样本二氯甲烷的氯化吸收工艺设计

第一章总论题 目年产4000吨的氯甲烷氯化吸收工段的初步设计原始数据：4kt/a二氯甲烷氯化吸收，年工作日330天，其余数据以工厂实际收集为准。说明书内容：1．进行工段工艺流程设计；2．进行工段物料、热量衡算，并编制物料平衡数据表；3．进行工段设备设计或选型，编制设备一览表；4．编制工段初步设计说明书。图纸要求：1．绘制带控制点的工艺流程图；2．绘制主要设备的设备图及设备布置图；前言二氯甲烷具有溶解能力强和毒性低的优点，大量用于制造安全电影胶片、聚碳酸酯，其余用作涂料溶剂、金属脱脂剂，气烟雾喷射剂、聚氨酯发泡剂、脱模剂、脱漆剂。第一章总论二氯甲烷为无色液体，在制药工业中做反应介质，用于制备氨苄青霉素、羟苄青霉素和先锋霉素等;还用作胶片生产中的溶剂、石油脱蜡溶剂、气溶胶推进剂、有机合成萃取剂、聚氨酯等泡沫塑料生产用发泡剂和金属清洗剂等。目录第一章总论1概述1.1.1产品的物理化学性质1.1.2质量标准1.1.3产品的主要用途1.1.4产品的市场需求1.2原材料的规格来源及净化第二章生产工艺流程简述2.1二氯甲烷的生产原理及生产方法2.1.1生产原理2.1.2二氯甲烷的生产方法及特点2.2生产工艺与流程简述2.2.1甲烷氯化物生产工艺流程简述2.2.2二氯甲烷生产工艺流程简图第三章物料衡算和热量衡算3.1计算基准3.2物料衡算和热量衡算3.2.1反应器的物料衡算和热量衡算3.2.2空冷器的物料衡算和热量衡算3.2.3膜式吸收器的物料衡算和热量衡算3.2.4填料塔第四章主要设备的工艺计算及选型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热交换器4.7冷凝器4.8盐酸分离器4.9稀酸分离器4.10碱液泵4.11配碱槽4.12浓酸中间槽4.13浓酸泵4.14压缩机4.15粗氯化液液储槽第一章总论第五章综合表 第六章设备一览第七章管路设计评述参考文献第一章总论概述1.1.1产品的物理化学性质一.产品的物理性质二氯甲烷是无色透明不分层液体，在氧气中易爆炸，其具体物理性质如下表：表1—1名称单位产品二氯甲烷分子量84.94外观无色透明不分层液体分子式CH2Cl2沸点℃40.4液体比重D201.3264蒸汽比重2.93蒸汽密度g/l3.30汽化潜热Cal/g78.7液体比热Cal/g.℃0.288蒸汽比热Cal/g.℃0.155在水中溶解度g/100g1.32水第一章总论临界压力Kg/cm260.9临界温度℃237临界密度0.427冰点℃-96.7在空气中爆炸范V%13.0~18.0围在氧气中爆炸范V%13.0~18.0围二．产品的化学性质二氯甲烷是无色、透明、比水重、易挥发的液体，有类似醚的气味和甜味，不燃烧，但与高浓度氧混合后形成爆炸的混合物。二氯甲烷微溶于水，与绝大多数常用的有机溶剂互溶，与其他含氯溶剂、乙醚、乙醇也可以任意比例混溶。室温下二氯甲烷难溶于液氨中，能很快溶解在酚、醛、酮、冰醋酸、磷酸三乙酯、甲酰胺、环己胺、乙酰乙酸乙酯中。纯二氯甲烷无闪点，含等体积的二氯甲烷和汽油、溶剂石脑油或甲苯的溶剂混合物是不易燃的，然而当二氯甲烷与丙酮或甲醇液体以10：1比例混合时，其混合特具有闪点，蒸发后与空气会形成易燃的混合物。二氯甲烷是甲烷氯化物中毒性最小的，其毒性仅为四氯化碳毒性的0.11%。如果二氯甲烷直接溅入眼中，有疼痛感并有腐蚀作用。二氯甲烷的蒸汽有麻醉作用。当发生严惩的中毒危险时应立即脱离接触并移至新鲜空气处，一些中毒症状就会得到缓解或消失，不会引起持久性的损害。有麻醉作用，主要损害中枢神经和呼吸系统。人类接触的主要途径是吸入。已经测得，在室内的生产环境中，当使用二氯甲烷作除漆剂时，有高浓度的二氯甲烷存在。一般人群通过周围空气、饮用水和食品的接触，剂量要低得多。据估计，在二氯甲烷的世界产量中，大约80%被释放到大气中去，但是由于该化合物光解的速率很快，使之不可能在大气中蓄积。其初始降解产物为光气和一氧化碳，进而再转变成二氧化碳和盐酸。当二氯甲烷存在于第一章总论地表水中时，其大部分将蒸发。有氧存在时，则易于生物降解，因而生物蓄积似乎不大可能。呼吸系统防护：空气中浓度超标时，应该柚戴直接式防毒面具(半面罩)。紧急事态抢救或撤离时，佩戴空气呼吸器。1.1.2质量标准工业二氯甲烷产品的技术指标（GB4117-92）表1—2指标名称指标优等品一等品合格品纯度(PC)%99.599.098.0t-O≥酸度（以HCl计）%0.00040.00080.0010≤水份%0.0400.0500.060≤色度101010≤蒸发残渣%0.00050.00100.0030≤1.1.3产品的主要用途二氯甲烷可作为气溶胶溶剂包装。二氯甲烷在工业清洗操作的应用也是很多的。如金属和塑料加工工业中用作气相脱脂剂，尤其适合不耐三氯乙烯和四氯乙烯等其它高温脱脂溶剂的产品清洗。亦可与石油和其它氯代烃混合在金属制造工业中清净剂。等重量的二氯甲烷、甲苯混合物已推荐用于清洗印刷铅字。二氯甲烷具有溶解能力强和毒性低的优点，大量用于制造安全电影胶片、聚碳酸酯，其余用作涂料溶剂、金属脱脂剂，气烟雾喷射剂、聚第一章总论氨酯发泡剂、脱模剂、脱漆剂。二氯甲烷为无色液体，在制药工业中做反应介质，用于制备氨苄青霉素、羟苄青霉素和先锋霉素等;还用作胶片生产中的溶剂、石油脱蜡溶剂、气溶胶推进剂、有机合成萃取剂、聚氨酯等泡沫塑料生产用发泡剂和金属清洗剂等。二氯甲烷在中国主要用于胶片生产和医药领域。其中用于胶片生产的消费量占总消费量的50%，医药方面占总消费量的20%，清洗剂及化工行业消费量占总消费量的20%，其他方面占10%。1.1．4产品的市场需求二氯甲烷又称甲叉二氯、氯化次甲基。二氯甲烷主要用作不燃性溶剂，如三乙酸纤维脂电影胶片的溶剂、金属表面油漆层的清洗脱膜剂、气溶胶的推动剂、石油脱蜡溶剂、热不稳定性物质的萃取剂。从羊皮提取羊肢和从椰中提取食用油的萃取剂、也用作低温载体、矿物油的闪点升高剂、灭火剂、烟雾剂的推进剂、脲泡沫的发泡剂目前，世界二氯甲烷供需基本平衡，但由于产品和国家地区之间发展不平衡，其未来产量的增减也因地区而异。由于美国、西欧、日本相继出口一些环保法规，严格控制排放，尽可能回收，预计美国等工业发达国家和地区消费将逐年递减，而世界的其它国家和地区，如东欧、中东、亚洲和拉美等发展中国家对二氯甲烷的需求量将保持较快的增长速度，预计世界范围内2021---2021年对二氯甲烷的需求量将以2%—3%左右的速度增加。1.2原材料的规格、来源及净化一．原料规格：1．氯气纯度 Cl2≥95.0%(V)2．天然气纯度CH≥96.0%(V)

水份HO≤0.05%(wt)24第一章总论C和C以上组分C+≤0.6%(V)（净化天然气）2 2 2C+≤0.01%(V)（净化天然气）2二.原料来源1．氯气：来自烧碱车间电解产生的氯气天然气：因为自贡丰富的天然气资源，因此就地取材第二章 生产工艺流程简述2．1二氯甲烷的生产原理及生产方法2．1．1生产原理甲烷热氯化机理和其它烷烃氯化机理相似，都是自由基连锁反应。氯分子的活化是通过高温来实现的，其自由基连锁反应历程，可分三步表示：1．链引发Cl2Cl.+Cl-57.8千卡/克分子2．增链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． 链终止下列情况存在都可能产生链终止（1）活化分子与器壁碰撞第一章总论Cl.+Cl.+MCl2+M（2）活化分子之间碰撞R．+Cl.不活泼产物R．+R。不活泼产物（3）原料气中氧的存在能阻碍反应。R.N.Pease等人曾研究了甲烷氯化反应中对链终止的影响。在甲烷热氯化反应过程中，反应温度不高时，反应按自由基连锁反应进行。当反应温度升高到370。C时，连锁反应机理的相对作用随之减低，反应温度超过430。C，甲烷氯化反应实际上是一逐级取代不可逆的双分子均相反应。反应过程中四种氯化物同时生成，所以甲烷直接氯化不可能得到单一的产品，其反应方程式如下：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/克分子甲烷氯化反应是强放热反应。在反应开始前供给热量，当反应开始后所需能量可由反应热供给。由于放热量大，如不采取措施控制反应热并及时带走温度会急剧升高，这样会产生剧烈的燃烧反应或氯化物产生裂解反应。CH4+2Cl2C+4HCl+70千卡/克分子2CHCl3C2Cl4+2HCl3CHCl3C2Cl6+CH2Cl2+HCl2CCl4 C2Cl4+Cl22CCl4 C2Cl6+Cl2同样局部氯气浓度过浓时，也会使反应进行极为猛烈，甚至产生爆炸。因此，要保证甲烷热氯化反应顺利进行的主要条件是：保证原料气的正确配比；保证甲烷和氯气充分均匀混合；第二章生产工艺流程简述有效和及时引出反应热。2.1.2二氯甲烷的生产方法及特点二氯甲烷的主要生产路线是甲烷和氯甲烷的氯化。其生产方法最早采用甲烷和氯甲烷的高温气相热氯化法，后来发展了光氯化法。1972年美国C-Elummus 公司Arm-strong公司共同开发了甲烷氧氯化法，1979年日本德山曹达化学公司开发了氯甲烷低温液相自由基引发氯化法制取氯甲烷的技术。目前广泛用于工业生产的是热氯化法。最初的甲烷热氯化以德国Hoechst公司为代表。反应器形式有内循环式、蓄热式、列管式和沸腾床等多种形式。我国多采用内循环式反应器。1．（甲烷）天燃气热氯化法天燃气与氯气反应，经水吸收氯化氢副产盐酸后，用碱液除去残余微量的氯化氢，再经干燥、压缩、冷凝、蒸馏得到产品。甲烷氯化机理是游离基连锁反应，通过升高温度或用3000—5000A的光源辐射来实现氯分子的活化。在工业操作中，为保持一个稳定的自由基连锁反应，需要将温度维持在380—450℃。甲烷氯化是强放热反应，反应温度的控制十分重要和困难。为解决这一问题，在工业上已成功地采用了下列反应装置设计：1、大量循环甲烷或产生的氯代甲烷使用的多级反应器，以保证足够的进料比；2、采用雾化四氯化碳或较低的氯甲烷为热载体；3、采用流化床反应器。2．氯甲烷氯化法将氯甲烷与氯气氯化反应，光氯化法在4000Kw光照下进行，或采用热氯化法工艺，热氯化生产控制氯甲烷与氯气之比为（2—2.5）:1，反应温度为420。C，反应压力 19Kpa，反应冷却吸收、碱液除去氯化氢、蒸馏、压缩精馏，分别除去三氯甲烷，四氯甲烷在塔顶得到产品。氯甲烷生产二氯甲烷时，反应成1mol氯化氢，此时氯化氢可返回甲醇氢化装置作为制取氯甲烷原料，可以制造一个氯的闭路循环系统。这种氯化氢装置与热氯化系统结合生产甲烷氯代物的过程是一高效的过程。生产二氯甲烷时，通常产生出80%的二氯甲烷、15%的三氯甲烷、5%四氯化碳。第二章生产工艺流程简述2．2生产工艺流程简述2.2.1甲烷氯化物生产工艺流程简述分别来自烧碱车间、配气站和反应装置的氯气、天然气和循环气，按一定配比经计量进入混合器，混合均匀后进入反应器，进行甲烷热氯化反应，反应组成为：甲烷氯化物、氯化氢、过量的甲烷、惰性气体和微量的游离氯。反应气经空气冷却器冷却后进入碳黑分离器，除去反应中产生的少量碳黑，进入水洗系统除去氯化氢。从碳黑分离器出来的反应气（70—90。C），与稀酸分离器来的酸，进入第一膜式吸收器顶部，顺流而下，进行降膜吸收氯化氢后，反应气与稀盐酸入盐酸分离器进行气液分离，大于16%浓度的副产盐酸送至沉钙车间。反应气与计量后的吸收水，入第二膜式吸收器顶部进行第二次吸收，反应气与稀酸入稀酸分离器，稀酸入第一膜式吸收器，反应气则进酸雾分离器除去酸雾，进入中和塔。第一、第二膜式吸收器管间冷却水逆流串联使用。反应气经两次水洗，除去酸雾（氯化氢含量低于1%），再进行中和，中和塔用10%—20%的氢氧化钠溶液除去反应中残余的氯化氢、游离氯、二氧化碳等。烧碱车间送来的碱液，由贮槽放至碱液配制槽加入水配成规定的浓度，用泵送至碱液冷却器冷却，进中和塔，当碱液浓度降到规定值（3%—5%）后，送至废碱处理装置。从中和塔塔顶出来的反应气，进入干燥系统；碱液分离器底部的液体定时排放。中和后的反应气进入硫酸干燥塔，从硫酸干燥塔底部进入进行脱水干燥；98%的浓硫酸由浓硫酸大贮槽压入浓硫酸中间槽，用泵送至浓硫酸高位槽，计量后进入干燥塔顶部，由塔中段流出的硫酸入塔下段，稀硫酸（80%—90%）从塔釜排至稀硫酸中间槽，定时用稀硫酸泵送至稀硫酸大贮槽，以备出售。干燥后的反应气，从干燥塔顶部出来进入固碱中和器，除去硫酸干燥过程中生成的硫酸酸雾，再经压缩机压缩至0.4—0.6Mpa（表压）。压缩后的反应气经缓冲罐和机后冷却器冷却至40.C以下，进入热交换器，与冷凝器来的循环气进行换热，使反应气温度降至25.C左右，热交换器中冷凝的少量甲烷氯化物进粗氯化液贮槽。冷凝器管间所需的-25。C—-30。C的冷冻盐水由冷冻岗位送给。冷凝器中未冷凝的气体称为循环气（其中大部分为甲烷、少量的甲烷氯化物第二章生产工艺流程简述和惰性气体）。循环气经热交换器后，汇同二氯甲烷蒸馏一塔顶部来的一氯甲烷（该一氯甲烷经过了气液分离器，液体流回粗氯化液贮槽）气体，一部分作为生产四氯化碳原料气，另一部分经减压至0.2—0.3Mpa（表压）返回氯化反应器和调节硫酸干燥塔气量。粗氯化液作精馏二氯甲烷、三氯甲烷成品用。2．2．2二氯甲烷生产工艺流程简图水 15%的氢氧化钠第二中膜式和天然气混合器吸收塔器 稀循环气 第一 酸反 空氯气 膜式 盐酸 分应 冷吸收 分离 离器 器器 器 器98%的硫酸 循环气 -25℃冷冻盐水粗氯干 压 缓 机后 热交 冷化液燥 缩 冲 冷凝 换器 凝贮槽塔 机 罐 器 器第三章物料衡算和热量衡算第三章物料衡算和热量衡算3．1计算基准以单位时间为基准，按年工作330天，每天24小时，二氯甲烷小时生产量4000*103330*24505.05Kg/h3．2物料衡算和热量衡算3.2.1反应器的物料衡算和热量衡算本反应过程是强放热反应，由于放热量大，如不采取措施控制反应热并及时移走，温度会急剧升高，这样会产生强烈的燃烧反应，使反应或使氯化物产生裂解反应。因此利用加入过量甲烷得到的循环气为稀释剂而移走反应热量。1．计算依据（1） 二氯甲烷产量505.05Kg/h.即5.94Kmol/h.（2） 原料组成含Cl296%,CH495%.（3） 进反应器的原料配比（摩尔比）Cl2：CH4：循环气=1：0.68：3.0（4） 出反应器的比例CH2Cl2：CHCl3=1：0.5（质量比）(CHCl3+CCl4)/CH2Cl3=0.38（摩尔比）（5） 操作压力0.08MPa（表压）（6） 反应器进口气体温度25oC,出口温度420oC第三章物料衡算和热量衡算2．物料衡算Cl2反CH3Cl应CH2Cl2CH4器CHCl3CCl4HCl假设循环气不参与反应，只起带走热量的作用。设进口甲烷Xkmol/h,出反应器一氯甲烷Ykmol/h,氯化氢Zkmol/hCH2Cl2:CHCl3=1:0.5（质量比）CHCl3时产量：505.05×0.5=252.5Kg/h=2.11kmol/h(CHCl3+CCl4)/CH2Cl2=0.38（质量比）CCl4的量：0.147kmol/h由于反应复杂，用元素守衡法：则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） 所以反应器进口原料中各组分的流量Cl2:22.09×1.48=32.69kmol/h=732.26Nm3/h（纯）32.69/0.96=34.06kmol/h=762.94Nm3/h（含杂）CH4:22.09kmol/h(纯),22.09/0.95=23.25kmol/h=520.8Nm3/h（含杂）循环气流量：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进口气体总量：32.68+24.25+(102.19-13.89)=143.07kmol/h（2）反应器出口中各组分流量第三章物料衡算和热量衡算CH3Cl: 13.89kmol/hCH2Cl2: 5.94kmol/hCHCl3: 2.11kmol/hCCl4: 0.147kmol/h循环气：102.19kmol/h出口气体总量：102.19+32.68+5.94+2.11+0.147=143.07kmol/h（3）出口气体中各组分的含量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） 反应器物料平衡表表2—1组分反应器进口反应器出口Kmol/h组成%(mol)Kg/hKmol/h组成%(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总计143.071004124.674143.071004124.674第三章物料衡算和热量衡算2.热量衡算（以1h，25oC为基准）参加反应的各物料的 HfØ(KJ/kmol)输入CH4Cl2CO2输出CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4HCl量(kmol)22.0932.690.46513.895.942.110.14732.68HfØ-74.850-393.51-81.92-87.86-100-106.76–92.3Hro=ΣUHfØ-ΣUHfØ（3—1）生成物l反应物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℃各物质的Cp物质CHClCHClCHClCClHClCON322342245.97588.28798.88729.9652.2730.65C（J/mol.k）66.07p输出焓：∑t（3—2）H=∑nC输出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输入焓：∑H=0输入Q=H（3—3）放出=Hro+∑H+∑H输出输入=-3.07×106+9.8×105=-2.09×106KJ222.50℃各物质的C（J/mol.k）p物质CHClNCHCO324230.8149.6253.43C（J/mol.k）54.83p循环气带出的热量为：第三章物料衡算和热量衡算Q =C m t带走 p=13.89×54.83+2.058×30.81+85.76×49.62+0.465×53.43)×420-25)=1.98×106KJ考虑5%热损失，则2.09×106×(1-5%)=1.98×106KJQ放出=Q带走循环气能带走的热量恰好为反应气放出的热量，使反应温度保持在420℃左右，维持反应顺利进行。3.2.2空冷器的物料衡算和热量衡算由于气体温度太高，直接进入吸收器不利于氯化氢气体吸收。因此，先用空冷器冷却降温，保证吸收的顺利进行。1．计算依据进口气体 420℃，组成和流量与反应器出口相同；出口气体 80℃，操作压力0.06MPa（表压）2．热量衡算定性温度t=(420+80)/2=250℃（J/mol.k）250℃各物质的Cp物质CHClCHClCHClCClCONHClCH32234224C （J/mol.k）56.36169.63981.92096.55845.0629.61129.29347.752p(T-T)（3—4）热负荷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第三章物料衡算和热量衡算3.2.3膜式吸收器的物料衡算和热量衡算Lx2Vy2Vy2Lx2本设计用两个石墨降膜吸收器串联吸收，气体经一膜吸收后再经二膜吸收，吸收剂水先经二膜吸收成稀酸一二再去一膜吸收成高浓度酸。两膜吸收剂用量相同，惰气膜膜流量也相同，因此液气比l/V也相同。Lx1 Vy1 Lx1 Vy1第一膜式吸收器1.计算依据(1).一膜进口气体中氯化氢含量22.84%（摩尔）,出口气体氯化氢含量8%,二膜出口气体氯化氢含量0.6%(2)一膜进口气体温度80℃, 出口气体温度70℃,二膜出口气体温度60℃(3).吸收水温42℃(4).进口气体组成同反应器出口(5).操作压力0.6MP（表压）a(6).出口酸浓度28%（质量），即16%（摩尔）(7).冷却水进口温度25℃2.物料衡算对并流高浓度气体吸收，操作线方程为：xx)=V(y-y)（3—5）12211221Lyy21Vx2x11x1x1212解得：x2=0.051即一膜进口酸，二膜出口酸浓度为0.051第三章物料衡算和热量衡算yy)21需要的吸收剂用量：Lx2x11212(143.0732.68)(0.22840.08)=10.228410.080.160.05110.1610.051=167.2Kmol/h副产盐酸的量：l0=V0（y2-y1）/(x1-x2)=143.07(0.2284-0.06)/0.16=198.9Kmol/h吸收剂的单位耗用量（气体入口处） l=L/V=167.1/(143.07-32.68)=1.51被吸收的氯化氢气体的量：wA=143.07(0.2284-0.08)=21.23Kmol/h剩余气体总量：143.07-21.23=121.84Kmol/h各气体的含量：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.热量衡算42℃氯化氢溶解成16%的盐酸的溶解热Φ=9172.65KJ/Kmol=9172.65×194.8=1.7×106KJ/h溶解在定性温度t=(80+70)/2=75℃下的等压热容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)第三章物料衡算和热量衡算=0.05×106KJ/hQ=1.7×106+0.05×106=1.75×106KJ/h总假设冷却水温升8℃，则冷却水耗用量水的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．计算依据(1)进口气体组成同一膜出口气体组成(2)进口气体温度70℃，出口气体温度60℃(3)出口酸浓度5.1%(4)吸收水温42℃，冷却水温33℃(5)操作压力0.036MP(表压)a2．物料衡算需要吸收剂的量同一膜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吸收剂的单位耗用量l=1.51被吸收的氯化氢气体量：w=143.07(0.08-0.006)=10.59a剩余气体总量：121.84-10.59=111.25各气体含量：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.热量衡算42℃氯化氢溶解成5.1%的盐酸的溶解热Φ=3303.18第三章物料衡算和热量衡算=3303.18×176.8=6×105KJ/h溶解在定性温度t=(70+60)/65℃下物质的等压热容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总从一膜出来的冷却水逆流进入二膜，进口温度33℃其温升：Δt=0.65×105/(75.42×2.95×103)=2.87出口水温：33+2.87=35.87℃3．2．4 中和塔（填料塔）1．计算依据（1）进塔气体组成同二膜出口气体组成（2）用20℃，15%的稀氢氧化钠溶液吸收,出塔碱浓度4%（质量）（3）出塔气体温度60℃（4）出口气体中无氯化氢和二氧化碳气体2.物料衡算入塔气摩尔流量：WV=111.25Kmol/h惰气流量：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则入塔气质量流量：111.25×26.64=296.37kg/h入塔气密度：ρV=2963.7/(111.25×22.4)=1.19kg/m315%和4%的氢氧化钠溶液化为摩尔浓度：0.15/4015%（质量）=0.15/400.85/18×100%=7.35%（摩尔）第三章物料衡算和热量衡算0.04/404%（质量）=0.04/400.96/18×100%=1.84%（摩尔）氢氧化钠溶液耗用量：Wl=(0.86+0.465×2)/(7.35%-1.84%)=32.49Kmol/h出塔气中无氯化氢气体和二氧化碳气体，但带出 3Kmol/h的水蒸气，则总量为G0=112.925Kmol/h各气体含量：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%第四章主要设备的工艺计算及选型4．1空冷器本过程传热量大，一般的换热器不能达到换热效果。空冷器换热效果好，结构简单，节约水资源，没有水污染等问题，比水冷更经济，故选用空冷器。1．计算依据（1）进出空冷器的流量和组成：组分CHCHClCHClCHClCClCONHCl43223422Kmol/h85.7613.895.942.110.1470.4652.05832.68%(kmol/h)59.949.714.151.470.10.331.4622.84（2）设计温度40℃（3）进空冷器温度420℃，出空冷器温度80℃（4）进出口压力0.06MP（表压）a（5）换热量Q=2.37×106KJ/h2．设计计算第四章主要设备的工艺计算及选型查《化工装置的工艺设计》表9-31得轻有机物的传热系数为10英热单位/英尺.h.o2 F换算为国际单位制：K=10×0.86×4.18=204.25KJ/m2.h.℃假设空气温升15.3℃按逆流：△t=420-55.3=364.7℃△t=80-40=40℃△t=146.91℃12m1取温差校正系数Φ=0.8△t=△t.Φ=146.91×0.8=117.53℃mm1则所需普通光管的表面积：A=Q/K.△t（4—1）0m=2.37×10/(204.25×117.536=98.73m2由(T-T)/K=1.86查《化工装置的工艺设计》图9-120得：21最佳管排数为n=6又由n=6查表9-33得迎面风速FV=165米/分表面积/迎风面积=A/F=7.6002则：F=A/7.60=98.73/7.60=12.99m220由F=Q/(t-t)FV17.3（4—2）121式中Q—换热量,Kcal/h(t-t)—空气温升21FV—迎面风速，米/分代入数据F=2.37×106/(15.3×165×17.3=12.98m21取ξ=0.01F-F=12.99=12.98=0.01≤ξ2 1即空气出口温度假设合理以光管外表面为基准的空冷器的换热面积为98.73m2由于资料有限，无法查到标准空冷器系列及翅片规格。因此无法校核传热系数及确定翅片面积参考鸿化厂选φ377×12的换热管管长L=98.73×4/π×0.3532=1010米管内流速u=143.07×22.4×4/π×0.3532=2762.5m/h=9.2m/su=9.2m/s符合换热管内流速范围15—30米/秒，故换热管选择合理第四章主要设备的工艺计算及选型空冷器规格及型号：φ377×1010F=98.73m24．2第一膜式吸收器降膜式吸收器在吸收过程中不断的将反应热移走，其传热传质效果好，吸收效率高，在吸收系统内压力降低，所生产的酸温度低，不需有后冷，且设备耐腐蚀，维修方便，使用寿命长，可制成较大规格。用于处理量较大的吸收过程。因此选用降膜式石墨吸收器吸收氯化氢气体。1．计算依据（1）进出口组成同空冷器出口组成（2）进口温度80℃，出口温度70℃（3）吸收水温42℃，冷却水温25℃,温升8℃（4）进口酸浓度5.1%，出口酸浓度16%（5）操作压力0.06MP（表压）A（6）换热量Q=1.75×106KJ/h（7）吸收气体量21.23Kmol/h2．计算换热面积（逆流）冷却水由25℃升到33℃，气体由80℃降到70△t=80-33=47℃ △t=70-25=45℃ △t=45℃1

2

m从《氯碱工业理化常数手册》查得K=3000KJ/m2.h.℃S=Q/K.△t=1.75×106/3000×45=13.2m2m3．计算吸收面积（并流）由于有大量的冷却水带走熔解热，将此过程保持等温，因此简化为等温吸收，在42℃下查得HCl—HO平衡数据如下：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并流高浓度吸收操作的操作线方程由式（3—5）：第四章主要设备的工艺计算及选型yLxyLx)2222即y1.51x0.3781y1x在y—y之间分为10个相等的小区间，对应一个y求出一个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在同一直角坐标系中作出操作线和平衡线如图一：图一对高浓度吸收一般用诺曼法：从图上量出塔两端和操作范围的中点x(x=0.1055)处的浓度差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《化工过程及设备设计》图3—18得：f=△y/△y=0.51即△y=0.073m c m第四章主要设备的工艺计算及选型进口端k的查取：Gt=80℃下查得各物质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由计算出的换热面积13.2m2，按《石墨制化工设备设计》表3—26初选换热器规格：公称直径450mm，吸收管61根，φ22×3的吸收管入口气体质量流速：G=(143.07×28.81×4)/(π×0.0612×61)=3.36×105Kg/m2.h0则：DG/µM1.75=(0.016×3.36×105)/0.049×28.811.75)=306.2 （4—3）0D—管内径，mG—入口气体质量流速,kg/m2.h0μ—入口气体粘度，Kg/m.hM—平均分子量查《氯碱工业理化常数手册》图15—6—1得：k=200×10-6Kmol/m2.h.PG a由于HCl气体易溶于水，属气膜控制，总传质系数1/K=1/k+m/k中可忽略液膜阻y y x力m/k，即K=kxyy又因为气相总压不高，则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第四章主要设备的工艺计算及选型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出口气体质量流速：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出口端的压力P=1.6×(1-21.23/143.07)=1.36atmK=k.P=205×10-6×1.36×105=27.9Kmol/hy GHCl被吸收一半时（即x处）的查取c气体总量：143.07-21.23/2=132.455Kmol/h剩余HCl的量：32.68-231.23/2=22.065Kmol/h各气体的含量：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第四章主要设备的工艺计算及选型平均粘度：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气体质量流速：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则对应于y,y和y的K分别为：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《化工过程及设备设计》图3—18f=K/K=0.96即K=K×0.96=28.2Kmol/m2.hymycymyc由《化工过程及设备设计》式（3—19）F=W/K△y（4—5）ymm式中F—吸收面积，W—单位时间内吸收的溶质的量，Kmol/h△y—吸收过程中的平均推动力K—吸收系数，Kmol/m2.hym代入数据F=21.23/28.2×0.073=10.3m2所以由吸收面积10.3m2，换热面积13.2m2，按《石墨制化工设备设计》3—26选换热器公称直径450mm，固定管板厚度140mm，吸收管数量61根，换热面积15m2，吸收面积12.6m2，管程数1第四章主要设备的工艺计算及选型换热面积裕度：(15-13.2)/13.2×100%=13.6%吸收面积裕度：(12.6-10.3)/10.3×100%=22.3%4．3第二膜式吸收器1．计算依据（1）进口气体组成同一膜出口处（2）进口温度70℃，出口温度60℃（3）吸收水温42℃，冷却水温33，温升2.87℃（4）操作压力0.036MP（表压）a（5）换热量Q=0.65×106KJ/h（6）进口清水，出口稀酸浓度5.1%（7）吸收气体量10.59Kmol/h2．计算换热面积冷却水由33℃上升到35.87℃，气体由70℃降到60℃则△t=70-35.87=34.13℃△t=60-33=27△t=28℃12mS=Q/K△t=0.65×10/3000×28=9m62m3.计算吸收面积操作线方程：yLxyLx)2222即y1.51x0.0871y1x在y-y之间分为10个相等的小区间,对应一个y求出一个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平衡线第一膜已作出，同一坐标下作出操作线如图一，同样用诺曼法量得：△y=0.005△y=0.008△y=0.04712c第四章主要设备的工艺计算及选型算出△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进口端的k查取：G因二膜进口端与一膜出口端的温度和物质组成相同，故粘度和平均分子量同一膜出口端μ=0.045Kf/m.h,M=27.47由换热面积S=9m2，按《石墨制化工设备设计》表3—26初选换热器规格：公称直500mm，吸收管数量85根，φ22×3的吸收管入口气体质量流速：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出口气体质量流速：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第四章主要设备的工艺计算及选型HCl被吸收一半时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气体质量流速：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即对应于y,y和y的分别为：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《化工过程及设备设计》图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所以由吸收面积18.3m2，换热面积9m2，按《石墨制化工设备设计》3—26选换热器公称直径500mm，固定管板厚度150mm，吸收管数量85根，换热面积20m2，吸收面积18.6m2，管程数1第四章主要设备的工艺计算及选型换热面积裕度：(20-9)/9×100%=122%吸收面积裕度：(18.6-18.3)/18.3×100%=1.6%换热面积裕度大了点，但是要满足吸收面积只能选这种规格。实际上换热面积大点更能维持等温，假设为等温更合理。4.4 中和塔（填料塔）填料塔结构简单，阻力小，便于耐腐蚀材料制造，而且过程需要吸收的气体量小，故选用填料塔。1．计算依据（1）气体组成同一膜出口处组成（2）出塔气体中无氯化氢和二氧化碳气体（3）进口压力1.24atm（4）25mm×25mm×2.5mm的乱堆陶瓷拉西环2．确定空塔其速查《氯碱工业理化常数手册》20℃，15%的NOH溶液ρ=1169Kg/m3a l粘度μ=2.95mP.SL a则W/W(ρ/ρ)0.5=32.49/111.25(1.19/1169)0.5=0.01L V V L式中W,W—分别为液相和气相的摩尔流量,Kmol/hL V

（4—6）,ρ—分别为液体和气体的密度Kg/m3查《化工原理》下册图3—24中乱堆填料泛点线，横标为0.01时的纵标数值为0.23由表3—5知，25mm×25mm×2.5mm的乱堆陶瓷拉西环的填料因子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—泛点气速，m/smaxg—重力加速度，m/s2,ρ—分别为液体和气体的密度Kg/m3V Lφ—填料因子，m-1Ψ—液体密度校正吸收,Ψ=ρ/ρ水 l第四章主要设备的工艺计算及选型Μ—液体粘度,mP.SL a取空塔气速为泛点气速的50%，即u=0.5 u=1.125m/smax3．计算填料塔直径D=(4V/πu)1/2S=[(111.25×22.4×4)/(3.14×1.125×3600)]1/2=0.9m—塔径，mV—体积流率m3/sSu—空塔气速，m/s圆整塔径为1m，即1000mm则空塔气速u=4V/πD2S=(4×111.25×22.4)/π×12=0.88m/s空塔气速安全系数：0.88/2.15×100%=40.9%4.计算喷淋密度因填料为25mm×25mm×2.5mm，σ=190，塔径与填料尺寸之比大于8，依《化工原理》下册式(3—37)算最小喷淋密度，因填料尺寸小于75mm，故取(L)=0.08m3/m.h,Wmln则U=(L).σ （4—8）mln Wmln=0.08×190=15.2m3/m2.hσ—填料的比表面积，m2/m3—最小喷淋密度，m3/m2.hmin(L)—最小润湿速率，0.08m3/m.hWminNOH溶液的平均分子量：100/(20/40+80/18)=20.22Kg/Kmola则操作条件下的喷淋密度为：U=(32.49×20.22×4)/(π×1169×12)=0.72m3/m2.h为满足U≥U则使出塔的废碱液循环，以增大液体流量，从而增大喷淋密度min要使U≥U，即4W/(π×1169×12)≥15.2min lW≥1.4×104Kg/hL第四章主要设备的工艺计算及选型W=1.5×104Kg/h=741.8Kmol/hL循环液的量1.5×104-32.49×22.4=1.43×104Kg/h5．校核塔径及空塔气速由式（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》下册图3—24中乱堆填料泛点线，横标为0.21时的纵标数值为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取空塔气速为泛点气速的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圆整塔径为1m,即1000mm则空塔气速u=4V/πD2=(4×111.25×22.4)/π×12=0.88m/sS空塔气速安全系数：0.88/1.28×100%=69%则操作条件下的喷淋密度为：U=(1.5×104×4)/(π×1169×12)=16.53m3/m2≥Umin6.计算塔压降纵标u2φψρμ0.2/gρ=(0.882×4500.86×2.950.2)/9.8×1169=0.039L L横标W/W(ρ/ρ)0.5=741.8/111.25(1.19/1169)0.5=0.21L V V L据以上两数值在图3—24中确定塔的操作点此点位于△P=30×9.8P/m的等压线上，即每米填料层的压降约为294P/ma a7．计算填料层高度（1）计算传质单元数由于氯化氢和二氧化碳气体与NOH溶液发生化学反应，溶液中不存在氯化氢和二a氧化碳,故Y*=O又由于二氧化碳与NOH溶液反应生成的碳酸钠碱性，抑制反应进行，所以二氧化a碳与NOH溶液反应比氯化氢与NOH溶液反应速度慢。因此本设计以二氧化碳为依据a a进行计算。第四章主要设备的工艺计算及选型被吸收的氯化氢的量为：32.68-31.82=0.86Kmol/h相当于0.86/2=0.43Kmol/h的二氧化碳。被吸收的二氧化碳总量0.43+0.465=0.895Kmol/hY=0.895/112.925×100%=0.79%1因为液相中活泼组分的浓度足够大，而且发生的是快速不可逆反应，溶质组分进入液相后立即反应而被消耗掉，则界面上的溶质组份分压为0，吸收过程速率为气膜中的扩散阻力所控制，因此可按气膜控制的物理吸收计算。2dYdY=4.8（4—9）Y0NOGYY*Y0Y10.0079由于无法查到二氧化碳被NaOH吸收时的KG，计算不出具体的传质单元高度。按一般经验，对25mm的填料作吸收操作时传质单元高度取为Hor=0.5m则填料层高度H=NOG.Hor（4—10）=4.8×0.5=2.4m4．5硫酸干燥塔浮阀塔结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，因此选用浮阀塔。1．计算依据（1）进塔酸浓度98%（质量），出塔酸浓度85%（质量）（2）进口酸温度25℃（3）硫酸的量为3Kmol/h2．塔径计算需要的硫酸的量：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动能参数(L/V)(ρ/ρ)1/2h N L V式中：L，V—分别为塔内液气两相的体积流量，m3/hh Nρ，ρ分别为塔内液气两相的密度，Kg/m3L V此时ρ=W/V

（4—11）V V第四章主要设备的工艺计算及选型=(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动能参数(L/V)(ρ/ρ)1/2h N L V=0.19/(112.925×22.4)(1833/1.18)1/2=0.03假设塔径0.5—0.8m，取板间距310mm，板上液层高度0.08m所以H-h=230mmT L查史密斯关联图得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—气相密度,Kg/m3—极限空塔气速，m/smaxu=0.058[(833-1.18)/1.18]1/2max=2.28m/su=0.65umax=0.65×2.28=1.48m/s塔径D=(4V/πU)1/2S=[(4×112.925×22.4)/(π×3.14×3600)]1/2=0.77圆整塔径0.8m，即800mm空塔气速：u=4V/πD2=(4×112.25×22.4)/(π×0.082×3600)=1.38m/sS由板上液层高度为0.08，则板上液层体积V=π/4D2.h=π/4×0.82×0.08=0.04m3理论塔板数:N=0.19/0.04=4.75T第四章主要设备的工艺计算及选型取总板效率70%，则实际板数为N/E=4.75/70%=6.8块，取为7块T T则有效高度为：E=N/E.H （4—14）T T T T=7×0.31=2.17m4．6 热交换器1．计算依据（1）热流体进口温度40℃，出口温度20℃（2）冷流体为冷凝器出来的循环气，进口温度-20℃2．计算传热量介质均为粘度0.5cp以下的有机物查化学工业出版社《化工设计》得总传热系数在190—370Kcal/m2.h.℃K=220Kcal/m2.h.℃t=(40+20)/2=30℃定性温度下的等压热容(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．算出口气体温度设出口温度t，用公式C=a+bT求C2 p p查得C=a+bT中a,b的为：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第四章主要设备的工艺计算及选型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.计算换热面积Δt=42℃

Δt=40℃

则

Δt=41℃1

2

mS=Q/K.Δtm=8.64×104/(220×4.1841)=2.5m2选用F325-10-40-2型浮头式换热器A4.7冷凝器1．计算依据（1）热流体进口温度20℃，出口温度-20℃（2）冷冻盐水进口温度-25℃出口温度-20℃（3）将CHCl,CHCl冷凝成液体2 2

32．计算换热面积CHCl,CHCl20℃的汽化热336.4KJ/kg,267.9KJ/Kg2 2 3定性温度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总Δt=40℃ Δt=5℃则Δt=16.8℃1

2

m第四章主要设备的工艺计算及选型查得冷凝器总传热系数K=500(kcal/m2.h.℃)S=Q/K.ΔTM=3.41×105/(500×4.18×105)=9.8m2选用FL-400-15-25-2浮头式冷凝器B4．8盐酸分离器旋风分离器是利用惯性力的作用从气体中分离出尘粒的设备。一般用来除去气流中直径在5μm以上的尘粒。其代表性结构型式为标准旋风分离器。本过程选用标准旋风分离器分离颗粒。已知密度1137.8kg/m3，颗粒直径8μm，气体流量121.84Kmol/h，允许压降1800P，粘度1.26×10-5P.Sa a蒸汽密度：28.81/22.4=1.28kg/m3标准旋风分离器的阻力系数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解得进口气速u=18.75l旋风分离器进口截面积为Hb=D2/8 Hb=V/uS l故设备直径为d=(8V/u)1/2=[(8×121.84×22.4)/(3600×18.75)]1/2=0.57mS l标准旋风分离器是以圆筒直径为参数，其它尺寸都与直径成一定比例。再依式《化工原理》3-29算出分割粒径，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》图3-11得η=70%4．9 稀酸分离器用标准旋风分离器分离颗粒。已知密度1025.8kg/m3，颗粒直径8μm，气体流量第四章主要设备的工艺计算及选型111.25Kmol/h，允许压降1800P，粘度1.18×10-5P.Saa蒸汽密度：26.64/22.4=1.19kg/m3标准旋风分离器的阻力系数ζ=8.0，依式（4—15）ΔP=ζρu2/2l即1800=8.0×1.19(u2/2)l解得进口气速u=19.45l2Hb=V/uSl1/21/2Sl再依式（4—16）算出分割粒径，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》图3-11得η=71%4．10 碱液泵碱液流量15000kg/h，碱液密度1169kg/m3，则碱液体积流量：Q=15000/1169=12.83m/h压头H=ΔZ+ΔP/ρ+Δu2+∑hf取ΔZ=8 ∑hf=3其余两项很小，忽略不计。H=8+3=11m液柱11×1.19=13.09m选用F-16型耐腐蚀泵两台,正常使用一台，备用一台，F-16耐腐蚀泵的流量50 5014.4m3/h,扬程15.7m。4．11配碱槽参照鸿化厂，1.5h换一次碱液，则配碱槽容积：15000/1169×1.5=19.2m3第四章主要设备的工艺计算及选型假设D=3000,则H=27184．12 浓酸中间槽因为连续化生产，中间槽考虑1天的用量0.19×24=4.6m2假设D=2021，则H=14654．13 浓酸泵浓酸液流量353.1kg/h，浓酸液密度1833kg/m3，则浓酸液体积流量：Q=353.1/1833=0.19m3/h压头H=ΔZ+ΔP/ρ+Δu2+∑hf取ΔZ=10 ∑hf=4其余两项很小，忽略不计。H=10+4=14m液柱13×1.833=25.66m选用F25-25型耐腐蚀泵两台,正常使用一台，备用一台，F25-25耐腐蚀泵的流量2.02m3/h,扬程27.8m4．14压缩机在产品样本上，活塞式空气压缩机的排气量指最后一级排出的空气，换算为第一级进气条件时气体的体积流量，压缩机进口温度按40℃，排出气体的摩尔流量为109.925kmol/h，则换算为常温下：Q=109.925×22.4(273+40)/273=47/min.1m因工艺要求排出压力0.6MP,故选用排气量60m3/min的L8-60/7型压缩机两台，正常操a作1台，备用1台。第四章主要设备的工艺计算及选型4．15粗氯化液液贮槽因为产品属于粗产品，则考虑一周的存储量。-20℃CHCl,CHCl液体的密度分别为1397kg/m3,1564kg/m3,则一周的体积量为：2 2 3[(5.94×85)/1397+(2.11×119.5)/1564]×24×7=88m3取装载系数0.8，则碱液体积为88/0.8=110m3,故选用V=60m3,D=3200,L=8040的贮槽两个。第五章综合表表6—1原料消耗综合表序物料单成分每吨产品每小时每年号名称位的消耗量100%工业100%工业100%工业1甲烷m395%979.61031.2494.8520.5391881641250692氯气m396%1449.9