4473608267毕业设计算书

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1、盐城师范学院毕业论文（设计）1 物料衡算1.1 总则生产能力：年产 8000 吨醋酸酐；计算范围：裂化工序、吸收工序和精馏工序（不含回收工序）；生产方式：连续操作计算基准：单位时间生产的产品质量为计算基准；全年时间：36524=8760小时；检修时间：31.724=760小时；生产时间：8760760=8000小时；每小时产量：8000000 / 8000=1000.000 kg/h。计算精度：质量（kg）取小数点后三位；组成（质量，%）取到小数点后四位。1.2 物料衡算1.2.1 精馏工序物料衡算 计算依据： 年产成品醋酸酐8000吨； 成品醋酐一级品：含醋酸酐98%,醋酸2%； 精制过程中

2、酐损失3%（以成品纯醋酐计，其中第一塔损失2.5%，第二塔损失0.5%）； 粗醋酐组成含酐85%，酸15%； 精馏塔塔顶出料组成醋酸99%，醋酐1%； 残液回收中，醋酐未计入计算中。 物料平衡图见图1-1： 物料平衡计算：总物料衡算： Win = Wt2 +Wp2 + Wb1 + Wb2 组分物料衡算：(a)对醋酸衡算：Win15%= Wt2 99%+ Wp2 2% (b)对醋酐衡算：Win85%= Wt2 1%+ Wp2 98%+ Wb1 + Wb2 (c)釜液衡算：Wb1 + Wb23Wp2 98% Wb12.5Wp2 98%；Wb20.5Wp2 98%解上述方程(a)、(b)、(c)最后

3、得到结果如下：Win =1189.412kg/h； Wt2160.012kg/h;；Wp2 1000.000kg/h； Wb124.500kg/h； Wb2 4.900kg/h。粗酐蒸馏塔醋酐精馏塔Wt1Wt2Wp2Wb2Wb1WinWin -粗酐进料(含酐85%，酸15%)Wt2 -馏出液(含酐1%，酸99%)Wp2 -采出液(含酐98%，酸2%)Wb1-蒸馏塔釜液(含酐100%)Wb2 -精馏塔釜液(含酐100%)Wt1-蒸出液图1-1 精馏工段总物料平衡物料平衡计算结果见表1-1。表1-1 精馏工段总物料平衡序号名称酸含量（质量，%）醋酸量（kg/h）酐含量（质量，%）醋酐量（kg/h）

4、总量（kg/h）进料粗醋酐15.0000178.41285.00001011.0001189.412合计1189.412出料馏出液99.0000158.4121.00001.600160.012采出液2.000020.00098.0000980.0001000.000蒸馏塔釜液0010024.50024.500精馏塔釜液001004.9004.900合计1189.412 分塔物料衡算： 粗酐蒸馏塔物料平衡见图1-2：a.全塔物料衡算：Win = Wb1 + Wt1b.对醋酸衡算：Win15%= Wt1HAc解上述两式得：Wt11164.912kg/h ； HAc15.3155%.物料平衡计算结

5、果见表1-2。Wt1Win粗酐蒸馏塔Wb1 图1-2 粗酐蒸馏塔物料平衡表1-2 粗酐物料平衡序号名称酸含量（质量，%）醋酸量（kg/h）酐含量（质量，%）醋酐量（kg/h）总量（kg/h）进料粗醋酐150000178.41285.00001011.0001189.412合计1189.412出料蒸出液15.3155182.16484.68451007.2481164.912蒸馏塔釜液0010024.50024.500合计1189.412 醋酐蒸馏塔物料平衡见图1-3：Wt1Wt2醋酐精馏塔Wp2Wb2图1-3 醋酐精馏塔物料平衡全塔物料衡算：见表1-3Wt1Wt2 +Wp2 + Wb21.2.

6、2 吸收工序物料衡算计算依据： 吸收用醋酸为一级品，含醋酸99%,水1%； 第一吸收塔吸收乙烯酮90%，第二吸收塔吸收10%； 裂化反应乙烯酮选择性为90%，这是由于副反应生成废气所致。每蒸发100kg原料醋酸，就有4m3(标准)废气产生，其组成为：主反应：CH3COOHCH2CO(CH3 CO)2O60 42 102 副反应：(CH3 CO)2O2 H2O2CH3COOH 第一吸收塔及第二吸收塔循环液体积均为35 m3 /h；表1-3醋酐物料平衡序号名称酸含量（质量，%）醋酸量（kg/h）酐含量（质量，%）醋酐量（kg/h）总量（kg/h）进料蒸出液15.3155178.41284.6845

7、986.4501164.912合计1164.912出料馏出液99.0000158.4121.00001.600160.012采出液2.000020.00098.0000980.0001000.000精馏塔釜液001004.9004.900合计1164.912第一吸收塔第二吸收塔WoWgWinWRWb1WFWin-冰醋酸(含酸99%，水1%)WF -乙烯酮(不含废气)Wg -废气夹带醋酸Wb1-粗醋酐(15%酸，85%酐)Wt2 -精馏塔馏出液(99%酸，1%酐)WR -吸收液Wt2物料平衡图见图1-4： 图1-4 吸收工段总物料平衡总物料衡算总物料衡算式：（ Wt2、Wb1见精馏工序物料衡算）

8、WFWin Wt2 Wb1 Wg对醋酸衡算：a.废气夹带醋酸量的计算：已知条件：第二吸收塔塔顶真空度0.08MPa；塔顶温度20(从两个方面考虑：一是低温时蒸气压低，醋酸损失小；二是乙烯酮吸收反应为放热反应，低温有利)20时，查石油化工基础数据手册卢焕章等编著(P637)4m3(标准)废气裂化= 0.001510 MPa 乙烯酮：10095%80%(42/60) 0.9=47.88kg100kg冰醋酸存在下列关系：f =0.8在裂化管内每小时废气产生量V废=WF4/47.88(m3 )设第二吸收塔吸收循环液入塔浓度为：含醋酸：91.4%（质%）； 含醋酐：8.6%（质%） 含醋酸：94.755

9、%（摩尔%）；含醋酐：5.245%（摩尔%）X=0.94755：根据公式：X/(PX)（Wg /MHAc ）/(V废/22.4) P= 0.10130.08=0.0213MPa: V废 = WF4/47.88： 代入上式后整理得：Wg0.01610 WF (kg/h)副反应产生的醋酸量b对醋酸列物料衡算式：Wt299%+ Win99%= Wb115%+ WF(60/42)+ 0.01610 WFWin0.01(120/18)c.对醋酐物料衡算：Wt21%+ WF(102/42)= Wb185%+ Win0.01(102/18)联解上两式得：WF429.784kg/h ；Win =606.536

10、kg/h； Wg6.920kg/h废气量：V废WF4/47.8835.905m3 =33.28kg/h 废气平均分子量=28.244物料平衡计算结果见表1-4。分塔物料衡算：第一吸收塔物料平衡见图1-5：a. 全塔物料衡算：WFWR = Wb1Wo ；Wo =10%WF WR = Wb190%WF = 802.606 kg/hb .醋酐衡算：(假设第一吸收塔内没有水存在，即随冰醋酸带入的水全部在第二吸收塔内反应掉)WR(Ac)2O= Wb185%0.9WF(102/42)表1-4 吸收总物料衡算序号名称酸含量（质量，%）醋酸量（kg/h）酐含量（质量，%）醋酐量（kg/h）总量（kg/h）进料

11、冰醋酸99.0000600.471(水：1)(水：5.3034 )606.536乙烯酮0000429.784醋酐精馏塔馏出液99.0000158.41211.600160.012废气（裂化）33.28合计1196.332出料粗醋酐15.0000178.41285.00001011.0001189.412废气（裂化）33.28夹带酸6.920合计1196.332第一吸收塔WoWR WFWb1图1-5 第一吸收塔物料平衡 (Ac)2O = 8.9228% 第二吸收塔出塔组成 HAc =91.0772 %物料平衡计算结果见表5。c.第一吸收塔循环吸收液的组成计算：设第一吸收塔塔顶循环吸收液浓度为：8

12、3.600%(含醋酐)，16.400%(含醋酸) 表1-5 第一吸收塔物料衡算序号名称酸含量（质量，%）醋酸量（kg/h）酐含量（质量，%）醋酐量（kg/h）总量（kg/h）进料吸收液802.606乙烯酮429.784废气（裂化）33.28合计1265.670出料粗醋酐15.0000178.41285.00001011.0001189.412废气（裂化）33.28乙烯酮42.978合计1265.670吸收液温度t=25，查石油化工基础数据手册P636，P678得：HAc= 1044kg/m3，(Ac)2O=1075kg/ m3mix= 1/(HAC /HAc +(Ac)2O /(Ac)2O)=

13、1046.693 kg/ m3 循环吸收液的计算：吸收液流率为：35m3/h则：塔顶循环液质量流率W顶= 35mix =36634.263 kg/h塔底循环液质量流率W低=W顶WR=35831.657kg/h计算塔顶循环吸收液组成：含醋酐百分比：(WR8.922%W低85%)/W顶=83.3333 % 第一吸收塔塔顶循环吸收液组成含醋酸百分比：(WR91.078%W低15%)/ W顶=16.6668 %（若计算出的塔顶循环吸收液浓度与初设值相差0.5%则重新计算）第二吸收塔物料平衡见图1-6：a.全塔物料衡算：WoWt2WinWRWgb.循环吸收液的计算：吸收液流率为：35m3/h，温度为25

14、查石油化工基础数据手册P636得HAc=1044 kg/m3，(Ac)2O= 1075 kg/ m3HAc0.914， (Ac)2O0.086 mix= 1/(HAC /HAc +(Ac)2O /(Ac)2O)= 1/(0.914/1044+0.086/1075)=1046.5956 kg/ m3WgWin第二吸收塔Wt2WoWRWR2图1-6第二吸收塔物料平衡质量流率： W=mix35=36630.857kg/h WR2= WWt2Win=35864.3085 kg/h物料平衡计算结果见表1-61.2.3 裂化工序的物料衡算 计算依据： 物料流率见吸收工段物料衡算； 每吨成品醋酐消耗1.7k

15、g磷酸三乙酯催化剂，0.6kg纯氨。（在计算中未考虑） 主反应：CH3COOH CH2COH2O副反应：2CH3COOH (CH3)2CO+H2O+CO2 2CH2CO C2H4+2CO CH2CO H2O+2C (CH3 CO)2O CH2CO+CH4W2物料平衡图1-7W1-醋酸（95%）；W2-稀醋酸溶液；WF-乙烯酮；WP-废气；Wc-结炭量WF +WPW1分离器裂化炉Wc 图1-7裂化工段物料平衡表1-6 第二吸收塔物料衡算序号名称酸含量（质量，）醋酸量（kg/h）酐含量（质量，%）醋酐量（kg/h）总量（kg/h）进料精馏塔馏出液99.0000158.4121.00001.6001

16、160.012乙烯酮42.978废气（裂化）33.28冰醋酸99.0000600.471606.536合计809.526出料去一塔吸收液802.606废气（裂化）33.28夹带酸6.920合计809.526物料平衡计算总物料衡算：W1WF +WPW2Wc对乙烯酮作物料衡算：W195%0.80(42/60)0.9WF W1=897.627 kg/h对醋酸作衡算：W2W10.95(180%)+ W15%+ W10.95(18/60)0.80 其中各项意义如下： W10.9520%-未反应醋酸 W15%-随原料带入水 W10.95(18/60) -反应中生成水 W2 420.090 kg/h；其中

17、HAc = W195%0.20/ W2=40.5982%结碳量的计算：WcW1WFWPW2434.563 kg/h物料平衡计算结果见表1-7。表1-7裂化工段总物料衡算序号名称酸含量（质量，%）醋酸量（kg/h）水含量（质量，%）水量（kg/h）总量（kg/h）进料裂化用醋酸95.0000852.7465.000044.881897.627合计897.627出料乙烯酮429.784稀醋酸溶液420.090结碳量14.473废气量33.28合计897.6272 热量衡算2.1 裂化工序热量衡算2. 1. 1 醋酸蒸发器(E104)2. 1. 1. 1 计算依据 蒸发器内真空度取4 kPa，P绝

18、= 97.3 kPa； 设两台蒸发器，每台蒸发器进料量=897.627/2=448.814 kg/h； 蒸发器热损失为需加热量的5%； 醋酸入口温度：20 蛇管换热器传热系数k= 1674 kJ/(m2h) (以平均传热面积为基准)2. 1. 1. 2 热量衡算 进料液泡点计算：把混合物的质量%换算成摩尔%；X1=14.93%，X2=85.07%查“化工设计”黄潞编 P393-406，得到Antoine常数和公式，并计算PS表2-1 醋酸和水的Antoine常数ABC水18.30363816.44-46.13醋酸16.80803405.57-56.34注：水的Antoine常数查阅文献水的饱和

19、蒸汽压Antoine方程常数的比较刘晖、张洪涛、肖红，内蒙古石油化工，2009年，第十三期。Antoine公式： 查VAPORLIQUID EQUILIBRIUM DATA COLLECTION AQUEOUSORGANIC SYSTEM（J.GerhLing.U.Onken）P101，得到；Van Loar Constants A12=0.5491：A21=0.8950水（1）醋酸（2）Van Loar 方程式()计算活度系数1和2X1=14.93%，X2=85.07%1=1.5645 2=1.0085T=381.9K=108.75气体按理想气体，液体按非理想溶液，用下泡点计算式求泡点温度。

20、 y1+y2=P1S1X1/ P+ P2S2X2/ P=1(误差0.001)最好可以计算机编程计算（参考温度t=108.1）108.75（试算的泡点温度）蒸发器选用两台 进料液比热的计算查“化工工艺设计手册第三版（上）”P2-738， 得到比热数据如下：水：20 4.1826 kJ/(kg) 108.1 4.2287 kJ/(kg) H2O= 4.2057 kj/(kg)醋酸：20 2.2253 kJ/(kg) 108.1 2.3780 kJ/(kg)HAC= 138.0990 kJ/(kmol)= 2.3017 kJ/（kg）Cpm= 4.20570.05+2.30170.95= 2.396

21、9 kJ/（kg） 醋酸蒸发器的热量计算 以20为热量衡算的基准。. 醋酸预热Q1（20 108.75 ）Q1= 448.814（108.75-20）2.3969=9.547104 kJ/h 醋酸的汽化热Q2 查“化工工艺设计手册第三版（上）”P716 得到汽化潜热数据如下：Tb= 108.75 Hv,H2O =2227.7126 kJ/kgHv,HAC =402.0724 kJ/kgHv,m=493.3541 kJ/kgQ2= 448.814 493.3541= 22.142104 kJ/h 蒸发所需热量Q=（Q1+ Q2）（1+5%）= （93429.95+221424.12）2（1+5%

22、） = 66.119104 kJ/h2. 1. 1. 3 热量平衡表表2-2蒸发器热量平衡表序号名称热量（kJ/h）带出热量1醋酸预热，Q19.5471042醋酸的汽化热，Q222.1421043蒸发器热损失，Q33.149104合计66.119104带入热量1蒸汽带入热量，Q66.119104合计66.1191042. 1. 1. 4加热蒸汽用量计算蒸发器加热采用低压蒸汽（0.7Mpa）查“化工工艺设计手册第三版（上）”P2-716，得ts= 164.97 Hv = 2066.3 kJ/kg所需蒸汽量：Q/Hv = 661193.55 /2066.3/2 =159.995 kg/h两台蒸发器

23、共需蒸汽：G1 = 2159.995 = 319.989 kg/hQ1-醋酸蒸汽吸热Q2-裂化反应吸热Q3-热损失Q4-烟道气带走热量Q5-循环气带入热量Q6-焦炉煤气燃烧放热量2.1.2 裂化炉(F0101)Q5 G52. 1. 2.1 计算依据 热量平衡图2-2：Q6 G6Q1 + Q2 A BQ3Q4 G 4图2-2裂化炉热量平衡 裂化反应吸收热量 CH3OOH CH2CO + H2O 146.44 kJ/mol 烟道气焓值：烟道气入口温度1000，HA=1527.16 kJ/标m3 烟道气出口温度500， HB=715.464 kJ/标m3 循环气入口温度200， H5=284.512

24、 kJ/标m3 焦炉煤气燃烧温度1480，H6 =2405.8 kJ/标m3；空气过剩系数1.2；1 m3（标273.15k）焦炉气产生烟道气为5.570m3（标）；裂化热损失Q3=8%( Q1 + Q2)；年产量9000t/a以下两台，1万t/a以上采用4台裂化温度705，采用两台裂化炉，每台裂化炉进料量为448.814 kg/h, 进料温度为（蒸发器出口温度）164.97，进料状态为气相。2. 1. 2. 2 热量计算 Q1，Q2，Q3的计算气体焓变根据H=，Cp=A+BT+CT2+DT3 带入上式积分得：查“石油化工基础数据手册”，P1003 得到热容数据见表2-3.表2-3热容常数AB

25、CD醋酸2.041256.0642E-3-34.0880E-68.0202E-9水6.9703.464E-3-0.4833E-60Q1的计算( 蒸发器出口温度164.97 705.15)HHAc=13527.36 kJ/kgHH2O= 1187.901 kJ/kgQ1=448.8140.051187.901+448.8140.9513527.36=579.436104 kJ/hQ2的计算Q2= 146.44448.81/6010000.95=-104.063104 kJ/hQ3的计算：Q38%( Q1 + Q2)= 0.08(5794362.45-1040625.83)=38.030104kJ

26、/h裂化所需热量：Q1 + Q2Q3579.436104-104.063104+38.030104 =513.404104 kJ/h 焦炉煤气量的计算：(G5G6)( HAHB)(Q1 + Q2Q3) G5H5+G6H6= (G5G6)HA 解得：G52619.852 m3（标）；G63705.22 m3（标） 需要焦炉煤气量为：G = G6/5.570 =665.21 m3（标）烟道气带出的热量Q4 = (G5G6)HB = (2619.852+3705.22)715.464=452.536104 kJ/h2. 1. 2. 3 热量平衡表裂化炉热量平衡表如图2-4所示表2-4裂化炉热量平衡表

27、序号名称热量（kJ/h）带入热量1燃气燃烧生成烟道气带入的热量，Q6891.4021042循环烟道气带入热量，Q574.538104合计 965.940104带出热量1醋酸预热所需的热量，Q1579.4361042醋酸裂化所需的热量，Q2104.0631043烟道气带出的热量，Q4452.5361044裂化反应热损失，Q338.030104合计 965.9401042. 1. 3 冷凝冷却器(E0103)2. 1. 3. 1 计算依据水冷却盐水冷凝盐水冷却K=251.04 kJ/(m2h)K=3347.2kJ/(m2h)K=125.52kJ/(m2h)70530tt20-5-15-5 冷凝冷却

28、器入口温度t=705，压力P=68 kPa(真空度)，P绝=33.3 kPa； 冷凝冷却器热量衡算条件数据见图2-3；图2-3 冷凝冷却器热量衡算条件示意未反应的醋酸物质的量：448.810.950.2/60=1.421kmol反应生成的水的物质的量：448.810.950.8/60=5.685 kmol随物料带入的水的物质的量：448.810.05/18=1.247 kmol 裂解气的摩尔组成及其冷凝温度： 醋酸蒸气X%水蒸气X%乙烯酮蒸气X%废气X%合计X%9.33245.52437.3357.80899.999生成的乙烯酮的物质的量：448.810.950.8/60=5.685 kmol

29、废气的物质的量：33.28/28=1.189 kmol总的物质的量为：1.421+5.685+1.247+1.189+5.685=15.227 kmol裂解气中水和醋酸的分压：（9.332+45.524）/10033.3 =18.267 kPa水和醋酸混合物的摩尔组成： y1=0.8299 (水) y2= 0.1701 (醋酸)查VAPORLIQUID EQUILIBRIUM DATA COLLECTION AQUEOUSORGANIC SYSTEM（J.GerhLing.U.Onken）P109，得到；Van Loar Constants A12=0.6061：A21=1.2700 水（1）

30、醋酸（2）Van Loar 方程式计算活度系数1和21=1.0561 2=1.2617上机计算得到：醋酸水溶液露点温度 TD=81.35 （参考TD=58.12） 1=0.9998 2=0.0002 设备台数：两台2. 1.3. 2 水冷段热量衡算 裂解气降温放热（705TD ）查“石油化工基础数据手册”，P987-P1004得到气体热容常数数据见表2-5。 乙烯酮降温放热量（冷却）Q1：Q1= 24011.89 kcal/kmol=24011.894.184= 10.047104 kJ/kmol 水降温放热量Q2：Q2= 5642.73kcal/kmol=5642.734.184=2.361

31、104 kJ/kmol醋酸降温放热量Q3：Q3= 16246.69 kcal/kmol=16246.694.184=6.798104 kJ/kmol废气降温放热量Q4：CpCOdT =4527.05kcal/kmol= 1.894104 kJ/kmolCpCO2dT =7172.44 kcal/mol=3.001104 kJ/kmolCpCH4dT =11057.62 kcal/kmol=4.627104 kJ/kmolCpC2H4dT =11057.62 kcal/kmol=4.627104 kJ/kmol CO2 13.9% C2H422.7% CO46.9% CH416.5%Q4=xiQ

32、i=30009.470.139+46265.080.227+18941.180.469+46265.080.165=3.119104 kJ/kmol表2-5各组分气体热容常数数据CH2COH20HACCOCH4CO2C2H4A1.5256.9702.04126.34243.3816.3932.830B39.1310-33.46410-356.064210-31.836310-318.04410-310.110-328.60110-3C-25.910-6-0.483310-6-34.088010-6-0.280110-6-4.310-6-3.40510-6-8.72610-6D64.4510-9

33、08.020210-9-0.481310-9000 裂解气部分冷凝放热（58.12 58.12）在 TD时81.35Hv,H2O = 2305.4 kJ/kgHv ,HAC = 482.898 kJ/mol 冷凝冷却总放热量：冷却：QcD=23609.17（5.685+1.247）+67976.131.421= 26.025104 kJ/h冷凝：QrD= 2305.4（5.685+1.247）18+482.8981.421=28.834104 kJ/h冷却冷凝：QcDQrD260252.85+288344.79=54.860104 kJ/h 冷却水用量：（水20 30）m水=Q/（tCp）=

34、548597.64/(104.1784) =1.313104 kg/h冷却段：m水CptQCdtQcD / m水Cp =260252.85/(13129.371 4.1784)=4.7 即换热情况如下图2-5：水冷却盐水冷凝盐水冷却K=251.04K=3347.2K=125.52527053023.820-5-15-558.1258.12图2-5 冷凝冷却总热量平衡2. 1.3. 3 盐冷段热量衡算 裂解气及凝液放热计算：TD81.35 5（裂解气及冷凝液）t86.35 5 15（冷冻盐水） 乙烯酮降温放热Q1：Q1= 4759.012696 5.685=2.705104 kJ/h 废气放热Q

35、2：CpCOdT =2484.54 kJ/kmolCpCO2dT =3328.13 kJ/kmolCpCH4dT =3101.75 kJ/kmolCpC2H4dT =3934.73 kJ/mol CO2 13.9% C2H422.7% CO46.9% CH416.5%Q2=nxiQi=1.189（2484.5446.9%+3328.1313.9%+3101.7516.5%+3934.7322.7%）=3606.04 kJ/h 水放热Q3： Q3= mCpt=4.1826（5.685+1.247）1886.35=4.506104 kJ/h 醋酸放热：Q4= mCpt= 1.421602.2446

36、86.35 =1.653104 kJ/h 总放热量Q：Q= Q1+Q2+Q3+Q4=27054.99 +3606.04+45064.98+16525.20=9.225104 kJ/h 冷冻盐水用量：采用冷冻盐水(8%氯化钙)制冷，其比热为Cp=3.7179 kJ/(kg)【见化工工艺设计手册上P2-744】 t=10；Q=21.656104kJ/hm盐= Q /（tCp）=92251.21/(103.7179)=2481.27 kg/h2.2 吸收工序热量衡算2.2.1 第二吸收塔热量衡算2.2.1.1计算依据Q3W5 Q5 t5Q9 t9W4 Q4 t4Q2 t2W1 Q1 t1Q6 t6Q

37、8 t8Q7Q1进料气带入热量 Q4去塔吸收液带出热量Q5废气及夹带酸带出热量Q9冰醋酸带入热量Q8精馏塔馏出液带入热量Q6塔底吸收液带出热量 W6Q2塔顶吸收液带入热量 W2Q3吸收反应放热量Q7换热器移出热量图2-6第二吸收塔热量平衡 热量平衡图2-6：(热焓零点，设为0） 由于吸收塔内温度与环境温度相差很小，设备热损失不计热平衡式为： Q1Q2Q3Q4Q5Q6 Q6Q8Q9Q7Q2 各点温度：t130； t225；t825；t920；t530 热熔数据：醋酸平均比热CpHAC123.386 kJ/(kmol)= 2.0564 kJ/(kg)醋酐平均比热：Cp(Ac)2O =197.658

38、8 kJ/(kmol)=1.9378 kJ/(kg) 吸收液循环量：35 m3/h 反应热 CH3COOHCH2CO 2(CH3 CO)2O + 62.76kJ/mol冰醋酸带入水与酐反应放热量很小，可以忽略。(7) 吸收工序设备套数=裂解炉台数/22.2.1.2 热量计算 进料气带入热量Q1：CpCOdT = 858.758591 kJ/kmolCpCO2dT =1133.045038 kJ/kmolCpCH4dT =1032.894206 kJ/kmolCpC2H4dT =1299.586211 kJ/mol CO2 13.9% C2H422.7% CO46.9% CH416.5%Q2=n

39、xiQi=1.189（858.75859146.9%+1133.04503813.9%+1032.89420616.5%+1299.58621122.7%）=1219.53 kJ/hQCH2CO = 1531.693085 42.978/42=1567.43 kJ/h (注:第二吸收塔吸收10%,总进料量为429.784) Q1= Q废气QCH2CO =1219.53 kJ/h+1567.43 kJ/h=2786.96 kJ/h 精馏塔馏出液带入热量Q8：t825；W8=160.012kg/h(99%醋酸，1%醋酐)CpHAc=2.3223 kJ/(kg)Cp(Ac)2O=197.6588/1

40、02=1.9378 kJ/(kg)Cpmix=0.992.32230.011.9378=2.3185 kJ/(kg)Q8=160.0122.318525=9274.70 kJ/h 醋酸带入热量Q9：t920, Wg=606.536CpHAc=2.3223 kJ/(kg)CpH2O=4.1784 kJ/(kg)Cpmix=0.992.32230.014.1784=2.3409 kJ/(kg)Q9=606.5362.340920=2.840104 kJ 塔顶循环吸收液带入热量Q2：t225 W2=36630.857kg/h(91.4%酸，8.6%酐)CpHAc=2.3223 kJ/(kg)Cp(A

41、c)2O=197.6588/102=1.9378 kJ/(kg)Cpmix=0.9142.32230.0861.9378=2.2892 kJ/(kg)Q2=36630.8572.289225=209.638104 kJ/h 反应放出热量Q3：429.784kg/h(第二吸收塔吸收10%) 62.76kJ/molQ3=429.784/42/10100062.76=6.422104 kJ/h带出热量的计算： 塔底循环液带出热量Q6：W6=35864.3085kg/h （组成：91.0772%酸，8.9228%酐）设t625.5，查热容CpHAc=2.2326 kJ/(kg)Cp(Ac)2O=1.9

42、386 kJ/(kg)Cpmix=2.23260.910772+1.93860.089228=2.2064 kJ/(kg)Q6 （待求） 去第一吸收塔液带出热量Q4 W4=802.606kg/h（组成：91.0772%酸，8.9228%酐）设t425.5，查热容CpHAc=2.2326 kJ/(kg)Cp(Ac)2O=1.9386 kJ/(kg)Cpmix=2.23260.910772+1.93860.089228=2.2064kJ/(kg)Q4 (待求) 废气及夹带酸带出热量：CpCOdT = 858.758591 kJ/kmolCpCO2dT =1133.045038 kJ/kmolCpC

43、H4dT =1032.894206 kJ/kmolCpC2H4dT =1299.586211 kJ/mol CO2 13.9% C2H422.7% CO46.9% CH416.5%Q2=nxiQi=1.189（858.75859146.9%+1133.04503813.9%+1032.89420616.5%+1299.58621122.7%）=1219.53 kJ/h夹带的酸：Q酸=6.920（1/60）1530.596=176.53 kJ/hQ5=1219.53176.53=1396.06 kJ/h2.2.1.3 总热量衡算： Q1Q2Q3Q4Q5Q6求t4， t6， Q4， Q62786.

44、96+2096383.95+64222.009=802.6062.2064t4+1396.06+35864.30852.2064t6t4= t6=26.72 Q4=802.6062.206426.72=4.732104 kJ/h （此处计算精度不够）误差：290kJQ6=35864.30852.206426.72=211.438104 kJ/h Q6Q8Q9Q7Q2求Q7= Q6Q8Q9- Q2=2114380.60+9274.70+28396.80-2096383.95=5.567104 kJ/h2.2.1.4 热量平衡表第二吸收塔热量衡算表如图2-6所示2.2.1.5 换热器冷却水用量的计

45、算进：20出：25，t=5M=Q7/(Cp水t)= 55668.15/(4.17845)=2664.568 kg表2-6 第二吸收塔热量衡算表序号名称热量（kJ/h）带入热量1进料气带入热量，Q12786.962精馏塔馏出液带入热量，Q89274.703冰醋酸带入热量，Q928396.804吸收反应放热，Q364222.009合计10.468104带出热量1去塔吸收液带出热量，Q447324.182废气及夹带酸的热量，Q51396.063换热器移出的热量，Q755668.15合计10.4391042.2.2 第一吸收塔热量衡算2.2.2.1计算依据 热量平衡图2-7Q1进料气带入热量 Q2塔顶

46、吸收液带入热量Q3吸收反应放热量Q4粗醋酐带走热量 Q5塔顶气体带出热量Q6循环吸收液带出热量Q7换热器移走热量 W2Q8二塔去一塔吸收液带入热量：第一吸收塔W5 Q5 t5W1 Q1 t1W7W4 Q4 t4W6 Q6 t6W8 Q8 t8W2 Q2 t2图2-7 第一吸收塔热量平衡 热平衡式 Q1Q2Q3Q4Q5Q6 Q6Q8Q7Q2 已知各点温度：t15； t225；t825.84；t530 塔顶循环吸收液流量：35 m3/h 物料平衡表2.2.1.2 热量计算 进料气带入热量Q1：CpCOdT = 142.4513 kJ/kmolCpCO2dT =185.7097 kJ/kmolCpC

47、H4dT =166.3060 kJ/kmolCpC2H4dT =207.7701 kJ/mol CO2 13.9% C2H422.7% CO46.9% CH416.5%Q2=nxiQi=1.189（142.451346.9%+185.709713.9%+166.306016.5%+207.770122.7%）=198.83 kJ/hQCH2CO = 240.4991 429.784/42=2461.016 kJ/h (总进料量为：429.784.第一吸收塔吸收90%) Q1= Q废气QCH2CO =198.83 kJ/h+2461.016 kJ/h=2659.846 kJ/h 二塔去一塔吸收液

48、带入热量Q8：t825.84；W8=802.606kg/h(91.0772%醋酸，8.9228%醋酐)CpHAc=2.3223 kJ/(kg)Cp(Ac)2O=197.6588/102=1.9378 kJ/(kg)Cpmix=0.9107722.32230.0892281.9378=2.2880 kJ/(kg)Q8=802.6062.288025.84=47451.61 kJ(3) 塔顶循环吸收液带入热量Q2：t225 W2=35831.657kg/h(16.6668 %酸，83.3333%酐)CpHAc=2.3223 kJ/(kg)Cp(Ac)2O=197.6588/102=1.9378 k

49、J/(kg)Cpmix=0.16672.32230.83331.9378=2.0019 kJ/(kg)Q2=35831.6572.001925=179.328104 kJ/h(4) 反应放出热量Q3：429.784kg/h(第一吸收塔吸收90%) 62.76kJ/molQ3=429.7840.9/42100062.76=57.800104 kJ/h带出热量的计算： 塔底循环液带出热量Q6：W6=35864.3085kg/h （组成：16.6668 %酸，83.3333%酐)设t625.5，查热容CpHAc=2.2326 kJ/(kg)Cp(Ac)2O=1.9386 kJ/(kg)Cpmix=2

50、.23260.1667+1.93860.8333=1.9876 kJ/(kg)Q6 （待求）=35864.30851.9876t6 粗醋酐带走热量Q4 W4=1189.412kg/h（组成：含酐85%，酸15%）设t425.5，查热容CpHAc=2.2326 kJ/(kg)Cp(Ac)2O=1.9386 kJ/(kg)Cpmix=2.23260.15+1.93860.85=1.9827 kJ/(kg)Q4 (待求)= 1189.4121.9827 t4 废气及夹带酸带出热量：t5=30CpCOdT = 858.758591 kJ/kmolCpCO2dT =1133.045038 kJ/kmolCpCH4dT =1032.894206 kJ/kmolCpC2H4dT =1299.586211 kJ/mol CO2 13.9% C2H422.7% CO46.9% CH416.5%Q=nxiQi=1.189（858.75859146.9%+1133.04503813.9%+1032.89420616.5%+1299.58621122.7%）=1219.53 kJ/hQ5=1219.