制药工程论文12627.doc

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 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：6500000 /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：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 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10019.906219.9062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15.3155144.959684.6845801.5311946.4909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1003.98133.9813946.48131.2.2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 h2o2ch3cooh 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，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，= 0.001510 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：wg 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5.03211007.9392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 kg/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：(1397.5708.922%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 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678.4816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16.80803405.57-56.34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=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 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+ 193740.1562）（1+5%）= 29.1124104 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，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 kg/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7.7014.59510-42.52110-6-0.85910-9q1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van 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ch2coh20haccoch4co2c2h4a1.5251.1567.7017.3734.5984.7280.909b3.91310-26.08710-24.59510-4-0.30710-21.24510-21.75410-23.74010-2c-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/kmol= 6.8808104 kj/kmol废气降温放热量q4：cpcodt = 7434.329 kcal/kmol= 1.9666104 kj/kmolcpco2dt = 108883.61 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）= 102.2880104/ (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/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) = 1803.0175 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)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+(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 =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/hb.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=2.2707104kj/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，w6=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1994.943209.65781045.1441104642.7172.2058t41568.150636634.2552.2058t6t4t626.62得：q4=37126.7876 kj/h ；q6=211.1916104kj/hb. q6q8q9q7q2q7= q6q8q9q2=2111916.8630.74791042.27071042096413.423=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/kmolcpc2h4dt=202.0913 kj/kmol；cpch4dt170.0576 kj/kmolq废气-(0.4370145.9018+179.53660.0824+202.09130.2115