【文章內(nèi)容簡介】 輸入系統(tǒng)的能量=輸出系統(tǒng)的能量+系統(tǒng)積累的能量 （47)對于連續(xù)生產(chǎn)，系統(tǒng)積累的能量為0，所以有，Q+W=ΣHoutΣHinQ——系統(tǒng)的換熱量，即與加熱劑或冷卻劑的換熱量W——輸入系統(tǒng)的機械能ΣHin——進入系統(tǒng)的物料的焓ΣHout——離開系統(tǒng)的物料的焓（1）原料帶入設備的熱量設進料溫度為25℃，反應終止出料溫度為105℃根據(jù)《化工數(shù)據(jù)》中的對應狀態(tài)法估算25℃（）時，CP（正丁醇）=（kgK)CP（硫酸）=( kgK)CP（對羥基苯甲酸）=(molK)CP（環(huán)己烷）=(molK)正丁醇帶入設備的熱量：Q=GCPT= ╳ ╳ = 硫酸帶入設備的熱量：Q=GCPT= ╳╳ = kJ對羥基苯甲酸帶入設備的熱量：Q=GCPT= ╳ ╳ / = kJ環(huán)己烷帶入設備的熱量：Q=GCPT= ╳ ╳ 物料帶入設備的總熱量Q1Q1=+++=（2）物料帶出設備的熱量Q4根據(jù)《化工數(shù)據(jù)》中的對應狀態(tài)法估算105℃（）時，CP（正丁醇）=（kgK)CP（硫酸）=( kgK)CP（對羥基苯甲酸）= (molK)CP（環(huán)己烷）= J/(molK)CP（對羥基苯甲酸丁酯）= kJ/( kgK)CP（水）= kJ/( kgK)未轉(zhuǎn)化正丁醇帶出設備熱量：Q=GCPT== ╳ ╳ = kJ未轉(zhuǎn)化硫酸帶出設備熱量：Q=GCPT=╳ ╳ =對羥基苯甲酸帶出設備熱量：Q=GCPT= ╳╳ / = kJ環(huán)己烷帶出設備熱量：Q=GCPT= ╳ ╳ / =對羥基苯甲酸丁酯帶出設備熱量：Q=GCPT=500╳╳=水帶出設備熱量：Q=GCPT=╳╳=物料帶入設備的總熱量Q4Q4=+++++=（3）過程的熱效應：查資料得：燃燒熱 qc（正丁醇）= qc（水）=利用卡拉奇法估算燃燒熱，得：qc（對羥基苯甲酸）=+∑k△=╳32+1╳=qc（對羥基苯甲酸丁酯）=+∑k△=╳56+（+）=過程熱效應為：Qr=∑qc（反）∑qc（產(chǎn)）=+（+）=反應吸熱量為：Q3=nQr=╳（╳500╳╳）/（╳╳）=（4）加熱劑與反應系統(tǒng)交換的熱量：由Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6及Q5+Q6=15%Q2故85%Q2=Q4Q3Q1=+=所以Q2=（5）設備所消耗的熱量及損失Q5+Q6:Q5+Q6=15%Q2=15%╳= 熱量衡算表衡算對象熱量kJ總計kJ進料Q1Q2Q3出料Q4Q5Q6 根據(jù)相關(guān)資料得到： 動力（水、電、汽）消耗定額及消耗量序號項目規(guī)格單位消耗定額/1噸對羥基苯甲酸丁酯 年消耗量備注正常 最大量 1冷卻水30℃噸600180000234000量大時按照比正常量超出30%計算1200002電交流電（220V）度400300156000 3水蒸汽(低壓)噸10390第五章 主要設備 反應釜的計算和選型[11,12]（1）確定筒體和封頭型式從該反應的反應條件和反應現(xiàn)象可以得知它是屬于帶攪拌的低壓反應釜類型，根據(jù)慣例，選擇圓柱形筒體和橢圓形封頭。（2）確定筒體和封頭直徑 反應物料先為液—固相類型，查表可得出，H/Di為1~。該反應的狀態(tài)為無泡沫和無沸騰情況，黏度也不大，故可取裝料系數(shù)η=。 ，則反應釜容積為：，考慮容器大小，可取H/Di = ，這樣可使直徑不致太大。 反應釜直徑估算： Di = [4V/（Л╳H/Di）] 1/3=[4() ] 1/3= 圓整至公稱直徑標準系列，取Di=1500mm。封頭取相同的內(nèi)徑，其曲面高度由表查得h1 =225mm，直邊高度h2，查表可取15mm。（3）確定筒體高度當Di = 1500mm，h2 =15mm時，從表查得橢圓形封頭的容積Vh =，再查表得筒體每一米高的容積V1 = ，則筒體高估算為：H =（V – Vh）/ V1 =（）/ = ，于是H/Di = （4）確定夾套直徑查表得：Di = Di + 200 = 1500 + 200 = 1700mm夾套封頭也采用橢圓形，并與夾套筒體取相同直徑。（5）確定夾套的高度夾套筒體的高度估算：Hi =（ηV Vh）/V1=（ ╳ – ）/ = 取Hi為1300mm。(6) 傳熱面積當Di=1700mm時，從表查出Fh=，F(xiàn)1=，則F=Fh+ F1=+╳=反應釜的規(guī)格按上述各步計算所得，對于技術(shù)參數(shù)可根據(jù)生產(chǎn)的實際情況選公稱容積為3000L 的搪玻璃反應缸的技術(shù)參數(shù)。 管口尺寸（mm）及用途管口名稱攪拌孔人手孔溫度計孔視鏡口備用口備用口出料口進料口進氣口廢氣口符號bacde\gfKHIj尺寸125300╳40010010012510012512510040 工作參數(shù)表序號名稱指標罐內(nèi)夾套內(nèi)1允許工作壓力，Kgf/cm2≤4≤62允許工作溫度℃27002503允許電機功率Kw4允許攪拌轉(zhuǎn)速r/min855玻璃層耐高溫急變冷沖擊100℃熱沖擊120℃6實際容積L40007傳熱面積F m2 減速機的選用表減速機型號及規(guī)格電動機型號JA110功率，kw輸出轉(zhuǎn)速，r/min130攪拌器型式槳式密封箱規(guī)格,Dgmm95密封形式填料密封標準號HG527479放料箱規(guī)格,Dgmm125型式上展式或下展式標準號HG515/1679溫度計套型號A型a=0℃標準號HG527579對羥基苯甲酸丁酯工廠使用的大多是化工流程泵，不同的過程需要使用不同的型號和類型的流程泵。根據(jù)本設計的要求，對所需選擇的離心泵提出了以下要求：泵的流量、排出壓力、NPSH以及泵的耐溫、耐壓能力等都必須滿足化工工藝的要求。泵的材料應符合被輸送液體化工物料的化學性質(zhì)和化工生產(chǎn)操作工況。泵的易損件（如軸承等）的壽命應滿足化工生產(chǎn)長期、連續(xù)運行的要求。泵的設計、選材、制造和檢驗應遵照有關(guān)的標準和規(guī)范。該設計主要的泵設備是乙酸進料泵，正丁醇進料泵。估算流量及揚程，參照《化工原理》[34]書上的IS型單級單吸離心泵性能表，進行泵的選型。設計原則：流量Q：~；揚程H：~；壓力：進口壓力和出口壓力，此處假設進口壓力與出口壓力相等。~3 m/s，設流體出料速度為2m/s，進料相對高度分別為4m和1m。根據(jù)以上要求，本設計泵的選型如下： 泵選型一覽表設備名稱技術(shù)規(guī)格型號材料內(nèi)防腐類型流量[m3/hr]揚程[m]介質(zhì)名稱介質(zhì)密度kg/m3溫度[℃]入口壓力[bar]汽蝕余量[m]硫酸進料泵單級離心泵硫酸，水18402512IS 5032125鑄鐵是正丁醇進料泵單級離心泵正丁醇，水810251IS 5032125鑄鐵否配料槽進料泵單級離心泵硫酸，正丁醇，環(huán)己烷802IS 6550160鑄鐵否精餾塔進料泵單級離心泵8正丁醇，環(huán)己烷，水，酯802IS 6550160鑄鐵否環(huán)己烷進料泵單級離心泵環(huán)己烷，水7802512鑄鐵否 儲料罐的選型（1）正丁醇儲槽：（立式）設計原則：以48小時，裝75%的容量計V=247。810*4/=179。（2）配料槽儲槽：（立式）設計原則：以48小時，裝75%的容量計V=1245247。*4/=179。（3）硫酸儲槽：（臥式）設計原則：以48小時，裝75%的容量計V=247。1840*4/=179。(4) 環(huán)己烷儲槽（立式）V=247。780*4/=179。（5）分水槽V=247。1000*4/=179。（6）廢液槽V=247。1000*4/= 槽選型一覽表序號設備名稱型號尺寸/m179?？傊?kg 材料1硫酸槽1733 碳鋼2環(huán)己烷槽2665 碳鋼3正丁醇儲槽51244 碳鋼4配料槽18302 碳鋼5分水槽1105 碳鋼6廢液槽1235 碳鋼7粗產(chǎn)品槽31060 碳鋼8產(chǎn)品槽 31060 碳鋼 結(jié)晶釜的選型根據(jù)產(chǎn)物的容量，決定選擇1000L的結(jié)晶釜作為結(jié)晶設備。F=XD=98％XW=2％因為：D/F=（xfxw)/(xdxw)可以得出：D==*=，W=本次設計為了方便計算，通過查找文獻[14]，確定回流比R=2，及以下操作條件[]： 1　 塔頂壓力：；2　 塔底壓力：；3　 塔頂溫度：100.℃；4　 塔底溫度：℃；5　 進料溫度：℃；6　 塔板效率：E0=（1）操作線方程：① 精餾段： F, xF12nn+1x1 y2x2 yn xn yn+1V , y1L,xD D,xD 精餾段物流圖上升蒸汽量： V=(R+1） （51）下降液體量： L=RD （52）操作線方程： 或 （53） 式中： R回流比； 精餾段內(nèi)第n層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率； 精餾段內(nèi)第n+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分率。② 提鎦段：mm+1 NL’ V’x’mF , xFy’m+1y’Nx’N蒸氣W ,xWxn 提鎦段物流圖上升蒸汽量： 或 （54）下降液體量： （55）操作線方程： （56）式中：提餾段內(nèi)第m層板下降液體中易揮發(fā)組分摩爾分率； 提餾段內(nèi)第m+1 層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分摩爾分率。平衡線方程： （57） 式中： 易揮發(fā)組分與難揮發(fā)組分的相對揮發(fā)度； 精餾段內(nèi)第n 層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率； 精餾段內(nèi)第n 層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分率。（2）各個方程參數(shù)的確定根據(jù)操作條件可知： q=1 R=2精餾操作線方程：Y=R/(R+1)+XD/(R+1)=+由平衡線得塔頂：y1=xD=,x1=由平衡線方程：y=αx/[1+(α1)x],得α頂=3塔底，xm=xw=，ym= 同理，得α底=，α==（3）逐板計算過程由上述計算可知：=%，=98%，=2%具體過程如下：因為xF=x4=所以精餾段理論層板數(shù)為41=3塊因為==所以提鎦段理論塔板數(shù)為41=3塊故全塔理論塔板數(shù)為NT=3+3=6塊（不包括再沸器）（4）全塔效率計算相對揮發(fā)度：=； 液體混合物的粘度：uL=SuL=*= E0=％，校正后ET=％*=（5）實際板塔數(shù)目實際板數(shù)目塊所以第12塊為進料板。 板式塔主要尺寸的計算本次設計采用的是F1型浮閥塔，設全塔選用標準結(jié)構(gòu)，板間距HT=，且因為該正丁醇塔為減壓塔，所以設計溢流堰高hc=。板式塔的塔徑依據(jù)流量公式計算： （57）式中：D塔徑，mVs塔內(nèi)氣體流量，u空塔氣速，m/s設計中要求得空塔氣速要先求得最大空塔氣速umax，然后根據(jù)設計經(jīng)驗，乘以一定的安全系數(shù)，即： （58）其中最大空塔氣速umax可以由懸浮液滴沉降原理導出，其結(jié)果為： （59）式中：umax允許空塔氣速，m/s分別為液相和氣相的密度，kg/m3C氣體負荷系數(shù)，m/s，可以從史密斯關(guān)聯(lián)圖中查出。塔頂空間，近