年产 6500吨醋酸酐工艺设计 制药工程毕业设计计算书

'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：6500000/8000=812.50kg/h1.2物料衡算1.2.1精馏工段物料衡算⑴计算依据：①年产成品醋酸酐6500吨；②成品醋酐一级品：含酐98%,酸2%；③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%）；④粗酐组成含酐85%，酸15%；⑤精馏塔塔顶出料组成酸99%，酐1%；⑥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%47 　　　　　　　　　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Wb1图1-2粗酐蒸馏塔物料平衡⑷分塔物料衡算：①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。47 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：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：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∑946.481347 1.2.2吸收工段物料衡算⑴计算依据：①吸收用醋酸为一级品，含醋酸99%,水1%；②第一吸收塔吸收乙烯酮90%，第二吸收塔吸收10%；③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：CO213.9%C2H422.7%CO46.9%CH416.5%；④裂化中醋酸转化率为80%；⑤裂化中用醋酸浓度为95%醋酸，5%水；⑥吸收过程中乙烯酮全部转化为醋酐⑦吸收反应方程式：主反应：CH3COOH＋CH2CO　　　　　　　　　(CH3CO)2O　　　　　4260102副反应：(CH3CO)2O＋2H2O　　　　　　　2CH3COOH⑧第一吸收塔及第二吸收塔循环液体积均为35m3/h；⑵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，=0.001510MPa【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：47 　　　　　　　　　　　　乙烯酮：100×95%×80%×(42/60)×0.9=47.88kg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：47 ①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：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。47 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/m3　　　　【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/h则：塔顶循环液质量流率：35×1046.790=36637.65kg/h塔底循环液质量流率：73261.688－WR=36637.65－1397.570=35930.8969kg/h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%①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：Wo＋Wt2＋Win＝WR＋Wgb.循环吸收液的计算：吸收液流率为：35m3/h，温度为25℃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/hWR2=W－Wt2－Win=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１去一塔吸收液91.078%8.922%674.032147 料２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：①物料流率见吸收工段物料衡算；②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）③主反应：　CH3COOHCH2CO＋H2O副反应：　2CH3COOH　(CH3)2CO+H2O+CO22CH2COC2H4+2COCH2COH2O+2C(CH3CO)2OCH2CO+CH4W2⑵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。47 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：20℃　　⑤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γ247 ④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℃为热量衡算的基准。①.醋酸预热Q1（20℃→108.74℃）Q1=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℃47 △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+193740.1562）×（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2.1.2.1计算依据①热量平衡图：Q5G5Q1-----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+Q2ABQ4G4Q3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m3　　　　　烟道气出口温度500℃，HB=715.464kJ/标m3循环气入口温度200℃，H5=284.512kJ/标m3焦炉煤气燃烧温度1480℃，H6=2405.8kJ/标m3　；47 ④空气过剩系数1.2；1m3（标）焦炉气产生烟道气为5.570m3（标）；⑤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108.74℃，进料状态为气相。2.1.2.2热量计算⑴Q1，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，Q6170.7147×1042循环烟道气带入热量，Q522.4879×10447 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①冷凝冷却器入口温度t=705℃，压力P=68kPa(真空度)，P绝=33.3kPa；②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=251.04kJ/(m2℃h)K=3347.2kJ/(m2℃h)K=125.52kJ/(m2℃h)705℃30℃tt20℃-5℃-15℃-5℃图2-3冷凝冷却器热量衡算条件示意③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γ247 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Q3：47 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=108883.61kcal/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℃→30℃）m水=Q/（△t·Cp）=102.2880×104/(10×4.1784)=24480.0479kg/h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=℃水冷却盐水冷凝盐水冷却K=251.04K=3347.2K=125.5252705℃30℃23.8℃20℃-5℃-15℃-5℃58.12℃58.12℃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＝75.09℃－5℃←－15℃（冷冻盐水）①乙烯酮降温放热Q1：47 Q1=189.8025×=18188.9179kJ/h②废气放热Q2：Q2=19.6122×=0.1990×104kJ/h①水放热Q3：Q3=m·Cp·△t=109.1669×4.1826×75.09=3.4281×104kJ/h②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)=1803.0175kg/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⑴热量平衡图：(热焓零点，设为0℃),如图2-6所示⑵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℃；t5＝30℃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：35m3/h⑹反应热　CH3COOH＋CH2CO　　　　　　　2(CH3CO)2O+62.76kJ/mol⑺吸收工序设备一套47 Q3W5Q5t5Q9t9W4Q4t4Q2t2W1Q1t1Q6t6Q8t8Q7Q1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=69.428kg/h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/kmolCpCH4dT=﹝4.598T+(0.6225×10-2)T2+(0.953×10-6)T3－(0.656×10-9)T4﹞=250.8035kcal/kmol＝1272.2751kJ/kmolQ废气＝(0.4370×874.5414＋0.0824×1066.1646＋0.2115×1049.8365+0.2691×1272.2751）×35.002/26.01=0.1391×104kJ/h乙烯酮带入热量：＝﹝1.525T+(1.9565×10-2)T2－(0.8633×10-5)T3+(1.61125×10-9)T4﹞=176.4631kcal/kmol=736.8159kJ/kmolQCH2CO＝34.426/42×736.8159=603.943kJ/hQ1=Q废气＋QCH2CO=603.943＋1391.2309=1994.943kJ/hb.精馏塔馏出液带入热量：t8＝25℃；W8=129.032kg/h(99%醋酸，1%醋酐)CpHAc=2.3223kJ/(kg·℃)Cp(Ac)2O=197.6588/102=1.9378kJ/(kg·℃)Cpmix=0.99×2.3223＋0.01×1.9378=2.3185kJ/(kg·℃)Q8=129.032×2.3185×25=0.7479×104kJ/hc.冰醋酸带入热量：Wg=485.009kg/hCpHAc=2.3223kJ/(kg·℃)47 CpH2O=4.1784kJ/(kg·℃)Cpmix=0.99×2.3223＋0.01×4.1784=2.3409kJ/(kg·℃)Q9=485.009×2.3409×20=2.2707×104kJ/hd.塔顶循环吸收液带入热量：t2＝25℃；W2=36634.255kg/h(91.4%酸，8.6%酐)CpHAc=2.3223kJ/(kg·℃)Cp(Ac)2O=197.6588/102=1.9378kJ/(kg·℃)Cpmix=0.914×2.3223＋0.086×1.9378=2.2892kJ/(kg·℃)Q2=36634.255×25×2.2892=209.6578×104kJ/he.反应放出热量：WF=344.261kg/h，△HR=62.76kJ/molQ3=344.261×1000×(1/42)×62.76=5.1441×104kJ/h带出热量的计算：a.塔顶循环液带出热量：设t6＝25.5℃，W6=36634.255kg/hCpHAc=2.2326kJ/(kg·℃)Cp(Ac)2O=1.9386kJ/(kg·℃)Cpmix=2.2326×0.91078+1.9386×0.08922=2.2058kJ/(kg·℃)Q6=36634.255×2.2058×t6(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=2.2326kJ/(kg·℃)Cp(Ac)2O=1.9386kJ/(kg·℃)Cpmix=2.2326×0.91078+1.9386×0.08922=2.2058kJ/(kg·℃)Q4=702.2953×2.2058×t4(待求)c.废气及夹带酸带出热量：t5＝30℃W5=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+(3.0435×10-2)T2－(1.3957×10-5)T3+(0.2955×10-8T4﹞=457.3328kcal/kmol＝1914.7608kJ/kmolQ酸=5.0321×（1/60）×1914.7608=176.892kJ/hQ5=176.892＋1391.2586=1568.1506kJ/h总热量衡算：a.Q1＋Q2＋Q3＝Q4＋Q5＋Q6即1994.943＋209.6578×104＋5.1441×104＝642.717×2.2058×t4＋1568.1506＋36634.255×2.2058×t6t4＝t6＝26.62℃得：Q4=37126.7876kJ/h；Q6=211.1916×104kJ/hb.Q6＋Q8＋Q9＝Q7＋Q2Q7=Q6＋Q8＋Q9－Q2=2111916.863＋0.7479×104＋2.2707×104－2096413.423=5.0369×104kJ/h47 2.2.1.3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，Q80.7479×1043冰醋酸带入热量，Q92.2707×1044吸收反应放热，Q35.1441×104合计5.5092×104带出热量1去塔吸收液带出热量，Q43.7126×1042废气及夹带酸的热量，Q51.567×1043换热器移出的热量，Q75.0369×104合计8.7961×1042.2.1.4换热器冷却水用量的计算进：20℃→出：25℃，△t=5℃m水==5.0369×104/(5×4.1784)=2410.9228kg/h2.2.2第一吸收塔热量衡算2.2.2.1计算依据⑴热量平衡图如土2-7所示⑵热平衡式：Q1＋Q2＋Q3＝Q4＋Q5＋Q6　　　　　　Q6＋Q8＝Q7＋Q2⑶已知各点温度：t1＝－5℃；t2＝25℃；t8＝25.84℃；t5＝30℃⑷塔顶循环吸收液流量：35m3/h2.2.1.2热量计算热平衡式为：Q1＋Q2＋Q3＝Q4＋Q5＋Q6　　　　　　Q6＋Q8＝Q7＋Q2b.已知条件各点温度：t1＝－5℃；t2＝25℃；t8＝25.84℃；t5＝30℃c.塔顶循环吸收液流量：35m3/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W5Q5t5W1Q1t1W7W4Q4t4W6Q6t6W8Q8t8W2Q2t247 图2-7　第一吸收塔热量平衡②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：t1＝－5℃；W=344.261kg/hCpCOdT=145.9018kJ/kmol；CpCO2dT=179.5366kJ/kmolCpC2H4dT=202.0913kJ/kmol；CpCH4dT＝170.0576kJ/kmolQ废气＝-(0.4370×145.9018+179.5366×0.0824+202.0913×0.2115+0.2691×170.0576)×344.261/26.01=－2211.1284kJ/h乙烯酮带入热量：CpCH2COdT＝2270.9894kJ/kmolQCH2CO=－2270.9894×344.261/42=-1.8614×104kJ/hQ1=Q废气+QCH2CO=－(2211.1284＋1.8614×104)=－2.0825×104kJ/hb.吸收反应放热量：Q3=m△H=344.261/42×1000×62.76×90%=46.2981×104kJ/hc.吸收剂带入热量：Q8=0.7479×104kJ/hd.塔顶循环吸收液带入热量：t2＝25℃；W2=36634.255kg/h（83.60%酐，16.40%酸）CpHAc=2.2253kJ/(kg·℃)Cp(Ac)2O=1.9300kJ/(kg·℃)Cpmix=2.2253×0.164+1.9300×0.836=1.9784kJ/(kg·℃)Q2=mCp△t=36634.255×1.9784×25=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/hb.塔顶循环吸收液带出热量：W6=36634.255kg/h初设t6＝25.5℃CpHAc=2.2326kJ/(kg·℃)Cp(Ac)2O=1.9386kJ/(kg·℃)Cpmix=2.2326×0.15+1.9386×0.85=1.9827kJ/(kg·℃)Q6=36634.255×1.9827×t6(待求)c.粗醋酐带走热量：W4=642.717kg/hQ4=1040.7396×1.9827×t4(待求)总热量衡算：a.Q1＋Q2＋Q3＝Q4＋Q5＋Q6即－2.0825×104＋181.1930×104＋46.2981×104=642.717×1.9827×t4＋466.992＋36634.255×1.9827×t6t4＝t6＝30.49℃得：Q4=3.8853×104kJ/h；Q6=221.4633×104kJ/hb.Q6＋Q8＝Q7＋Q247 Q7=Q6＋Q8－Q2=221.4633×104＋7479－181.1930×104=41.0182×104kJ/h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，Q1-2.0825×1042塔吸收液带入热量，Q874793吸收反应放热，Q346.2981×104合计44.9635×104带出热量1粗醋酐带出热量，Q43.8853×1042塔顶气体带出热量，Q5466.9923换热器移出的热量，Q741.0182×104合计44.9501×1042.3精馏工序热量衡算2.3.1基础数据⑴气液平衡数据（HAc-C4H6O3）见表2-8。由此数据回归VanLoarConstantA12=0.1154A21=0.1495表2-8气液平衡数据（HAc-C4H6O3）χyt(℃)P(mmHg柱)r1r201020304050607080909597.5100.00.0018.033.046.056.666.674.081.588.094.097.098.0100.0139.5136.3133.3130.6128.3126.2124.5122.6121.0119.3118.5118.2118.1760-1.121.091.071.051.0251.0201.0151.0101.0051.0021.0011.000-1.0051.0101.0201.0251.051.071.091.121.131.131.141.14⑵蒸汽压数据：纯物质饱和蒸汽压采用Antoine公式计算。47 表2-9Antoine常数ABC醋酸16.80803405.57-56.34醋酐16.39823287.56-75.11⑶操作压力P=101.325×103Pa⑷以25℃为基准。⑷泡露点计算①粗酐蒸馏塔(T0301)塔釜泡点的计算：进料：85%醋酐χ2=0.7692(P=101.325×103Pa)　　　15%醋酸χ1=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xiyiKiαijHAc0.23080.37171.61052.0409(Ac)2O0.76920.62830.7891②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xiyiKiαijHAc0.23520.13561.73451.9603(Ac)2O0.76480.86440.8848b.塔顶（气相）露点温度：　　气相组成　99%醋酸y1=0.9941(P=101.325×103Pa)47 　　　　　　　1%醋酐y2=0.0059计算机计算得到：TD=388.77K表2-12塔顶温度计算结果组分xiyiKiαijHAc0.99410.98800.99612.0358(Ac)2O0.00590.01200.4917c.塔顶回流液泡点温度：进料　X1=0.9941(P=101.325×103Pa)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xiyiKiαijHAc0.99410.99711.00302.0465(Ac)2O0.00590.00290.4915d.侧线采出露点温度：出料：98%醋酐y2=0.9665(P=101.325×103Pa)　　　　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yixiKiαijHAc0.03350.01751.91431.9460(Ac)2O0.96650.98250.9837e.精馏塔塔釜泡点计算：料液：98%醋酐y2=0.9665(P=101.325×103Pa)　　　　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xiyiKiαij47 HAc0.01670.03352.00602.0409(Ac)2O0.98330.96650.98292.3.2热量衡算2.3.2.1预热器⑴热量平衡图如土2-8所示25℃Q2Q198℃图2-8预热器热量平衡图⑵预热物料量：1019.3021kg/h⑶25℃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31.98533.77232.879醋酐47.2150.58448.897⑷预热需热量：Q2=15.5760×104kJ/h⑸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：2.9424×105Pa蒸汽温度：132.66℃蒸汽冷凝热：510.4kcal/kg需要蒸汽量：G=72.8893kg/h2.3.2.2粗酐蒸馏塔⑴热量平衡图，如图2-9所示⑵25℃和（计算TW）℃时液体热容见表2-1747 Q1Q2Q3Q4Q1----进料带入热量：Q2----再沸器供热量Q3----釜液带走热量Q4----蒸出液带走热量图2-9粗酐蒸馏塔热量衡算表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384.667531.98534.8533.418醋酐381.014247.2152.8349.87⑷热量计算.Q1=14.8574×104kJ/hQ4的计算：（t=131.74℃）Q4=∑(mCp△t+m△Hv)Q4=22.7461×104+37.9257×104=60.6718×104kJ/hQ3的计算：（t3=131.74℃）Q3=∑(mCp△t)=20.3802×49.87/102×(137.74-25)=4324.0320kJ/hQ1＋Q2=Q3＋Q4Q2=Q3＋Q4－Q1=60.6718×104+4324.0320-14.8574×104=46.2468×104KJ/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=48.9815×104kJ/h⑸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，Q114.8574×1042再沸器供热量，Q246.2468×104合计61.1042×104带出热量1釜液带走热量，Q34324.03202蒸出液带走热量，Q460.6718×104合计61.1042×104⑹加热蒸汽量加热蒸汽采用中压蒸汽加热：蒸汽压力：9.807×105Pa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)=230.5012kg/h2.3.2.3醋酐精馏塔47 ⑴热量平衡图,见图2-10⑶25℃和（计算TW）℃时液体热容见表2-19。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5447.41831.98535.0633.523醋酐9156.1747.2152.9250.065Q1QwQ4Q1----进料带入热量：Q2----回流液带入热量Q3----馏出液带出热量Q4----釜液带出热量Q5----产品带出热量Q6----塔顶蒸汽带出热量QDQPQ7Q5Q6Q3Q2图2-10　醋酐精馏塔热量衡算⑷热量计算t=134.2824Q1=∑(mCp△t+m△Hv)=233758.6182+383757.4766=61.7516×104kJ/hQ2的计算：t=115.51℃Q2=∑(mCp△t+m△Hv)=（12×140.40×0.99×2.3392+12×140.40×0.01×2.0550）×90.51=45.1616×104kJ/hQ3的计算：Q3=（140.40×0.99×2.3392+140.40×0.01×2.0550）×90.51=3.5187×104kJ/hQ4的计算：t=137.37℃Q4=4.2875×2.0550×112.37=971.1228kJ/hQ5的计算：t=137.88℃Q5=∑(mCp△t+m△Hv)=199657.0969+328929.6397=52.8586×104kJ/hQ6的计算：t=11.62℃47 Q6=∑(mCp△t+m△Hv)=394009.369+689776.1313=108.3785×104kJ/h再沸器热负荷Qw的计算：Q1＋Q2＋Qw=Q4＋Q5＋Q6Qw=Q4＋Q5＋Q6―Q2―Q1=971.1228+52.8586×104+108.3785×104-45.1616×104-61.7516×104=63.2957×104kJ/h冷凝器热负荷QD的计算：QD=Q6―Q2―Q3=108.3785×104－45.1616×104－3.5187×104=68.9776×104kJ/h⑸热量平衡表见表2-20。表2-20热量平衡表序号名称热量（kJ/h）带入热量1进料带入热量，Q161.7516×1042再沸器带入热量，QW63.2957×104合计124.0473×104带出热量1产品带出热量，Q552.8586×1042馏出液带出热量，Q33.5187×1043换热器移出的热量，QD68.9776×1044釜液带出热量,Q4971.1228合计124.0473×104⑹再沸器加热蒸汽量加热蒸汽采用中压蒸汽加热：蒸汽压力：9.807×105Pa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设再沸器热损失为5%：再沸器热负荷：Qw=632957.6684/0.95=66.6271×104kJ/h所需加热蒸汽量：G2=Qw/γ=632957.6684/（482.17×4.1868）=330.0416kg/h⑺产品冷凝冷却器冷却水量QP=Q5=52.8586×104kJ/hG3=QP/Cp△t=528586.7366/（10×0.997×4.1868）=12663.0665kg/ht进，水=25℃t进，水=35℃⑻塔顶冷却器冷却水量QD=Q6－Q2－Q3=1083785.50－451616.0555－35187.1143=68.9776×104kJ/hG4=QD/Cp△t=689776.1313/(10×0.997×4.1868)=16524.5936kg/h3设备工艺计算3.1裂化工序设备工艺计算3.1.1醋酸高位槽(V0101)⑴用途：稳定冰醋酸加料量，使裂化正常操作。⑵设计依据：①进料量W1＝392.6997kg/h(贮量=进料量)；组成为：95%醋酸，5%水；47 　②混合物密度：进料温度20℃，P=101.325×103Pa；查“石油化工基础数据手册”，P637得到：　　　ρHAc=1050kg/m3，ρH2O=998.2kg/m3ρmix=1/（0.95/1050+0.5/998.2）=1047.2716kg/m3③装料系数为0.8；④一台裂解炉设一台高位槽。⑶设备工艺计算及选型①高位槽容积：V=340.1253/（1047.2716×0.8）=0.4059m3②采用无封头盆底盖贮罐，高位槽的直径/高取1/2，则(π/4)d2h=Vd=h/2解出d=0.6684h=1.3368查“《化工工艺设计手册》”下P5-243,取V=0.5m3，D=700mm，筒体长度L=1400mm外形尺寸：600×1800设备数量：2台；材质：不锈钢。3.1.2醋酸蒸发器(E0101)⑴用途：蒸发醋酸，除去不挥发物。⑵设计依据　①每台蒸发器进料量：680.2506/2=340.1253kg/h；　②蛇管换热器传热系数k=1673.6kJ/(m2·h·℃)(以平均传热面积为基准)⑶设备工艺计算①传热温差的计算：20℃→108.74℃加热饱和蒸汽温度℃→加热饱和液体温度℃△t1=145℃△t2=56.26℃△tm=(△t1－△t2)/㏑(△t1/△t2)=93.73℃②传热面积的计算Am=291124.4250/1673.6/93.73=1.8615m2③加热蛇管选取加热蛇管采用规格：φ45/3.5r2=22.5，r1=19Lm=Am/(2π（r2－r1）/㏑（r2/r1）)=1.8615/(0.0225-0.019)/ln(0.02525/0.019)Lm=14.069m，取L=15m盘管直径取1m；蛇管之间间距为0.2m盘管圈数：14.069/(3.14×1)=4.56（圈），其余长度0.680作为接管用盘管高度：0.2×4=0.8m加热蛇管外形尺寸φ1000×1000；材质：不锈钢47 醋酸蒸发器外形尺寸：φ1200×2400×8材质：不锈钢1Cr17Ni13Mo3Ti；台数：23.2吸收工段设备工艺计算（两台裂解炉设一套吸收系统）3.2.1第一吸收塔(T0201)⑴设计依据①操作条件的确定：塔内平均操作温度：（T顶+T釜）/2=30.63℃=303.78K塔内平均操作压力：塔顶23.998kPa（绝压）　　　　　　　　　　塔底24.931kPa（绝压）　　　　全塔操作压力：P=（23.998＋24.931）/2=24.465kPa表3-1填料主要性能参数公称尺寸d（mm）外径×高×厚d×h×σ（mm）比表面（m2/m-3）空隙率ε（m3/m3）个数N（m-3）堆积密度rp（kg/m3）干填料因子a/ε（m-1）湿填料因子φ（m-1）2525×25×2.51900.7849000575400450②填料塔填料的选择（拉西环，乱堆）选择25×25×2.5的拉西环（乱堆）填料，查“《化工工艺设计手册》第三版（上）”P2-140，得到的填料主要性能参数见表3-1。③根据现场数据取填料层高度：H=4000mm④流量：液相取进口速率：L=36637.65kg/h（35m3/h）　气相取进口速率：G=324.8570＋36.510=361.367kg/h⑤物性数据液相黏度的计算：查“石油化工基础数据手册”P636，平均温度下的纯物质黏度如下：a纯物质黏度：醋酸1.061×10-3(Pa·S)；醋酐0.803×10-3(Pa·S)液相组成：醋酸：（质量）16.4%（摩尔）0.2501醋酐：（质量）83.6%（摩尔）0.7499㏒μm=∑χi㏒μi=0.2501×lg(1.061×10-3)+0.7499×lg(0.803×10-3)μm=0.8609×10-3(Pa·S)b液相密度计算：查“石油化工基础数据手册”P636-679，得到平均温度下的纯物质密度如下：ρHAc=1038.756kg/m3ρ(Ac)2O=1069.756kg/m3ρmix=1/(0.164/1038.756+0.836/1069.756)47 =1064.5658kg/m3c气相平均相对分子质量的计算：气相进料组成：乙烯酮324.8570kg/h=7.6534kmol/h废气36.510kg/h=1.3210kmol/h进料摩尔数：乙烯酮摩尔数+废气摩尔数=7.6534+1.3210=8.9744kmol/h平均相对分子质量为：＝(324.8570+36.510)/8.9744=40.2664kg/kmold气相密度计算：P均=24.465kPa，T均=303.78KρG=m/v=PM/RT=24.465×40.2664/8.315/303.78=0.3900kg/m3⑥气体流量的计算V=n进RT/P=8.9744×8.315×303.78/24.465=926.5773m3/h⑵气速的确定：①泛点速度的计算：查“《化工工艺设计手册》第三版（上）”P2-145，用下式计算返点速度：㏒〔(W/g)·（a/ε3）·（rG/rL）·μ〕=0.022－1.75（L/G）1/4（rG/rL）1/8L/G=36637.65/415.6614=88.1375rG/rL=0.3843/1064.5658=3.6099×10-4a/ε3=400μL=0.8609×10-3(Pa·S)代入上述数据：解得：WF=0.756m/s⑶操作气速：u=0.756×0.75=0.567m/s⑷塔径确定：DT==0.6670m圆整，取塔径DT=800mm修正操作气速：u=854.531/(3600×0.785×0.82)=0.472m/s液泛分率：0.472/0.756=0.624⑸压力降的计算：查“《化工工艺设计手册》第三版（上）”P2-145，用下式计算：（L/G）·（rG/rL）1/2=89.131×(3.6099×10-4)1/2=1.693液相密度校正系数￠=rW/rL=1000/1054.2058=0.9485（W2/g）·φ·￠·（rG/rL）·μ=0.59812/9.81×450×0.9485×0.0003610×0.86092=0.004424查“《化工工艺设计手册》第三版（上）”P2-147图填料层压降的通用关联图得：△P’=50（毫米水柱/米填料）填料压力降＝50×4=200mmH2O3.2.2第一吸收塔冷却器(E2001)⑴设计依据：①查《化工设计》黄璐编P230,传热系数K=426.768kJ/（m2·h·℃）47 　②采用列管式换热器　③设备材质:⑵传热温差计算：①循环液进冷却器前的温度计算混合的两种溶液分别为：35991.538×104kg/h（85%酐，15%酸）；t=31.25℃Q1＝0.6329kJ/h642.717kg/h（8.922%酐，91.078%酸）；t=25.84℃Q2＝209.6578×104kJ/h混合后溶液：设混和后温度t=27℃则CpHAc=2.2385kJ/(kg·℃)Cp(Ac)2O=1.9456kJ/(kg·℃)Cpmix=2.2385×0.164+1.9456×0.836=2.0100kJ/(kg·℃)Q3=36637.65×1.948×tQ1＋Q2=Q3t=（35991.538×104＋209.6578×104）/（36637.65×2.0100）=28.55℃②传热温差计算20℃→25℃25℃←28.55℃△t1=5℃△t2=3.55℃△tm=(△t2－△t1)/㏑(△t2/△t1)=4.23℃⑶传热面积的计算Q=K·A·△tmA=Q/（K·△tm）=462186.112/（426.768×4.23）=256.0263m2⑷换热器的选定：F=256.0263m2，一台吸收塔选用两台换热器，每台换热器换热面积F=128.0131m2换热器选型：表3-2列管式固定管板热交换器基本参数（换热面积按管外径）公称直径mm管程数N管数n换热面积（m2）管边流通截面积不锈钢管φ25×2公称压力PgMPa管长ι(mm)8002450102.40.0.07790.630003.2.3第一吸收塔吸收液输送泵(P2001)⑴计算依据：①吸收液流量Q=35m3/h②Z2－Z1=15m47 ③管边上有9个标准弯头，1个球心阀（标准），1个孔板流量计，总管长19m④阻力系数查“《化学工程手册》第二版上、下卷”P3-25，　把局部阻力系数列于表3-3。表3-3阻力系数阻力系数ξ当量长度/管径(ιc/d)标准弯头（90°）0.7535标准阀（全开）6.0300孔板流量计(dA/dB)2=0.61.8⑤φ110×5（不锈钢）中间有两个换热器⑵设备工艺计算：①流动型态确定物性：tm=（25+28.55）/2=26.775℃ρHAc=1040.466αHAc=0.164χHAc=0.2525ρ(Ac)2O=1071.466α(Ac)2O=0.836χ(Ac)2O=0.7475ρm=1/（0.164/1040.466+0.8365/1071.466）=1066.307kg/m3μHAc=1.085×10-3(Pa·S)μ(Ac)2O=0.8188×10-3(Pa·S)lgμm=∑χi·lgμi=0.2525×lg(1.085×10-3)＋0.7475×lg(0.8188×10-3)μm=0.8621×10-3(Pa·S)流速：u=Q/A=35/（3600×0.12×π/4）=1.2305m/s流动形态：Re=duρ/μ=0.1×1.2385×1066.307/0.8791×10-3=149253.2315流体流动处于湍流区域①阻力系数的计算：查“《化工原理》”夏青、陈常贵编，P53，采用顾毓珍等公式：λ＝0.0056+0.5/Re0.32=0.01663③所需泵扬程计算：　列柏努力方程：P1/ρg＋Z1+H＝P2/ρg＋Z2+∑hf0分项计算：a(P1－P2)/ρg=800×102/（1068.0588×9.81）=7.648mbZ2－Z1=15mc∑hf0计算：（u2/2g=0.0771m）进口阻力：0.5×u2/2g=0.0385m；出口阻力：1×u2/2g=0.0771m标准弯头阻力损失：9×0.75×u2/2g=0.5204m孔板阻力损失：1.8×u2/2g=0.1387m球心阀阻力损失：（标准）6×u2/2g=0.4626m管路阻力损失：0.01663×19/0.1×u2/2g=0.2436m47 列管固定管板换热器阻力损失：单根管计算：Q=35m3/h，A=0.2494，u=35/(3600×0.2494)=0.0389m/sRe=0.021×0.0389×1066.307/0.8621×10-3=985.413；λ＝64/Re=0.04347阻力损失：进出口：1.5×u2/2g=0.11561m管子：λ·ι/d·u2/2g=0.04347×3/0.021×0.0771=0.4789m∑0.5945m两个换热器：0.5945×2=1.189m总阻力损失：∑hf0=2.0754mH=（Z2－Z1）－(P1－P2)/ρg+∑hf0=15-7.648+2.0754=9.9274m④泵的选择：流量：Q=35m3/h扬程：H=8.8926m65---泵吸入口直径F---悬臂式耐腐蚀离心泵25---基本转速时泵设计点扬程值A---泵叶轮直径经第一次切割表3-4泵的基本参数泵型号流量Q(m3/h)扬程H(m)转速n(转/分)功率（千瓦）效率允许吸上真空高度(m)叶轮直径D2(mm)泵重(公斤)轴功率电机功率65F-25A16.232.437.823.018.516.529601.882.682.864.054.061.059.56.25.54.513543【查《化工工艺设计手册》第一册P1-70】3.3精馏工段设备工艺计算3.3.1预热器①换热量：Q=14.857×1044kJ/h②平均温差：25℃→98℃132.66℃←132.66℃△t1=132.66－25=107.66℃；△t2=132.66－98=34.66℃△tm=(△t2－△t1)/㏑(△t2/△t1)=64.41℃③传热系数选取：管内液体：tm=（98+25）/2=61.5℃47 μHAc=0.682×10-3(Pa·S)χHAc=0.2352μ(Ac)2O=0.557×10-3(Pa·S)χ(Ac)2O=0.7648μm=0.583×10-3(Pa·S)管内　管间　　　　　　　K（kJ/℃·h·m2）有机物μ＝0.5~1×10-3(Pa·S)水汽　　　　　　　1046~2092查《化工设计》黄璐编P229，取K=1046kJ/(℃·h·m2）　　　　　　　　　　④传热面积的计算：A=Q/（K△tm）=303672.3308/（1046×62.66）=2.3119m2⑤选型见表3-53.3.2塔顶冷凝器①换热量：Q=689776.1313kJ/h②平均温差：20℃→25℃115.62℃←115.62℃△t1=115.62－20=95.62℃；△t2=115.62－25=90.62℃△tm=(△t2－△t1)/㏑(△t2/△t1)=93.10℃③传热系数选取：管内（管方）　管间（壳方）　　　　　　　　　　　　　　K（kJ/℃·h·m2）水或盐水　　　饱和有机溶剂蒸汽（常压，有不凝气）　　　836.8~1673.6查《化工设计》黄璐编P229，取K=836.8kJ/(℃·h·m2）　　　　　　　　　　　④传热面积的计算：A=Q/（K△tm）=689776.1313/（836.8×93.10）=8.8539m2⑤选型见表3-5⑥冷却水用量：（20℃→25℃）CpH2O=4.184kJ/(kg·℃)；△t=5℃m=689776.1313/（4.184×5）=32972.0904kg/h3.3.3塔顶冷却器①换热量：Q3=68148.3708kJ/h；W3=278.628kg/h；t8=25℃Q8=2.0696×278.628×25=14415.884kJ/hQ=Q3－Q8=68148.3708－14415.884=53732.486kJ/h②平均温差：20℃→25℃25℃←115.62℃△t1=25－20=5℃；△t2=118.17－25=90.62℃△tm=(△t2－△t1)/㏑(△t2/△t1)=29.55℃③传热系数选取：=（118.17+25）/2=71.58℃μHAc=0.604×10-3(Pa·S)χHAc=0.9941μ(Ac)2O=0.503×10-3(Pa·S)χ(Ac)2O=0.005947 μm=0.603×10-3(Pa·S)管内（管方）　管间（壳方）　　　　　　　　　　　　　　K（kJ/℃·h·m2）冷水　　　μm=0.5×10-3~1.0×10-3(Pa·S)1046~2510.4查《化工设计》黄璐编P230，取K=1046kJ/(℃·h·m2）　　　　　　　④传热面积的计算：A=Q/（K△tm）=53732.486/（1046×25.406）=2.022m2⑤换热器选型见表3-5⑥冷却水用量：（20℃→25℃）Q=68148.3708kJ/hCpH2O=4.184kJ/(kg·℃)；△t=5℃m=68148.3708/（4.184×5）=3257.57kg/h3.3.4产品冷凝冷却器①换热量：Qp=528586.7366kJ/h冷凝热：QrD=328929.6397kJ/h冷却热：QCD=199657.0969kJ/h②冷凝计算：冷凝冷却所用水：20℃→25℃m水=(QrD＋QCD)/（CpH2O·△t）=528586.7366/(4.184×5)=25267.0524kg/h冷却水：△t=199657.0969/（4.184×25267.0524）=1.89℃20+1.89=21.89℃传热温差：137.88℃→137.88℃→25℃25℃←21.89℃←20℃冷凝传热平均温差：138.19℃→138.19℃　　　　　　　　　25℃←21.92℃△t1=137.88－25=112.88℃；△t2=137.88－21.89=115.99℃△tm=(△t2－△t1)/㏑(△t2/△t1)=114.43℃传热系数选取：管内（管方）　管间（壳方）　　　　　　　　　　　　　　K（kJ/℃·h·m2）水或盐水　　　饱和有机溶剂蒸汽（常压，有不凝气）　　　836.8~1673.6查《化工设计》黄璐编P229，取K=836.8kJ/(℃·h·m2）传热面积的计算：A1=QrD/（K△tm）=328929.6397/（836.8×114.43）=3.4351m2表3-5　精馏工段换热器选型换热器名称公称直径mm管程数N管数n换热面积（m2）管边通过截面积不锈钢管φ25×2公称压力PMPa管长ι(mm)粗醋酐预热器（E3014）1591112.50.00351.6300047 精馏塔塔顶冷凝器（E3015）40019810.80.03081.61500精馏塔塔顶冷却器（E3016）1591111.280.00351.61500产品冷凝冷却器（E3017）3251578.50.01791.62000【查自《化工工艺设计手册》下P5-354】③冷却计算：冷却传热平均温差：138.19℃→25℃21.92℃←20℃△t1=137.88－21.89=115.99℃；△t2=25－20=5℃△tm=(△t2－△t1)/㏑(△t2/△t1)=35.306℃传热系数选取：tm=（137.88+21.89）/2=79.886℃μHAc=0.548×10-3(Pa·S)χHAc=0.0335μ(Ac)2O=0.464×10-3(Pa·S)χ(Ac)2O=0.9665μm=0.4666×10-3(Pa·S)管内（管方）　管间（壳方）　　　　　　　　　　　　　　K（kJ/℃·h·m2）冷水　　　轻有机物μ<0.5×10-3(Pa·S)　　　1464.4~2928.8查《化工设计》黄璐编P230，取K=1464.4kJ/(℃·h·m2）　　　　　　　　　　　　传热面积的计算：A2=QCD/（K△tm）=199657.0969/（1464.4×35.30）=3.8558m2④总传热面积：A=A1+A2=3.8558+3.4351=7.2909m2⑤换热器选型见表3-53.3.5醋酐精馏塔（T0302）3.3.5.1醋酐精馏塔理论板数计算⑴理论板数的计算：最小理论板数及最小回流比的计算①最小理论板数的计算：由前述计算机计算结果得到：　αD＝2.0465αF＝1.9603αW＝2.0409=（αDαFαW）1/3＝2.0120Nmin=lg「（χ1/χ2）D/（χ1/χ2）W」/lg=lg「（0.9941/0.0059）/（0.0335/0.9665）」/lg2.0120=12.1423②最小回流比的计算：Rmin=(χD－ye)/（ye－χe）=（0.9941－0.2352）/（0.2352－0.1333）=7.396747 R=（1.1~2）Rmin=1.60Rmin=11.835取回流比R=12③理论板数的确定：X=(R－Rmin)/（R+1）=（12－7.3967）/13=0.3541∵0.01