制药工程--毕业设计-计算书

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1、精选优质文档-倾情为你奉上1 物料衡算1.1 总则生产能力：年产 6500吨醋酸酐全年时间：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： /8000= 812.50 kg/h1.2物料衡算1.2.1精馏工段物料衡算 计算依据： 年产成品醋酸酐6500吨； 成品醋酐一级品：含酐98%,酸2%； 精制过程中酐损失3%（以成品纯酐计，其中第一塔损失2.5%，第二塔损失0.5%）； 粗酐组成含酐85%，酸15%； 精馏塔塔顶出料组成酸99%，酐1%； 残液回收中，醋酐未计入计算中。 物料平衡图如图1-1所示：粗酐蒸馏塔醋酐精馏塔Wt1Wt

2、2Wp2Wb2Wb1WinWin -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：总物料衡算：Win = Wt2 +Wp2 + Wb1 + Wb2 组分衡算：(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

3、 98%解上述方程(a)、(b)、(c)最后得到结果如下：Win = 966.3971 kg/h ；Wt2130.00 kg/h ; Wp2 812.50 kg/h ；Wb1 19.9062 kg/h ；Wb2 = 3.9813kg/h物料平衡计算结果见表1-1。表1-1 精馏工段总物料平衡表序号名称酸含量（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15144.959685821.4375966.3971合计966.3971出料馏出液99128.70011.300130.00采出液216.2598796.250812.50蒸馏塔釜液10019.9

4、06219.9062精馏塔釜液1003.98133.9813合计1041.1250Wt1Win粗酐蒸馏塔Wb1图1-2 粗酐蒸馏塔物料平衡 分塔物料衡算： 粗酐蒸馏塔物料平衡如图1-2所示：a.全塔物料衡算：Win = Wb1 + Wt1b.对醋酸衡算：Win15%= Wt1HAc解上述两式得：Wt1 946.4909 kg/h ；HAc15.3155%物料平衡计算结果见表1-2。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15144.959685821.4375966.3971合计966.3971出料蒸出液1

5、5.3155144.959684.6845801.5311946.4909蒸馏塔釜液10019.906219.9062合计966.3971醋酐蒸馏塔物料平衡如图1-3所示：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：Wt1Wt2 +Wp2 + Wb2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15.315144.959884.6845801.5311946.4909出料馏出液99128.70011.300130.00采出液216.2598796.25812.50精馏塔釜液1003.

6、98133.9813946.48131.2.2吸收工段物料衡算计算依据： 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：CO2 13.9% C2H422.7% CO46.9% CH416.5%； 裂化中醋酸转化率为80%； 裂化中用醋酸浓度为95%醋酸，5%水； 吸收过程中乙烯酮全部转化为醋酐 吸收反应方程式：主反应：CH3COOHCH2CO(CH3 CO)2O42 60 102 副反应：(CH3 CO)2O2 H2O2CH

7、3COOH 第一吸收塔及第二吸收塔循环液体积均为35 m3 /h；物料平衡图见图1-4：总物料衡算总物料衡算式：(Wb1=966.3971kg/h，Wt2=130.00kg/h)WFWin Wt2 Wb1 Wg对醋酸衡算：a.废气夹带醋酸量的计算：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图1-4 吸收工段总物料平衡已知条件：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，

8、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，= 0. MPa 【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100kg冰醋酸f =0.8存在下列关系：乙烯酮：10095%80%(42/60) 0.9=47.88kg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% 酐：8.6% 94.755% 5.245%X=0.94755：根据公式：X/(PX)（Wg /MHAc ）/(V废/22.4)P= 0.10130.08=0.0213 MPa: V废 = WF4/47.88：代入上式后整理得：W

9、g 0.01610 WF (kg/h)b对醋酸列物料衡算式：Wt299%+ Win99%= Wb115%+ WF(60/42)+ 0.01610 WFWin0.01(120/18)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）进料冰醋酸99497.9822(水：1)(水：5.3034 )503.0123乙烯酮324.8570醋酐精馏塔馏出液99128.7011.30130.00废气（裂化）36.510944.3793出料粗醋酐15144.959685821.4375966.3971废气（裂化）36.510夹带酸5.032

10、11007.9392对醋酐物料衡算：Wt21%+ WF(102/42)= Wb185%+ Win0.01(102/18)联解上两式得：WF 324.8570 kg/h ；Win = 503.0123 kg/h； Wg 5.0321 kg/h废气量：V废WF4/47.8827.1392m3 = 36.510 kg/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：第一吸收塔 WoWFWRWb1图1-5 第一吸收塔物料平衡a. 全塔物料衡算：WFWR = Wb1Wo ；Wo =10%WF WR = Wb190%WF = 674.0321 k

11、g/h表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674.0321乙烯酮324.8570废气（裂化）36.510合计1035.3991出料粗醋酐15144.959685821.4375966.3971废气（裂化）36.510乙烯酮36.495合计1039.4021b .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) (Ac)2O = 8.9268 % HAc = 91.0732 %物料平衡计算结果见表5。c.第一吸

12、收塔循环吸收液的组成计算：根据计算机编程得：83.600%(含酐)，16.400%(含酸)吸收液温度t=25，查得：HAc=1044kg/m3，(Ac)2O=1075kg/ m3【查石油化工基础数据手册P636，P678】mix= 1/(0.16400/1044+0.83600/1075)=1046.790 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：351046.790=36637.65kg/h塔底循环液质量流率：73261.688WR=36637.651397.570=35930.8969kg/h计算塔顶循环吸收液组成：含醋酐百分比：(1397.5708

13、.922%35240.08085%)/73261.688=83.600%含醋酸百分比：(1397.57091.078%35240.08015%)/73261.688=16.400% 第二吸收塔物料平衡如图1-6所示：WinWoWgWt2第二吸收塔WR2WR图1-6第二吸收塔物料平衡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查得HAc=1044kg/m3，(Ac)2O=1075kg/ m3HAc0.914，(Ac)2O0.086 【查石油化工基础数据手册P636】 1/(0.914/1044+0.086/1075)=1046.5955

14、kg/ m3质量流率： W=1046.595535=36630.844kg/h WR2= WWt2Win=35966.869kg/h物料平衡计算结果见表1-6。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%128.701%1.300130.00乙烯酮32.4857废气（裂化）36.510冰醋酸503.0123702.008出料去一塔吸收液91.078%8.922%674.0321废气（裂化）36.510夹带酸5.0321715.57421.2.3裂化工段的物料衡算计算依据： 物料流率见吸收工段物料

15、衡算； 每吨成品醋酐消耗1.7kg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物料平衡图如图1-7所示W1-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= 678.4816 kg/h对醋

16、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 317.5294 kg/h；其中 HAc = W195%0.20/ W2= 40.5983 %结碳量的计算：WcW1WFWPW2 1.3542 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95644.5575533.9240678.4816合计678.481

17、6出料乙烯酮324.8570稀醋酸溶液317.5294结碳量1.3542废气量36.510合计680.25062 热量衡算2.1 裂化工序热量衡算2. 1. 1 醋酸蒸发器(E0101)2. 1. 1. 1 计算依据 蒸发器内真空度取4 kPa，P绝 = 97.3 kPa； 设两台蒸发器，每台蒸发器进料量= 680.2506/ 2 = 340.1253 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：查 “石油化工基础数据手册” P988-1004，得到A

18、ntoine常数和公式Antoine公式： 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查Vaporliquid equilibrium data collection aqueousorganic system（J.GerhLing.U.Onken）P109，得到；Van Loar Constants A12=0.5491：A21=0.8950水（1）醋酸（2）查化工热力学施海云编P237，得Van Loar 方程式计算活度系数1和2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。 y1+y2=

19、P1S1X1/ P+ P2S2X2/ P=1(误差0.00001)计算机编程计算（程序见附表1），得 T=381.8804泡点界面如图2-1所示 图2-1 泡点界面蒸发器两台 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= 138.1020 kJ/(kmol)= 2.3017 kJ/（kg）Cpm= 2.3969 kJ/（kg） 醋酸蒸发器的热量计算

20、以20为热量衡算的基准。. 醋酸预热Q1（20 108.74 ）Q1= 340.1253 2.3969 (108.74-20) = 7.2344104 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= 108.74 Hv,H2O = 2227.7126 kJ/kgHv,HAC = 402.0724 kJ/kgQ2= 644.5575402.0724 + 33.9242227.7126 =14.6641104 kJ/h 蒸发所需热量Q=（83521.2010+ .1562）（1+5%）= 29.1124104 kJ/h2. 1. 1. 3 热量

21、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，Q17.23441042醋酸的汽化热，Q214.66411043蒸发器热损失，Q31.3863104合计22.9934104带入热量1蒸汽带入热量，Q22.9934104合计22.99341042. 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= 165 Hv = 2065.767 kJ/kg所需蒸汽量：Q/Hv =22.9934104 / 2065.767 = kg/h两台蒸发器共需蒸汽：G1 = 2111.3068 = 222.6136 k

22、g/h2.1.2 裂化炉2. 1. 2.1 计算依据 热量平衡图：Q5 G5Q1-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Q6 G6Q1 + Q2A BQ4 G 4Q3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 kJ/标m3 焦炉煤气燃烧温度1480，H6 =2405.8 kJ/标m3；空气

23、过剩系数1.2；1 m3（标）焦炉气产生烟道气为5.570m3（标）；裂化热损失Q3=8%( Q1 + Q2)；裂化炉两台裂化温度705，采用两台裂化炉，每台裂化炉进料量为340.1253kg/h, 进料温度为108.74，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：H= AT+B/2T2+C/3T3+D/4T4T1 T2 (kJ/kg)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ABCD醋酸1.1566.08710-2-4.18710-51.18210-8水7.70

24、14.59510-42.52110-6-0.85910-9Q1的计算( 蒸发器出口温度 705.15)HHAc= 0.1338104 kJ/kgHH2O= 0.1239104 kJ/kgQ1= （0.13381040.95+0.12391040.05）340.1253 = 45.340104kJ/hQ2的计算Q2= 340.12530.951338.4570 =82.2480104 kJ/hQ3的计算：Q38%(82.2480104 +45.340104)= 48.570104 kJ/h裂化所需热量：45.340104+82.248010448.570104 179.955104 kJ/h 焦

25、炉煤气量的计算：(G5G6)( HAHB)(Q1 + Q2Q3) G5H5+G6H5= (G5G6)HA 解得：G5 752.5021 m3（标）；G6 1082.4203 m3（标） 需要焦炉煤气量为：G = G6/5.570 = 200.6926 m3（标）烟道气带出的热量Q4 = (752.50211082.4203)715.464 = 131.281104 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，Q6170.71471042循环烟道气带入热量，Q522.4879104合

26、计291.4221104带出热量1醋酸预热所需的热量，Q145.3401042醋酸裂化所需的热量，Q282.24801043烟道气带出的热量，Q4131.2811044裂化反应热损失，Q348.570104合计307.43901042. 1. 3 冷凝冷却器2. 1. 3. 1 计算依据 冷凝冷却器入口温度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；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图2-3 冷凝冷却器热量衡算条件

27、示意 裂解气的摩尔组成及其冷凝温度： 列表计算裂解气的摩尔组成,设只有醋酸和水冷凝裂解气中水和醋酸的分压： 0.0466733.3 = 15.542 kPa水和醋酸混合物的摩尔组成： y1= 0.8299 (水) y2= 0.1701 (醋酸)查查Vaporliquid equilibrium data collection aqueousorganic system（J.GerhLing.U.Onken）P109，得到；Van Loar Constants A12=0.6061：A21=1.2700水（1）醋酸（2）Van Loar 方程式计算活度系数1和2查化工热力学施海云编P237，得V

28、an Loar 方程式计算活度系数1和2上机计算得到：醋酸水溶液露点温度 TD= 108.74 1= 0.8363 2= 0.1637露点界面如图2-4所示 图2-4 露点界面 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=AT+B/2T2+C/3T3D/4T4 = 24173.91 kcal/kmol= 10.1211104 kJ/kmol表2-5各组分气体热容常数数据CH2COH20HACCOCH4CO2C2H4A1.5251.1567.7

29、017.3734.5984.7280.909B3.91310-26.08710-24.59510-4-0.30710-21.24510-21.75410-23.74010-2C-2.59010-5-4.18710-52.52110-66.66210-62.86010-61.33810-5-1.99410-5D6.44510-81.18210-8-0.85910-9-3.03710-9-2.703-94.09710-94.19210-9 水降温放热量Q2：Q2= 6879.374 kcal/kmol= 2.8802104 kJ/kmol醋酸降温放热量Q3：Q3= 1643.61 kcal/kmo

30、l= 6.8808104 kJ/kmol废气降温放热量Q4：CpCOdT = 7434.329 kcal/kmol= 1.9666104 kJ/kmolCpCO2dT = .61 kcal/mol= 4.5567104 kJ/kmolCpCH4dT = 6919.6677 kcal/kmol= 2.8971104 kJ/kmolCpC2H4dT = 11258.92 kcal/kmol= 4.7138104 kJ/molQ4=0.43701.9666104+0.26912.8971104+0.08244.5567104+0.21154.7138104= 3.0115104 kJ/kmol 裂解

31、气部分冷凝放热（108.74 108.74）在 TD时 Hv,H2O = 2382.2892 kJ/kgHv ,HAC =427.0536 kJ/kg 冷凝冷却总放热量：冷却：QcD=10.1211104189.8025+2.8802104109.1669+6.880810474.6105+3.0115104 19.6122= 73.6229104 kJ/h冷凝：QrD= 74.61052382.2892 + 109.1669427.0536 = 28.6651104 kJ/h冷却冷凝：QcDQrD 102.2880104 kJ/h 冷却水用量：（水20 30）m水=Q/（tCp）= 102.

32、2880104/ (104.1784)= 24480.0479 kg/h冷却段：m水CptQCdtQcD / m水Cp =73.6229104 / (24480.04794.1784) = 7.1976 即换热情况如下：t30 t = 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图2. 1.3. 3 盐冷段热量衡算 裂解气及凝液放热计算：70.09 5（裂解气及冷凝液）t75.09 5 15（冷冻盐水） 乙烯酮降温放热Q1：Q1= 189.8025= 18188.9179 kJ/

33、h 废气放热Q2：Q2= 19.6122 = 0.1990104 kJ/h 水放热Q3： Q3= mCpt= 109.1669 4.182675.09 = 3.4281104kJ/h 醋酸放热：Q4= mCpt= 4.61052.2446750.9 = 1.2573104kJ/h 总放热量Q：Q= Q1+Q2+Q3+Q4= 6.7034104 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=6.7034104kJ/hm盐= Q /（tCp）= 6.7034104/(103.7179) = 18

34、03.0175 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 热量平衡图：(热焓零点，设为0),如图2-6所示 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CpHAc133.9357kJ/(kmol)= 2.3223kJ/(kg)醋酐平均比热Cp(Ac)2O =197.6588 kJ/(kmol)=1.9378 kJ/(kg) 吸收液循环量：35 m3/h 反应热 CH3COOHCH2CO2(CH3 CO

35、)2O + 62.76kJ/mol 吸收工序设备一套Q3W5 Q5 t5Q9 t9W4 Q4 t4Q2 t2W1 Q1 t1Q6 t6Q8 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2.2.1.2 热量计算带入热量的计算：a.进料气带入热量：t130；W1 =34.426kg/h +35.002kg/h=69.428kg/h 废气带入热量：CpCOdT =7.373T+(-0.30710-2)/2T2+(

36、6.662E6)/3T3(3.037E9)/4T4 =208.8806kcal/kmol874.5414kJ/kmolCpCO2dT=4.728T+(0.81710-2) T2(0.44610-5)T3+(1.024310-9)T4 =254.649kcal/kmol1066.1646 kJ/kmolCpC2H4dT=0.909T+(1.8710-2) T2(0.66510-5)T3+(1.04810-9)T4 =303.8777kcal/kmol1049.8365 kJ/kmolCpCH4dT=4.598T+(0.622510-2)T2+(0.95310-6)T3(0.65610-9)T4

37、=250.8035kcal/kmol1272.2751 kJ/kmolQ废气(0.4370874.54140.08241066.16460.21151049.8365+0.26911272.2751）35.002/26.01=0.1391104kJ/h乙烯酮带入热量：1.525T+(1.956510-2) T2(0.863310-5)T3+(1.6112510-9)T4 =176.4631kcal/kmol=736.8159kJ/kmolQCH2CO34.426/42736.8159=603.943kJ/hQ1= Q废气QCH2CO =603.9431391.2309=1994.943kJ/h

38、b.精馏塔馏出液带入热量：t825；W8=129.032kg/h(99%醋酸，1%醋酐)CpHAc=2.3223 kJ/(kg)Cp(Ac)2O=197.6588/102=1.9378 kJ/(kg)Cpmix=0.992.32230.011.9378=2.3185 kJ/(kg)Q8=129.0322.318525=0.7479104kJ/hc.冰醋酸带入热量：Wg=485.009kg/hCpHAc=2.3223 kJ/(kg)CpH2O=4.1784 kJ/(kg)Cpmix=0.992.32230.014.1784=2.3409 kJ/(kg)Q9=485.0092.340920=2.2

39、707104kJ/hd.塔顶循环吸收液带入热量：t225；W2=36634.255kg/h(91.4%酸，8.6%酐)CpHAc=2.3223 kJ/(kg)Cp(Ac)2O=197.6588/102=1.9378 kJ/(kg)Cpmix=0.9142.32230.0861.9378=2.2892 kJ/(kg)Q2=36634.255252.2892=209.6578104kJ/he.反应放出热量：WF=344.261kg/h，HR=62.76kJ/molQ3=344.2611000(1/42)62.76=5.1441104kJ/h带出热量的计算：a.塔顶循环液带出热量：设t625.5，W

40、6=36634.255kg/hCpHAc=2.2326 kJ/(kg)Cp(Ac)2O=1.9386 kJ/(kg)Cpmix=2.23260.91078+1.93860.08922=2.2058 kJ/(kg)Q6=36634.2552.2058t6 (待求)b.去塔吸收液带出热量：W4=642.717kg/h（组成：91.078%酸，8.922%酐）CpHAc=2.2326 kJ/(kg)Cp(Ac)2O=1.9386 kJ/(kg)Cpmix=2.23260.91078+1.93860.08922=2.2058kJ/(kg)Q4=702.29532.2058t4 (待求)c.废气及夹带酸

41、带出热量：t530W5=废气36.510kg/h+夹带酸5.0321kg/h废气带出热量：Q废气=1391.2586kJ/h夹带酸带出热量：CpdT=1.156T+(3.043510-2) T2(1.395710-5)T3+(0.295510-8T4 =457.3328kcal/kmol1914.7608 kJ/kmolQ酸=5.0321（1/60）1914.7608=176.892 kJ/hQ5=176.8921391.2586=1568.1506kJ/h总热量衡算：a. Q1Q2Q3Q4Q5Q6即1994.943209.65781045.1441104642.7172.2058t41568

42、.150636634.2552.2058t6t4t626.62得：Q4=37126.7876 kJ/h ；Q6=211.1916104kJ/hb. Q6Q8Q9Q7Q2Q7= Q6Q8Q9Q2=.8630.74791042.2707104.423=5.0369104kJ/h2.2.1.3 热量平衡表第二吸收塔热量衡算表如图2-6所示表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，Q11994.9432精馏塔馏出液带入热量，Q80.74791043冰醋酸带入热量，Q92.27071044吸收反应放热，Q35.1441104合计5.5092104带出热量1去塔吸收液

43、带出热量，Q43.71261042废气及夹带酸的热量，Q51.5671043换热器移出的热量，Q75.0369104合计8.79611042.2.1.4 换热器冷却水用量的计算进：20出：25，t=5m水=5.0369104/(54.1784)=2410.9228 kg/h2.2.2 第一吸收塔热量衡算2.2.2.1计算依据 热量平衡图如土2-7所示 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/h2.2.1.2 热量计算热平衡式为： Q1Q2Q3Q4Q5Q6 Q6Q8Q7Q2b.已知条件各点

44、温度：t15； t225；t825.84；t530c.塔顶循环吸收液流量：35 m3/hQ1进料气带入热量 Q2塔顶吸收液带入热量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量衡算带入热量的计算：a.进料气带入热量：废气带入热量：t15；W=344.261kg/hCpCOdT =145.9018kJ/kmol；CpCO2dT=179.5366 kJ/kmolCpC2H4

45、dT=202.0913 kJ/kmol；CpCH4dT170.0576 kJ/kmolQ废气-(0.4370145.9018+179.53660.0824+202.09130.2115+0.2691170.0576)344.261/26.01=2211.1284kJ/h乙烯酮带入热量：CpCH2COdT2270.9894 kJ/kmolQCH2CO=2270.9894344.261/42=-1.8614104kJ/hQ1= Q废气+ QCH2CO=(2211.12841.8614104)=2.0825104kJ/hb.吸收反应放热量：Q3=mH=344.261/42100062.7690%=4

46、6.2981104kJ/hc.吸收剂带入热量：Q8=0.7479104kJ/hd.塔顶循环吸收液带入热量：t225；W2=36634.255kg/h（83.60%酐，16.40%酸）CpHAc=2.2253 kJ/(kg)Cp(Ac)2O=1.9300 kJ/(kg)Cpmix=2.22530.164+1.93000.836=1.9784 kJ/(kg)Q2=mCpt=36634.2551.978425=181.1930104kJ/h带出热量的计算：a.废气及未反应乙烯酮带出热量：Q5=466.9920kJ/hb.塔顶循环吸收液带出热量：W6=36634.255kg/h初设t625.5 CpH

47、Ac=2.2326 kJ/(kg)Cp(Ac)2O=1.9386 kJ/(kg)Cpmix=2.23260.15+1.93860.85=1.9827 kJ/(kg)Q6=36634.2551.9827t6 (待求)c.粗醋酐带走热量：W4=642.717kg/hQ4=1040.73961.9827t4 (待求)总热量衡算：a. Q1Q2Q3Q4Q5Q6即2.0825104181.193010446.2981104=642.7171.9827t4466.99236634.2551.9827t6t4t630.49得：Q4=3.8853104kJ/h ；Q6=221.4633104 kJ/hb. Q

48、6Q8Q7Q2Q7= Q6Q8Q2=221.46331047479181.1930104=41.0182104kJ/h表2-7 第一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，Q1-2.08251042塔吸收液带入热量，Q874793吸收反应放热，Q346.2981104合计44.9635104带出热量1粗醋酐带出热量，Q43.88531042塔顶气体带出热量，Q5466.9923换热器移出的热量，Q741.0182104合计44.9501104 2.3 精馏工序热量衡算2.3.1基础数据 气液平衡数据（HAc-C4H6O3）见表2-8。由此数据回归Van Loar Co

49、nstantA12=0.1154A21=0.1495表2-8 气液平衡数据（HAc-C4H6O3）yt()P(mmHg柱)r1 r201020304050607080909597.5100.00.0018.033.046.056.666.674.081.588.094.097.098.0100.0139.5136.3133.3130.6128.3126.2124.5122.6121.0119.3118.5118.2118.1760-1.121.091.071.051.0251.0201.0151.0101.0051.0021.0011.000-1.0051.0101.0201.0251.051.071.091.121.131.131.141.14 蒸汽压数据：纯物质饱和蒸汽压采用Antoine公式计算。表2-9 Antoine常数ABC醋酸16.80803405.57-56.34醋酐