情况正确地选择合适的换热器，是格外重要的。在换热器选型时需要考虑多方面的的因素，主要有: 1) 工作流体的性质 2) 是否利于清洗、维修 3) 热负荷及流量大小

4) 设备结构、尺寸、重量及材料 5)压力、温度、允许压降的范围

在选择换热器时，除了要考虑上述因素外，还必须对材料来源、制造条件、结构强度、安全性、密封性等因素加以考虑。这些因素通常是相互制约、相互影响的，可以通过优化设计来解决。对于不同的操作状况和工艺条件，有时可以使用特殊型式的换热器及特殊的换热管，以降低成本。所以，必须综合考虑工艺条件以及机械设计的要求，正确地选择合适的换热器来有效地减少工艺过程能量的损耗。对与专业的工程技术人员而言，设计换热器时，应给与型式的合理选择、经济运行和降低成本等方面足够的重视，有必要时，还得通过计算来进行分析投资和操作费用对比、技术经济指标分析，从而确保该设计为该具体条件下的最优设计。

7.4.3本工艺选择的换热器类型

管壳式换热器又名列管式换热器。是间壁式换热器的一种。管壳式换热器以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面。此类换热器结构简单，操作可靠，可用各种结构材料制造，但以金属材料为主，可在高温、高压下应用用，到目前为止是应用最广的类型之一。所以我们选择应用较为成熟的管壳式换热器。

7.5 能量衡算

7.5.1 计算Q1 与Q4 的数值

根据以下式经验式可以计算出Q1 与Q4:

Q1 (Q4)=

经验方程里T是反应装置中物质的冷热程度。单位是度； Cp代表热容，单位是千焦每摩尔每度 m代表设备的物料出入的量，单位是公斤;

温度能显著影响物质的比热容，上述经验式中物料的查定压比热容时的温度

5

要取进出口物质和基准温度的平均温度。这个式子的应用非在0℃和1×10pa不可。也就是俗称的标准态。万一查不到那只能根据手册提供的估算方法估算了。各种各样物质的比热容可以在各种化工手册上查到。 7.5.2 计算过程热效应Q3的方法

衡算热量Q3的时候，根据规定：正号为放热，符号则代表吸热.如果操作过程物质发生了状态变化，就一定会产生状态变化热。如果操作过程还发生了化学反应（反应热与状态变化热都属于过程热效应的范围）。则还会有热量放出或者

吸收。状态变化往往随着化学变化。一般来说化学反应过程都或多或少的带着状态热。

① 计算状态热的方法

凡是由于发生了相变产生的热量都是状态热，熔融热、汽化热、液化热等都属于状态热的范畴。状态热往往较小，所以他又叫又潜热，详见下文的讨论。 溶出的热量

固态溶质的溶解过程类似于熔融。固态溶解过程放出热量可以认为和熔融热相等。气体溶解热数值与汽化热的相等，符号相反； 熔融过程放出的热量

物质熔融热可以根据以下公式求出，（见《化工工艺手册》上册P887）： ΔΗm=TmK/M

式中：ΔΗm —熔融热，kJ/kg M—相对分子质量 Tm —熔点K

有机物取值范围最大为10—16，取13比较合适。

无机物取值的范围较大是5—7，通常估算时取6较合适 元素取值范围为2—3，一般情况下取2.5。 以上是K的取值范围。 2、 计算反应热的方法

25度下和一个大气压是计算反应热比较方便，标准反应热被规定为标准状态下的反应的热效应，通常ΔHθ可以用来代表他，即右式所示qr0 = -ΔHθ 。标准反应热数据可在《化学工艺手册》或《化学工程手册》中查到；如查不到则可借助其他热力学数据换算出。

⑴ 根据物质标准生成热计算qr0，以下是经验方法

qr0=qf0

经验式子中qf0 为物质的标准生成热 单位是千焦每摩尔。 ν是反应方程中物质前面的系数

⑵ 依据物质标准燃烧热求算qr0，如下是经验方法

qr0=qc0

qf0 为物质的标准生成热 单位是千焦每摩尔。 经验式子中ν是反应方程中物质前面的系数。 ⑶ 计算标准燃烧热的经验方法

勒夏特列和盖斯得到结论：物质的燃烧热大小取决于与燃烧该物质消耗的氧原子量，它们是成线性关系的。所以得出如下经验式

qc0 = +x

经验式里，a和b是关于物质结构的常数，从《化学工艺手册》能查取他的值 X—有机化合物完全燃烧时需要的氧原子个数。 ⑷ qf0 与qc0 的换算，由盖斯定律可知：

qc0 + qf0 =qce0

式中：qf0—标准生成热kJ/mol; qc0—标准燃烧热kJ/mol;

n —化合物中同种元素的原子数；

qce0—元素的标准燃烧热 kJ/(g.atm) 。 ⑷ 不同温度下反应热qrt 值的计算

因反应恒定在t℃下进行，而且反应物及生成物在25℃-t℃ 围内均无相变化，则qrt 计算公式为

qrt = qr0 –(t-25))

经验式子里T表示反应在什么温度下进行的。

经验式里Cp代表经验式中物质的的热容单位是千焦每摩尔每度； ν代表反应中物质的系数。

经验式qr0表示标准反应热单位是千焦每摩尔; 7.5.3 Q5 的确定

加热设备需要的热量： Q5=cmΔT；c 为设备比热容

Q5的值可以根据Q4的值计算出 。因为由经验得出的，Q5 的值通常是Q4 的二十分之一到十分之一。 7.5.4 Q6的计算

为了使计算简化，假设设备壁面的温度处处相同，则有: Q6 =Fαt(tω-te)

式中F—设备总表面;

αt—壁面对空气的给热系数； tω-壁面温度；

te—环境空气温度； 7.5.5 Q2的计算

在应用热量衡算方程式时，Q值都有正负两种情况（Q1和Q4除外）。如：当过程放热时，Q3取正号。当过程吸热时，Q3取负号。

根据热量衡算方程式，只要知道其他Q值，由式子可求出Q2，也就是设备的热负荷。如果Q2为负值，说明需要从设备和物料移走热量，即需要冷却。如果Q2为正值，说明需要给设备物料提供热量，即需要加热。

7.6计算和查取热量衡算的基础数据

衡算能量的时候，从这些手册主要有《纯物质的热化学数据手册》，《化学工

程师技术全书》，《化学工艺手册》（第三版）。先要通过这些物性手册查取到能查到大多数物料的物化常数，但是依靠手册并不能查到所有需要的数据，这时候只能估算需要用到的物性常数。估算方法手册一般都会提供。本论文要估算的物性常数有很多。包括各种物质的比热容。物质比热容估算经验公式如下。

7.6.1 估算液体热容的经验公式

《化工工艺设计手册》中提供的Misenrd 估算法应用非常广泛。根据这个方法可以估算绝大部分有机化合物。这个估算方法原理如下：分子由各种基团构成，它们的比热容共同构成了分子的比热容。它们之间有着固定的关系。只要查出了要求分子的中所含基团摩尔热容，就可以根据关系换算成分子的热容。近似计算的时候，科普法也可以用来估算液体的比热容，经验公式如下文。

7.6.2 估算固体比热容的经验公式

用科普法可以估算固态物质的热容。公式如下：

C (kcal/kg. ℃)

经验公式里M为被估算物质的相对分子质量； N为分子中某一原子的出现的次数；

经验公式中Ca为原子的比热容单位是千卡每公斤每度。

需要注意的是，这个方法只是估算的20度时物质的比热容。若想知道该物

质其他温度下的比热容，如要求80度时该物质的比热容，比20℃时的时各化合物的比热容要高五分子一到四分子一。也就是说20度以上物质的比热容大概为20度的1.2到1.25倍。

7.7 反应阶段升温所需加热剂流量的计算

由试验结果可知，反应在65℃下收率最大，假设温度达到65℃时才开假设物料是在加热完成后才开始反应，查《化学工艺设计手册》得25℃

始反应。为了尽快使温度升高，工业生产中一般采用饱和水蒸气加热。 时正丁醇定压比热容为0.54 kcal/kg. ℃，65℃时正丁醇定压比热容为0.625 kcal/kg. ℃。在25℃到65℃正丁醇比热容近似线性变化，则该温度区间正丁醇平均定压比热容Cp1=0.5825 kcal/kg. ℃=2.439kJ/kg. ℃。根据科普定律求得20℃时乙酸钠的定压比热容为0.3012 kcal/kg. ℃=1.26 kJ/kg. ℃。20度以上物资的比热容要比20℃时的时各化合物的比热容要高五分子一到四分子一。也就是说20度以上物质的比热容大概为20度的1.2到1.25倍。

所以该温度区间内乙酸钠的平均定压比热容Cp2=1.26×

1.2=1.51kJ/kg. ℃。根据Missenard法计算出2-乙酰肼腙-2-苯基-乙酰肼的该温度区间内平均定压比热容为Cp3=2.401kJ/kg. ℃。

ΔQ=Qk-Q0=[10499.6×2.439+818.7×1.51+2359.8×2.401] ×(65-25) =1.30×106kJ

加热时间τ的计算公式为Q=KAτΔＴｍ 式中Ｑ—需要传递的热量，ｋＪ； Ｋ—传热系数，Ｗ／（m2．Ｋ）； Ａ—夹套的换热面积； τ—加热时间，ｈ； ΔＴｍ －平均推动力；

其中，每个釜的夹套面积为13.4m2，则总面积为67m2。

ΔＴｍ ＝

K 可取经验数据K=245W/m2.K

假设饱和水蒸气出口温度T2=75℃，进口温度T1=100℃；物料初始温度t1=25℃；物料最终温度65℃。则水蒸汽的平均温度Δtm θ=0.5(T1+T2)=87.5℃

ΔＴｍ ＝

=32.3℃

带入数据：1.30×109=245×67×32.3τ 得τ=2452.7s=41min

热流量q=Q/τ=(1.30×106kJ/5)/2452.7=530kJ/s。

在87.5℃时，水的密度近似取ρ=1000kg/m3，热容：Cp=4.2kJ/(kg. ℃)。 换算成体积流量为：

V=q/Cpρt=530÷4.2÷1000÷75 =1.7L/s

7.8 反应至回流阶段的能量衡算 7.8.1 Q1的计算

用基团贡献法求得苯嗪草酮的定压比热容为：2.317 kJ/kg. ℃。

Q1=[10499.6×2.439+818.7×1.26+2359.8×2.401] ×65 =2.100×106kJ。 7.8.2 Q4的计算

用基团贡献法求得苯嗪草酮的定压比热容为：2.317 kJ/kg. ℃。

Q4=[10499.6×2.439+13.9×2.317+818.7×1.26+185.1×4.2] ×65 =2.067×106kJ 7.8.3 Q3的计算 估算化学反应热经验方法

旧键断裂需要提供能量，而新键形则会放出能量。化学反应的过程也就是分子中旧键的断裂然后再形成新键。根据这个原理就可以估算反应热了。在由乙烯制取乙醇的时候。如下图

根据上述原理，假如键能数据已知，就可以根据下式估算反应热：ΔrHθ= (Chemical Bond) HH －(Bond (Bong (Bond (Bong length)/ energy)/ kJ/mol10-12m 177 143 148 92 128 142 162 328 326 146 567 431 366 298 length)/ energy)/ (ChemikJ/molcal 10-12m 60 198 228 366 141 124 110 436 243 193 151 159 418 946 Bond) CCl ClCl BrBrCO OO HF II NN NN NN HCl HBrHI

CC 154 133 120 148 348 615 815 305 HO 96 101 109 463 393 413 CC CC CN

HN HC 但是由于在不同化合物中，同种键的键能并不完全一致，另外，但是需

要注意的是，这种估算方法并不精确。原因是键能的定义条件不一样。不同环境下同种键键能也不一样大。

根据键能估算Q3

根据此反应可得：

=[2×E（C－O）+E(N－H)] ×

=[2×326+393] ×

=1.0744×107kJ

=[E(C－N)+E(O－H)] ×

=[305+463] ×=7.6×106kJ

所以可知苯嗪草酮合成过程中脱水闭环过程中所产生的热效应为

ΔrHθ=－

=1.0744×107kJ－7.6×106kJ =2.848×106kJ

当过程吸热时，Q3取负号，当过程放热时，Q3取正号。因此Q3为ΔrHθ负值，这个反应要吸收热量。

7.8.4 计算Q5的值

和其他项热量相比，Q5数值一般较小，所以Q5可忽略不计。

7.8.5 计算Q6

用下面的经验公式可以求出设备流失到环境的热量，也就是Q6

Q6TSW(TWT)103 经验式中

（7-5）

SW是环境和设备接触的表面积，单位是平方米；

TW是设备外壁的温度，单位是度； T 设备所处环境的温度，单位C； 散热需要的时间，以秒为单位秒。

经验公式里 T热量散失的给热系数，单位是瓦每平方米每度。

因为合成设备设有保温层，因此，其外壁向周围介质散热的联合传热系数T

可用下面的经验公式估算。

T9.40.052(TWT) （6-6）

假设，TW60C ; T25C.

则，对于苯嗪草酮合成装置的对流-辐射联合传热系数：

T9.40.052(TWT)9.40.052(6025)11.22W•m2•C1

由于反应釜的夹套换热面积为已确定为A13.4m，即可认为与周围介质直接接触的设备外表面积SW13.4m2，又苯嗪草酮合成时间至少需16h，即散热过程持续的

1660605.76104sQ6TSW(TWT)103

2时间，故根据式

Q6=11.22×13.4×(60-25) ×5.76×104 ×10-3 =3.03×105 KJ 7.8.6 Q2的计算

Q2=Q4+Q6-Q1-Q3=2.067×106 +3.03×105－2.100×106。－（－2.848×106kJ

）

=3.118×106kJ

因为Q2为正值，表明需要给设备及所处理物料补充热量。由上述可知，反应釜夹套面积为A=13.4m2。

因为反应温度为65℃，持续在此温度下反应，因此热流量为：

q=Q2／τ=(3.118/57600) ×106=54.1kJ／s 7.9 回流阶段所需加热剂流量的计算

热流量q=54.1kJ/s，假设饱和水蒸气出口温度T2=75℃，进口温度

T1=100℃；

在87.5℃时，水的密度近似取ρ=1000kg/m3，热容：Cp=4.2kJ/(kg. ℃)。 换算成体积流量为：

V=q/CpρΔt=54.1÷4.2÷1000÷25 =0.52L/s

7.10加水加热阶段能量衡算 7.10.1 Ｑ１的计算

已知各物质的定压比热容，可近似认为正丁醇在上一步减压蒸馏中全部蒸出，其他物质留在釜中。水的加入温度为室温，取25℃，其余物料为65℃。

则Q1=[818.7×1.26+2359.8×2.401] ×65+4.2×6256.3×25 =1.092×10 6KJ 7.10.2 Ｑ4的计算

各物料的出口温度为65℃，则

Q4=[818.7×1.26+2359.8×2.401+4.2×6256.3] ×65 =2.143×10 6KJ 7.10.3 Q3 Q5 的计算

因为不发生化学反应Q3=0，热量损失也可以忽略Q5Q6 都为零。

7.10.4 Q2的计算

Q2=Q4-Q1=2.143×10 6KJ-1.092×10 6KJ =1.051×10 6KJ

7.11 加热所需要加热剂流量计算 加热时间τ的计算公式为Q=KAτΔＴｍ 式中Ｑ—需要传递的热量，ｋＪ； Ｋ—传热系数，Ｗ／（m2．Ｋ）； Ａ—夹套的换热面积； τ—加热时间，ｈ； ΔＴｍ －平均推动力；

其中，每个釜的夹套面积为13.4 m2，则总面积为67 m2。

ΔＴｍ ＝

K 可取经验数据K=245W/m2.K 加水后物料混合后的温度为

[818.7×1.26+2359.8×2.401] ×65+4.2×6256.3×25=[818.7×1.26+2359.8×2.401+4.2×6256.3] ×t

求出t=33℃

假设饱和水蒸气出口温度T2=75℃，进口温度T1=100℃；物料初始温度t1=33℃；物料最终温度65℃。则水蒸汽的平均温度Δtm θ=0.5(T1+T2)=87.5℃

ΔＴｍ ＝

=30℃

带入数据：1.051×10 6KJ=245×67×30τ 得τ=2134.2s=35.6min

热流量q=Q/τ=(1.051×106kJ/5)/2134.2=492kJ/s。

在87.5℃时，水的密度近似取ρ=1000kg/m3，热容：Cp=4.2kJ/(kg. ℃)。 换算成体积流量为：

V=q/Cpρt=492÷4.2÷1000÷75 =1.56L/s

7.12 冷却阶段能量衡算 7.12.1 Q2的计算

该阶段物料由65℃被冷却到室温25℃。因为不发生化学反应，其余各项可以

忽略。所以

Q2=Q4-Q1=[818.7×1.26+2359.8×2.401+4.2×6256.3] ×（25-65） = -1.319×10kJ

6

Q2为负值，需要供给冷却剂移出热量。

7.13 管壳式换热器的工艺计算 7.13.1选择条件

根据生产情况以及相关手册如《化工设备的选择与工艺计算》，冷凝用水的入口温T2N18C，管程压降不超过9.8103Pa,且冷凝温度T65C。

7.13.2选择计算

（1）水耗量。根据推动力tm及水消耗量两方面的考虑，选择水的出口温度t2K22C，则水的平均温度为： tm1t2Kt2H1221820(C) 22在20C时，有关水的物物化数据如下：

普兰特准数：Pr6.16；动力粘度：0.886103Pa•s；对流导热系数：

0.608W/m•C；定压比热容：Cp4.178kJ/kg•C；水的密度：

997kg/m3；

经以上计算Q2-1.319106kJ

由于采用冷却水做冷却剂，那么水消耗量可用下式进行计算：

WQ2CpT2T1

（7-8） 式中 W——冷却剂的消耗量，kg或kg•h1； T2为冷却剂的出口温度，单位度。

T1为冷却剂的进口温度，单位度；

CP为冷却剂的定压比热容，单位千焦每公斤每度。

W为由冷却剂消耗量单位是公斤 Q2设备热负荷，单位是千焦；

用入口温度为T118C的水通过冷却物料后，出口的温度T222C；大约需要一个小时冷凝'160603600s，所以热流量：

1.319106Q366.4kJ366.4kw

s3600Q2那么通过式5-8可计算出冷却剂的消耗量为：

Q366.4W21.9kgs

CpT2T14.17822-18（2）选择流动空间、管径和管内流速。

决定让物料的走管外，水走管内。这样可以便于排出冷凝液。已知蒸汽冷凝热系数受流速的影响很小。所以做出了这样的选择

决定用252.5mm无缝钢管用作换热器所需的管子，在认真思考了传热面积、腐蚀性和价格对换热器影响因素后，他的 di0.02m。

为了使管程压降P、管内Re,满足要求，初选水速为u0.9m/s。 （3）计算所需管子根数实际算换热面积的经验公式 首先的先计算平均温差。他的计算公式如下

tmT-t1-T-t2T-t1lnT-t26518252247316C

651847lnln25223因为轻油——水系统冷凝操作的传热系数K值范围为340~910W/m2•C。初选K800W/m2•C。

则计算出传热面积大小是：

A'Q366.4100028.6m2

Ktm80016计算出需要单程管数为：

n'uW42di421.978.8(根)79根 20.93.140.02983.2单程管子长度为：

l'A'28.64.46(m) n'd0793.140.025决定用管长为l4.5m的换热器，算出管程NP是:

NP4.460.99 4.5确定NP1，得到总管子根数是：

nNpn'19393根

（4）换热器的选择

已知A'28.6，n93根，NP1，查《化工原理》（第三版上册）书299页，选用G-400-1-6-33.8列管换热器，那么他的传热面积实际为33.8m2。

下面是他的参数信息： 传热面积A 管子总数n 直径DN 管子规格 管子排列方式

型号中各字符的意义如下: G-400-1-6-33.8

换热面积，m2 公称压力，105Pa

管程数 公称直径，mm

列管式固定管板换热器 （5）管程压降的计算

33.8m2 98 400mm 管子程数Np 管子长 压力PN 管心距t 1 4.5m 0.6106pa 252.5mm 正三角形 32mm

管程雷诺数为

Rediu

式中，u事实上的流速，他的计算方法如下式

u2n\"di4WVs

方程 Vs那么u21.90.02197m3s，n\"9898 9971n\"Vs420.0219798di40.0220.71ms

所以Re已知

diu0.020.7199741.6110 -30.88610d与Re及0.0075，

关系如下图。查之，得到0.038，取Ft1.5，d那么管程压降就是下面的结果：

lu24.59970.712p0.03831.51d3FtNp20.022 i4353.7Nm29.8103Pa计算结果表明，压降满足条件。

（6）管内给热系数i计算的方法 已知 Re1.61104104，并且

dil4.522550，故 di0.02i0.0230.6080.80.44RePr0.0231.61100.023356.6Wm2•C0.86.160.4

（7） 计算冷凝给热系数0及K的值 计算

0。水平安装方式比较合适。这是因为垂直情况下管的冷凝给热系数小于

水平情况下的值，对于n根水平管束，可用下式计算出冷凝给热系数

2ln 02.02W由于N=98<100，取该系数1.66。假设壁温tw62.2C，则平均膜温

T'w1Ttw16562.263.6C，按此温度查得热物料（主要为水）的物22理性质数据如下：

粘度：0.602103Pa•s；密度：990kg/m3；热导率：0.03W/m•C；

22ln9904.59802.0232.021.660.0336881.1Wm2•C3W0.6021021.9

确定垢层热阻的取值。冷凝物料时，管内的垢层热阻Ri则较大，垢层热阻R0较小。取

RiR00.0006m2•CW。

计算K值。已知d0、di，dm，，，则K按下式计算

K1d0d1RiR00ididm010.0250.00250.02510.0006

3356.60.02450.02256881.1847.9Wm2•C验证

twTKtm065847.91663C

6881.1比较tw62.2C和假设值，相差0.8C不大于1.0C，符合要求。 （8）安全系数和传热面积

Q366.410002A'27m计算出需要的传热面积是

Ktm847.91633.81.25 实际选用的传热面积为33.8m，所以272考虑到所用传热计算式的准备程度及其他未可预料的因素，传热面积需要富裕15%~25%，即AA计1.15~1.25。

安全系数的计算值在属于1.15~1.25，这是个合理的选择。 （9）计算壳体与管束温度的差值

已知：

QiStw'tm

Q366.4103tm2023.2C 得到 tw'iS3356.633.8 得到管束温度平均值： tmg1twtw'123.26343.1C 22 那么壳体与管束的温度的差值是：

tTtmg6543.121.940C 由以上计算结果可知，所选型号的换热器是合适的。

第八章 过滤和正丁醇、乙酸乙酯等的回收利用

8.1 过滤

过滤是化工过程中一种常用的操作。它可以有效地分离悬浮液中的固液两相。过滤的目的有时候是为了获得固体颗粒，有时候是为了获得清洁的液体。过滤的原理是在有压差的条件下，滤液通过过滤介质，而颗粒留在过滤介质中，这样固液两相成功得到了分离。

化工生产中常用的过滤装置有板框式过滤机和各种离心机。2-乙酰腙-2-苯基-乙酰肼的脱水环化属于间歇操作，综合考虑经济和操作条件，可以选用板框式过滤机进行过滤。对于第八步的过滤，一次过滤后的滤液，为了提高产量，可将其泵入另一反应釜里进行一定程度的冷却后进行二次过滤，然后将滤液进行处理。

第八步过滤滤渣主要成分为苯嗪草酮及少量油溶性副产物，滤液主要成分为乙酸钠，可以蒸发结晶以回收利用。第十二步过滤滤渣主要为含结晶水的硫酸镁，可以加热除去结晶水回收。

8.2 正丁醇和乙酸乙酯的回收处理

蒸馏是一种化工生产中常用的热力学的分离工艺，它的工作原理是利用

混合液体或液-固体系中的各组分的沸点不同，使低沸点组分蒸发为气相，然后冷凝以分离难挥发和易挥发组分的操作过程，它联合了蒸发和冷凝两种单元操作。当液体的蒸气压和

外界压力相等时，液体就沸腾了。这时的时的温度叫做该液体的沸点，液体的沸点和外界压力有关，外界压力越低则物质沸点越低。减压蒸馏的原理就是通过用真空泵降低压力来降低液体的沸点。分离和提纯有机化合物时常用减压蒸馏。此种操作对于那些在常压加热时不稳定的化合物特别适用。

在第三步

以及第十三步的减压蒸馏过程中会排放出大量的正丁醇和乙酸乙酯。若直接排放在环境中，不仅会对环境造成污染，而且造成大量的原料浪费。因此，必须对排放的正丁醇和乙酸乙酯加以回收利用。具体可以将其导入正丁醇和乙酸乙酯储槽内，加以回收利用。

第九章 车间布局设计

9.1 车间设计依据

车间布局是设计工作中重中之重。在设计时要仔细推敲、深思熟虑，确

定出一个最好的方案。所以在设计车间前必须掌握充分的相关生产、安全、卫生等资料，常用的设计规范和规定如下： 1、 中华人民共和国爆炸危险场所电器安全规程。

2、 化工企业爆炸和火灾危险场所电力设计技术规定CD90A4-83； 3、 工业企业设计卫生标准TJ36-79； 4、 建筑设计防火规范GBJ16-17； 9.2 车间布置 9.2.1 厂房的布置

⑴ 厂房安排

因为厂房生产规模一般，只包括一个工段，特点不明显甚至没有，参照工业企业产

设计的各种标准和规范，做出了集中布置车间生产部门在一栋厂房内决定。 ⑵ 厂房布置

为了确定一个对总平面图的布置很有好处，能起安排车间出入口方便的作用，还能减少管线浪费，又能节约用地，也能方便设备排列。确定厂房平面布外形为5×10m 的矩形，并且还有利于通风以及自然采光。根据建筑经济上的要求和通风采光，厂房车间设计为10m×5m，高度为5.5m。具体依据如下： 有要求部分的安全距离见表格 有要求的地方 ⑴往复运动机械的运动部分与墙之间的距离应大于或等于 ⑵回转运动机械与墙间距大于或等于 ⑶回转机械相互距离大于或等于 ⑷泵的间距大于或等于或等于 ⑸泵列间的距离大于或等于 ⑹吊车吊动的物品与设备最高点的间距大于或等于 ⑺储槽之间的间距大于或等于 ⑻计量槽之间的间距大于或等于 ⑼设备上面的传动装置离房顶间距大于或等于 ⑽操作台及通廊通行部分的最小净高度大于或等于 ⑾不常通行的地方净高大于或等于 ⑿操作台楼梯坡度一般不大于

距离/m 1.5 0.8-1.0 0.8-1.2 1.0 1.5 0.4 0.4-0.6 0.4-0.6 0.8 2.0 1.9 45°