第五章 物料衡算

1、第五章 物料衡算 质量守恒定律是自然界的普通规律，物料的平衡与计算是这一规律在化工计算中的具体应用。 在工艺设计中，流程设计和物料衡算是最先开展的项目，在流程设计初步定型后，就需进行物料衡算来确定各种原料、中间产品及产物的数量。 根据物料衡算的结果，才能计算各个设备的尺寸和公用工程物料的需求量，从而完成流程设计的定量工作。 可以说物料衡算是能量衡算及其它工艺计算和设备计算的基础。一 物料衡算的基本步骤1. 收集数据原始数据要严格依据现场实测数据，当某些数据不能精确测定或无法查到时，可在工程设计计算所允许的范围内借用、推算或假定。2.画出流程示意图针对要衡算的过程，画出示意流程图，将所有原始数据

2、标注在图的相应部位。3. 确定衡算系统和衡算方法对化学反应，给出反应方程式，方程式中注明计量关系，注明各反应物料的状态条件和反应转化率、选择性，计算生成物的组成与数量。4. 选择合适的计算基准5.列出物料衡算式，用数学方法求解对组成较复杂的物料，列出输入输出物料表。将未知量用代数符号表示。6.将计算结果列成输入输出物料表。7.结论与验算为了更好地说明连续生产过程的物料衡算，我们以一实例来说明：丙烯直接氧化法制丙酮年产500吨丙酮装置的物料衡算。（此例仅以说明方法，所用数据并不反映实际生产情况）一、根据工艺流程图画物料流程示意图： (见下页)二、写出化学反应方程式：丙烯直接氧化合成丙酮的总反应式

3、为：CH3CH=CH2+1/2O2 Pdcl2, Cucl2 O CH3CCH3+69kcal/mol二 连续过程的物料衡算1、羰化塔 2、羰化分离器 3、闪蒸塔 4、酸水缸 5、氧化塔 6、气液分离器7、缓冲罐 8、氧化吸收塔 9、尾气冷凝器 10、羰化吸收塔 11、初馏塔12、塔顶冷凝器 13、气液分离器 14、排醛塔 15、塔顶冷凝器 16、气液分离器17、丙醛冷凝器 18、精馏塔 19、塔顶冷凝器 20、气液分离器 21、丙醛计量槽22、成品贮槽 23、丙醛贮槽 24、粗丙酮贮槽 25、进料泵 26、进料泵 27、吸收液槽28、进料泵 29、吸收液贮槽 30、水泵 31、催化剂循环压缩

4、机三、确定计算任务： 在生产任务已定的前提下，根据消耗定额和工艺指标可以求得羰化工序各项进料量，然后按流程顺序从前往后计算。 四、收集数据： 1、全装置工艺数据； (1)、生产规模：年产500吨100%丙酮； (2)、生产时间：年工作时数7200h； (3)、反应塔空时产率：350500g/l*h; (4)、选择性：95%以上； (5)、氧转化率：5060%； (6)、氯化钯生产能力：3040 g/g*h (7)、丙烯单程转化率：9599%。 2、工艺操作条件及控制指标： (1)氧化塔： 塔底压力：11.5 atm (表压) 塔顶压力：9.5 atm (表压) 塔底温度：105塔顶温度：100

5、 (2)羰化塔： 塔底压力：9 atm (表压)塔顶压力：8 atm (表压)塔底温度：107 塔顶温度：103 丙烯量(100%，kg/h)/催化剂循环量(M3/h)=4.43.44 (3)闪蒸塔：压力：0.30.5 atm (表压)塔顶温度：90 塔底温度：105 (4)氧化吸收塔： 出口压力：40mmHg 吸收液温度：27 丙酮吸收率：80%(5)羰化吸收塔： 出口压力：40mmHg吸收液温度：27 吸收液浓度：10% (Wt %)要求吸收率：95%(6)初馏塔：塔顶温度：60 冷凝液出口温度：50 塔底温度：101 进料温度： 吸收液进料：25 闪蒸塔顶气进料：60 回流比：5 塔底、

6、顶的浓度要求：见计算部分 塔顶压力：0.20.3 atm (表压) 塔底压力：0.30.4 atm (表压) (7)排醛塔： 塔 顶压力：0.10.2atm (表压)塔底压力：0.2atm (表压) 塔顶温度：55 塔底温度：60 进料温度：58 塔顶冷凝液出口温度：52 (8)精馏塔：塔顶压力：0.050.1 atm (表压)塔底压力：0.10.15 atm (表压) 塔顶温度：57 塔底温度：100 进料温度：59 冷凝液出口温度：50 五、计算基准： 此过程属于连续操作过程，有化学反应发生，故选kg/h作为基准。六、计算：1、羰化塔：(1)进气丙酮产量：500吨/年 (纯)每天产量：50

7、0/300=1.666t/d=1666kg/d每时产量：1666/24=69.45kg/h=1.195kmol/h根据中试数据：丙烯转化率：95% 选择性：95% 收率：94% 总收率：85%需纯丙烯：1.195/0.85=1.41kmol/h=59.2kg/h采用巴陵公司的丙烯原料：丙烯为95%(wt%) 丙烷为5%(wt%)故需粗丙烯：59.2/0.95=62.3kg/h(2)出料：丙烯转化：1.41*95%=1.34kmol/h其中：丙酮1.34*0.95=1.273kmol/h=73.9kg/h 副产物 1.34*0.05=0.067kmol/h=3.88kg/h副产物分析结果：丙醛

8、0.017kmol/h 氯丙酮 0.05kmol/h未反应气体：丙烯 0.07kmol/h=2.94kg/h 丙烷 0.071kmol/h=3.12kg/h (3)催化剂需要量和循环量：根据中试数据，取时空率：400g/lh所以羰化塔需催化剂的量： 73.9*1000/400=184.5 L=0.1845立方米=0.185立方米催化剂循环量： 取丙烯流量：催化剂循环量=3.44 得催化剂循环量：62.3/3.44=18.11立方米/h2、闪蒸塔：(1)进料：丙酮 1.273 kmol/h 副产物：0.067 kmol/h 未反应气：0.141kmol/h 催化剂循环量： 18立方米/h酸水：1

9、00kg/h (由中试数据放大所得)(2)塔底出料：催化剂：18立方米/h 丙酮：0.076kmol/h (由中试，约6%丙酮从塔底带出)(3)塔顶出料：丙酮：1.2730.076=1.197kmol/h副产物：0.067kmol/h酸水：100kg/h3、初馏塔：物料流程如下图：(1)进料：根据各方面的要求，进料的两种物料的基础数据如下表： 组成 闪蒸塔顶气(F1) 吸收液(F2) 进 料Kmol/h mol%Kmol/h mol%Kmol/h mol% 丙酮 1.197 17.2 0.174 3.36 1.371 11.3 丙醛 0.017 0.25 0.017 0.33 0.034 0.

10、3 氯丙酮 0.05 0.74 0.05 0.4 未反应气 0.141 2.03 0.141 1.2 水 5.55 80.00 5.00 96.30 10.55 86.80 合计 6.955 100.00 5.191100.0012.146 100.00要求：釜液丙酮Xw=0, 氯丙酮全部进入釜液 顶冷凝丙酮XP=0.7, 丙醛冷凝率50% 丙酮冷凝率91.3%所以未凝气：G=0.034*0.5+0.141+1.37*0.087=0.277kmol/h其中丙酮量为：1.37*(100-91.3)%=0.119kmol/h未冷凝气中丙酮的浓度： XG丙酮=0.119/0.277=43.1% F*

11、XF丙酮=W*FW丙酮+P*XP丙酮+G*XG丙酮1.371=0.7P+0.277*0.431 P=1.79 kmol/h(2) 出料： 组成 塔顶凝液P 塔顶未凝气G 塔釜液W 共计Kmol/h mol%Kmol/hmol%Kmol/hmol% 丙酮1.253700.11943.11.372 丙醛0.01710.0176.20.034 未反应气0.14150.70.141 氯丙酮0.050.50.05 水0.522910.0399.510.55 共计1.791000.27710010.0810012.146 4、初馏塔顶冷凝器：设回流比R=5(1)塔顶上升蒸气量： V=L + P + G =

12、 6P +G =6*1.79+0.277=11kmol/h其中：丙酮：7.637kmol/h,69.3%(mol%) 丙醛：0.119kmol/h, 1.1(mol%) 水： 3.12 kmol/h, 28.4(mol%)未反应气：0.141kmol/h, 1.2(mol%)(2)回流液量：丙酮：1.253*5=6.265kmol/h 丙醛： 0.017*5=0.085kmol/h水： 0.52*5=2.6 kmol/h合计： 8.95 kmol/h(3)P,G及其组成前面已算出 5、氧化塔：转化1mol丙烯需0.5mol氧；所以需氧：1.34*0.5=0.67 kmol/h按中试氧转化率60

13、%需进空气量： 0.67/(0.6*0.2)=5.58kmol/h带入丙酮量：(催化剂带入) 0.076kmol/h(闪蒸塔)出料空气量：5.58-0.67=4.91kmol/h出料丙酮量：0.076 kmol/h6、尾气吸收塔：(1)进入氧化吸收塔气体(设氧化液中丙酮经氧化分离器后全部进入气相)丙酮：0.076kmol/h=4.4kg/h空气：4.91kmol/h物料流程图如下：(2)要求氧化吸收塔吸收率80%(wt%)(根据工艺综合考虑及中试数据) 丙酮：(4.4-4.4*80%)=0.88kg/h=0.0152kmol/h 空气：4.91kmol/h (3)进入羰化吸收塔气体： 丙酮：0

14、.1197kmol/h=6.95kg/h 丙醛：0.017kmol/h未反应气：0.141kmol/h (4)要求羰化吸收塔吸收率95%，且丙醛全部被吸收，所以吸收塔尾气： 丙酮：6.95-6.95*95%=0.348kg/h=0.006kmol/h未反应气：0.141kmol/h(5)羰化吸收液：其中含丙酮量： 4.4*0.8+6.95*0.95=10.12kg/h=0.174kmol/h 因为要求羰化吸收液中丙酮浓度为10%，所以吸收液量为：L3=10.12/0.1=101.2kg/h其中：丙醛：0.017kmol/h=0.986kg/h 丙酮：10.12kg/h=0.174kmol/h

15、水： 101.2-10.12-0.986=90.1kg/h(6) 氧化吸收塔用清水量： L1=90.1kg/h(7) 氧化吸收液(羰化吸收剂)L2： L2=90.1+3.52=93.62kg/h其中丙酮：3.52/93.62=3.76%(wt%)7、排醛塔：先画物料流程图：(1)进料来自初馏塔顶凝液:(组成如下)丙酮： 1.253kmol/h 70 mol%丙醛： 0.017kmol/h 1 mol% 水 ： 0.52 kmol/h 29 mol%_合计： 1.79 kmol/h 100 mol% (2)出料：要求：a、全部水进入釜液； b、塔顶出料中丙酮浓度为30%(wt%); c、冷凝液全

16、回流。、塔顶未凝气：丙醛： 0.017kmol/h 70 mol%丙酮： 0.017*0.3/0.7=0.0073kmol/h 30 mol%合计： 0.0243kmol/h 100 mol%、塔釜液：水： 0.052kmol/h 29.5 mol%丙酮：1.253-0.0073=1.2457kmol/h 70.5mol%合计： 1.766kmol/h 100 mol%8、排醛塔顶冷凝器： (1)最小回流比与实际回流比：塔进料中丙酮的重量组成：XF，丙酮=1.253*58/(1.253+0.017)*58+0.52*18=0.876 我们将其简化处理，即将三元组分当做二元组分(怱略丙醛)，查图

17、(石油化工技术参考资料有机化工原料物理性质)，得进料温度(沸点进料)为t=59 ，由此条件下查图得丙醛饱和蒸汽压为1.45atm。 进料中丙醛的分子组成：Xf丙醛=0.01 所以与之平衡的气相组成为：YF，丙醛=P丙醛*XF，丙醛/P=1.45*0.01/1=0.0145 馏出液分子组成：XG，丙醛=0.7 因此：R=(XG-YF)/(YF-XF)=(0.7-0.0145)/(0.0145-0.01) =152.4取 B=2R实际=152.4*2=305(2) 回流量：L=305G=305*0.0243=7.4115 kmol/h设回流液中丙酮含量为40%，丙醛60%则：丙酮：7.4115*4

18、0%=2.965 kmol/h 丙醛：7.4115*60%=4.445 kmol/h(3) 塔顶上升蒸汽： V=L+G=7.4115+0.0243=7.436 kmol/h其中：丙酮：0.0073+2.956=2.972 kmol/h占40% 丙醛：0.017+4.445=4.462 kmol/h占60%9、精馏塔：以排醛塔的釜液作为本塔的进料：要求：a、塔顶丙酮浓度97mol%; b、塔釜丙酮浓度小于2mol%.(1)进料：同排醛塔釜液。 (2)出料：对丙酮进行物料衡算： F*XF，丙酮=(F-P)X，丙酮+P*XP，丙酮 得：XF，丙酮=0.705, XW,丙酮=0.02 XP,丙酮=0.

19、97 1.757*0.705=(1.757P)*0.02+P*0.97 解得：P=1.265 kmol/h W=FP=1.7571.265=0.492 kmol/h精馏塔数据平衡表如下：组成 进 料 出 料 釜 液 塔顶产品 Kmol/h mol% Kmol/hmol% Kmol/hmol% 丙酮 1.239 70.5 0.01 2.0 1.229 97 水 0.518 29.5 0.482 98 0.036 3 合计 1.752 100 0.492 100 1.265 10010、精馏塔顶冷凝器：(1)最小回流比，实际回流比： 进料重量百分组成： X丙酮=1.239*58/(1.239*58

20、+0.518*18)=0.885 查丙酮水溶液的沸点图，得沸点t=58.5 ，即进料状态为P=1，t=58.5 ,查58 时丙酮的饱和蒸汽压P丙酮=1.08atm故与X丙酮成平衡关系的气相组成为： YF，丙酮=P丙酮*XF，丙酮/ P=1.08*0.705/1=0.761Rmin=(XPYF)/(YFXD) =(0.97-0.761)/(0.761-0.705) =3.74取 B=1.5 R实际=Rmin*B=3.74*1.5=5.6(2)回流量：L=5.6P=5.6*1.265=7.1 kmol/h其中：丙酮：1.229*5.6=6.9 kmol/h 水：0.036*5.6=0.2 kmol

21、/h(3)塔顶上升蒸汽量： V=P+L=1.265+7.1=8.365 kmol/h其中：丙酮：1.229*6.6=8.111 kmol/h 水：0.036*6.6=0.254 kmol/h 由于初馏塔的塔顶未冷凝气(G)去羰化吸收塔，作为吸收的气相原料，而吸收液又返回初馏塔作为初馏塔的第二进料(F2)，因此在物衡中，必须将初馏塔和羰化吸收塔一并考虑进行物衡，才能求得这两个设备的各自进出物料。(1)物料流程：见下图：（2）根据初馏塔和羰化塔的工艺要求和条件，对丙酮进行物料衡算：对整个初馏及羰化吸收系统进行丙酮物料衡算：1.197+0.0608=0.7P+G4,丙酮对初馏塔进行物衡：（1.197

22、+F2,丙酮）0.913=0.7P根据羰化吸收塔对气体中丙酮吸收率为95%则：G4，丙酮（1.197+F2,丙酮)(10.913)(10.95)将上三式联解得：F2，丙酮0.174kmol/h=10.12kg/h P=1.79kmol/h G4，丙酮0.006kmol/h初馏塔顶未冷凝气含丙酮量：G丙酮0.174+0.006-0.0608=0.119kmol/h(3)对丙醛进行物衡：对整个初馏和羰化吸收系统进行物衡：0.017=P丙醛即初馏塔的馏出液P中含丙醛0.017kmol/h,即0.986kh/h以初馏塔为对象物衡：（0.017+F2，丙醛）0.50=P丙醛F2，丙醛P丙醛0.017km

23、ol/h=0.986kg/h初馏塔顶未凝气中丙醛含量为：G丙醛（0.017+F2,丙醛）0.50=0.017kmol/h(4)对水进行物衡：L3中的含水量(即F2中的含水量)10.12/(F2,水*18)+0.986+10.12=10%解得F2，水=5.0kmol/h初馏塔馏出液量为1.97kmol/h 其中：丙酮：1.79*0.7=1.253kmol/h 丙醛：0.017kmol/h 水： P水 kmol/h所以：P水=1.791.2530.017=0.52kmol/h以初馏塔为对象进行水的平衡得：釜液中水：5.55+5.00.52=10.03kmol/h(5)未反应气全部从羰化吸收塔顶跑出

24、故：G4，气=0.141kmol/h(6)氯丙酮全部进入釜液，即釜液中含氯丙酮：0.05kmol/h将上述数据整理即得前面的初馏塔物衡表与羰化吸收塔的物料数据。11、校核、整理计算结果(略) 12、绘制物料流程图(略) 对于间歇过程的物料衡算，必须注意设备整个工作周期的操作顺序和每项操作的时间，必须把所有操作作为时间平衡的单独一项加以记载，并对每项操作的时间进行分析，寻找提高生产效率的因素。 现以设计年产30000吨聚氯乙烯车间(采用悬浮聚合生产方法)的物料衡算为例，对间歇过程的物料衡算方法加以说明。先看工艺流程： 三 间歇过程的物料衡算间歇过程的物料衡算相比之下比较简单。在计算时要建立时间平

25、衡关系，即设备与设备之间处理物料的台时数（台数与操作小时）要平衡，才不致于造成设备之间生产能力大小相差悬殊的不合理状况。有时因化工单元过程的影响因素不同，以及间歇过程和连续过程同时并用，进行时间平衡时需要考虑不均衡系数。 聚合用水自软水计量槽(R301)加至聚合釜(F301)，分散剂随之进入釜内。单体由氯乙烯计量槽(R302)加入聚合釜，同时将助剂带入。搅拌升温进行聚合反应。待反应结束，借釜内残余压力将悬浮液压至沉降槽(F302)。回收氯乙烯气体，同时加定量液碱，升温吹风以破坏分散剂、低分子物等。经碱处理后的悬浮液靠位差流入离心机(J301)脱去大部分水，并喷入70 软水洗涤。含水约20%的湿

26、树脂经湿料贮斗(R303)和搅拌龙(J303)送至气流干燥器(J304)中。空气过滤后由鼓风机(J305)吸入，送至散热片(M301)预热之后进入气流干燥器。树脂随热风吹上，被干燥至含水5%左右。又经旋风分离器(J307)加至沸腾干燥器(J308)内被热风干燥至含水0.3 %,再由文丘里加料器送到冷风管(J311)冷却。随后经旋风分离器(J312)分离加至滚动筛(J313)和振动筛(J314)筛去粗料进行包装过秤送至仓庫。一、画流程示意图： 以简化的方框流程图表示，略去了与计算无关的化工过程与设备并将已知数和未知数标明二、化学反应式：nCH2=CHCl-CH2-CHn - -22900 kca

27、l/kmol | Cl三、确定计算任务： 聚合与沉析均属于间歇操作，需要建立时间平衡。由设计任务和生产现场可知生产规模、生产时间、消耗定额、各步骤损失以及聚合配方等工艺操作条件。可以顺利按流程展开计算，并按间歇过程与连续过程分别确定基准依次计算。四、收集数据：1、生产规模：年产PVC树脂3000吨2、生产时间：8000h3、消耗定额：1.064tVC/tPVC4、损耗分配： 聚合车间总收率94%，总损耗为6%。根据生产统计数字，各步骤的损失分配如下(以聚合釜内反应生成的聚合物为准)聚合部分：粘壁、泄漏、泡沬夹带损失占1%沉析部分：破坏低聚物及吹风降温损失占1%离心部分：母液中带走损失占0.5%

28、干燥部分：飞扬、旋风分离损失2%筛分包装部分：飞扬、旋风分离及不合格物损失1.5%5、聚合配方：经xj-2型为准，按13.5立方米釜计量软水：6800 kg(6.8立方米)VC： 5000kg(5.5立方米)ABIN：2.5kgABVN: 2.2kg明胶：8kgNa2HCO3：1kgNa2S：250g聚合釜：加水：15分 搅拌：10分加VC：15分 升温：20分反应：8小时 出料：30分清釜置换等：70分共计：10小时40分取操作周期为11小时沉析槽:排气、加料、回收：1小时 升温：1小时保温：0.5小时 冷却：0.5小时出料：6小时共计：9小时取操作周期为9小时7、生产统计数字平均每釜产量为

29、4243kg(PVC)8、操作条件与控制指标：聚合温度：510.5度出料压力：6kgf/cm2转化率：90%沉析温度75，操作规定加42%液碱7L，加碱量0.050.1%(母液内含NaOH量) 离心：为了提高产品质量，用6075热水洗涤，用水量取2000kg，离心后湿料含水约20%。9、原料、助剂和产品规格(略)10、物化常数(略)五、确定计算基准：间歇过程以kg/釜为基准，连续过程以kg/h为基准。六、计算：1、聚合釜拟选用13.5立方米聚合釜(1)进料按配方(2)出料生成PVC量：5000kg*90%=4500kg损失PVC量：4500kg*1%=45kg向沉析槽出料量：4500kg45k

30、g=4455kg未反应VC量：5000kg-4500kg=500kg聚合釜二次出料用水量：200kg/釜(按规定)计算结果整理成表：聚合釜物料平衡表物料名称 进料kg 出料kg物料名称进料kg 出料kgVC5000500水68007000明胶88二次用水200ABIN2.52.5PVC4455ABVN2.22.2损失PVC45Na2S0.250.25合计10213.9510213.95NaHCO3112、沉析槽： 拟选用19立方米沉析槽，进料除聚合釜来料外，尚需加液碱和通入直接蒸汽。按工艺条件规定加42%NaOH溶液7L，重量为1.45*7=10.15kg其中含：纯NaOH 10.15*42%

31、=4.26kg水：10.154.26=5.89kg 假定未反应的VC液体全部在沉析槽内气化返回气柜予以回收。碱处理时，通直接蒸气升温所立生冷凝水量可由热量衡算求得。设备及物料升温需热量计算表名称重量 t初 t终 t 比热 CKcal/kg 热量kcal设备32902075550.1221700水7024.15075251175600PVC44555075250.4246800VC5005075256331500合计275600注：明胶及碱液等助剂所占比例甚微并入水中取热损失为10%，每个沉析槽在每次操作中需通入蒸气量W为：W=275600*1.1/576=526kg沉析槽物料平衡表 名称 进料 kg 出料 kg PVC 4455 4410 水 7000 7531.89 蒸汽冷凝水 526 液碱、其中含水 5.89明胶、ABIN、ABVN、Na2S NaHCO3 13.9513.95 未反应VC 500 气化回收VC 500 NaOH 4.26 4.26 损失PVC 45 合计 12505.1 12505.1注：举例时为简化计算而未考虑单体损失，在实际生产中是有损失的，应予以考虑。3、离心脱水 从这一步操作开始转入连续操作过程，计算基准相应转换为kg/