表4.4 各物质在两个不同温度区间的平均等压比热容(单位kJ?kg-1?K-1)
Table 4.4 The average temperature pressure specific heat capacity in two different materials cp,m
C2H2 1.82 1.86 1.87
HAc 1.34 1.39 1.42
VAc 1.50 1.56 1.59
Ald 1.58 1.63 1.65
Cr-Ald 1.64 1.71 1.74
H2O 1.89 1.91 1.92
T0～T1 T0～T2 T0～T3
(b) 根据物料衡算中反应器的进口流和出口流(忽略其他副反应)，计算∑Hp。 C2H2的物理状态变化引起的焓变如下：
∑Hp1=[(13876.25×1.86×160)-(13876.25×1.82×115)]+[(11656.05×1.87×180)-(11656.05×1.86× 160)] =1679858.83kJ
HAc的物理状态变化引起的焓变如下：
∑Hp2=[(12808.84×1.39×160)-(12808.84×1.34×115)]+[(7839.01×1.42×180)-(7839.01×1.39× 160)] =1135098.90kJ
H2O的物理状态变化引起的焓变如下：
∑Hp3=[(46.11×1.91×160)-(46.11×1.89×115)]+[(16.92×1.93×180)-(6.92×1.91×160)] =4346.01kJ VAc的物理状态变化引起的焓变如下：
∑Hp4=(7123.42×1.59×180)-(7123.42×1.56×160)=260717.17kJ ALd的物理状态变化引起的焓变如下： ∑Hp5=(78.90×1.65×180)-(78.90×1.63×160)=2856.18kJ Cr-ALd的物理状态变化引起的焓变如下： ∑Hp6=[(26.90×1.74×180)-(26.90×1.71×160)]=1065.24kJ
综上，∑Hp= ∑Hp1+∑Hp2+∑Hp3+∑Hp4+∑Hp5+∑Hp6=3083942.33kJ (3) ∑HR的计算 ∑HR=∑Hr+∑Hs=
1000GA?H?r??Hs，式中△Hs是反应物的状态变化热，无论反应物还是MA生成物皆是气体状态，故△Hs=0
(a) C2H2 +CH3COOH→CH3COOCH=CH2
26 60 86
24
226.73 -484.13 -357.52
△Hr1θ=(-357.52)-[226.73+(-484.13)]= -100.12kJ?mol-1（放热反应）， m（VAc）=7123.42kg，M(VAc)=86g?mol 则?Hr1?1000?7123.42(?100.12)??8292986.17kJ?mol-1
86(b) CH3COOCHCH2+H2O→CH3CHO +CH3COOH 86 18 44 60 -357.52 -285.83 -166.36 -484.13
△Hr2θ=[(-484.13)-(166.36)]-[(-357.52)+(-285.83)]= -7.14kJ?mol-1（放热反应）， m（ALd）=112.72kg，M(ALd)=44g?mol 则?Hr2?1000?112.72?(?7.14)??18291.38kJ?mol-1
44(c) 2CH3CHO→CH3CH=CHCHO+H2O 88 70 18 -166.36 -273.30 -285.83
△Hr3θ=[(-237.30)+(-285.83)]-[2×(-166.36)]= -226.41kJ?mol-1（放热反应）， m（Cr-ALd）=26.90kg，M(Cr-ALd)=70g?mol 则?Hr3?1000?26.90?(?226.41)??87006.13kJ?mol-1
70 (d) 37.52kg乙炔和69.32kg醋酸生成72.17kg其他副产物，诸多反应或消耗或生成热量，由于情况错综复杂难以计算，完全可以忽略不计。
综上所述，∑HR=∑Hr=△Hr1+△Hr2+△Hr3= -8398283.68kJ?mol-1 (4) Q的计算
(a) 反应释放的热量一部分被反应合成物带出在预热器中与反应气体进行换热。另一部分被反应器内载热介质蒸汽冷凝水带走用于醋酸蒸发器蒸发醋酸。 Q=∑Hp+∑HR=3083942.33+(-8398283.68)= -5314341.35kJ
(b) 反应系统是封闭连续的，故而忽略设备的热损失,Q的一部分Q1用于蒸发HAc，Q的另一部分Q2用于预热混合气体。
HAc的沸点是118℃,沸点下的蒸发焓△vH=23.694kJ/mol,醋酸蒸发器内提供的热Ql = 1000×12808.84/60×23.694=5058210.92kJ
则Q2=Q-Q1=5314341.35-5058210.92=256130.43kJ。
25℃的C2H2和25℃的HAc组成的混合气体，经预热器预热至140℃。
25
预热C2H2所需的热量Q′=13876.25×1.82×115=2904299.13kJ 预热HAc所需的热量Q\1.34×115=1973842.24kJ 则预热系统内蒸汽预热器提供的热量Q3=Q'+Q\2=4622010.94kJ
(c) 蒸汽预热器预热的介质是过热蒸气，通过换热器换热作用，吸取自分离系统中的冷凝水所携带的热量转移部分至过热蒸汽。设过热蒸汽进口温度205℃出口温度155℃，则所需过热蒸汽流h1?Q34622010.94??21398.20kg
h4.32?(205?155)4.32?(205?155)4.3 分离系统的热量衡算
分离工段的分离塔为筛板和泡罩的混合塔板结构，全塔共22块塔板，分为三段。第一段，HAc气体被冷凝液化，降温至90℃,送入醋酸储罐，释放热量Q3。第二段，VAc、Cr-ALd和H2O等高沸物被冷凝液化，降温至50～60℃，送入精馏工段，释放热量Q4。第三段，ALd等低沸物被冷凝液化，降温至-1±2℃，送入精馏工段，释放热量Q5。气体分离塔顶排出的混合气体(主要是C2H2)温度为0℃ ,释放热量Q6。 (1) 不同温度区间的平均等压比热容的计算
依上述方法和数据，求得HAc在90℃～205℃温度区间的平均等压热
111?23?T1AT?BT?CT??CdT23?Tp,m???T0?0?T1?T0??T1?T0?
TCp,m11478.15[21.76T??193.13?10?3T2??(?76.78?10?6)T3]363.1523 ?(478.15?363.15)?89.33J?mol?1?K?1平均等压比热容cp,m=Cp,m89.33==1.49kJ?kg?1?K?1 M60 依次逐次计算，算得C2H2在0℃～205℃温度区间、VAc在55℃～205℃温度区间、H2O在55℃～205℃温度区间、ALd在-1℃～205℃温度区间、Cr-ALd在55℃～205℃温度区间平均等压比热容为1.85kJ-1?kg-1?K-1、1.64kJ-1?kg-1?K-1、1.93kJ-1?kg-1?K-1、1.62 kJ-1 ?kg-1 ? K-1、1.79kJ-1?kg-1?K-1。
(2) 各物质温度变化引起的焓变如下：
C2H2: △HT1= 11618.53×1.85×205=4406327.5kJ
26
HAc: △HT2=7804.37×1.49×115=1337278.8kJ VAc: △HT3=7123.42×1.64×150=1752361.32kJ H2O: △HT4=6.92×1.93×150=2003.34kJ ALd: △HT5=78.90×1.62×206=26330.51kJ Cr-ALd:△HT6=26.90×1.79×150=7222.65kJ 综上所述：温度变化引起的总焓变
∑HT=△H1+△H2+△H3+△H4+△H5+△H6=7531524.12kJ (3) 各物质相态变化引起的焓变如下：
HAc: △Hf2=1000×7804.37/60×23.694=3081945.71kJ VAc: △Hf3=1000×7123.42/86×25.534=2114993.096kJ H2O: △Hf4=1000×6.92/18×40.656=15629.97kJ ALd: △Hf5=1000×78.90/44×26.11=46819.98kJ Cr-ALd:△Hf6=1000×26.90/70×26.527=10193.95kJ 综上所述：相态变化引起的总焓变
∑Hf=△Hf2+△Hf3+△Hf4+△Hf5+△Hf6=5269582.71kJ 则可知：
Q3=△HT2+△Hf2=4419224.51kJ
Q4=△HT3+△Hf3+△HT4+△Hf4+△HT6+△Hf6=3902404.33kJ Q5=△HT5+△Hf5=73150.49kJ Q6=△HT1=4406327.5kJ (4) 冷凝水量的计算
设冷凝水进口温度为20℃，出口温度为80℃，可得冷凝器所用冷水流量
h2?7531524.12?5269582.71?49386.99kg/h
4.32?(80?20)4.4 精馏系统的热量衡算
4.4.1 精馏一塔热量衡算
反应液用泵送至第一精馏塔，目的是脱除比醋酸乙烯沸点低的轻组分乙醛、溶解的乙
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炔等。热量衡算式子:Q[塔顶出料]+Q[塔釜出料]=Q[回流进料]=Q[原始进料]+△Q[21]。 式中：△Q的值为正时表示该塔短缺热量，反之则是富余热量。
根据物料衡算的计算结果，再结合精馏原理，计算一塔的进、出料的气液相焓值以及流量如表4.5所示。
表4.5 一塔进﹑出口的气液相流量及焓值
Table 4.5 Discharging gas night phase flow and enthalpy in the tower one 类型 塔顶出料qn，D 塔釜出料qn，W 回流进料qn，L 原始进料qn，F
流量(kmol?h) 117.62 135.60 50.62 202.6
焓值(kJ?mol)
53.79 81.78 25.13 62.71
根据表4.5计算得到一塔必须加入的热量Q-塔=Q塔底再沸器+Q塔顶冷凝器=1792585.8kJ。 再沸器的进口参数就是压缩机的出口参数，再沸器的出口参数可以选择冷凝至饱和液体的状态参数。再沸器进口参数包括进口温度、进口压力和进口焓值，数值分别是408.15K, 428709Pa，和89.33kJ/mol。再沸器的出口温度一定要高于塔釜出料的温度(351.45K)，计算饱和液体时的流体焓值:h
再沸器
一塔再沸器
=52.09kJ?mol。再计算得到再沸器给一塔提供的热量:Q
一塔
=F1×h一塔再沸器=2832846.5kJ，△Q一塔=△Q一塔再沸器-Q一塔=-154796kJ。这部分热量可自加热
器提供。
4.4.2 精馏二塔热量
第二精馏塔的功能是把醋酸和醋酸乙烯区分开，塔顶出粗醋酸乙烯，塔底出粗醋酸,热量衡算式子:Q[塔顶出料]+Q[塔釜出料]=Q[原始进料]+△Q1[21]。
根据同样的原理和数据，进行二塔的物料衡算，得到二塔塔顶、塔釜出料的各个状态参数如表4.6所示。
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