毕业设计算书

1、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%； 精制过程中酐损失3%（以成品纯醋酐计，

2、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)最后得到结果如下：win =11

3、89.412kg/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）总量（kg/h）进料粗醋酐1

4、5.0000178.41285.00001011.0001189.412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%.物料平衡计算结果见表1-2。wt1win粗

5、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 + wb21.2.2 吸收工序物料衡算计算依据

6、： 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15.3155178.41284.6845986.4501164.91

7、2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）wfwin wt2 wb1

8、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%（摩尔%）；含醋酐：5.2

9、45%（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 =606.536kg/h； wg6.920k

10、g/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）进料冰醋酸99.0000600.

11、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：83.600%(含醋酐)，16

12、.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)=1046.693 kg/ m

13、3 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查石油化工基础数据手册p63

14、6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1.7kg磷酸三乙酯催化剂，0.6k

15、g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99.0000158.4121.00001.6001160.012乙烯酮42.9

16、78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 hac = w195%0.2

17、0/ 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 = 97.3 kpa； 设两

18、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蒸汽压antoine方程常数

19、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。 y1+y2=p1s1x1/

20、 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= 2.3969 kj/（kg） 醋酸蒸发

21、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%） = 66.119104

22、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两台蒸发器共需蒸汽：g1 = 2159

23、.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 kj/标m3 焦炉煤气燃烧

24、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abcd醋酸2.041256.0

25、642e-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/h裂化所需热量：q1 +

26、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裂化炉热量平衡表序号名称热量（kj/h）带入

27、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 冷凝冷却器入口温度t=705，压力p

28、=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废气的物质的量：33.28/

29、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）醋酸（2）van loar

30、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=2.361104 kj/kmol醋酸降

31、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=xiqi=30009.470.13

32、9+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-25.910-6-0.483310-6-34.088010-6-0.280110-6-4.310-6-3.40510-6-8.72610-6d64.4510-908.020210-9-0.

33、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）= 548597.64/(104

34、.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q2：cpcodt =2484

35、.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= 1.421602.244686.35 =1.65310

36、4 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 t6q8 t8q7q1进料气带入热

37、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 =197.6588 kj/(kmol)=1.

38、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=nxiqi=1.189（858

39、.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=197.6588/102=1.9378 kj/(

40、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(ac)2o=197.6588/

41、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=1.9386 kj/(kg)cpm

42、ix=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/kmolcpch4dt =1032.894

43、206 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， q62786.96+2096383.95+

44、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算进：20出：25，t=5m

45、=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