制药工程毕业设计计算书

盐城师范学院毕业设计 1 1 1 物料衡算物料衡算 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/h 1.2 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： 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：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 3Wp2 98% Wb1 2.5Wp2 98%；Wb2 0.5Wp2 98% 粗酐蒸馏塔 醋酐精馏塔 Wt1 Wt2 Wp2 Wb2 Wb1 Win Win -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 盐城师范学院毕业论文（设计） 2 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 15 144.9596 85 821.4375 966.3971 合计 966.3971 出 料 馏出液 99 128.700 1 1.300 130.00 采出液 2 16.25 98 796.250 812.50 蒸馏塔釜液 100 19.9062 19.9062 精馏塔釜液 100 3.9813 3.9813 合计 1041.1250 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 + Wt1 b.对醋酸衡算：Win 15%= 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。 粗酐蒸馏塔 Win Wt1 Wb1 盐城师范学院毕业论文（设计） 3 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 15 144.9596 85 821.4375 966.3971 合计 966.3971 出 料 蒸出液 15.3155 144.9596 84.6845 801.5311 946.4909 蒸馏塔釜液 100 19.9062 19.9062 合计 966.3971 醋酐蒸馏塔 物料平衡如图 1-3 所示： 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 15.315 144.9598 84.6845 801.5311 946.4909 出 料 馏出液 99 128.700 1 1.300 130.00 采出液 2 16.25 98 796.25 812.50 精馏塔釜液 100 3.9813 3.9813 946.4813 1.2.2 吸收工段物料衡算 醋酐精馏塔 Wt1 Wt2 Wp2 Wb2 盐城师范学院毕业论文（设计） 4 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)2O 42 60 102 副反应：(CH3 CO)2O2 H2O 2CH3COOH 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) WF Win Wt2 Wb1 Wg 对醋酸衡算： a.废气夹带醋酸量的计算： 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，SHAcP= 0.001510 MPa 【查 石油化工基础数据手册 卢焕章等编著(P637)】 存在下列关系： 第一吸收塔 第二吸收塔 Wo Wg Win WR Wb1 WF Win-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 100kg 冰醋酸 裂 化 f =0.8 4m3(标准)废气 乙烯酮：10095%80%(42/60) 0.9=47.88kg 盐城师范学院毕业论文（设计） 5 在裂化管内每小时废气产生量 V废废=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：*HAcPX/(P*HAcPX)（Wg /MHAc ）/(V废废 /22.4) P= 0.10130.08=0.0213 MPa: V废废 = 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 99 497.9822 (水：1) (水：5.3034 ) 503.0123 乙烯酮 324.8570 醋酐精馏塔馏出液 99 128.70 1 1.30 130.00 废气（裂化） 36.510 944.3793 出 料 粗醋酐 15 144.9596 85 821.4375 966.3971 废气（裂化） 36.510 夹带酸 5.0321 1007.9392 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废废WF4/47.8827.1392m3 = 36.510 kg/h 【废气平均分子量_M=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： 盐城师范学院毕业论文（设计） 6 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 15 144.9596 85 821.4375 966.3971 废气（裂化） 36.510 乙烯酮 36.495 合计 1039.4021 b .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 第一吸收塔 Wo WF WR Wb1 盐城师范学院毕业论文（设计） 7 【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： 图 1-6 第二吸收塔物料平衡 a.全塔物料衡算：WoWt2WinWRWg b.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/ m3 HAc0.914，(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% 128.70 1% 1.300 130.00 乙烯酮 32.4857 废气（裂化） 36.510 冰醋酸 503.0123 702.008 出 料 去一塔吸收液 91.078% 8.922% 674.0321 废气（裂化） 36.510 夹带酸 5.0321 715.5742 第二吸收塔 Wg Win WR Wt2 Wo WR2 盐城师范学院毕业论文（设计） 8 1.2.3 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+CH4 物料平衡图如图 1-7 所示 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。 裂化炉 分离器 W2 WF +WP W1 W1-醋酸（95%） ； W2-稀醋酸溶液； WF-乙烯酮； WP-废气； Wc-结炭量 Wc 盐城师范学院毕业论文（设计） 9 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 95 644.5575 5 33.9240 678.4816 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 680.2506 2 2 热量衡算热量衡算 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： CTBAPln 表 2-1 醋酸和水的 Antoine 常数 A B C 水 18.3036 3816.44 -46.13 醋酸 16.8080 3405.57 -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 2221112221121lnxAxAxAA 5645. 1)1493. 05941. 08507. 08950. 08507. 08950. 0(5941. 0exp21 盐城师范学院毕业论文（设计） 10 0085. 1)1493. 05941. 08507. 08950. 01493. 05941. 0(8950. 0exp22 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) CpH2O= 4.2057 kj/(kg) 醋酸： 20 2.2253 kJ/(kg) 108.1 2.3780 kJ/(kg) CpHAC= 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) = 7.2344 104 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/kg Hv,HAC = 402.0724 kJ/kg Q2= 644.5575402.0724 + 33.9242227.7126 =14.6641 104 kJ/h 蒸发所需热量 Q=（83521.2010+ 193740.1562）（1+5%）= 29.1124 104 kJ/h 盐城师范学院毕业论文（设计） 11 2. 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，Q1 7.2344104 2 醋酸的汽化热，Q2 14.6641 104 3 蒸发器热损失，Q3 1.3863 104 合计 22.9934 104 带入热量 1 蒸汽带入热量，Q 22.9934 104 合计 22.9934 104 2. 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 =22.9934 104 / 2065.767 = kg/h 两台蒸发器共需蒸汽：G1 = 2111.3068 = 222.6136 kg/h 2.1.2 裂化炉裂化炉 2. 1. 2.1 计算依据 热量平衡图： A B 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。 Q1 + Q2 Q3 Q4 G 4 Q6 G6 Q5 G5 Q1-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 盐城师范学院毕业论文（设计） 12 2. 1. 2. 2 热量计算 Q1，Q2，Q3的计算 气体焓变根据H=21TTCpdT，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 A B C D 醋酸 1.156 6.087 10-2 -4.187 10-5 1.182 10-8 水 7.701 4.595 10-4 2.521 10-6 -0.859 10-9 Q1的计算( 蒸发器出口温度 705.15) HHAc= 0.1338 104 kJ/kg HH2O= 0.1239 104 kJ/kg Q1= （0.1338 104 0.95+0.1239 104 0.05） 340.1253 = 45.340 104kJ/h Q2的计算 Q2= 340.12530.951338.4570 =82.2480 104 kJ/h Q3的计算：Q38%(82.2480 104 +45.340 104)= 48.570 104 kJ/h 裂化所需热量：45.340 104+82.2480 10448.570 104 179.955 104 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 = 131.281 104 kJ/h 2. 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，Q6 170.7147 104 2 循环烟道气带入热量，Q5 22.4879 104 合计 291.4221 104 带 出 热 量 1 醋酸预热所需的热量，Q1 45.340 104 2 醋酸裂化所需的热量，Q2 82.2480 104 3 烟道气带出的热量，Q4 131.281 104 4 裂化反应热损失，Q3 48.570 104 盐城师范学院毕业论文（设计） 13 合计 307.4390 104 2. 1. 3 冷凝冷却器冷凝冷却器 2. 1. 3. 1 计算依据计算依据 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 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Vapor liquid equilibrium data collection aqueous organic 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 2221112221121lnxAxAxAA 0562. 1)8299. 06061. 01701. 02700. 11701. 02700. 1(6061. 0exp21 8617. 1)8299. 06061. 01701. 02700. 18299. 06061. 0(2700. 1exp22 上机计算得到：醋酸水溶液露点温度 水冷却 盐水冷凝 盐水冷却 K=251.04 kJ/(m2h) K=3347.2 kJ/(m2h) K=125.52 kJ/(m2h) 705 30 t t 20 -5 -15 -5 盐城师范学院毕业论文（设计） 14 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=27.33115.978CpdT=AT+B/2T2+C/3T3D/4T4 21TT = 24173.91 kcal/kmol= 10.1211 104 kJ/kmol 表 2-5各组分气体热容常数数据 CH2CO H20 HAC CO CH4 CO2 C2H4 A 1.525 1.156 7.701 7.373 4.598 4.728 0.909 B 3.91310-2 6.08710-2 4.59510-4 -0.307 10-2 1.24510-2 1.75410-2 3.74010-2 C -2.59010-5 -4.18710-5 2.52110-6 6.66210-6 2.86010-6 1.33810-5 -1.99410-5 D 6.44510-8 1.18210-8 -0.85910-9 -3.03710-9 -2.703-9 4.09710-9 4.19210-9 水降温放热量 Q2： Q2= 6879.374 kcal/kmol= 2.8802 104 kJ/kmol 醋酸降温放热量 Q3： Q3= 1643.61 kcal/kmol= 6.8808 104 kJ/kmol 盐城师范学院毕业论文（设计） 15 废气降温放热量 Q4： CpCOdT = 7434.329 kcal/kmol= 1.9666 104 kJ/kmol CpCO2dT = 108883.61 kcal/mol= 4.5567 104 kJ/kmol CpCH4dT = 6919.6677 kcal/kmol= 2.8971 104 kJ/kmol CpC2H4dT = 11258.92 kcal/kmol= 4.7138 104 kJ/mol Q4=0.4370 1.9666 104+0.2691 2.8971 104+0.0824 4.5567 104+0.2115 4.7138 104 = 3.0115 104 kJ/kmol 裂解气部分冷凝放热（108.74 108.74） 在 TD时 Hv,H2O = 2382.2892 kJ/kg Hv ,HAC =427.0536 kJ/kg 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 104 kJ/h 冷凝：QrD= 74.6105 2382.2892 + 109.1669 427.0536 = 28.6651 104 kJ/h 冷却冷凝：QcDQrD 102.2880 104 kJ/h 冷却水用量： （水 20 30） m水水=Q/（ t Cp）= 102.2880 104/ (10 4.1784)= 24480.0479 kg/h 冷却段：m水水 Cp tQCd tQcD / m水水 Cp =73.6229 104 / (24480.0479 4.1784) = 7.1976 即换热情况如下： t30 t = 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= 189.802515.26824.343CpdT 水冷却 盐水冷凝 盐水冷却 K=251.04 K=3347.2 K=125.52 705 30 23.8 20 -5 -15 -5 58.12 58.12 盐城师范学院毕业论文（设计） 16 = 18188.9179 kJ/h 废气放热 Q2： Q2= 19.612215.26824.343CpdT = 0.1990 104 kJ/h 水放热 Q3： Q3= mCpt= 109.1669 4.182675.09 = 3.4281 104kJ/h 醋酸放热： Q4= mCpt= 4.61052.2446750.9 = 1.2573 104kJ/h 总放热量 Q： Q= Q1+Q2+Q3+Q4= 6.7034 104 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=6.7034 104kJ/h m盐盐= = Q /（tCp）= 6.7034 104/(103.7179) = 1803.0175 kg/h 2.2 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 CH3COOHCH2CO 2(CH3 CO)2O + 62.76kJ/mol 吸收工序设备一套 Q3 W5 Q5 t5 Q9 t9 W4 Q4 t4 Q2 t2 W1 Q1 t1 Q6 t6 Q8 t8 Q7 Q1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 W6 Q2塔顶吸收液带入热量 W2 Q3吸收反应放热量 Q7换热器移出热量 盐城师范学院毕业论文（设计） 17 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： 15.30315.273CpCOdT = 7.373T+(-0.30710-2)/2T2+(6.662E6)/3T3 (3.037E 9)/4T4 15.30315.273 =208.8806kcal/kmol874.5414kJ/kmol 15.30315.273CpCO2dT=4.728T+(0.81710-2) T2(0.44610-5)T3+(1.024310-9)T4 15.30315.273 =254.649kcal/kmol1066.1646 kJ/kmol 15.30315.273CpC2H4dT=0.909T+(1.8710-2) T2(0.66510-5)T3+(1.04810-9)T4 15.30315.273 =303.8777kcal/kmol1049.8365 kJ/kmol 15.30315.273CpCH4dT=4.598T+(0.622510-2)T2+(0.95310-6)T3(0.65610-9)T4 15.30315.273 =250.8035kcal/kmol1272.2751 kJ/kmol Q废 气废 气 ( (0.4370 874.5414 0.0824 1066.1646 0.2115 1049.8365+0.2691 1272.2751） 35.002/26.01=0.1391104kJ/h 乙烯酮带入热量： 15.30315.273CpdT1.525T+(1.956510-2) T2(0.863310-5)T3+(1.6112510-9)T4 15.30315.273 =176.4631kcal/kmol=736.8159kJ/kmol QCH2CO34.426/42736.8159=603.943kJ/h Q1= Q废气废气QCH2CO =603.9431391.2309=1994.943kJ/h 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/h c.冰醋酸带入热量：Wg=485.009kg/h CpHAc=2.3223 kJ/(kg) CpH2O=4.1784 kJ/(kg) 盐城师范学院毕业论文（设计） 18 Cpmix=0.992.32230.014.1784=2.3409 kJ/(kg) Q9=485.0092.340920=2.2707104kJ/h d.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/h e.反应放出热量：WF=344.261kg/h，HR=62.76kJ/mol Q3=344.2611000(1/42)62.76=5.1441104kJ/h 带出热量的计算：带出热量的计算： a.塔顶循环液带出热量：设 t625.5，W6=36634.255kg/h CpHAc=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：t530 W5=废气 36.510kg/h+夹带酸 5.0321kg/h 废气带出热量：Q废气废气=1391.2586kJ/h 夹带酸带出热量： 15.30315.273CpdT=1.156T+(3.043510-2) T2(1.395710-5)T3+(0.295510-8T4 15.30315.273 =457.3328kcal/kmol1914.7608 kJ/kmol Q酸酸=5.0321（1/60）1914.7608=176.892 kJ/h Q5=176.8921391.2586=1568.1506kJ/h 总热量衡算：总热量衡算： a. Q1Q2Q3Q4Q5Q6 即 1994.943 209.6578104 5.1441104 642.717 2.2058 t4 1568.1506 36634.2552.2058t6 t4t626.62 得：Q4=37126.7876 kJ/h ；Q6=211.1916104kJ/h b. Q6Q8Q9Q7Q2 Q7= Q6Q8Q9Q2=2111916.8630.74791042.27071042096413.423 =5.0369 104kJ/h 2.2.1.3 热量平衡表 盐城师范学院毕业论文（设计） 19 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，Q1 1994.943 2 精馏塔馏出液带入热量，Q8 0.7479 104 3 冰醋酸带入热量，Q9 2.2707 104 4 吸收反应放热，Q3 5.1441 104 合计 5.5092 104 带出 热量 1 去塔吸收液带出热量，Q4 3.7126 104 2 废气及夹带酸的热量，Q5 1.567 104 3 换热器移出的热量，Q7 5.0369 104 合计 8.7961 104 2.2.1.4 换热器冷却水用量的计算 进：20出：25，t=5 m水=5.0369 104/(54.1784)=2410.9228 kg/h 2.2.2 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/h 2.2.1.2 热量计算热量计算 热平衡式为： Q1Q2Q3Q4Q5Q6 Q6Q8Q7Q2 b.已知条件各点温度：t15； t225；t825.84；t530 c.塔顶循环吸收液流量：35 m3/h 图 2-7 第一吸收塔热量平衡 Q1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 W2 Q8二塔去一塔吸收液带入热量： 第一吸收塔 W5 Q5 t5 W1 Q1 t1 W7 W4 Q4 t4 W6 Q6 t6 W8 Q8 t8 W2 Q2 t2 盐城师范学院毕业论文（设计） 20 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/h 15.27315.268CpCOdT =145.9018kJ/kmol；15.27315.268CpCO2dT=179.5366 kJ/kmol 15.27315.268CpC2H4dT=202.0913 kJ/kmol；15.27315.268CpCH4dT170.0576 kJ/kmol Q废气废气-(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：15.27315.268CpCH2COdT2270.9894 kJ/kmol QCH2CO=2270.9894344.261/42=-1.8614 104kJ/h Q1= Q废气废气+ QCH2CO=(2211.12841.8614 104)=2.0825 104kJ/h b.吸收反应放热量：Q3=mH=344.261/42100062.7690%=46.2981 104kJ/h c.吸收剂带入热量：Q8=0.7479 104kJ/h d.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=181.1930 104kJ/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/h b.塔顶循环吸收液带出热量：W6=36634.255kg/h 初设 t625.5 CpHAc=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/h Q4=1040.73961.9827t4 (待求) 总热量衡算： a. Q1Q2Q3Q4Q5Q6 即 2.0825 104 181.1930 104 46.2981 104=642.717 1.9827 t4 466.992 36634.2551.9827t6 t4t630.49 得：Q4=3.8853 104kJ/h ；Q6=221.4633 104 kJ/h b. Q6Q8Q7Q2 Q7= Q6Q8Q2=221.4633 1047479181.1930 104=41.0182 104kJ/h 盐城师范学院毕业论文（设计） 21 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 -2.0825104 2 塔吸收液带入热量，Q8 7479 3 吸收反应放热，Q3 46.2981104 合计 44.9635104 带出 热量 1 粗醋酐带出热量，Q4 3.8853104 2 塔顶气体带出热量，Q5 466.992 3 换热器移出的热量，Q7 41.0182104 合计 44.9501104 2.3 精馏工序热量衡算精馏工序热量衡算 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 Constant A12=0.1154 A21=0.1495 表 2-8 气液平衡数据（HAc-C4H6O3） y t() P(mmHg 柱) r1 r2 0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 95 97.5 100.0 0.00 18.0 33.0 46.0 56.6 66.6 74.0 81.5 88.0 94.0 97.0 98.0 100.0 139.5 136.3 133.3 130.6 128.3 126.2 124.5 122.6 121.0 119.3 118.5 118.2 118.1 760 - 1.12 1.09 1.07 1.05 1.025 1.020 1.015 1.010 1.005 1.002 1.001 1.000 - 1.005 1.010 1.020 1.025 1.05 1.07 1.09 1.12 1.13 1.13 1.14 1.14 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 盐城师范学院毕业论文（设计） 22 A B C 醋酸 16.8080 3405.57 -56.34 醋酐 16.3982 3287.56 -75.11 操作压力 P=101.325103 Pa 以 25为基准。 泡露点计算 粗酐蒸馏塔(T0301) 塔釜泡点的计算： 进料： 85%醋酐 2=0.7692 (P=101.325103Pa) 15%醋酸 1=0.2308 计算机计算结果如下： TW=404.8914K 塔釜温度计算结果见表 2-10。 表 2-10 塔釜温度计算结果 组分 xi yi Ki ij HAc 0.2308 0.3717 1.6105 2.0409 (Ac)2O 0.7692 0.6283 0.7891 醋酐精馏塔(T0302) a.进料板温度(露点) 进料(气相) 84.68%醋酐 y2=0.7648 15.32%醋酸 y1=0.2352 计算机计算得到： TD=407.4324K 塔顶蒸汽为饱和蒸汽， 以流出液组成为yi计算露点温度和平衡的xi， 计算结果见表2-11。 表 2-11 进料温度计算结果 组分 xi yi Ki ij HAc 0.2352 0.1356 1.7345 1.9603 (Ac)2O 0.7648 0.8644 0.8848 b.塔顶（气相）露点温度： 气相组成 99%醋酸 y1=0.9941 (P=101.325103Pa) 1%醋酐 y2=0.0059 计算机计算得到： TD=388.77K 盐城师范学院毕业论文（设计） 23 表 2-12 塔顶温度计算结果 组分 xi yi Ki ij HAc 0.9941 0.9880 0.9961 2.0358 (Ac)2O 0.0059 0.0120 0.4917 c.塔顶回流液泡点温度： 进料 X1=0.9941 (P=101.325103Pa) X2=0.0059 计算机计算得到： TD=388.6686K 回流液温度计算结果见表 2-13。 表 2-13 回流液温度计算结果 组分 xi yi Ki ij HAc 0.9941 0.9971 1.0030 2.0465 (Ac)2O 0.0059 0.0029 0.4915 d.侧线采出露点温度： 出料： 98%醋酐 y2=0.9665 (P=101.325103Pa) 2%醋酸 y1=0.0335 计算机计算得到： TD=411.0318K 侧线采出温度计算结果见表 2-14。 表 2-14 侧线采出温度计算结果 组分 yi xi Ki ij HAc 0.0335 0.0175 1.9143 1.9460 (Ac)2O 0.9665 0.9825 0.9837 e.精馏塔塔釜泡点计算： 料液： 98%醋酐 y2=0.9665 (P=101.325103Pa) 2%醋酸 y1=0.0335 计算机计算得到： TW=410.5234K 精馏塔塔釜温度计算结果见表 2-15 表 2-15 精馏塔塔釜温度计算结果 组分 xi yi Ki ij HAc 0.0167 0.0335 2.0060 2.0409 (Ac)2O 0.9833 0.9665 0.9829 盐城师范学院毕业论文（设计） 24 2.3.2 热量衡算 2.3.2.1 预热器 热量平衡图如土 2-8 所示 图 2-8 预热器热量平衡图 预热物料量：1019.3021 kg/h 25和 98时液体热容和汽化热见表 2-16。 表 2-16 液体的热容 组分 Cp（cal/ mol ） ，25 Cp（cal/ mol ） ，98 Cp（cal/ mol ） 醋酸 31.985 33.772 32.879 醋酐 47.21 50.584 48.897 预热需热量： Q2 = 15.5760 104 kJ/h 加热蒸汽及用量 采用蒸汽加热；蒸汽来自冷凝回水器（V3008） 查“ 化工工艺设计手册第三版（上） ”P2-716，得 蒸汽压力：2.9424 105 Pa 蒸汽温度：132.66 蒸汽冷凝热：510.4 kcal/kg 需要蒸汽量：G = 72.8893 kg/h 2.3.2.2 粗酐蒸馏塔粗酐蒸馏塔 热量平衡图，如图 2-9 所示 25和（计算 TW）时液体热容见表 2-17 图2-9 粗酐蒸馏塔热量衡算 Q1 Q2 Q3 Q4 Q1-进料带入热量： Q2-再沸器供热量 Q3-釜液带走热量 Q4-蒸出液带走热量 Q1 Q2 25 98 盐城师范学院毕业论文（设计） 25 表 2-17 液体的热容 组分 Hv（cal/ mol） Cp（cal/ mol ） ，25 Cp（cal/ mol ） ， TW/ Cp （cal/ mol ） 醋酸 384.6675 31.985 34.85 33.418 醋酐 381.0142 47.21 52.83 49.87 热量计算 . Q1=14.8574 104kJ/h Q4的计算： （t=131.74） Q4=(m Cpt+mHv) Q4= 22.7461 104+37.9257 104 =60.6718 104 kJ/h Q3的计算： （t3=131.74） Q3=(m Cpt )=20.3802 49.87/102 (137.74-25) =4324.0320 kJ/h Q1Q2 = Q3Q4 Q2 =Q3Q4Q1=60.6718 104+4324.0320-14.8574 104= 46.2468 104 KJ/h 设再沸器热损失为 5% 再沸器热负荷：Qw= Q2 /0.95=46.5324 104/0.95=48.9815 104 kJ/h 热量平衡表见表 2-18 表 2-18 热量平衡表 序号 名称 热量（kJ/h） 带入 热量 1 进料带入热量，Q1 14.8574104 2 再沸器供热量，Q2 46.2468104 合计 61.1042104 带出 热量 1 釜液带走热量，Q3 4324.0320 2 蒸出液带走热量，Q4 60.6718104 合计 61.1042104 加热蒸汽量 加热蒸汽采用中压蒸汽加热：蒸汽压力：9.807105Pa 查“ 化工工艺设计手册第三版（上） ”P2-716，得 蒸汽温度：178.93 蒸汽潜热：482.17kcal/kg 所需加热蒸汽量： G1= 48.9815 104/ (482.17 4.1868)= 230.5012 kg/h 2.3.2.3 醋酐精馏塔 热量平衡图,见图 2-10 25和（计算 TW）时液体热容见表 2-19。 盐城师范学院毕业论文（设计） 26 表 2-17 液体的热容 组分 Hv（cal/ mol） Cp（cal/ mol ） ，25 Cp（cal/ mol ） ，TW Cp （cal/ mol ） 醋酸 5447.418 31.9