年产4000吨的氯甲烷氯化吸收工段设计

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1、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；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。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

2、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

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1 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

4、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C40.4液体比重D4201.326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.C0.288蒸汽比热Cal/g.C0.155在水中溶解度g/100g1.32水临界压力Kg/cm260.9临界温度C237临界密度0.427冰点C-96.7在空气中爆炸范V%13.018.0围在氧气中爆炸范V%13.018.0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

5、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

6、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 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

7、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(P C)t- O%99.599.098.0酸度（以 HCl 计）%0.00040.00080.0010水份%0.0400.0500.060色度101010蒸发残渣%0.00050.00100.0030113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

8、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 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%。1.14产品的市场需求二氯甲烷又

9、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

10、速度，预计 世界范围内 2000-2005 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 C1295.O%(V)水份 H0W0.05%(wt)222天然气纯度 CH 96.0%(V)4C和C以上组分C +W0.6%(V)(净化天然气)2 2 2C+W0.01%(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2. 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21二氯甲烷的生产原理及生产方法211 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

11、实现的，其自由基连锁反应历程，可分三步表示： 1链引发Cl2 C1.+C1-57.8 千卡/克分子2增链CH4+C1. CH3.+HC1+1.O 千卡/克分子CH3.+C12 CH3Cl+Cl+25.7 千卡/克分子CH3C1+C1. CH2Cl+HCl+4.6 千卡/克分子CH2Cl.+Cl2 CH2C12+Cl.+20.7 千卡/克分子CH2C12+C1. CHCl2+HCl+8.8 千卡/克分子CHC12+C12 CHC13+C1+15.7 千卡/克分子chci3+ci. CC13+HC1+13.O 千卡 / 克分子CC13.+C12CCl4+Cl+10.6 千卡/克分子3 链终止下列情

12、况存在都可能产生链终止( 1)活化分子与器壁碰撞C1.+C1.+M Cl2+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+C12 CH3Cl+HCl+24.019 千卡/

13、克分子CH3C1+C12 CH2Cl2+HCl+23.660 千卡/克分子CH2Cl2+Cl2 CHCl3+HCl+24.696 千卡/克分子CHC13+C1 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+2Cl2 C+4HC1+70 千卡/克分子2CHCl3 C2C14+2HC13CHC1C Cl+CH Cl+HC1326222CCI4C2Cl4+Cl22CCI4C2Cl6+Cl2同样局部氯气

14、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：a. 保证原料气的正确配比；b. 保证甲烷和氯气充分均匀混合；c. 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-E lummus 公司 和 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 Hoech

15、st 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 30005000A 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380450C。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；

16、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(22.5) :1，反应温度为420oC，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%

17、的三氯甲烷、5%四氯化碳。22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（7090。0,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，

18、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

19、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0.40.6Mpa （表压）。压缩后的反应气经缓冲罐和机后冷却器冷却至40C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25C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

20、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0.20.3Mpa（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。222 二氯甲烷生产工艺流程简图第三章 物料衡算和热量衡算31 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/h32 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

21、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 Cl2 96%, 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 0.08MP （表压）a（6）反应器进口气

22、体温度25oC,出口温度420oC2物料衡算假设循环气不参与反应，只起带走热量的作用。设进口甲烷X kmol/h,出反应器氯甲烷Ykmol/h，氯化氢Zkmol/h由 CH2C12：CHc3=1:0.5 (质量比)CHC13 时产量：505.05x0.5=252.5Kg/h=2.11kmol/h (CHC13+CC14)/CH2C12=0.38 (质量比)CC14 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+5.94x2+2.11x3+0.147x4(1)H 元素守衡4X=3Y+Z+5.94x2+2.11(2)C 元素守衡X=Y+5.94+2.11

23、+0.147(3)解方程(1)(2)(3)得 X=22.09 kmol/hY=13.89 kmol/hZ=32.68kmol/h1) 所以反应器进口原料中各组分的流量Cl2： 22.09x1.48=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=23.25 kmol/h =520.8 Nm3/h (含杂)循环气流量：3.0X 34.06=102.19kmol/h=2289.06Nm3/h其中 CH3Cl：13.89N2：34.06x4%+23.25x

24、3%=2.058kmol/hCO2：23.25x2%=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/h2) 反应器出口中各组分流量CH3Cl: 13.89kmol/hCH2Cl2: 5.94 kmol/hCHCl3:2.11 kmol/hCCl4:0.147 kmol/h循环气：102.19 kmol/h 出口气体总量：102.19+32.68+5.94+2.11+0.147=143.07 kmol/h3) 出口气体中各组分的含量CHC13：13.

25、89/143.07x100%=9.71%CH2C12：5.94/143.07x100%=4.15%CHC13：2.11/143.07x100%=1.47% CCyO.M7/143.07x100%=0.10% HC1:32.68/143.07x100%=33.84%N2：2.058/143.07x100%=1.46% C02：0.465/143.07x100%=0.33%CH4：85.76/143.07x100%=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/hCH4107.8575.31725.685.76

26、59.941372.16Cl232.6922.852320.99CH3Cl13.899.71701.415CH2Cl25.944.15504.9CHCl32.111.47252.145CCl40.1470.1022.638CO20.4650.3320.460.4650.3320.46N22.0581.4657.6242.0581.4657.642HCl32.6822.841192.85总计143.071004124.674143.071004124.6742热量衡算（以1h, 25oC为基准）参加反应的各物料的 Hf0（KJ/kmol）输入CH4Cl2CO2输出 CH3ClCH2Cl2CHCl

27、3CCl4HCl量(kmol)22.0932.690.46513.895.942.110.14732.68 Hf0-74.850-393.51-81.92-87.86-100-106.76-2.3 Hro=ZU Hf0-ZU Hf0(31)生成物 l反应物 l= 13.89X(-81.92)-5.94X87.86-2.11X100-0.147X106.76-32.68X92.3+22.09X74.85+0.465X393.51=-3.07X 106KJ420C 各物质的 C (J/mol.k)p物质CHClCHClCHClCClHClCON3223422C (J/mol.k) 66.0745.

28、97588.28798.88729.9652.2730.65p输出焓：E H=EnC t(32)输出p=(13.89x66.07+5.94x45.975+2.11x88.287+0.147x98.887+32.68x29.96 +2.058x30.65+52.27x0.465)x(420-25)=9.8X105KJ输入焓：E H=0输入Q = H(33)放出= Hro+E H+E H输出输入=-3.07x106+9.8x105=-2.09x106KJ222.50 C 各物质的 C (J/mol.k)p物质CHCl N32CH CO42C (J/mol.k) 54.83 p30.81 49.62

29、 53.43循环气带出的热量为：Q 带走=CpmAt=13.89x54.83+2.058x30.81+85.76x49.62+0.465x53.43)x420-25) =1.98xl06KJ考虑 5%热损失，则 2.09x106x(1-5%)=1.98x106KJ即 Q = Q放出= 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420C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420C，组成和流量与反应器出口相同；出口气体80C，操作压

30、力0.06MP (表压)a2热量衡算定性温度 t=(420+80)/2=250C250 C 各物质的 C (J/mol.k)物质CHClCHClCHClCClCONHClCH32234224C (J/mol.k)56.36169.63981.92096.55845.0629.61129.29347.752p热负荷 Q=WC (T-T)(34)p21= (13.89X56.361+5.94X69.639+2.11X81.920+0.147X96.558 +0.465X45.06+2.058X29.611+32.68X29.293+65.76X47.752) X(420-80)=2.37X 106

31、KJ/h3.2.3 膜式吸收器的物料衡算和热量衡算Lx2Lx2Lx1 Vy1 Lx1 Vy1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 再去一膜吸收成高浓度酸。两膜吸收剂用量相同，惰气 流量也相同，因此液气比 l/V 也相同。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) 膜进口气体温度80C,出口气体温度70C,二膜出口气体温度60C(3) .吸收水温42C(4) . 进口气体组成同反应器出口(5) . 操作压力 0.6MP (表压)a(

32、6) .出口酸浓度 28%(质量)，即 16%(摩尔)(7) .冷却水进口温度 25C2. 物料衡算对并流高浓度气体吸收，操作线方程为：35)x xy y 、1 - x 1 - x1 - y 1 - y1 2 2 1yy2 1L 1 - y1 - y= 2 1V x x1 21 - x1 - x12解得：x2=0.051即一膜进口酸，二膜出口酸浓度为0.051V (-y - )需要的吸收剂用量：L =匕y2匕yxx-2- x- x-20.2284 0.08(143.07 32.68)()_1 0.22841 0.08=0.16 0.0511 0.16一1 0.051=167.2Kmol/h副产

33、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/hA剩余气体总量： 143.07-21.23=121.84Kmol/h各气体的含量： CH3Cl13.89/121.84X100%=11.4%CH2Cl25.94/121.84X100%=4.9%CHCl22.11/121.84X100%=1.7%CCl40.147/121.84X1

34、00%=0.12%HCl(32.68-21.23)/121.84X100%=9.4%N22.058/121.84X100%=1.69%CH485.76/121/84X100%=70.39%CO20.465/121.84X100%=0.38%3.热量衡算42C氯化氢溶解成16%的盐酸的溶解热=9172.65KJ/KmolQ 溶解=9172-65X 194-8=1-7X 106KJ/h在定性温度t=(80+70)/2=75C下的等压热容C (KJ/Kmol.C)CHClCHClCHClCClHClPCHNCO3223442244.5556.1171.2588.9328.8637.2128.7738

35、.32Q=C.m. tP=(44.5513.89+56.11X5.94+71.25X2.11+88.93X0.147+28.86X32.68+37.12X85.76+28.77X2.058+38.32X0.465)X(80-70)=0.05X 106KJ/hQ =1.7X 106+0.05X 106=1.75X 106KJ/h 总假设冷却水温升8C,则冷却水耗用量水的 C =4.18KJ/Kg.K=75.42KJ/Kmol.k wW=1.75X106/75.42X8=2.95X103Kmol/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70C，出口气

36、体温度60C(3) 出口酸浓度5.1%(4) 吸收水温42C，冷却水温33C(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1=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： CHCl 13.89/111.25X100%=12.49%3CHCl 5.94/11.25X1

37、00%=5.34%2CHCl 2.11/111.25X100%=1.90%3CCl 0.147/111.25X100%=0.13%4HCl 0.86/111.25X100%=0.77%N2.058/111.25X100%=1.85%2CO0.465/111.25X100%=0.42%2CH85.76/111.25X100%=77.09%41. 热量衡算42C氯化氢溶解成5.1%的盐酸的溶解热=3303.18Q 溶解=333.l8X176&6Xl5KJ/h在定性温度t二(70+60)/65C下物质的等压热容C (KJ/kmol. C)CHClCHClCHClCClHClpCHCON3223442

38、243.8755.4970.8187.9928.537.0538.2228.46Q=C .m. tP二(43.78X 13.89+55.49X5.94+70.81X2.11+87.99X0.147+28.51X 10.59+37.04 X 85.76+38.22 X 0.465+28.46 X 2.058) X (70-60)=0.05X105Q =0.6X105+0.05X105=0.65X105总从一膜出来的冷却水逆流进入二膜，进口温度 33C其温升： t二0 . 65 X 105/(75 . 42 X 2 . 95X 103)=2 . 87 出口水温： 33+2.87=35.87C324

39、 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20C, 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 60C( 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 X 12.49%+85x5.34%+119，51.90%+154X 0.13%+36.5X 0.77%+44 X0.42%+16X77.09%+28X1.85%=26.64则入塔气质量流量： 111.25X26.64=29

40、6.37kg/h入塔气密度：p=2963.7/(111.25x22.4)=1.19kg/m315%和 4%的氢氧化钠溶液化为摩尔浓度：15% (质量)=0.15/40 X 100%=7.35% (摩尔)0.15/40 0.85/184% (质量)=X100%=1.84% (摩尔)0.04/40 0.96/18氢氧化钠溶液耗用量：W=(0.86+0.465x2)/(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： CH3Cl13.89/112.925x100%=12.3%CH

41、2Cl25.94/112.925x100%=5.3%CHCl32.11/112.925x100%=1.9%CCl40.147/112.925x100%=0.13%N22.058/112.925x100%=1.82%CH485.76/112.925x100%=75.9%第四章 主要设备的工艺计算及选型41 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CH4CHCl3CHCl22CHCl3CCl4CO2N2HClKmol/h85.7613.895.942.110

42、.1470.4652.05832.68%(kmol/h)59.949.714.151.470.10.331.4622.84(2) 设计温度40C(3) 进空冷器温度420C，出空冷器温度80C4)进出口压力 0.06MP (表压)a(5)换热量 Q=2.37X 106KJ/h2设计计算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2.h. F 换算为国际单位制：K=10X0.86X4.18=204.25KJ/m2.h.C假设空气温升15.3C按逆流：At =420-55.3=364.7C t =80-40=40CAt 二 146.91C12m1取温差校正系数=0.8t

43、二At .e =146.91X0.8=117.53Cm m1则所需普通光管的表面积：A=Q/K. At(41)0m=2.37X 106/(204.25X 117.53=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/迎风面积二A /F =7.6002则：F=A/7.60=98.73/7.60=12.99m220由 F = Q/(t-t) FV17.3(42)1 2 1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=2.37X106/(15.3X165

44、X17.3=12.98m21取 g =0.01F-F =12.99=12.98=0.01 Wg21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屮377X 12的换热管管长 L=98.73X4/n XO.3532=1010 米管内流速 u=143.07X22.4X4/n X0.3532=2762.5m/h=9.2m/su=9.2m/s符合换热管内流速范围1530米/秒，故换热管选择合理空冷器规格及型号：0 377X 1010 F=98.73m242 第一膜式吸收器降膜式吸

45、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80C，出口温度70C(3) 吸收水温42C，冷却水温25C，温升8C(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=1.75X 106KJ/h( 7 )吸收气体量2 1 . 2 3Kmol/h2计算换热面积(逆流)冷却水由25C升到33

46、C，气体由80C降到70t=80-33=47Ct=70-25=45Ct=45C12m从氯碱工业理化常数手册查得K=3000KJ/m2.h.CS二Q/K.At =1.75X 106/3000X45=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42C下查得HClH O平衡数据如下：20.1040.1330.151x 00.009980.02020.04120.06310.086y 0 0.000020.000080.00030.00110.00410.020.040.06x 0.161 0.1720.1810.1830.1890.192

47、0.1960.199y 0.008 0.100.140.160.180.200.220.24并流高浓度吸收操作的操作线方程由式(35)：yL x yL x二一 + ( +)1 一 yV 1 一 x1 一 yV 1 一 x22即= -1.51x + 0.3781 一 y1 一 x在y y之间分为10个相等的小区间,12x0.160.1530.144y0.080.094840.10968x0.1040.09180.0793y0.160940.183880.19872对应一个y求出一个x，所得x, y如下0.1250.1110.139360.15420.0510.22840.1350.124520.

48、06580.21356在同一直角坐标系中作出操作线和平衡线如图一：I4*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cy =0.006y =0.227y=0.1431 2 c算出 /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318得：f=Ay/Ay=0.51即=0.073 m c m进口端 k 的查取：G在t=80C下查得各物质p(p p.SA)CHCl CHClCHClCClHClCONCH3 2 23422412.7912.1011.9011.1817.218.1019.512.35平均

49、粘度：卩=12.79X9.71%+12.10X4.15%+11.90X1.47%+11.18X0.10%+181.10X0.33%+19.5X1.46%+12.35X59.94%+17.2X22.84%=13.57P .SA=0.049Kg/m.h平均分子量：M=50X9.71%+85X4.15%+119.5X1.47%+154X0.10%+36.5X22.84%+44X0.33%+16X59.94%+28X1.46%=28.81由计算出的换热面积13.2m2,按石墨制化工设备设计表326初选换热器规格:公称直径450mm，吸收管61根，屮22X3的吸收管入口气体质量流速:G = (143.0

50、7X28.81X4)/(n XO.O6I2X61)=3.36X 105Kg/m2.h0则：DG /MMi.75=(0.016X3.36X 105)/0.049X28.81i.75)=306.2(43)0D一管内径，mG 入口气体质量流速,kg/m2.h0 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 1561 得：k =200X10-6Kmol/m2.h.P Ga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 yyx力 m/k ，即 K=kx y y又因为气相总压不高，则 k=P.k( 44)yG所以 K=P.k =1.6X105

51、X200X10-6=32.0Kmol/m2.hyG出口端k的查取：G查得t=70C的(p p.S)aCHClCHClCHClCClHClCONCH3223422412.411.311.410.916.516.718.912.0平均分子量：卩=12.4X11.4%+11.3X4.9%+11.4X1.7%+10.9X0.12%+12.0X70.3%+16.7X0.38%+ 18.9X1.69%+16.4X9.4%=0.045Kg/m.h平均粘度：M=50.5X1.4%+85X4.9%+119.5X1.7%+154X0.12%+36.5X9.4%+44X0.38%+28 X1.69%+16X70.3

52、9%=27.47出口气体质量流速：G = (121.84X27.47X4)/(n XO.OI62X61)=2.73X 105Kg/m2.h0DG /MMi.75=(0.016X2.73X 105)/(0.045X27.47i.75)=319.90k=205X10-6Kmol/m2.h.PGa出口端的压力 P=1.6X(l-21.23/143.07)=1.36atmK=k.P=205X10-6X1.36X105=27.9Kmol/hyGHCl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=22.06

53、5Kmol/h各气体的含量：CH Cl313.89/132.455X100%=10.5%CHCl225.94/132.455X100%=4.48%CHCl32.11/132.455X100%=1.59%CCl40.147/132.455X100%=0.11%HCl22.06/132.455X100%=16.66%CO20.465/132.455X100%=0.35%N22.058/132.455X100%=1.55%CH85.76/132.455X100%=64.75%4查得 t =(80+70)/2=75C 下的卩(Mp.S) aCHClCHClCHClCClHClCONCH32234224

54、12.611.911.811.017.017.419.312.5平均粘度：卩=12.6X10.5%+11.9X4.48%+11.8X1.59%+11.0X0.11+17.4X0.35%+19.3X1.55%+12.5X64.75%+17.0X16.66%=0.048Kg/m.h平均分子量：M=50.5X10.5%+85X4.48%+119.5X1.59%+154X0.11%+36.5X 16.66%+44X0.35% +16X64.75%+28X 1.55%=28.21气体质量流速：G = (132.455X28.21X4)/(n XO.OI62X61)=3 . 05X 105Kg/m2.h0

55、DG/u Mi.75=(0.016X3.05X 105)/0.048X28.21i.75)=294.40查得 K =196X10-6Kmol/m2.h.PGaP=1.6X(1-10.615/143.07)=1.5atmKy=kP=196X10-6XX1.5X105=29.4 Kmol/m2.hG则对应于 y,y 和 y 的 K 分别为：1 2 c yK=32.0 Kmol/m2.h ,K =27.9 Kmol/m2.h ,K =29.4 Kmol/m2.hy1 y2 ycK/K=29.4/32.0=0.919yc yK/K =29.4/27.9=1.05yc y2查化工过程及设备设计图 318

56、f=K /K =0.96 即 K =K X0.96=28.2Kmol/m2.hym ycym yc由化工过程及设备设计式(319)F=W/K y(45)ym m式中F吸收面积，W单位时间内吸收的溶质的量，Kmol/hy吸收过程中的平均推动力K 吸收系数， Kmol/m2.hym代入数据 F=21.23/28.2X0.073=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326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换热面积裕度：(15-13.2)/13.2X100%=13.6%吸收

57、面积裕度：(12.6-10.3)/10.3X100%=22.3%43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70C，出口温度60C(3) 吸收水温42C，冷却水温33,温升2.87C( 4 )操作压力0 . 03 6MP (表压)a(5) 换热量 Q=0.65X 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33C上升到35.87C，气体由70C降到60C则At =70-35.87=34.13Ct =60-33=27t =28C12mS=Q/KAt =0. 65X 106/3 0 00 X 28=9m2m3. 计算吸收面积操作线方程：y L x y L x 二一 + ( +)1 一 y V 1 一 x 1 一 y V 1 一 x22即L = -51 + 0.0871 一 y1 一 x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:12x0.0510.0460.0420.0370.0320.027y0.0060.01340.02080.02820.03