2014第三章物料衡算与能量衡算.ppt

1、3. 物料衡算与能量衡算,本章主要内容,物料衡算 热量衡算 运用计算软件进行化工工艺计算,物料衡算的定义,运用能量守恒定律，对生产过程或设备进行研究， 计算输入或输出的物流量及组分等。,是工艺设计的基础！,3.1 物料衡算,3.1.1基本原理 A. 物料衡算的目的 B. 物料衡算的依据 C. 物料衡算基准 D. 物料衡算程序,A. 物料衡算的目的,（1）原材料消耗定额，判断是否达到设计要求。 （2）各设备的输入及输出的物流量，摩尔分率组成及其他组成，并列表，在此基础上进行设备的选型及设计，并确定三废排放位置、数量及组成，有利于进一步提出三废治理的方法。 （3）作为热量计算的依据。 （4）根据计

2、算结果绘出物流图，可进行管路设计及材质、仪表及自控设计的选取等。,B. 物料衡算的依据,（1）设计任务书中确定的技术方案、产品生产能力、年工作时间及操作方法。 （2）建设单位或研究单位所提供的要求、设计参数及实验室试验或中试等数据，主要有： a）化工单元过程的主要化学反应方程式、反应物配比、转化率、选择性、总收率、催化剂状态及加入配比量、催化剂是否回收使用、安全性能（爆炸上下限）等。 b)原料及产品的分离方式，各步的回收率，采用物料分离剂时，加入分离剂的配比。 c)特殊化学品的物性，如沸点、熔点、饱和蒸汽压、闪点等。 （3）工艺流程示意图,C. 物料衡算基准,时间基准 质量基准 体积基准 干湿

3、基准,（1）时间基准,对于连续生产，以一段时间间隔作为计算基准，如1秒、1小时、1天等的投料量或产品量。这种基准可直接联系到生产规模和设备设计计算，如年产300万吨乙烯装置，年操作时间为8000h，每小时的平均产量为37.5t。对间歇生产，一般可以一釜或一批料的生产周期作为基准。,（2）质量基准,当系统介质为液、固相时，选择一定质量的原料或产品作为计算基准是合适的。如以煤、石油、矿石为原料的化工过程采用一定量的原料，例如：1kg、1000kg等作基准。如果所用原料或产品系单一化合物，或者由已知组成百分数和组分分子量的多组分组成，那么用物质的量（摩尔）作基准更方便。,（3）体积基准,对气体物料进

4、行衡算时选用体积基准。这时应将实际情况下的体积换算为标准状态下的体积，即标准体积，用m3（STP）表示。,（4）干湿基准,生产中的物料，不论是气态、液态和固态，均含有一定的水分，因而在选用基准时就有算不算水分在内的问题。不计算水分在内的称为干基，否则为湿基。,物料衡算的程序1,（1）确定衡算的对象、体系与环境，并画出计算对象的草图。对于整个生产流程，要画出物料流程示意图（或流程框图）。绘制物料流程图时，要着重考虑物料的种类和走向，输入和输出要明确 （2）确定计算任务，明确哪些是已知项，哪些是待求项，选择适当的数学公式，力求计算方法简便 （3）确定过程所涉及的组分 （4）对物流流股进行编号，并标

5、注物流变量,物料衡算的程序2,（5）收集数据资料 （6）列出物料衡算方程 （7）列出过程的全部独立物料平衡方程式及其他相关约束式 （8）选择计算基准 （9）统计变量个数与方程个数，确定设计变量的个数及全部设计变量 （10）整理计算结果 （11）绘制物料流程图,(5)收集数据资料,a）生产规模和生产时间。生产规模为设计任务中所规定，生产时间指全年的有效生产天数 b）有关的定额和技术指标。这类数据通常指产品单耗、配料比、循环比、固液比、汽液比、回流比、利用率、转化率、选择性、单程收率、总收率等。有些数据由经验确定。 c）原辅材料、产品、中间产品的规格，包括原料的有效成分和杂质含量，气体或液体混合物

6、的组成等。 d）与过程有关的物理化学参数。,列出物料衡算方程,即： （Fi - F0）+（Dp - Dr） W （3-1）,物料衡算方程的简化形式,稳定操作过程 （Fi - F0）+（Dp - Dr） 0 系统内无化学反应 （Fi - F0） W 系统内无化学反应的稳定操作过程 （Fi - F0） 0,原材料消耗一览表,物料衡算举例,A无化学反应过程的物料衡算 B有化学反应的物料衡算 C带循环和旁路过程的物料衡算,A无反应过程的物料衡算,在系统中，物料没有发生化学反应的过程，称为无反应过程。这类过程通常又称为化工单元操作，诸如流体输送、粉碎、换热、混合、分离（吸收、精馏、萃取、结晶、过滤、干燥

7、）等。,例题3-1,设计一套从气体中回收丙酮的装置系统，并计算回收丙酮的费用。系统的流程框图如图3-1所示，要求由已知的条件，列出各物流的流率（kg/h）,以便能确定设备的大小，并计算蒸馏塔的进料组分。,流程图,图3.1,水,已知物料参数表,例题3-1解,可列出总物料平衡式： 1200+F2= F3+ F4+ F5 各组分平衡式： 丙酮 0.0295 F2 =0.99 F4+0.05 F5 水 1200=0.01 F4 +0.95 F5 空气 0.9705 F2 = F3,补充数据,（1）每小时进入系统的气体混合物，离开系统的产品或废液的物流量 （2）进入蒸镏塔的组分,B有反应的物料衡算,（1

8、）直接计算法； （2）利用反应速率进行物料衡算； 计算方法 （3）元素平衡； （4）以化学平衡进行衡算； （5）以结点进行衡算； （6） 利用联系组分进行衡算。,新物质生成,转化率产率,反应速率,化学计量过量,例题3-2,年产300t对-硝基乙苯工段物料衡算，原料乙苯纯度95，硝化混酸组成为：HNO3 32%，H2SO456%，H2O 12%。粗乙苯与混酸质量比1：1.885。对硝基乙苯收率50，硝化产物为硝基乙苯的混合物，其比例对：邻：间0.5：0.44：0.06。配置混酸所用的原料：H2SO4 93%，HNO3 96 及H2O，年工作日300天，假设转化率为100，间歇生产。,解：（1）画

9、出流程示意图，确定计算范围。,图3.2,（2）原料乙苯量1,G1 G2 G3 G4 G5 M：106.17 63 151.17 18.02,基准：间歇生产，以每天生产的kg为基准,（2）原料乙苯量2,对硝基乙苯： G3=1000kg 乙苯量： G1=1404.6kg 原料乙苯量： 1404.6/0.951478.6kg 杂质量：1478.6-1404.674kg,（3）配酸酸量,混酸量：1478.61.855=2742.8kg 纯HNO3量：2742.80.32877.7kg 96%HNO3量：877.7/0.96=914.3kg 纯H2SO4量：2742.80.56=1536kg 93%H2

10、SO4量：1563/0.93=1651.6kg 加水量：2742.8-914.3-1651.6176.9kg,（4）硝化,已知转化率为100，G3：G4：G5=0.5：0.44：0.06 硝化物产量：1999.7kg 其中硝基乙苯： 对位：1999.90.51000kg 邻位：1999.90.44880kg 间位：1999.7-1000-880=119.7kg,废酸量,HNO3消耗量： 63833.5kg H2O生成量： 18.02238.4kg 废酸中HNO3量：877.7-833.544.2kg H2SO4量： 1536kg H2O量：329.1+238.4567.5kg 废酸总量：44.

11、2+1536+567.52147.7kg 废酸组成：HNO3 2.06，H2SO4 71.52%，H2O 26.42%,表3-2 硝化过程的物料衡算表,例3-3,合成氨原料气中的CO通过变换反应器而除去，如图3-3所示。在反应器1中大部分转化，反应器2中完全脱去。原料气是由发生炉煤气（78N2，20CO，2CO2）和水煤气（50%H2，50CO）混合而成的半水煤气。在反应器中与水蒸汽发生反应。得到物流中 与之比为：，假定水蒸汽流率是原料气总量（干基）的两倍，同时反应器1中CO的转化率为80%, 试计算中间物流（4）的组成。,图33,解,基准：物流1为100mol/h；正反应的反应速率为r（mo

12、l/h） （1）过程先由总单元过程摩尔衡算式进行计算，总衡算式为： N2衡算 F5，N2 =0.7810078mol/h CO平衡 00.2100+0.5F2 r H2O平衡 F5,H2OF3 r CO2平衡 F5,CO20.02100 + r H2平衡 F5,H20.5F2 + r,已知H2与N2之比为3：1 F5,H23F5,N2378234mol/h 原料气（干基）与水蒸汽之比为1：2 F32（F1 + F2） 将H2和CO平衡式相加，消去r，得： F2234 - 20214mol/h 将F2值代入CO平衡式中，得： r20 + 107127mol/h F32（100 + 214）628

13、mol/h 最后，由CO2和H2O平衡得： F5,CO2129mol/h；F5,H2O628-127501mol/h,（2）计算反应器1的反应速率，然后计算物流4的组成 由反应速率的定义式得： r 式中 为I物质的转化率。 已知反应器1中CO的转化率为0.80，由此得反应器1的反应速率： r 0.80.2100 + 0.5214 101.6mol/h,物流4中每一物流的流率,已知r后，物流4中每一物流的流率可以用物料衡算求得，即： N2平衡： F4,N20.7810078mol/h CO平衡： F4,co127 r25.4mol/h H2O平衡： F4,H2O628 r526.4mol/h C

14、O2平衡： F4,CO22 + r103.6mol/h H2平衡： F4,H2107 + r208.6mol/h 物流4的组成（摩尔分率）为： N2：0.083；CO：0.027；H2O：0.559；CO2：0.110；H2：0.221。,C带循环和旁路过程的物料衡算,（1）试差法。估计循环流量，并继续计算至循环回流的那一点。将估计值与计算值进行比较，并重新假定一个估计值，一直计算到估计值与计算值之差在一定的误差范围内。 （2）代数解法。在循环存在时，列出物料平衡方程式，并求解。一般方程式中以循环流量作为未知数，应用联立方程的方法进行求解。,在只有一个或两个循环物流的简单情况，只要计算基准及系

15、统边界选择适当，计算常可简化。一般在衡算时，先进行总的过程衡算，再对循环系统，列出方程式求解。对于这类物料衡算，计算系统选取得好坏是关键的解题技巧。,例3-4,K2CrO4从水溶液重结晶处理工艺是将每小时4500mol含33.33（mol）的K2CrO4新鲜溶液和另一股含36.36（mol）K2CrO4的循环液合并加入至一台蒸发器中，蒸发温度为120，用0.3MPa的蒸汽加热。从蒸发器放出的浓缩料液含49.4（mol）K2CrO4进入结晶槽，在结晶槽被冷却，冷至40，用冷却水冷却（冷却水进出口温差5）。然后过滤，获得含K2CrO4结晶的滤饼和含36.36（mol）K2CrO4的滤液（这部分滤液

16、即为循环液），滤饼中的K2CrO4占滤饼总物质的量的95。K2CrO4的分子量为195。试计算： 蒸发器蒸发出水的量； K2CrO4结晶的产率； 循环液（mol）/新鲜液（mol）的比率； 蒸发器和结晶器的投料比（mol）。,解：,为了明确理解该重结晶处理工艺，先画出流程框图，如图示。将每一流股编号且分析系统：,图34,基准：4500mol/h新鲜原料，以K表示K2CrO4，W表示H2O。 设：F1进入蒸发器的新鲜物料量（mol/h）； F2进入蒸发器的循环物料量即滤液量（mol/h）； F3新鲜液和循环液混合后的物料量（mol/h）； F4出蒸发器的物料量（mol/h）； F5结晶过滤后的滤

17、饼总量（mol/h）； F6蒸发器蒸出的水量（mol/h）； Pc结晶过滤后滤饼中K的物质量（mol/h）； Ps结晶过滤后滤饼中滤液的物质量（mol/h）； x3新鲜液和循环液混合后的K2CrO4组成(mol/h）。,从已知条件可看出，滤饼里的溶液和结晶固体之间存在如下的关系（mol）： Ps = 0.05 （Pc+Ps） Ps = 0.05263Pc 对系统1物质K平衡： 0.3333F1 = Pc + 0.3636Ps 联立解得：Pc=1472mol K2CrO4/h，Ps=77.5mol 溶液/h H2O物料平衡： F1（1-0.3333）=F6 + F5 0.05（1-0.3636）

18、 得：F6 = 2950.8mol/h,结晶过滤的总物料平衡： F4 = Pc + Ps + F2 F4 = F2 + 1549.5 结晶器水的平衡： F4（1-0.494）= （F2 + 1549.50.05）（1-0.3636） 联立求解得：F2 = 5634.6mol/h；F4 = 7184mol/h 则：循环液/新鲜料液5634.6/71841.25 最后，通过混合点系统3的物料平衡或蒸发器的物料平衡求出F3。 混合点的物料平衡：（F1 + F2）F3 得：F3 =10134.6mol/h 由蒸发器的物料平衡可校核F3的计算是否正确：F3 =F4 + F6 因此，设计的蒸发器与结晶槽的

19、投料比为：F3 / F4 = 10134.6/7184 = 1.41,3.2热量衡算,3.2.1基本原理 3.2.2加热剂与冷却剂 3.2.3热量衡算中的几个问题 3.2.4热量衡算举例,3.2.1基本原理,能量衡算的基本方程式 热量计算中各种热量的说明,依据,能量衡算是以热力学第一定律为依据，能量是热能、电能、化学能、动能、辐射能的总称。化工生产中最常用的能量形式为热能，故化工设计中经常把能量设计称为热量计算。,目的,通过热量衡算可确定传热设备的热负荷，以此为依据设计传热设备的形式、尺寸、传热面积等，并为反应器、结晶器、塔式设备、输送设备、压缩系统、分离及各种控制仪表等提供参数，以确定单位产

20、品的能耗指标；同时也为非工艺专业（热工、电、给水、冷暖）设计提供设计条件作准备。,步骤,热量衡算的一般步骤与物料衡算相同，亦包括划分系统、画出流程简图、列写方程式与约束式，求解方程组及结果整理等若干步骤。,A. 能量衡算的基本方程式,根据热力学第一定律，能量衡算方程式的一般形式为： EQ + W （3-7） 式中，E体系总能量变化； Q 体系从环境中吸收的能量； W 环境对体系所做的功。,能量衡算的基本方程式2,在热量衡算中，如果无轴功条件下，进入系统加热量与离开系统的热量应平衡，即在实际应用中对传热设备的热量衡算可表示为： Q进 Q出 （3-8） Q1 + Q2 + Q3 Q4 + Q5 +

21、 Q6 （3-9）,式中：Q1 所处理的物料带到设备中去的热量（KJ）； Q2 由加热剂（或冷却剂）传给设备的热量或加热与冷却物质所需的热量（KJ）; 符号规定，输入（加热）为“+”，输出（冷却）为“-”。 Q3 过程的热效应（kJ）；符号规定，放热为“-”，吸热为“+”，应注意Q = H。 Q4 反应产物由设备中带出的热量（kJ）； Q5 消耗在加热设备各个部件上的热量（kJ）； Q6 设备向四周散失的热量（kJ）。,B热量计算中各种热量的说明,（1）计算基准，可取任何温度，对有化学反应的过程，一般取25作为计算基准。 （2）物料的显热可用焓值或比热进行计算，在化工计算中常用恒压热容Cp，由

22、于比热容是温度的函数，常用幂次方程式表示，因此其计算式可表示为： Q n （3-10） 式中：n物料量（mol）； Cp物料比热容（kJ/ mol）,Cp =a + bT + cT2 + dT3 + eT4 T温度（），T2为物料温度，T1为基准温度。,（3）关于Q2热负荷的计算。对于间歇操作，各段时间操作情况不一样，则应分段作热量平衡，求出各不同时间的Q2，然后得到最大需要量。 （4）Q3为过程的热效应，包括过程的状态热（相变化产生的热）和化学反应热。相变化一般可由手册查阅，对无法查阅的汽化热可由特鲁顿法则估算，反应热由生成热和燃烧热计算。,B热量计算中各种热量的说明2,（5）设备加热所需热

23、量Q5在稳定操作过程中不出现，在间歇操作的升温降温阶段也有设备的升温降温热产生，可用下式计算： Q5 = G Cp（t2 t1） （3-11） 式中：G设备各个部件重量； Cp各部件热容（kJ/kg） t2设备各部件加热后温度； t1设备各部件加热前温度； 设备加热前的温度t1可取为室温，加热终了时的温度取加热剂一侧（高温th）与被处理一侧（低温te）温度的算术平均值：t2 =（th + te）/2,B热量计算中各种热量的说明3,（6）设备向四周散失的热量Q6可由下式计算得： Q6 = FT（tw t）10-3 （3-12） 其中：F设备散热表面积m2； T散热表面向四周围介质的联合给热系数。

24、W/m2； tw散热表面的温度（有隔热层时应为绝热层外表温度，一般取50 ），； t周围介质温度，； 散热持续的时间，s。,B热量计算中各种热量的说明4,B热量计算中各种热量的说明5,绝热层外空气自然对流 当tw 5 m/s时，T6.7u0.78 （3-16）,3.2.2 加热剂与冷却剂,A.加热剂的选择要求 B.加热剂和冷却剂 C.加热剂和冷却剂的用量 D.热量衡算结果整理,A. 加热剂的选择要求,在较低压力下可达到较高温度； 化学稳定性高； 没有腐蚀作用； 热容量大； 冷凝热大； 无火灾或爆炸危险性； 无毒性； 价廉； 温度易于调节。,B. 加热剂 和冷却剂,C. 加热剂和冷却剂的用量1,

25、（1）直接蒸汽加热时的蒸汽用量： G = Q2 /（H CPtK） （3-17） 式中：G蒸汽消耗量（Kg）； Q2由加热剂传给设备或物料加热所需的热量（KJ）； H蒸汽加热焓量（KJ/Kg）； tK被加热液体的最终温度（）； CP被加热液体的比热容（KJ/Kg）。 为简化起见，通常蒸汽加热时的蒸汽用量计算仅考虑蒸汽放出的冷凝热。,（2）间接蒸汽加热时的蒸汽的用量： G = Q2 /（H CPtn） （3-18） 式中： G蒸汽消耗量（Kg）； Q2由加热剂传给设备或物料加热所需的热量（KJ）； H蒸汽加热焓量（KJ/Kg）； tn冷凝水的最终温度（）； CP被加热液体的比热容（KJ/Kg）。

26、,C. 加热剂和冷却剂的用量2,（3）燃料消耗量： M = Q2/T QP （3-19） 式中：W冷却剂消耗量 Q2由加热剂传给设备或物料加热所需的热量（KJ）； T炉子的热效率； QP燃料的热值（KJ/Kg）。,C. 加热剂和冷却剂的用量3,（4） 冷却剂消耗量 W Q2 / Cp（t K t H） （3-20） 式中：W冷却剂消耗量（kg）； Q2由加热剂传给设备或物料冷却所需的热量（kJ）； Cp冷却剂的比热容（kJ/kg）； t k放出的冷却剂的平均温度（）； t H冷却剂的最初温度（）。,C. 加热剂和冷却剂的用量4,C. 加热剂和冷却剂的用量5,（5）电能消耗量 E Q2 / 86

27、0 （3-21） 式中：E电能消耗量（kWh）； Q2由加热剂传热设备或物料所需的热量（kJ）； 电热装置的电工效率，一般取0.850.95。,D热量衡算结果整理,通过热量衡算以及加热剂、冷却剂等的用量计算，结合设备计算与设备操作时间安排（在间歇操作中此项显得特别重要）等工作，即可求出生成某产品的整个装置的动力消耗及每吨产品的动力消耗定额，由此可得动力消耗的每小时最大用量，每昼夜用量和年消耗量，并列表将计算结果汇总,表3-4 动力消耗一览表,3.2.3热量衡算中的几个问题,有效平均温差 壁温的确定,A. 有效平均温差,有效平均温差是传热的平均推动力。它是换热器计算中的一个重要参数。应注意有效平

28、均温差不一定等于对数平均温差，只是在一个特定的条件下才等于对数平均温差。,（1）列管式换热器两换热介质纯逆流流向时，有效平均温差等于对数平均温差。如图（a）所示。,(2)列管式换热器两换热介质纯并流流向时,有效温度等于对数平均温差.如图(b)所示。,（3）其他流向，如图所示的二管程换热器，有效平均差为：,其中：为校正系数，校正系数1，应尽量控制在0.8以上。,（4）反应釜间歇冷却过程,这种间歇过程的有效平均温度差和冷却剂的最终温度从过程开始到结束在不断变化，因此既不能用起始状态的有效平均温差，也不能用终止状态的有效平均温差来代表整个过程的有效平均温差。这时可用一个经验公式求得较为合理的有效平均

29、温差。,反应釜加热与冷却,图 3-7 间歇冷却,图 3-8 间歇加热,有效平均温差经验公式（冷却）,（3-25）,（3-26）,A,冷却剂的平均最终温度：t2Cp = t1 +t m，有效lnA,（5）反应釜间歇加热过程,这种间歇过程的有效平均温差和加热剂的最终温度从过程开始到结束在不断变化，因此既不能用起始状态的有效平均温差，也不能用终止状态的有效平均温差来代表整个过程的有效平均温差。这时可用一个经验公式求得较为合理的有效平均温差。,有效平均温差经验公式（加热）,（3-27）,（3-28）,加热剂的平均最终温度： T2Cp = T1 -t m,有效lnA,A,B.壁温的确定,在换热设备的设计

30、计算时，壁温的确定是很重要的。在计算总的传热系数和计算散热时需要确定壁温。,冷,壁温示意图3-9,热流体侧壁温： tw1 t1 K（t1 t2）/1 （3-29） 冷流体侧壁温： tw2 t2 + K（t1 t2）/2 （3-30） 式中: k 总传热系数，w/(m2 0C) 1 热流体到器壁的给热系数，W/(m2 。0C) 2冷流体到器壁的给热系数， W/(m2 。0C) t1 热流体温度，0C t2 冷流体温度，0C,器壁平均温度tw =(tw1 + tw2 )/2 一般金属器壁tw =tw1 = tw2 当：1 =2 时 tw =(t1 + t2 )/2 12 时 tw =t1， k 2

31、 12 时 tw =t2， k1 故壁温接近于值较大侧流体的温度。粗估壁温为： tw =（1 t1 +2 t2 ）/(1+2 ),3.2.4 热量衡算举例,例3-5 化工生产中常以煤或重油为燃料，在锅炉内燃烧产生蒸汽。试计算锅炉中： （1）燃煤锅炉中，每吨煤燃烧产生的蒸汽量； （2）燃油锅炉中，每吨重油燃烧产生的蒸汽量。 解：从锅炉手册中查到，我国国产煤的平均燃烧热为：23012KJ/kg;重油的平均燃烧热33472KJ/kg。,由热量平衡可知：Q煤=n蒸汽H蒸汽 即n蒸汽= Q煤 /H蒸汽 压力为1.3MPa饱和水蒸气的汽化热为1976.70 KJ/kg，锅炉效率按60%计。 每吨煤的产蒸汽

32、量：n蒸汽= Q煤 /H蒸汽=2301260%/1976.7=6.98t/t煤 每吨重油的产蒸汽量：n蒸汽= Q重油 /H蒸汽=3347260%/197607=10.16t/t重油,例3-6,在0.2MPa、5000C下含苯蒸汽通过两个换热器（换热器1、换热器2）后被冷却至2000C。其中在换热器2中锅炉给水由750C、5 MPa被加热至饱和，由气液分离器出来的饱和水在换热器1中被加热至沸腾。该蒸汽混合物与换热器2出来的饱和水在混合器中混合，然后进入气液分离器分离出饱和蒸汽。如果通过换热器1的水量为通过换热器2的水量的12倍，求换热器1所产生的蒸汽量和每摩尔工艺物流所产生的蒸汽量。,图3.10

33、 流程框图,解：这是一个无化学反应的多单元系统，每股物流中仅含有一种物质。因为苯的沸点为800C，所以含苯工艺物流是以气相通过。已知物流1、2和6是液相，5是气相，3和4是气液混合物。 根据对本过程分析，其计算顺序为： 总过程 热交换器2 热交换器1 气液分离器 能量衡算 能量衡算 能量衡算 物料、 能量衡算,（1） 物料衡算方程,总平衡 F1 = F5 分离器平衡 F3 = F5 + F6 混合器平衡 F3 =F4+ F2 = F6+ F1 实际上总平衡式为分离器和混合器平衡式的总和。 基准，选物流F7 为100mol/h,（2） 热量衡算方程,a) 总平衡 F1 hv(饱和,5MPa)-h

34、l(750C,5MPa)= F7 hv（5000C,0.2MPa）- hv(2000C, 0.2MPa) CPV(苯)=18.587-1.17410-2T + 1.27510-3T2 - 2.08010-6T3 + 1.05310-9T4,F1=,=,=,=,b) 换热器2的平衡,F1 hv(饱和，5MPa)-hl(750C, 5MPa) = F7 hv（5000C，0.2MPa）- hv (2000C, 0.2MPa) = F7,=16.31KJ.mol,=,先用值估计T, 即：,=160.9 J.mol/K,=,=,即：T=574.5K,然后以此作为初值，用下式作迭代计算。 T=473.1

35、5 +,迭代计算结果,因此得到换热器1和换热器2间（即F8处） 苯物流的温度为586.61K（313.460C）,c) 换热器1的平衡,F7 hv(5000C,0.2MPa)- hv(2000C, 0.2MPa) =12F1h混(饱和,5MPa)- hl(饱和,5MPa) H混(饱和,5MPa)=hl(饱和,5MPa)+,=1154.5+100*31.96/12*1.95=12.91kg/kg,设水蒸气质量百分比为w，则： 1291.15=2794.2w+1154.5(1-w) 即：w=0.08334,d)气液分离器的物料平衡核算,F3=F6+F5=12F1+F1=13*1.95=25.337kg/h F5hV(饱和,5MPa)+F6hL(饱和,5MPa)=F3h混,3 (饱和,5MPa) 13*1.95 h混,3 =1.95 hV(饱和,5MPa)+12*1.95hL (饱和,5MPa) h混,3 =1/13hV+12/13hL=whV+(1-w) hL w=0.07692 F5中的蒸汽量为：wF3=0.0769225.337=1.95kg/h=0.0195kg/(mol工艺气),3.3 运用计算软件进行化工工艺计算,3.3.1 概述 计算机技术的迅速发展使原来复杂、繁琐、费时的化工工艺计算变得简便快捷，许多原来无法直