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精选优质文档-----倾情为你奉上精选优质文档-----倾情为你奉上专心---专注---专业专心---专注---专业精选优质文档-----倾情为你奉上专心---专注---专业1物料衡算1.1总则 生产能力：年产6500吨醋酸酐 全年时间：365×24=8760小时 检修时间：31.7×24=760小时 生产时间：8760－760=8000小时每小时产量：/8000=812.50kg/h1.2物料衡算1.2.1精馏工段物料衡算⑴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。⑵物料平衡图如图1-1所示：粗酐蒸馏塔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⑶物料平衡计算：①总物料衡算：Win=Wt2+Wp2+Wb1+Wb2②组分衡算：(a)对醋酸衡算：Win×15%=Wt2×99%+Wp2×2%(b)对醋酐衡算：Win×85%=Wt2×1%+Wp2×98%+Wb1+Wb2(c)釜液衡算：Wb1+Wb2＝3％×Wp2×98%Wb1＝2.5％×Wp2×98%；Wb2＝0.5％×Wp2×98%解上述方程(a)、(b)、(c)最后得到结果如下：Win=966.3971kg/h；Wt2＝130.00kg/h;Wp2＝812.50kg/h；Wb1＝19.9062kg/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１粗醋酐15144.959685821.4375966.3971合计966.3971出料１馏出液99128.70011.300130.00２采出液216.2598796.250812.50３蒸馏塔釜液10019.906219.9062４精馏塔釜液1003.98133.9813合计1041.1250Wt1Win粗酐蒸馏塔Wt1Win粗酐蒸馏塔WWb1图1-2粗酐蒸馏塔物料平衡⑷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：Win×15%=Wt1×αHAc解上述两式得：Wt1＝946.4909kg/h；αHAc＝15.3155%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１粗醋酐15144.959685821.4375966.3971合计966.3971出料１蒸出液15.3155144.959684.6845801.5311946.4909２蒸馏塔釜液10019.906219.9062合计966.3971②醋酐蒸馏塔物料平衡如图1-3所示：Wt1Wt2Wt1Wt2醋酐精馏塔醋酐精馏塔WWp2WWb2图1-3醋酐精馏塔物料平衡全塔物料衡算：Wt1＝Wt2+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１蒸出液15.315144.959884.6845801.5311946.4909∑出料１馏出液99128.70011.300130.00２采出液216.2598796.25812.50３精馏塔釜液1003.98133.9813∑946.48131.2.2吸收工段物料衡算⑴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4m3CO213.9%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：CH3COOH＋CH2CO(CH3CO)2O4260102副反应：(CH3CO)2O＋2H2O2CH3COOH第一吸收塔及第二吸收塔循环液体积均为35m3⑵物料平衡图见图1-4：⑶总物料衡算①总物料衡算式：(Wb1=966.3971kg/h，Wt2=130.00kg/h)WF＋Win＋Wt2＝Wb1＋Wg②对醋酸衡算：a.废气夹带醋酸量的计算：第一吸收塔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，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=0.84m3裂化100kg冰醋酸f=0.8乙烯酮：100乙烯酮：100×95%×80%×(42/60)×0.9=47.88 在裂化管内每小时废气产生量V废=WF×4/47.88(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/(P－×X)＝（Wg/MHAc）/(V废/22.4)P=0.1013－0.08=0.0213MPa:V废=WF×4/47.88：代入上式后整理得：Wg＝0.01610WF(kg/h)b．对醋酸列物料衡算式：Wt2×99%+Win×99%=Wb1×15%+WF×(60/42)+0.01610WF－Win×0.01×(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１冰醋酸99497.9822(水：1)(水：5.3034)503.0123２乙烯酮324.8570３醋酐精馏塔馏出液99128.7011.30130.00４废气（裂化）36.510∑944.3793出料１粗醋酐15144.959685821.4375966.3971２废气（裂化）36.510３夹带酸5.0321∑1007.9392③对醋酐物料衡算：Wt2×1%+WF×(102/42)=Wb1×85%+Win×0.01×(102/18)联解上两式得：WF＝324.8570kg/h；Win=503.0123kg/h；Wg＝5.0321kg/h废气量：V废＝WF×4/47.88＝27.1392m3=36.510kg/h【废气平均分子量=28.244】物料平衡计算结果见表1-4。⑷分塔物料衡算：①第一吸收塔物料平衡见图1-5：第一吸收塔第一吸收塔WWoWFWFWRWWb1图1-5第一吸收塔物料平衡a.全塔物料衡算：WF＋WR=Wb1＋Wo；Wo=10%WFWR=Wb1－90%WF=674.0321kg/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１吸收液674.0321２乙烯酮324.8570３废气（裂化）36.510合计1035.3991出料１粗醋酐15144.959685821.4375966.3971２废气（裂化）36.510３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×α(Ac)2O=Wb1×85%－0.9×WF×(102/42)α(Ac)2O=8.9268%αHAc=91.0732%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：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：ρHAc=1044kg/m3，ρ(Ac)2O=1075kg/m【查《石油化工基础数据手册》P636，P678】ρmix=1/(0.16400/1044+0.83600/1075)=1046.790kg/m3循环吸收液的计算：吸收液流率为：35m3则：塔顶循环液质量流率：35×1046.790=36637.65kg塔底循环液质量流率：73261.688－WR=36637.65－1397.570=35930.8969kg计算塔顶循环吸收液组成： 含醋酐百分比：(1397.570×8.922%＋35240.080×85%)/73261.688=83.600% 含醋酸百分比：(1397.570×91.078%＋35240.080×15%)/73261.688=16.400%第二吸收塔物料平衡如图1-6所示：WinWoWinWoWgWWgWt2第二吸收塔第二吸收塔WWR2WRWR图1-6第二吸收塔物料平衡a.全塔物料衡算：Wo＋Wt2＋Win＝WR＋Wgb.循环吸收液的计算：吸收液流率为：35m3/h，温度为查得ρHAc=1044kg/m3，ρ(Ac)2O=1075kg/m3αHAc＝0.914，α(Ac)2O＝0.086【查《石油化工基础数据手册》P636】ρ＝1/(0.914/1044+0.086/1075)=1046.5955kg/m3质量流率：W=1046.5955×35=36630.844kg/h WR2=W－Wt2－Win=35966.869kg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１精馏塔馏出液99%128.701%1.300130.00２乙烯酮32.4857３废气（裂化）36.510４冰醋酸503.0123∑702.008出料１去一塔吸收液91.078%8.922%674.0321２废气（裂化）36.510３夹带酸5.0321∑715.57421.2.3裂化工段的物料衡算⑴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0.6kg纯氨。（在计算中未考虑）主反应：CH3COOHCH2CO＋H2O副反应：2CH3COOH(CH3)2CO+H2O+CO22CH2COC2H4+2COCH2COH2O+2C(CH3CO)2OCH2CO+CH4W2⑵物料平衡图W2W1----醋酸（95%）；WW1----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W1分离器裂化炉WWc图1-7裂化工段物料平衡⑶物料平衡计算①总物料衡算：W1＝WF+WP＋W2＋Wc②对乙烯酮作物料衡算：W1×95%×0.80×(42/60)×0.9＝WFW1=678.4816kg/h③对醋酸作衡算：W2＝W1×0.95×(1－80%)+W1×5%+W1×0.95×(18/60)×0.80其中各项意义如下：W1×0.95×20%-------------未反应醋酸W1×5%------------------------随原料带入水W1×0.95×(18/60)-------反应中生成水W2＝317.5294kg/h；其中αHAc=W1×95%×0.20/W2=40.5983%④结碳量的计算：Wc＝W1－WF－WP－W2＝1.3542kg/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１裂化用醋酸95644.5575533.9240678.4816合计678.4816出料１乙烯酮324.8570２稀醋酸溶液317.5294３结碳量1.3542４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①蒸发器内真空度取4kPa，P绝=97.3kPa；②设两台蒸发器，每台蒸发器进料量=680.2506/2=340.1253kg/h；③蒸发器热损失为需加热量的5%；④醋酸入口温度：20⑤蛇管换热器传热系数k=1674kJ/(m2·h·℃)(以平均传热面积为基准)2.1.1.2热量衡算⑴进料液泡点计算：查“石油化工基础数据手册”P988-1004，得到Antoine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16.80803405.57-56.34③查Vapor－liquidequilibriumdatacollectionaqueous－organicsystem（J.GerhLing.U.Onken）P109，得到；VanLoarConstantsA12=0.5491：A21=0.8950水（1）醋酸（2）查《化工热力学》施海云编P237，得VanLoar方程式计算活度系数γ1和γ2④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=P1Sγ1X1/P+P2Sγ2X2/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⑤蒸发器两台⑵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℃4.1826kJ/(kg·℃)108.1℃4.2287kJ/(kg·℃)H2O=4.2057kj/(kg·℃)醋酸：20℃2.2253kJ/(kg·℃)108.1℃2.3780kJ/(kg·℃HAC=138.1020kJ/(kmol·℃)=2.3017kJ/（kg·℃）Cpm=2.3969kJ/（kg·℃）⑶醋酸蒸发器的热量计算以20℃①.醋酸预热Q1（20℃→108.74Q1=340.1253×2.3969×(108.74-20)=7.2344×104kJ/h②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=2227.7126kJ/kg△Hv,HAC=402.0724kJ/kgQ2=644.5575×402.0724+33.924×2227.7126=14.6641×104kJ/h③蒸发所需热量Q=（83521.2010+.1562）×（1+5%）=29.1124×104kJ/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，Q17.2344×1042醋酸的汽化热，Q214.6641×1043蒸发器热损失，Q31.3863×104合计22.9934×104带入热量1蒸汽带入热量，Q22.9934×104合计22.9934×1042.1.1.4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=2065.767kJ/kg所需蒸汽量：Q/△Hv=22.9934×104/2065.767=kg/h两台蒸发器共需蒸汽：G1=2×111.3068=222.6136kg/h2.1.2裂化炉2.1.2.1①热量平衡图：Q5Q5GQ1-----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Q6G6Q1+QQ6G6Q1+Q2ABQQ4QQ3图2-2裂化炉热量平衡②裂化反应吸收热量CH3OOHCH2CO+H2O－146.44kJ/mol③烟道气焓值：烟道气入口温度1000℃，HA=1527.16kJ/标烟道气出口温度500℃，HB=715.464kJ/标m循环气入口温度200℃，H5=284.512kJ/标焦炉煤气燃烧温度1480℃，H6=2405.8kJ/标m3④空气过剩系数1.2；1m3（标）焦炉气产生烟道气为5.570m⑤裂化热损失Q3=8%(Q1+Q2)；⑥裂化炉两台⑥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108.2.1.2.2⑴Q1，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/4T4］T1T2(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1.1566.087×10-2-4.187×10-51.182×10-8水7.7014.595×10-42.521×10-6-0.859×10-9①Q1的计算(蒸发器出口温度℃→705.15℃△HHAc=0.1338×104kJ/kg△HH2O=0.1239×104kJ/kgQ1=（0.1338×104×0.95+0.1239×104×0.05）×340.1253=45.340×104kJ/h②Q2的计算Q2=340.1253×0.95×1338.4570=82.2480×104kJ/h③Q3的计算：Q3＝8%×(82.2480×104+45.340×104)=48.570×104kJ/h裂化所需热量：45.340×104+82.2480×104＋48.570×104＝179.955×104kJ/h⑵焦炉煤气量的计算：(G5＋G6)×(HA－HB)＝(Q1+Q2＋Q3)G5H5+G6H5=(G5＋G6)×HA 解得：G5＝752.5021m3（标）；G6＝1082.4203m3（标）需要焦炉煤气量为：G=G6/5.570=200.6926m3（标）烟道气带出的热量Q4=(752.5021＋1082.4203)×715.464=131.281×104kJ/h2.1.2.3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，Q6170.7147×1042循环烟道气带入热量，Q522.4879×104合计291.4221×104带出热量1醋酸预热所需的热量，Q145.340×1042醋酸裂化所需的热量，Q282.2480×1043烟道气带出的热量，Q4131.281×1044裂化反应热损失，Q348.570×104合计307.4390×1042.1.3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=68kPa(真空度)，P绝=33.3kPa冷凝冷却器热量衡算条件数据见图2-3；水冷却水冷却盐水冷凝盐水冷却K=251.04kJ/(m2℃K=3347.2kJ/(m2℃K=125.52kJ/(m2℃70530tt20-5-15-5图2-3冷凝冷却器热量衡算条件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：0.04667×33.3=15.542kPa水和醋酸混合物的摩尔组成：y1=0.8299(水)y2=0.1701(醋酸)查查Vapor－liquidequilibriumdatacollectionaqueous－organicsystem（J.GerhLing.U.Onken）P109，得到；VanLoarConstantsA12=0.6061：A21=1.2700水（1）醋酸（2）VanLoar方程式计算活度系数γ1和γ2查《化工热力学》施海云编P237，得VanLoar方程式计算活度系数γ1和γ2上机计算得到：醋酸水溶液露点温度TD=108.74χ1=0.8363χ2=0.1637露点界面如图2-4所示图2-4露点界面④设备台数：两台2.1.3.2水冷段热量衡算⑴裂解气降温放热（705℃→TD℃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。①乙烯酮降温放热量（冷却）Q1：Q1=－=［AT+B/2T2+C/3T3－D/4T4］=24173.91kcal/kmol=10.1211×104kJ/kmol表2-5各组分气体热容常数数据CH2COH20HACCOCH4CO2C2H4A1.5251.1567.7017.3734.5984.7280.909B3.913×10-26.087×10-24.595×10-4×-0.307×10-21.245×10-21.754×10-23.740×10-2C-2.590×10-5-4.187×10-52.521×10-66.662×10-62.860×10-61.338×10-5-1.994×10-5D6.445×10-81.182×10-8-0.859×10-9-3.037×10-9-2.703×-94.097×10-94.192×10-9②水降温放热量Q2：Q2=6879.374kcal/kmol=2.8802×104kJ/kmol③醋酸降温放热量Q3：Q3=1643.61kcal/kmol=6.8808×104kJ/kmol④废气降温放热量Q4：∫CpCOdT=7434.329kcal/kmol=1.9666×104kJ/kmol∫CpCO2dT=.61kcal/mol=4.5567×104kJ/kmol∫CpCH4dT=6919.6677kcal/kmol=2.8971×104kJ/kmol∫CpC2H4dT=11258.92kcal/kmol=4.7138×104kJ/molQ4=0.4370×1.9666×104+0.2691×2.8971×104+0.0824×4.5567×104+0.2115×4.7138×104=3.0115×104kJ/kmol⑵裂解气部分冷凝放热（108.74℃→108.74在TD℃时△Hv,H2O=2382.2892kJ/kg△Hv,HAC=427.0536kJ/kg⑶冷凝冷却总放热量：冷却：QcD=10.1211×104×189.8025+2.8802×104×109.1669+6.8808×104×74.6105+3.0115×104×19.6122=73.6229×104kJ/h冷凝：QrD=74.6105×2382.2892+109.1669×427.0536=28.6651×104kJ/h冷却冷凝：QcD＋QrD＝102.2880×104kJ/h⑷冷却水用量：（水20℃→30m水=Q/（△t·Cp）=102.2880×104/(10×4.1784)=24480.0479kg冷却段：m水·Cp·△t＝QCd△t＝QcD/m水·Cp=73.6229×104/(24480.0479×4.1784)=7.1976即换热情况如下：t＝30－△t=℃水冷却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⑴裂解气及凝液放热计算：70.09℃→－5℃（裂解气及冷凝液）△t＝－5℃←－15℃（冷冻盐水）①乙烯酮降温放热Q1：Q1=189.8025×=18188.9179kJ/h②废气放热Q2：Q2=19.6122×=0.1990×104kJ/h水放热Q3：Q3=m·Cp·△t=109.1669×4.1826×75.09=3.4281×104kJ/h醋酸放热：Q4=m·Cp·△t=4.6105×2.2446×750.9=1.2573×104kJ/h⑥总放热量Q：Q=Q1+Q2+Q3+Q4=6.7034×104kJ/h⑵冷冻盐水用量：采用冷冻盐水(8%氯化钙)制冷，其比热为Cp=3.7179kJ/(kg·℃)【见《化工工艺设计手册》上P2-744】t=10℃Q=6.7034×104kJ/hm盐=Q/（△t·Cp）=6.7034×104/(10×3.7179)=1803.01752.2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⑴热量平衡图：(热焓零点，设为0℃),如图2-6⑵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：Q1＋Q2＋Q3＝Q4＋Q5＋Q6 Q6＋Q8＋Q9＝Q7＋Q2⑶各点温度：t1＝30℃；t2＝25℃；t8＝25℃；t9＝20℃⑷热熔数据：醋酸平均比热CpHAc＝133.9357kJ/(kmol·℃)=2.3223kJ/(kg·℃)醋酐平均比热Cp(Ac)2O=197.6588kJ/(kmol·℃)=1.9378kJ/(kg·℃)⑸吸收液循环量：35m⑹反应热CH3COOH＋CH2CO2(CH3CO)2O+62.76kJ/mol⑺吸收工序设备一套QQ3W5Q5t5Q9t9W4Q4t4Q2t2W1Q1t1Q6t6Q8t8Q7Q1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：t1＝30℃；W1=34.426kg/h+35.002kg/h=69.428废气带入热量：CpCOdT=﹝7.373T+(-0.307×10-2)/2T2+(6.662E－6)/3T3－(3.037E－9)/4T4﹞=208.8806kcal/kmol＝874.5414kJ/kmolCpCO2dT=﹝4.728T+(0.817×10-2)T2－(0.446×10-5)T3+(1.0243×10-9)T4﹞=254.649kcal/kmol＝1066.1646kJ/kmolCpC2H4dT=﹝0.909T+(1.87×10-2)T2－(0.665×10-5)T3+(1.048×10-9)T4﹞=303.8777kcal/kmol＝1049.8365kJ/kmol/r/