第一章總論題 目年產4000噸的氯甲烷氯化吸收工段的初步設計原始數據：4kt/a二氯甲烷氯化吸收，年工作日330天，其余數據以工廠實際收集為準。說明書內容：1．進行工段工藝流程設計；2．進行工段物料、熱量衡算，并編制物料平衡數據表；3．進行工段設備設計或選型，編制設備一覽表；4．編制工段初步設計說明書。圖紙要求：1．繪制帶控制點的工藝流程圖；2．繪制主要設備的設備圖及設備布置圖；前言二氯甲烷具有溶解能力強和毒性低的優點，大量用于制造安全電影膠片、聚碳酸酯，其余用作涂料溶劑、金屬脫脂劑，氣煙霧噴射劑、聚氨酯發泡劑、脫模劑、脫漆劑。第一章總論二氯甲烷為無色液體，在制藥工業中做反應介質，用于制備氨芐青霉素、羥芐青霉素和先鋒霉素等;還用作膠片生產中的溶劑、石油脫蠟溶劑、氣溶膠推進劑、有機合成萃取劑、聚氨酯等泡沫塑料生產用發泡劑和金屬清洗劑等。目錄第一章總論1概述1.1.1產品的物理化學性質1.1.2質量標準1.1.3產品的主要用途1.1.4產品的市場需求1.2原材料的規格來源及凈化第二章生產工藝流程簡述2.1二氯甲烷的生產原理及生產方法2.1.1生產原理2.1.2二氯甲烷的生產方法及特點2.2生產工藝與流程簡述2.2.1甲烷氯化物生產工藝流程簡述2.2.2二氯甲烷生產工藝流程簡圖第三章物料衡算和熱量衡算3.1計算基準3.2物料衡算和熱量衡算3.2.1反應器的物料衡算和熱量衡算3.2.2空冷器的物料衡算和熱量衡算3.2.3膜式吸收器的物料衡算和熱量衡算3.2.4填料塔第四章主要設備的工藝計算及選型4.1空冷器4.2第一膜式吸收器4.3第二膜式吸收器4.4填料塔4.5硫酸干燥塔4.6熱交換器4.7冷凝器4.8鹽酸分離器4.9稀酸分離器4.10堿液泵4.11配堿槽4.12濃酸中間槽4.13濃酸泵4.14壓縮機4.15粗氯化液液儲槽第一章總論第五章綜合表 第六章設備一覽第七章管路設計評述參考文獻第一章總論概述1.1.1產品的物理化學性質一.產品的物理性質二氯甲烷是無色透明不分層液體，在氧氣中易爆炸，其具體物理性質如下表：表1—1名稱單位產品二氯甲烷分子量84.94外觀無色透明不分層液體分子式CH2Cl2沸點℃40.4液體比重D201.3264蒸汽比重2.93蒸汽密度g/l3.30汽化潛熱Cal/g78.7液體比熱Cal/g.℃0.288蒸汽比熱Cal/g.℃0.155在水中溶解度g/100g1.32水第一章總論臨界壓力Kg/cm260.9臨界溫度℃237臨界密度0.427冰點℃-96.7在空氣中爆炸范V%13.0~18.0圍在氧氣中爆炸范V%13.0~18.0圍二．產品的化學性質二氯甲烷是無色、透明、比水重、易揮發的液體，有類似醚的氣味和甜味，不燃燒，但與高濃度氧混合后形成爆炸的混合物。二氯甲烷微溶于水，與絕大多數常用的有機溶劑互溶，與其他含氯溶劑、乙醚、乙醇也可以任意比例混溶。室溫下二氯甲烷難溶于液氨中，能很快溶解在酚、醛、酮、冰醋酸、磷酸三乙酯、甲酰胺、環己胺、乙酰乙酸乙酯中。純二氯甲烷無閃點，含等體積的二氯甲烷和汽油、溶劑石腦油或甲苯的溶劑混合物是不易燃的，然而當二氯甲烷與丙酮或甲醇液體以10：1比例混合時，其混合特具有閃點，蒸發后與空氣會形成易燃的混合物。二氯甲烷是甲烷氯化物中毒性最小的，其毒性僅為四氯化碳毒性的0.11%。如果二氯甲烷直接濺入眼中，有疼痛感并有腐蝕作用。二氯甲烷的蒸汽有麻醉作用。當發生嚴懲的中毒危險時應立即脫離接觸并移至新鮮空氣處，一些中毒癥狀就會得到緩解或消失，不會引起持久性的損害。有麻醉作用，主要損害中樞神經和呼吸系統。人類接觸的主要途徑是吸入。已經測得，在室內的生產環境中，當使用二氯甲烷作除漆劑時，有高濃度的二氯甲烷存在。一般人群通過周圍空氣、飲用水和食品的接觸，劑量要低得多。據估計，在二氯甲烷的世界產量中，大約80%被釋放到大氣中去，但是由于該化合物光解的速率很快，使之不可能在大氣中蓄積。其初始降解產物為光氣和一氧化碳，進而再轉變成二氧化碳和鹽酸。當二氯甲烷存在于第一章總論地表水中時，其大部分將蒸發。有氧存在時，則易于生物降解，因而生物蓄積似乎不大可能。呼吸系統防護：空氣中濃度超標時，應該柚戴直接式防毒面具(半面罩)。緊急事態搶救或撤離時，佩戴空氣呼吸器。1.1.2質量標準工業二氯甲烷產品的技術指標（GB4117-92）表1—2指標名稱指標優等品一等品合格品純度(PC)%99.599.098.0t-O≥酸度（以HCl計）%0.00040.00080.0010≤水份%0.0400.0500.060≤色度101010≤蒸發殘渣%0.00050.00100.0030≤1.1.3產品的主要用途二氯甲烷可作為氣溶膠溶劑包裝。二氯甲烷在工業清洗操作的應用也是很多的。如金屬和塑料加工工業中用作氣相脫脂劑，尤其適合不耐三氯乙烯和四氯乙烯等其它高溫脫脂溶劑的產品清洗。亦可與石油和其它氯代烴混合在金屬制造工業中清凈劑。等重量的二氯甲烷、甲苯混合物已推薦用于清洗印刷鉛字。二氯甲烷具有溶解能力強和毒性低的優點，大量用于制造安全電影膠片、聚碳酸酯，其余用作涂料溶劑、金屬脫脂劑，氣煙霧噴射劑、聚第一章總論氨酯發泡劑、脫模劑、脫漆劑。二氯甲烷為無色液體，在制藥工業中做反應介質，用于制備氨芐青霉素、羥芐青霉素和先鋒霉素等;還用作膠片生產中的溶劑、石油脫蠟溶劑、氣溶膠推進劑、有機合成萃取劑、聚氨酯等泡沫塑料生產用發泡劑和金屬清洗劑等。二氯甲烷在中國主要用于膠片生產和醫藥領域。其中用于膠片生產的消費量占總消費量的50%，醫藥方面占總消費量的20%，清洗劑及化工行業消費量占總消費量的20%，其他方面占10%。1.1．4產品的市場需求二氯甲烷又稱甲叉二氯、氯化次甲基。二氯甲烷主要用作不燃性溶劑，如三乙酸纖維脂電影膠片的溶劑、金屬表面油漆層的清洗脫膜劑、氣溶膠的推動劑、石油脫蠟溶劑、熱不穩定性物質的萃取劑。從羊皮提取羊肢和從椰中提取食用油的萃取劑、也用作低溫載體、礦物油的閃點升高劑、滅火劑、煙霧劑的推進劑、脲泡沫的發泡劑目前，世界二氯甲烷供需基本平衡，但由于產品和國家地區之間發展不平衡，其未來產量的增減也因地區而異。由于美國、西歐、日本相繼出口一些環保法規，嚴格控制排放，盡可能回收，預計美國等工業發達國家和地區消費將逐年遞減，而世界的其它國家和地區，如東歐、中東、亞洲和拉美等發展中國家對二氯甲烷的需求量將保持較快的增長速度，預計世界范圍內2021---2021年對二氯甲烷的需求量將以2%—3%左右的速度增加。1.2原材料的規格、來源及凈化一．原料規格：1．氯氣純度 Cl2≥95.0%(V)2．天然氣純度CH≥96.0%(V)

水份HO≤0.05%(wt)24第一章總論C和C以上組分C+≤0.6%(V)（凈化天然氣）2 2 2C+≤0.01%(V)（凈化天然氣）2二.原料來源1．氯氣：來自燒堿車間電解產生的氯氣天然氣：因為自貢豐富的天然氣資源，因此就地取材第二章 生產工藝流程簡述2．1二氯甲烷的生產原理及生產方法2．1．1生產原理甲烷熱氯化機理和其它烷烴氯化機理相似，都是自由基連鎖反應。氯分子的活化是通過高溫來實現的，其自由基連鎖反應歷程，可分三步表示：1．鏈引發Cl2Cl.+Cl-57.8千卡/克分子2．增鏈CH+Cl.CH.+HCl+1.0千卡/克分子43CH.+ClCHCl+Cl.+25.7千卡/克分子323CHCl+Cl.CHCl.+HCl+4.6千卡/克分子32CHCl.+Cl2CHCl+Cl.+20.7千卡/克分子222CHCl+Cl.CHCl.+HCl+8.8千卡/克分子222CHCl.2+Cl2CHCl3+Cl.+15.7千卡/克分子CHCl+Cl.CCl.+HCl+13.0千卡/克分子33CCl.+ClCCl+Cl.+10.6千卡/克分子3243． 鏈終止下列情況存在都可能產生鏈終止（1）活化分子與器壁碰撞第一章總論Cl.+Cl.+MCl2+M（2）活化分子之間碰撞R．+Cl.不活潑產物R．+R。不活潑產物（3）原料氣中氧的存在能阻礙反應。R.N.Pease等人曾研究了甲烷氯化反應中對鏈終止的影響。在甲烷熱氯化反應過程中，反應溫度不高時，反應按自由基連鎖反應進行。當反應溫度升高到370。C時，連鎖反應機理的相對作用隨之減低，反應溫度超過430。C，甲烷氯化反應實際上是一逐級取代不可逆的雙分子均相反應。反應過程中四種氯化物同時生成，所以甲烷直接氯化不可能得到單一的產品，其反應方程式如下：CH4+Cl2CH3Cl+HCl+24.019千卡/克分子CH3Cl+Cl2CH2Cl2+HCl+23.660千卡/克分子CH2Cl2+Cl2CHCl3+HCl+24.696千卡/克分子CHCl3+Cl2 CCl4+HCl+23.930千卡/克分子甲烷氯化反應是強放熱反應。在反應開始前供給熱量，當反應開始后所需能量可由反應熱供給。由于放熱量大，如不采取措施控制反應熱并及時帶走溫度會急劇升高，這樣會產生劇烈的燃燒反應或氯化物產生裂解反應。CH4+2Cl2C+4HCl+70千卡/克分子2CHCl3C2Cl4+2HCl3CHCl3C2Cl6+CH2Cl2+HCl2CCl4 C2Cl4+Cl22CCl4 C2Cl6+Cl2同樣局部氯氣濃度過濃時，也會使反應進行極為猛烈，甚至產生爆炸。因此，要保證甲烷熱氯化反應順利進行的主要條件是：保證原料氣的正確配比；保證甲烷和氯氣充分均勻混合；第二章生產工藝流程簡述有效和及時引出反應熱。2.1.2二氯甲烷的生產方法及特點二氯甲烷的主要生產路線是甲烷和氯甲烷的氯化。其生產方法最早采用甲烷和氯甲烷的高溫氣相熱氯化法，后來發展了光氯化法。1972年美國C-Elummus 公司Arm-strong公司共同開發了甲烷氧氯化法，1979年日本德山曹達化學公司開發了氯甲烷低溫液相自由基引發氯化法制取氯甲烷的技術。目前廣泛用于工業生產的是熱氯化法。最初的甲烷熱氯化以德國Hoechst公司為代表。反應器形式有內循環式、蓄熱式、列管式和沸騰床等多種形式。我國多采用內循環式反應器。1．（甲烷）天燃氣熱氯化法天燃氣與氯氣反應，經水吸收氯化氫副產鹽酸后，用堿液除去殘余微量的氯化氫，再經干燥、壓縮、冷凝、蒸餾得到產品。甲烷氯化機理是游離基連鎖反應，通過升高溫度或用3000—5000A的光源輻射來實現氯分子的活化。在工業操作中，為保持一個穩定的自由基連鎖反應，需要將溫度維持在380—450℃。甲烷氯化是強放熱反應，反應溫度的控制十分重要和困難。為解決這一問題，在工業上已成功地采用了下列反應裝置設計：1、大量循環甲烷或產生的氯代甲烷使用的多級反應器，以保證足夠的進料比；2、采用霧化四氯化碳或較低的氯甲烷為熱載體；3、采用流化床反應器。2．氯甲烷氯化法將氯甲烷與氯氣氯化反應，光氯化法在4000Kw光照下進行，或采用熱氯化法工藝，熱氯化生產控制氯甲烷與氯氣之比為（2—2.5）:1，反應溫度為420。C，反應壓力 19Kpa，反應冷卻吸收、堿液除去氯化氫、蒸餾、壓縮精餾，分別除去三氯甲烷，四氯甲烷在塔頂得到產品。氯甲烷生產二氯甲烷時，反應成1mol氯化氫，此時氯化氫可返回甲醇氫化裝置作為制取氯甲烷原料，可以制造一個氯的閉路循環系統。這種氯化氫裝置與熱氯化系統結合生產甲烷氯代物的過程是一高效的過程。生產二氯甲烷時，通常產生出80%的二氯甲烷、15%的三氯甲烷、5%四氯化碳。第二章生產工藝流程簡述2．2生產工藝流程簡述2.2.1甲烷氯化物生產工藝流程簡述分別來自燒堿車間、配氣站和反應裝置的氯氣、天然氣和循環氣，按一定配比經計量進入混合器，混合均勻后進入反應器，進行甲烷熱氯化反應，反應組成為：甲烷氯化物、氯化氫、過量的甲烷、惰性氣體和微量的游離氯。反應氣經空氣冷卻器冷卻后進入碳黑分離器，除去反應中產生的少量碳黑，進入水洗系統除去氯化氫。從碳黑分離器出來的反應氣（70—90。C），與稀酸分離器來的酸，進入第一膜式吸收器頂部，順流而下，進行降膜吸收氯化氫后，反應氣與稀鹽酸入鹽酸分離器進行氣液分離，大于16%濃度的副產鹽酸送至沉鈣車間。反應氣與計量后的吸收水，入第二膜式吸收器頂部進行第二次吸收，反應氣與稀酸入稀酸分離器，稀酸入第一膜式吸收器，反應氣則進酸霧分離器除去酸霧，進入中和塔。第一、第二膜式吸收器管間冷卻水逆流串聯使用。反應氣經兩次水洗，除去酸霧（氯化氫含量低于1%），再進行中和，中和塔用10%—20%的氫氧化鈉溶液除去反應中殘余的氯化氫、游離氯、二氧化碳等。燒堿車間送來的堿液，由貯槽放至堿液配制槽加入水配成規定的濃度，用泵送至堿液冷卻器冷卻，進中和塔，當堿液濃度降到規定值（3%—5%）后，送至廢堿處理裝置。從中和塔塔頂出來的反應氣，進入干燥系統；堿液分離器底部的液體定時排放。中和后的反應氣進入硫酸干燥塔，從硫酸干燥塔底部進入進行脫水干燥；98%的濃硫酸由濃硫酸大貯槽壓入濃硫酸中間槽，用泵送至濃硫酸高位槽，計量后進入干燥塔頂部，由塔中段流出的硫酸入塔下段，稀硫酸（80%—90%）從塔釜排至稀硫酸中間槽，定時用稀硫酸泵送至稀硫酸大貯槽，以備出售。干燥后的反應氣，從干燥塔頂部出來進入固堿中和器，除去硫酸干燥過程中生成的硫酸酸霧，再經壓縮機壓縮至0.4—0.6Mpa（表壓）。壓縮后的反應氣經緩沖罐和機后冷卻器冷卻至40.C以下，進入熱交換器，與冷凝器來的循環氣進行換熱，使反應氣溫度降至25.C左右，熱交換器中冷凝的少量甲烷氯化物進粗氯化液貯槽。冷凝器管間所需的-25。C—-30。C的冷凍鹽水由冷凍崗位送給。冷凝器中未冷凝的氣體稱為循環氣（其中大部分為甲烷、少量的甲烷氯化物第二章生產工藝流程簡述和惰性氣體）。循環氣經熱交換器后，匯同二氯甲烷蒸餾一塔頂部來的一氯甲烷（該一氯甲烷經過了氣液分離器，液體流回粗氯化液貯槽）氣體，一部分作為生產四氯化碳原料氣，另一部分經減壓至0.2—0.3Mpa（表壓）返回氯化反應器和調節硫酸干燥塔氣量。粗氯化液作精餾二氯甲烷、三氯甲烷成品用。2．2．2二氯甲烷生產工藝流程簡圖水 15%的氫氧化鈉第二中膜式和天然氣混合器吸收塔器 稀循環氣 第一 酸反 空氯氣 膜式 鹽酸 分應 冷吸收 分離 離器 器器 器 器98%的硫酸 循環氣 -25℃冷凍鹽水粗氯干 壓 緩 機后 熱交 冷化液燥 縮 沖 冷凝 換器 凝貯槽塔 機 罐 器 器第三章物料衡算和熱量衡算第三章物料衡算和熱量衡算3．1計算基準以單位時間為基準，按年工作330天，每天24小時，二氯甲烷小時生產量4000*103330*24505.05Kg/h3．2物料衡算和熱量衡算3.2.1反應器的物料衡算和熱量衡算本反應過程是強放熱反應，由于放熱量大，如不采取措施控制反應熱并及時移走，溫度會急劇升高，這樣會產生強烈的燃燒反應，使反應或使氯化物產生裂解反應。因此利用加入過量甲烷得到的循環氣為稀釋劑而移走反應熱量。1．計算依據（1） 二氯甲烷產量505.05Kg/h.即5.94Kmol/h.（2） 原料組成含Cl296%,CH495%.（3） 進反應器的原料配比（摩爾比）Cl2：CH4：循環氣=1：0.68：3.0（4） 出反應器的比例CH2Cl2：CHCl3=1：0.5（質量比）(CHCl3+CCl4)/CH2Cl3=0.38（摩爾比）（5） 操作壓力0.08MPa（表壓）（6） 反應器進口氣體溫度25oC,出口溫度420oC第三章物料衡算和熱量衡算2．物料衡算Cl2反CH3Cl應CH2Cl2CH4器CHCl3CCl4HCl假設循環氣不參與反應，只起帶走熱量的作用。設進口甲烷Xkmol/h,出反應器一氯甲烷Ykmol/h,氯化氫Zkmol/hCH2Cl2:CHCl3=1:0.5（質量比）CHCl3時產量：505.05×0.5=252.5Kg/h=2.11kmol/h(CHCl3+CCl4)/CH2Cl2=0.38（質量比）CCl4的量：0.147kmol/h由于反應復雜，用元素守衡法：則Cl元素守衡2.96X=Y+5.94×2+2.11×3+0.147×4(1)H元素守衡4X=3Y+Z+5.94×2+2.11(2)C元素守衡X=Y+5.94+2.11+0.147(3)解方程（1）（2）（3）得 X=22.09kmol/hY=13.89kmol/hZ=32.68kmol/h（1） 所以反應器進口原料中各組分的流量Cl2:22.09×1.48=32.69kmol/h=732.26Nm3/h（純）32.69/0.96=34.06kmol/h=762.94Nm3/h（含雜）CH4:22.09kmol/h(純),22.09/0.95=23.25kmol/h=520.8Nm3/h（含雜）循環氣流量：3.0×34.06=102.19kmol/h=2289.06Nm3/h其中CH3Cl:13.89N2:34.06×4%+23.25×3%=2.058kmol/hCO2:23.25×2%=0.465kmol/hCH4:102.19-13.89-2.058-0.465=85.76kmol/h進口氣體總量：32.68+24.25+(102.19-13.89)=143.07kmol/h（2）反應器出口中各組分流量第三章物料衡算和熱量衡算CH3Cl: 13.89kmol/hCH2Cl2: 5.94kmol/hCHCl3: 2.11kmol/hCCl4: 0.147kmol/h循環氣：102.19kmol/h出口氣體總量：102.19+32.68+5.94+2.11+0.147=143.07kmol/h（3）出口氣體中各組分的含量CHCl3:13.89/143.07×100%=9.71%CH2Cl2:5.94/143.07×100%=4.15%CHCl3:2.11/143.07×100%=1.47%CCl4:0.147/143.07×100%=0.10%HCl:32.68/143.07×100%=33.84%N2:2.058/143.07×100%=1.46%CO2:0.465/143.07×100%=0.33%CH4:85.76/143.07×100%=59.94%（4） 反應器物料平衡表表2—1組分反應器進口反應器出口Kmol/h組成%(mol)Kg/hKmol/h組成%(mol)Kg/hCH4107.8575.31725.685.7659.941372.16Cl232.6922.852320.99CH3Cl13.899.71701.415CH2Cl25.944.15504.9CHCl32.111.47252.145CCl40.1470.1022.638CO20.4650.3320.460.4650.3320.46N22.0581.4657.6242.0581.4657.642HCl32.6822.841192.85總計143.071004124.674143.071004124.674第三章物料衡算和熱量衡算2.熱量衡算（以1h，25oC為基準）參加反應的各物料的 Hf?(KJ/kmol)輸入CH4Cl2CO2輸出CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4HCl量(kmol)22.0932.690.46513.895.942.110.14732.68Hf?-74.850-393.51-81.92-87.86-100-106.76–92.3Hro=ΣUHf?-ΣUHf?（3—1）生成物l反應物l=13.89×(-81.92)-5.94×87.86-2.11×100-0.147×106.76-32.68×92.3+22.09×74.85+0.465×393.51=-3.07×106KJ（J/mol.k）420℃各物質的Cp物質CHClCHClCHClCClHClCON322342245.97588.28798.88729.9652.2730.65C（J/mol.k）66.07p輸出焓：∑t（3—2）H=∑nC輸出p=(13.89×66.07+5.94×45.975+2.11×88.287+0.147×98.887+32.68×29.96+2.058×30.65+52.27×0.465)×(420-25)=9.8×10KJ5輸入焓：∑H=0輸入Q=H（3—3）放出=Hro+∑H+∑H輸出輸入=-3.07×106+9.8×105=-2.09×106KJ222.50℃各物質的C（J/mol.k）p物質CHClNCHCO324230.8149.6253.43C（J/mol.k）54.83p循環氣帶出的熱量為：第三章物料衡算和熱量衡算Q =C m t帶走 p=13.89×54.83+2.058×30.81+85.76×49.62+0.465×53.43)×420-25)=1.98×106KJ考慮5%熱損失，則2.09×106×(1-5%)=1.98×106KJQ放出=Q帶走循環氣能帶走的熱量恰好為反應氣放出的熱量，使反應溫度保持在420℃左右，維持反應順利進行。3.2.2空冷器的物料衡算和熱量衡算由于氣體溫度太高，直接進入吸收器不利于氯化氫氣體吸收。因此，先用空冷器冷卻降溫，保證吸收的順利進行。1．計算依據進口氣體 420℃，組成和流量與反應器出口相同；出口氣體 80℃，操作壓力0.06MPa（表壓）2．熱量衡算定性溫度t=(420+80)/2=250℃（J/mol.k）250℃各物質的Cp物質CHClCHClCHClCClCONHClCH32234224C （J/mol.k）56.36169.63981.92096.55845.0629.61129.29347.752p(T-T)（3—4）熱負荷Q=WCp21=(13.89×56.361+5.94×69.639+2.11×81.920+0.147×96.558+0.465×45.06+2.058×29.611+32.68×29.293+65.76×47.752)×(420-80)=2.37×106KJ/h第三章物料衡算和熱量衡算3.2.3膜式吸收器的物料衡算和熱量衡算Lx2Vy2Vy2Lx2本設計用兩個石墨降膜吸收器串聯吸收，氣體經一膜吸收后再經二膜吸收，吸收劑水先經二膜吸收成稀酸一二再去一膜吸收成高濃度酸。兩膜吸收劑用量相同，惰氣膜膜流量也相同，因此液氣比l/V也相同。Lx1 Vy1 Lx1 Vy1第一膜式吸收器1.計算依據(1).一膜進口氣體中氯化氫含量22.84%（摩爾）,出口氣體氯化氫含量8%,二膜出口氣體氯化氫含量0.6%(2)一膜進口氣體溫度80℃, 出口氣體溫度70℃,二膜出口氣體溫度60℃(3).吸收水溫42℃(4).進口氣體組成同反應器出口(5).操作壓力0.6MP（表壓）a(6).出口酸濃度28%（質量），即16%（摩爾）(7).冷卻水進口溫度25℃2.物料衡算對并流高濃度氣體吸收，操作線方程為：xx)=V(y-y)（3—5）12211221Lyy21Vx2x11x1x1212解得：x2=0.051即一膜進口酸，二膜出口酸濃度為0.051第三章物料衡算和熱量衡算yy)21需要的吸收劑用量：Lx2x11212(143.0732.68)(0.22840.08)=10.228410.080.160.05110.1610.051=167.2Kmol/h副產鹽酸的量：l0=V0（y2-y1）/(x1-x2)=143.07(0.2284-0.06)/0.16=198.9Kmol/h吸收劑的單位耗用量（氣體入口處） l=L/V=167.1/(143.07-32.68)=1.51被吸收的氯化氫氣體的量：wA=143.07(0.2284-0.08)=21.23Kmol/h剩余氣體總量：143.07-21.23=121.84Kmol/h各氣體的含量：CH3Cl 13.89/121.84×100%=11.4%CH2Cl2 5.94/121.84×100%=4.9%CHCl2 2.11/121.84×100%=1.7%CCl4 0.147/121.84×100%=0.12%HCl (32.68-21.23)/121.84×100%=9.4%N2 2.058/121.84×100%=1.69%CH4 85.76/121/84×100%=70.39%CO2 0.465/121.84×100%=0.38%3.熱量衡算42℃氯化氫溶解成16%的鹽酸的溶解熱Φ=9172.65KJ/Kmol=9172.65×194.8=1.7×106KJ/h溶解在定性溫度t=(80+70)/2=75℃下的等壓熱容C(KJ/Kmol.℃)PCHClCHClCHClCClHClCHNCO3223442244.5556.1171.2588.9328.8637.2128.7738.32Q=C.m.ΔtP=(44.5513.89+56.11×5.94+71.25×2.11+88.93×0.147+28.86×32.68+37.12×85.76+28.77×2.058+38.32×0.465)×(80-70)第三章物料衡算和熱量衡算=0.05×106KJ/hQ=1.7×106+0.05×106=1.75×106KJ/h總假設冷卻水溫升8℃，則冷卻水耗用量水的C=4.18KJ/Kg.K=75.42KJ/Kmol.kwW=1.75×106/75.42×8=2.95×103Kmol/hW第二膜式吸收器1．計算依據(1)進口氣體組成同一膜出口氣體組成(2)進口氣體溫度70℃，出口氣體溫度60℃(3)出口酸濃度5.1%(4)吸收水溫42℃，冷卻水溫33℃(5)操作壓力0.036MP(表壓)a2．物料衡算需要吸收劑的量同一膜l=167.2Kmol/h得到稀酸的量l=V(y-y)/(x-x)0 0 2 1 2 1=121.84(0.08-0.006)/(0.051-0)=176.8Kmol/h吸收劑的單位耗用量l=1.51被吸收的氯化氫氣體量：w=143.07(0.08-0.006)=10.59a剩余氣體總量：121.84-10.59=111.25各氣體含量：CHCl13.89/111.25×100%=12.49%3CHCl5.94/11.25×100%=5.34%2CHCl2.11/111.25×100%=1.90%3CCl 0.147/111.25×100%=0.13%4HCl 0.86/111.25×100%=0.77%N 2.058/111.25×100%=1.85%2CO 0.465/111.25×100%=0.42%2CH 85.76/111.25×100%=77.09%41.熱量衡算42℃氯化氫溶解成5.1%的鹽酸的溶解熱Φ=3303.18第三章物料衡算和熱量衡算=3303.18×176.8=6×105KJ/h溶解在定性溫度t=(70+60)/65℃下物質的等壓熱容C(KJ/kmol.℃)pCH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4HClCH4CO2N243.8755.4970.8187.9928.537.0538.2228.46Q=C.m.ΔtP=(43.78×13.89+55.49×5.94+70.81×2.11+87.99×0.147+28.51×10.59+37.04×85.76+38.22×0.465+28.46×2.058)×(70-60)=0.05×105Q=0.6×105+0.05×105=0.65×105總從一膜出來的冷卻水逆流進入二膜，進口溫度33℃其溫升：Δt=0.65×105/(75.42×2.95×103)=2.87出口水溫：33+2.87=35.87℃3．2．4 中和塔（填料塔）1．計算依據（1）進塔氣體組成同二膜出口氣體組成（2）用20℃，15%的稀氫氧化鈉溶液吸收,出塔堿濃度4%（質量）（3）出塔氣體溫度60℃（4）出口氣體中無氯化氫和二氧化碳氣體2.物料衡算入塔氣摩爾流量：WV=111.25Kmol/h惰氣流量：G0=111.25-0.86-0.465=109.925Kmol/h平均分子量：M=50.5×12.49%+85x5.34%+119,51.90%+154×0.13%+36.5×0.77%+44×0.42%+16×77.09%+28×1.85%=26.64則入塔氣質量流量：111.25×26.64=296.37kg/h入塔氣密度：ρV=2963.7/(111.25×22.4)=1.19kg/m315%和4%的氫氧化鈉溶液化為摩爾濃度：0.15/4015%（質量）=0.15/400.85/18×100%=7.35%（摩爾）第三章物料衡算和熱量衡算0.04/404%（質量）=0.04/400.96/18×100%=1.84%（摩爾）氫氧化鈉溶液耗用量：Wl=(0.86+0.465×2)/(7.35%-1.84%)=32.49Kmol/h出塔氣中無氯化氫氣體和二氧化碳氣體，但帶出 3Kmol/h的水蒸氣，則總量為G0=112.925Kmol/h各氣體含量：CH3Cl 13.89/112.925×100%=12.3%CH2Cl2 5.94/112.925×100%=5.3%CHCl3 2.11/112.925×100%=1.9%CCl4 0.147/112.925×100%=0.13%N2 2.058/112.925×100%=1.82%CH4 85.76/112.925×100%=75.9%第四章主要設備的工藝計算及選型4．1空冷器本過程傳熱量大，一般的換熱器不能達到換熱效果。空冷器換熱效果好，結構簡單，節約水資源，沒有水污染等問題，比水冷更經濟，故選用空冷器。1．計算依據（1）進出空冷器的流量和組成：組分CHCHClCHClCHClCClCONHCl43223422Kmol/h85.7613.895.942.110.1470.4652.05832.68%(kmol/h)59.949.714.151.470.10.331.4622.84（2）設計溫度40℃（3）進空冷器溫度420℃，出空冷器溫度80℃（4）進出口壓力0.06MP（表壓）a（5）換熱量Q=2.37×106KJ/h2．設計計算第四章主要設備的工藝計算及選型查《化工裝置的工藝設計》表9-31得輕有機物的傳熱系數為10英熱單位/英尺.h.o2 F換算為國際單位制：K=10×0.86×4.18=204.25KJ/m2.h.℃假設空氣溫升15.3℃按逆流：△t=420-55.3=364.7℃△t=80-40=40℃△t=146.91℃12m1取溫差校正系數Φ=0.8△t=△t.Φ=146.91×0.8=117.53℃mm1則所需普通光管的表面積：A=Q/K.△t（4—1）0m=2.37×10/(204.25×117.536=98.73m2由(T-T)/K=1.86查《化工裝置的工藝設計》圖9-120得：21最佳管排數為n=6又由n=6查表9-33得迎面風速FV=165米/分表面積/迎風面積=A/F=7.6002則：F=A/7.60=98.73/7.60=12.99m220由F=Q/(t-t)FV17.3（4—2）121式中Q—換熱量,Kcal/h(t-t)—空氣溫升21FV—迎面風速，米/分代入數據F=2.37×106/(15.3×165×17.3=12.98m21取ξ=0.01F-F=12.99=12.98=0.01≤ξ2 1即空氣出口溫度假設合理以光管外表面為基準的空冷器的換熱面積為98.73m2由于資料有限，無法查到標準空冷器系列及翅片規格。因此無法校核傳熱系數及確定翅片面積參考鴻化廠選φ377×12的換熱管管長L=98.73×4/π×0.3532=1010米管內流速u=143.07×22.4×4/π×0.3532=2762.5m/h=9.2m/su=9.2m/s符合換熱管內流速范圍15—30米/秒，故換熱管選擇合理第四章主要設備的工藝計算及選型空冷器規格及型號：φ377×1010F=98.73m24．2第一膜式吸收器降膜式吸收器在吸收過程中不斷的將反應熱移走，其傳熱傳質效果好，吸收效率高，在吸收系統內壓力降低，所生產的酸溫度低，不需有后冷，且設備耐腐蝕，維修方便，使用壽命長，可制成較大規格。用于處理量較大的吸收過程。因此選用降膜式石墨吸收器吸收氯化氫氣體。1．計算依據（1）進出口組成同空冷器出口組成（2）進口溫度80℃，出口溫度70℃（3）吸收水溫42℃，冷卻水溫25℃,溫升8℃（4）進口酸濃度5.1%，出口酸濃度16%（5）操作壓力0.06MP（表壓）A（6）換熱量Q=1.75×106KJ/h（7）吸收氣體量21.23Kmol/h2．計算換熱面積（逆流）冷卻水由25℃升到33℃，氣體由80℃降到70△t=80-33=47℃ △t=70-25=45℃ △t=45℃1

2

m從《氯堿工業理化常數手冊》查得K=3000KJ/m2.h.℃S=Q/K.△t=1.75×106/3000×45=13.2m2m3．計算吸收面積（并流）由于有大量的冷卻水帶走熔解熱，將此過程保持等溫，因此簡化為等溫吸收，在42℃下查得HCl—HO平衡數據如下：2x00.009980.02020.04120.06310.0860.1040.1330.151y00.000020.000080.00030.00110.00410.020.040.06x0.1610.1720.1810.1830.1890.1920.1960.199y0.0080.100.140.160.180.200.220.24并流高濃度吸收操作的操作線方程由式（3—5）：第四章主要設備的工藝計算及選型yLxyLx)2222即y1.51x0.3781y1x在y—y之間分為10個相等的小區間，對應一個y求出一個x，所得x，y如下：12x0.160.1530.1440.1350.1250.111y0.080.094840.109680.124520.139360.1542x0.1040.09180.07930.06580.051y0.160940.183880.198720.213560.2284在同一直角坐標系中作出操作線和平衡線如圖一：圖一對高濃度吸收一般用諾曼法：從圖上量出塔兩端和操作范圍的中點x(x=0.1055)處的濃度差c△y=0.006 △y=0.227 △y=0.1431 2 c算出△y/△y=0.143/0.006=23.8,△y/△y=0.143/0.227=0.63c 1 c 2查《化工過程及設備設計》圖3—18得：f=△y/△y=0.51即△y=0.073m c m第四章主要設備的工藝計算及選型進口端k的查取：Gt=80℃下查得各物質μ(μp.S)ACHClCHClCHClCClHClCONCH3223422412.7912.1011.9011.1817.218.1019.512.35平均粘度：μ=12.79×9.71%+12.10×4.15%+11.90×1.47%+11.18×0.10%+181.10×0.33%+19.5×1.46%+12.35×59.94%+17.2×22.84%=13.57μP.SA=0.049Kg/m.h平均分子量：M=50×9.71%+85×4.15%+119.5×1.47%+154×0.10%+36.5×22.84%+44×0.33%+16×59.94%+28×1.46%=28.81由計算出的換熱面積13.2m2，按《石墨制化工設備設計》表3—26初選換熱器規格：公稱直徑450mm，吸收管61根，φ22×3的吸收管入口氣體質量流速：G=(143.07×28.81×4)/(π×0.0612×61)=3.36×105Kg/m2.h0則：DG/μM1.75=(0.016×3.36×105)/0.049×28.811.75)=306.2 （4—3）0D—管內徑，mG—入口氣體質量流速,kg/m2.h0μ—入口氣體粘度，Kg/m.hM—平均分子量查《氯堿工業理化常數手冊》圖15—6—1得：k=200×10-6Kmol/m2.h.PG a由于HCl氣體易溶于水，屬氣膜控制，總傳質系數1/K=1/k+m/k中可忽略液膜阻y y x力m/k，即K=kxyy又因為氣相總壓不高，則k=P.k（4—4）yG所以K=P.k=1.6×105×200×10-6=32.0Kmol/m2.hyG出口端k的查取：G查得t=70℃的μ(μp.S)a第四章主要設備的工藝計算及選型CHClCHClCHClCClHClCONCH3223422412.411.311.410.916.516.718.912.0平均分子量：μ=12.4×11.4%+11.3×4.9%+11.4×1.7%+10.9×0.12%+12.0×70.3%+16.7×0.38%+18.9×1.69%+16.4×9.4%=0.045Kg/m.h平均粘度：M=50.5×1.4%+85×4.9%+119.5×1.7%+154×0.12%+36.5×9.4%+44×0.38%+28×1.69%+16×70.39%=27.47出口氣體質量流速：G=(121.84×27.47×4)/(π×0.0162×61)=2.73×105Kg/m2.h0DG/μM1.75=(0.016×2.73×105)/(0.045×27.471.75)=319.90k=205×10-6Kmol/m2.h.PG a出口端的壓力P=1.6×(1-21.23/143.07)=1.36atmK=k.P=205×10-6×1.36×105=27.9Kmol/hy GHCl被吸收一半時（即x處）的查取c氣體總量：143.07-21.23/2=132.455Kmol/h剩余HCl的量：32.68-231.23/2=22.065Kmol/h各氣體的含量：CHCl13.89/132.455×100%=10.5%3CHCl5.94/132.455×100%=4.48%22CHCl2.11/132.455×100%=1.59%3CCl0.147/132.455×100%=0.11%4HCl22.06/132.455×100%=16.66%CO0.465/132.455×100%=0.35%2N2.058/132.455×100%=1.55%2CH85.76/132.455×100%=64.75%4查得t=(80+70)/2=75℃下的μ(μp..S)aCHClCHClCHClCClHClCONCH3223422412.611.911.811.017.017.419.312.5第四章主要設備的工藝計算及選型平均粘度：μ=12.6×10.5%+11.9×4.48%+11.8×1.59%+11.0×0.11+17.4×0.35%+19.3×1.55%+12.5×64.75%+17.0×16.66%=0.048Kg/m.h平均分子量：M=50.5×10.5%+85×4.48%+119.5×1.59%+154×0.11%+36.5×16.66%+44×0.35%+16×64.75%+28×1.55%=28.21氣體質量流速：G=(132.455×28.21×4)/(π×0.0162×61)=3.05×105Kg/m2.h0DG/μM1.75=(0.016×3.05×105)/0.048×28.211.75)=294.40查得K=196×10-6Kmol/m2.h.PGaP=1.6×(1-10.615/143.07)=1.5atmKy=kP=196×10-6××1.5×105=29.4Kmol/m2.hG則對應于y,y和y的K分別為：12cyK=32.0Kmol/m2.h,K=27.9Kmol/m2.h,K=29.4Kmol/m2.hy1y2ycK/K=29.4/32.0=0.919ycyK/K=29.4/27.9=1.05ycy2查《化工過程及設備設計》圖3—18f=K/K=0.96即K=K×0.96=28.2Kmol/m2.hymycymyc由《化工過程及設備設計》式（3—19）F=W/K△y（4—5）ymm式中F—吸收面積，W—單位時間內吸收的溶質的量，Kmol/h△y—吸收過程中的平均推動力K—吸收系數，Kmol/m2.hym代入數據F=21.23/28.2×0.073=10.3m2所以由吸收面積10.3m2，換熱面積13.2m2，按《石墨制化工設備設計》3—26選換熱器公稱直徑450mm，固定管板厚度140mm，吸收管數量61根，換熱面積15m2，吸收面積12.6m2，管程數1第四章主要設備的工藝計算及選型換熱面積裕度：(15-13.2)/13.2×100%=13.6%吸收面積裕度：(12.6-10.3)/10.3×100%=22.3%4．3第二膜式吸收器1．計算依據（1）進口氣體組成同一膜出口處（2）進口溫度70℃，出口溫度60℃（3）吸收水溫42℃，冷卻水溫33，溫升2.87℃（4）操作壓力0.036MP（表壓）a（5）換熱量Q=0.65×106KJ/h（6）進口清水，出口稀酸濃度5.1%（7）吸收氣體量10.59Kmol/h2．計算換熱面積冷卻水由33℃上升到35.87℃，氣體由70℃降到60℃則△t=70-35.87=34.13℃△t=60-33=27△t=28℃12mS=Q/K△t=0.65×10/3000×28=9m62m3.計算吸收面積操作線方程：yLxyLx)2222即y1.51x0.0871y1x在y-y之間分為10個相等的小區間,對應一個y求出一個x,所得x,y如下：12x0.0510.0460.0420.0370.0320.027y0.0060.01340.02080.02820.03560.043x0.0220.0170.0110.00570y0.05040.05780.06520.07260.08平衡線第一膜已作出，同一坐標下作出操作線如圖一，同樣用諾曼法量得：△y=0.005△y=0.008△y=0.04712c第四章主要設備的工藝計算及選型算出△y/△y=0.047/0.005=9.4,△y/△y=0.047/0.08=0.58c 1 c 2查得f=△y/△y=0.62,△y=0.03m c m進口端的k查取：G因二膜進口端與一膜出口端的溫度和物質組成相同，故粘度和平均分子量同一膜出口端μ=0.045Kf/m.h,M=27.47由換熱面積S=9m2，按《石墨制化工設備設計》表3—26初選換熱器規格：公稱直500mm，吸收管數量85根，φ22×3的吸收管入口氣體質量流速：G=(121.84×27.47×4)/(π×0.0162×85)=2.0×105Kg/m2.h0DG/μM1.75=(0.016×2.0×105)/(0.045×27.471.75)=215.70查得k=150×10Kmol/m.h.P-62GaK=kP=150×1.36×10×10=20.4Kmol/m.h-652yG出口端K的求取：y查得t=60℃下的μ(μp.S)aCHClCHClCHClCClHClCONCH3223422411.810.910.49.215.115.418.010.9平均粘度：μ=11.8×12.49%+10.9×5.34%+10.4×1.90%+9.2×0.13%+15.1×0.77%+18.0×1.85%+10.9×77.09%+15.4×0.42%=0.04Kg/m.h平均分子量：M=50.5×12.49%+85×5.34%+119.5×1.90%+154×0.13%+36.5×0.77%+44×0.42%+16×77.09%+28×1.85%=26.64出口氣體質量流速：G=(111.25×26.64×4)/(π×0.016285)=1.74×105Kg/m2.h0DG/μM1.75=(0.16×1.74×105)/(0.04×26.641.75)=222.80查得K=153×10-6Kmol/m2.h.PG aP=1.6×(1-31.82/143.07)=1.24atmK=kP=153×10-6×1.24×105=19.0Kmol/m2.hy G第四章主要設備的工藝計算及選型HCl被吸收一半時K的求取：y查得t=(70+60)/2=65℃下的μ(μP.S)aCHClCHClCHClCClHClCONCH3223422412.111.711.39.815.716.118.311.6平均粘度：μ=12.1×11.92%+11.1×5.1%+11.3×1.81%+9.8×0.13%+15.7×5.28%+18.3×1.77%+11.6×73.6%+16.1×0.40%=0.043Kg/m.h平均分子量：M=50.5×11.92%+85×5.11%+119.5×1.81%+154×0.13%+36.5×5.28%+28×1.77%+16×73.6%+28×0.40%+=27.03氣體質量流速：G=(116.545×27.03×4)/(π×0.0162×85)=1.84×105Kg/m2.h0DG/μM1.75=(0.016×1.84×105)=(0.04327.031.73)=213.70查得K=148×10-6Kmol/m2.h.PG aP=1.6×(1-26.525/143.07)=1.32atmK=kP=148×10-6×1.32×105=19.6Kmol/m2.hy G即對應于y,y和y的分別為：1 2 cK=20.4Kmol/m2.h,K=19.0Kmol/m2.h,K=19.5Kmol/m2.hy1 y2 yc算出K/K=0.95,K/K=1.02yc y1 yc y2查《化工過程及設備設計》圖3—18f=K/K=0.99即K=K×0.99=19.3Kmol/m2.hym yc

ym yc由吸收速率方程式（4—5）F=W/K△yym m=10.59/19.3×0.03=18.3m2所以由吸收面積18.3m2，換熱面積9m2，按《石墨制化工設備設計》3—26選換熱器公稱直徑500mm，固定管板厚度150mm，吸收管數量85根，換熱面積20m2，吸收面積18.6m2，管程數1第四章主要設備的工藝計算及選型換熱面積裕度：(20-9)/9×100%=122%吸收面積裕度：(18.6-18.3)/18.3×100%=1.6%換熱面積裕度大了點，但是要滿足吸收面積只能選這種規格。實際上換熱面積大點更能維持等溫，假設為等溫更合理。4.4 中和塔（填料塔）填料塔結構簡單，阻力小，便于耐腐蝕材料制造，而且過程需要吸收的氣體量小，故選用填料塔。1．計算依據（1）氣體組成同一膜出口處組成（2）出塔氣體中無氯化氫和二氧化碳氣體（3）進口壓力1.24atm（4）25mm×25mm×2.5mm的亂堆陶瓷拉西環2．確定空塔其速查《氯堿工業理化常數手冊》20℃，15%的NOH溶液ρ=1169Kg/m3a l粘度μ=2.95mP.SL a則W/W(ρ/ρ)0.5=32.49/111.25(1.19/1169)0.5=0.01L V V L式中W,W—分別為液相和氣相的摩爾流量,Kmol/hL V

（4—6）,ρ—分別為液體和氣體的密度Kg/m3查《化工原理》下冊圖3—24中亂堆填料泛點線，橫標為0.01時的縱標數值為0.23由表3—5知，25mm×25mm×2.5mm的亂堆陶瓷拉西環的填料因子φ=450m，-1Ψ=ρ/ρ=1000/1169=0.86水Lu=(0.23gρ/φΨρμ0.2)1/2（4—7）maxLVL=(0.23×9.8×1169/450×0.86×1.19×2.95)=2.15m/s0.21/2式中：u—泛點氣速，m/smaxg—重力加速度，m/s2,ρ—分別為液體和氣體的密度Kg/m3V Lφ—填料因子，m-1Ψ—液體密度校正吸收,Ψ=ρ/ρ水 l第四章主要設備的工藝計算及選型Μ—液體粘度,mP.SL a取空塔氣速為泛點氣速的50%，即u=0.5 u=1.125m/smax3．計算填料塔直徑D=(4V/πu)1/2S=[(111.25×22.4×4)/(3.14×1.125×3600)]1/2=0.9m—塔徑，mV—體積流率m3/sSu—空塔氣速，m/s圓整塔徑為1m，即1000mm則空塔氣速u=4V/πD2S=(4×111.25×22.4)/π×12=0.88m/s空塔氣速安全系數：0.88/2.15×100%=40.9%4.計算噴淋密度因填料為25mm×25mm×2.5mm，σ=190，塔徑與填料尺寸之比大于8，依《化工原理》下冊式(3—37)算最小噴淋密度，因填料尺寸小于75mm，故取(L)=0.08m3/m.h,Wmln則U=(L).σ （4—8）mln Wmln=0.08×190=15.2m3/m2.hσ—填料的比表面積，m2/m3—最小噴淋密度，m3/m2.hmin(L)—最小潤濕速率，0.08m3/m.hWminNOH溶液的平均分子量：100/(20/40+80/18)=20.22Kg/Kmola則操作條件下的噴淋密度為：U=(32.49×20.22×4)/(π×1169×12)=0.72m3/m2.h為滿足U≥U則使出塔的廢堿液循環，以增大液體流量，從而增大噴淋密度min要使U≥U，即4W/(π×1169×12)≥15.2min lW≥1.4×104Kg/hL第四章主要設備的工藝計算及選型W=1.5×104Kg/h=741.8Kmol/hL循環液的量1.5×104-32.49×22.4=1.43×104Kg/h5．校核塔徑及空塔氣速由式（4—6）得：W/W(ρ/ρ)0.5L V V L=741.8/111.25(1.19/1169)0.5=0.21查《化工原理》下冊圖3—24中亂堆填料泛點線，橫標為0.21時的縱標數值為0.08u=(0.08gρ/φΨρμ0.2)1/2max L V L=(0.08×9.8×1169/450×0.86×1.19×2.950.2)1/2=1.28m/s取空塔氣速為泛點氣速的70%U=0.7Umax=0.7×1.28=0.90m/sD=(4V/πu)1/2=[(111.25×22.4×4)/(3.14×0.90×3600)]1/2=0.98mS圓整塔徑為1m,即1000mm則空塔氣速u=4V/πD2=(4×111.25×22.4)/π×12=0.88m/sS空塔氣速安全系數：0.88/1.28×100%=69%則操作條件下的噴淋密度為：U=(1.5×104×4)/(π×1169×12)=16.53m3/m2≥Umin6.計算塔壓降縱標u2φψρμ0.2/gρ=(0.882×4500.86×2.950.2)/9.8×1169=0.039L L橫標W/W(ρ/ρ)0.5=741.8/111.25(1.19/1169)0.5=0.21L V V L據以上兩數值在圖3—24中確定塔的操作點此點位于△P=30×9.8P/m的等壓線上，即每米填料層的壓降約為294P/ma a7．計算填料層高度（1）計算傳質單元數由于氯化氫和二氧化碳氣體與NOH溶液發生化學反應，溶液中不存在氯化氫和二a氧化碳,故Y*=O又由于二氧化碳與NOH溶液反應生成的碳酸鈉堿性，抑制反應進行，所以二氧化a碳與NOH溶液反應比氯化氫與NOH溶液反應速度慢。因此本設計以二氧化碳為依據a a進行計算。第四章主要設備的工藝計算及選型被吸收的氯化氫的量為：32.68-31.82=0.86Kmol/h相當于0.86/2=0.43Kmol/h的二氧化碳。被吸收的二氧化碳總量0.43+0.465=0.895Kmol/hY=0.895/112.925×100%=0.79%1因為液相中活潑組分的濃度足夠大，而且發生的是快速不可逆反應，溶質組分進入液相后立即反應而被消耗掉，則界面上的溶質組份分壓為0，吸收過程速率為氣膜中的擴散阻力所控制，因此可按氣膜控制的物理吸收計算。2dYdY=4.8（4—9）Y0NOGYY*Y0Y10.0079由于無法查到二氧化碳被NaOH吸收時的KG，計算不出具體的傳質單元高度。按一般經驗，對25mm的填料作吸收操作時傳質單元高度取為Hor=0.5m則填料層高度H=NOG.Hor（4—10）=4.8×0.5=2.4m4．5硫酸干燥塔浮閥塔結構簡單，制造方便，節省材料，性能良好，因此選用浮閥塔。1．計算依據（1）進塔酸濃度98%（質量），出塔酸濃度85%（質量）（2）進口酸溫度25℃（3）硫酸的量為3Kmol/h2．塔徑計算需要的硫酸的量：M=(M+3×18)×85%/98%=353.1Kg/h查得25℃下，98%的硫酸的密度ρ=1.833g/cm3=1833Kg/m3LV=M/ρ=353.1/1833=5.35×10-5m3/s=0.19m3/hL動能參數(L/V)(ρ/ρ)1/2h N L V式中：L，V—分別為塔內液氣兩相的體積流量，m3/hh Nρ，ρ分別為塔內液氣兩相的密度，Kg/m3L V此時ρ=W/V

（4—11）V V第四章主要設備的工藝計算及選型=(13.89×50.5+5.94×85+2.11×19.5+0.147×154+2.058×28+85.76×16+3×18)/(112.925×22.4)=1.18Kg/h動能參數(L/V)(ρ/ρ)1/2h N L V=0.19/(112.925×22.4)(1833/1.18)1/2=0.03假設塔徑0.5—0.8m，取板間距310mm，板上液層高度0.08m所以H-h=230mmT L查史密斯關聯圖得C=0.04820查得硫酸的σ=52.38mN/mC=C(σ/20)（4—12）0.220=0.048(52.38/20)0.2由式（3—3）u=C[(ρ-ρ)/ρ]1/2（4—13）maxLVVρ—液相密度,Kg/m3ρ—氣相密度,Kg/m3—極限空塔氣速，m/smaxu=0.058[(833-1.18)/1.18]1/2max=2.28m/su=0.65umax=0.65×2.28=1.48m/s塔徑D=(4V/πU)1/2S=[(4×112.925×22.4)/(π×3.14×3600)]1/2=0.77圓整塔徑0.8m，即800mm空塔氣速：u=4V/πD2=(4×112.25×22.4)/(π×0.082×3600)=1.38m/sS由板上液層高度為0.08，則板上液層體積V=π/4D2.h=π/4×0.82×0.08=0.04m3理論塔板數:N=0.19/0.04=4.75T第四章主要設備的工藝計算及選型取總板效率70%，則實際板數為N/E=4.75/70%=6.8塊，取為7塊T T則有效高度為：E=N/E.H （4—14）T T T T=7×0.31=2.17m4．6 熱交換器1．計算依據（1）熱流體進口溫度40℃，出口溫度20℃（2）冷流體為冷凝器出來的循環氣，進口溫度-20℃2．計算傳熱量介質均為粘度0.5cp以下的有機物查化學工業出版社《化工設計》得總傳熱系數在190—370Kcal/m2.h.℃K=220Kcal/m2.h.℃t=(40+20)/2=30℃定性溫度下的等壓熱容(Kcal/kg.℃)CHClCHClCHClCClCHN32234420.2170.1560.14450.13280.54850.2593Q=C.m.ΔtP=(13.89×0.217×50.5+5.94×0.156×85+2.11×0.1445119.5+0.147×0.1328×154+85.76×0.5485×16+2.058×0.2593×28)×4.18×(40-20)=8.64×104KJ/h3．算出口氣體溫度設出口溫度t，用公式C=a+bT求C2 p p查得C=a+bT中a,b的為：pa(J/mol.K)b(J/mol.K)2N27.326.226×10-32CO26.7542.258×10-32CH14.1575.496×10-34CHCl30.62149.75×10-33第四章主要設備的工藝計算及選型Q=C.m.ΔtP=[13.89×(30.622+149.75×10-3T)+85.76×(14.15+75.49610-3T)+2.058×(27.32(1)+6.226×10T)+0.465×(26.75+42.258×10T)]×(t-t)-3-312T=(t+t)/2(2)12解(1),(2)得t=-3℃24.計算換熱面積Δt=42℃

Δt=40℃

則

Δt=41℃1

2

mS=Q/K.Δtm=8.64×104/(220×4.1841)=2.5m2選用F325-10-40-2型浮頭式換熱器A4.7冷凝器1．計算依據（1）熱流體進口溫度20℃，出口溫度-20℃（2）冷凍鹽水進口溫度-25℃出口溫度-20℃（3）將CHCl,CHCl冷凝成液體2 2

32．計算換熱面積CHCl,CHCl20℃的汽化熱336.4KJ/kg,267.9KJ/Kg2 2 3定性溫度t=(20-20)/2=0下的C(KJ/kg.k)pCHCl CHCl CHCl CCl CH N3

2 2

3

4

4

20.77 1.188 0.925 0.829 2.16

0.6191=1.68×105KJ/HQ=(13.89×0.77×50.5+2.058×0.619×28+85.76×2.16×16+5.94×1.188×85+2.112×0.925119.5)(20+20)=1.73×105KJ/hQ=1.68×105+1.73×105=3.41×105KJ/h總Δt=40℃ Δt=5℃則Δt=16.8℃1

2

m第四章主要設備的工藝計算及選型查得冷凝器總傳熱系數K=500(kcal/m2.h.℃)S=Q/K.ΔTM=3.41×105/(500×4.18×105)=9.8m2選用FL-400-15-25-2浮頭式冷凝器B4．8鹽酸分離器旋風分離器是利用慣性力的作用從氣體中分離出塵粒的設備。一般用來除去氣流中直徑在5μm以上的塵粒。其代表性結構型式為標準旋風分離器。本過程選用標準旋風分離器分離顆粒。已知密度1137.8kg/m3，顆粒直徑8μm，氣體流量121.84Kmol/h，允許壓降1800P，粘度1.26×10-5P.Sa a蒸汽密度：28.81/22.4=1.28kg/m3標準旋風分離器的阻力系數ζ=8.0，依《化工原理》式3-31ΔP=ζρu2/2 （4—15）l即1800=8.0×1.28(u2/2)l解得進口氣速u=18.75l旋風分離器進口截面積為Hb=D2/8 Hb=V/uS l故設備直徑為d=(8V/u)1/2=[(8×121.84×22.4)/(3600×18.75)]1/2=0.57mS l標準旋風分離器是以圓筒直徑為參數，其它尺寸都與直徑成一定比例。再依式《化工原理》3-29算出分割粒徑，即d=0.27[ud/u(ρ-ρ)]1/2 （4—16）50 l s=0.27[1.26×10-5×0.57/18.75×(1137.8-1.28)]1/2=4.9d/d=8/4.9=1.6350查《化工原理》圖3-11得η=70%4．9 稀酸分離器用標準旋風分離器分離顆粒。已知密度1025.8kg/m3，顆粒直徑8μm，氣體流量第四章主要設備的工藝計算及選型111.25Kmol/h，允許壓降1800P，粘度1.18×10-5P.Saa蒸汽密度：26.64/22.4=1.19kg/m3標準旋風分離器的阻力系數ζ=8.0，依式（4—15）ΔP=ζρu2/2l即1800=8.0×1.19(u2/2)l解得進口氣速u=19.45l2Hb=V/uSl1/21/2Sl再依式（4—16）算出分割粒徑，即d=0.27[ud/u(ρ-ρ)]1/250ls-51/2=0.27[1.18×10×0.54/19.45×(1025.5-1.19)]=4.8d/d=8/4.8=1.6750查《化工原理》圖3-11得η=71%4．10 堿液泵堿液流量15000kg/h，堿液密度1169kg/m3，則堿液體積流量：Q=15000/1169=12.83m/h壓頭H=ΔZ+ΔP/ρ+Δu2+∑hf取ΔZ=8 ∑hf=3其余兩項很小，忽略不計。H=8+3=11m液柱11×1.19=13.09m選用F-16型耐腐蝕泵兩臺,正常使用一臺，備用一臺，F-16耐腐蝕泵的流量50 5014.4m3/h,揚程15.7m。4．11配堿槽參照鴻化廠，1.5h換一次堿液，則配堿槽容積：15000/1169×1.5=19.2m3第四章主要設備的工藝計算及選型假設D=3000,則H=27184．12 濃酸中間槽因為連續化生產，中間槽考慮1天的用量0.19×24=4.6m2假設D=2021，則H=14654．13 濃酸泵濃酸液流量353.1kg/h，濃酸液密度1833kg/m3，則濃酸液體積流量：Q=353.1/1833=0.19m3/h壓頭H=ΔZ+ΔP/ρ+Δu2+∑hf取ΔZ=10 ∑hf=4其余兩項很小，忽略不計。H=10+4=14m液柱13×1.833=25.66m選用F25-25型耐腐蝕泵兩臺,正常使用一臺，備用一臺，F25-25耐腐蝕泵的流量2.02m3/h,揚程27.8m4．14壓縮機在產品樣本上，活塞式空氣壓縮機的排氣量指最后一級排出的空氣，換算為第一級進氣條件時氣體的體積流量，壓縮機進口溫度按40℃，排出氣體的摩爾流量為109.925kmol/h，則換算為常溫下：Q=109.925×22.4(273+40)/273=47/min.1m因工藝要求排出壓力0.6MP,故選用排氣量60m3/min的L8-60/7型壓縮機兩臺，正常操a作1臺，備用1臺。第四章主要設備的工藝計算及選型4．15粗氯化液液貯槽因為產品屬于粗產品，則考慮一周的存儲量。-20℃CHCl,CHCl液體的密度分別為1397kg/m3,1564kg/m3,則一周的體積量為：2 2 3[(5.94×85)/1397+(2.11×119.5)/1564]×24×7=88m3取裝載系數0.8，則堿液體積為88/0.8=110m3,故選用V=60m3,D=3200,L=8040的貯槽兩個。第五章綜合表表6—1原料消耗綜合表序物料單成分每噸產品每小時每年號名稱位的消耗量100%工業100%工業100%工業1甲烷m395%979.61031.2494.8520.5391881641250692氯氣m396%1449.9