样本二氯甲烷的氯化吸收工艺设计

第一章 总论样本二氯甲烷的氯化吸收工艺 设计题 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11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CH2CI2沸点40.4液体比重D4201.326蒸汽比重2.93蒸汽密度g/i3.30汽化潜热Cal/g78.7液体比热Cal/g.T0.288蒸汽比热Cal/g. T0.155在水中溶解度g/100g1.32第一章总论水临界压力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 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）指标名称指标优等品一等品合格品纯度（Pt- co%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%0.00050.00100.00301.1.3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 第一章总论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 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 Cl295.0%(V) 水份 HOW0.05%(wt)2. 天然气纯度 CH4 96.0%(V)C2和C2以上组分C2+ 0.6%(V)(净化天然气)C2+ CI4CI-57.8千卡/克分子2. 增链CH4+C|. CH3.+HCI+1.0 千卡/克分子CH 3.+CI 2 CH 3CI+CI425.7 千卡/克分子CH3CI+CI CH2CI4HCI+4.6 千卡/克分子CH2CI.+Cl2 CH2Cl2+Cl.+20.7千卡/克分子CH2CI2+CI. CHCI 2+HCI+8.8 千卡/克分子CHCI .2+CI2 k CHCI 3+CI415.7 千卡/克分子CHCI3+CI CCI3.+HCI+13.0 千卡/克分子CCI3.+CI CCI4+CI410.6 千卡/克分子3. 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CI.+CI.+M CI2+M(2) 活化分子之间碰撞R +CI. 不活泼产物R+R。不活泼产物R.N.Pease等人曾研究了甲烷氯(3) 原料气中氧的存在能阻碍反应。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+CI2CH3CI+HCI+24.019 千卡/克分子CH3CI+CI2 CH2CI2+HCI+23.660 千卡/克分子CH2CI2+CI2 CHCI 3+HCI+24.696 千卡/克分子CHCI3+CI2* CCI4+HCI+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+2CI2 C+4HCI+70 千卡 /克分子2CHCI 3 C2CI4+2HCI3CHCI3 C2CI6+CH2CI2+HCI2CCI4C2CI4+CI22CCI4 C2CI6+CI2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：第二章 生产工艺流程简述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 C。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 , 反应压力佃Kpa,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。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（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0.2 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2. 2. 2二氯甲烷生产工艺流程简图水 15% 的氢氧化钠r混合器酸中和稀酸八分98%的硫循环气-25 C冷冻盐水- _粗氯第三章 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* 103505.05 Kg/h330* 243. 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 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CH2CI2： CHCl3=1: 0.5 (质量比)(CHCI 3+CCl 4)/CH 2Cl3=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420oC2 物料衡算X kmol/h，出反应器一氯甲烷Ykmol/h,氯化氢Zkmol/h由 CH2Cl2：CHci3=1:0.5 （质量比）CHCI 3 时产量：505.05 05=252.5Kg/h=2.11kmol/h（CHCI 3+CCl4）/CH 2Cl2=0.38 （质量比）CCl4 的量：0.147kmol/hCl元素守衡H元素守衡C元素守衡由于反应复杂，用元素守衡法:（2）2.96X=Y+5.94X2+2.11 3+0.147 44X=3Y+Z+5.94X2+2.11X=Y+5.94+2.11+0.147解方程（1） （2） （3）得 X=22.09 kmol/hY=13.89 kmol/hZ=32.68kmol/h（1）所以反应器进口原料中各组分的流量3Cl2: 22.09 1M8=32.69kmol/h=732.26Nm /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 Nn?/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%+23.25X3%=2.058kmol/hCO2:23.25 2%=0.465kmol/hCH 4:102.佃-13.89-2.058-0.465=85.76kmol/h进口气体总量：32.68+24.25+（102.佃-13.89）=143.07kmol/h(2) 反应器出口中各组分流量CH3Cl:13.89kmol/hCH2Cl2:5.94 kmol/hCHCl 3:2.11 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/h(3) 出口气体中各组分的含量CHCl 3:13.89/143.07 1g%=9.71%CH2Cl2：5.94/143.07 100%=4.15%CHCl 3:2.11/143.07 KW%=1.47%CCl4：0.147/143.07 1g%=0.10%HCl:32.68/143.07 100%=33.84%N2：2.058/143.07 1g%=1.46%CO2:0.465/143.07 1g%=0.33%CH4:85.76/143.07 1g%=59.94%(4) 反应器物料平衡表组分反应器进口反应器出口Kmol/h组成%(mol)Kg/hKmol/h组Kg/h成 %(mol)CH4107.8575.3仃 25.685.7659.941372.16Cl232.6922.852320.99CH3Cl13.899.71701.415CH2Cl25.944.15504.9CHCl 32.111.47252.145CCl40.1470.1022.638CO20.4650.3320.460.4650.3320.46N22.0581.4657.6242.0581.4657.642HCI32.6822.841192.85总计 143.071004124.674143.071004124.674输入CH4CI2CO2输出CH3CICH2CI2CHCl 3CCI4HCI量(kml)22.0932.690.46513.895.942.110.14732.68? Hf?-74.850-393.51-81.92-87.86-100-106.76-2.3 Hr=2生成物U Hf ?-?工反应物U Hf(3 1)2热量衡算(以1h, 25C为基准)?参加反应的各物料的 Hf ?(KJ/kmol)=13.89 X(-81.92)- 5.94 X 87.86-2.11 X 100-0.147 X 106.76-32.68 X 92.3+22.09 X 74.85+0.465 X 393.51=-3.07 X 106KJ420C各物质的 C； (J/mol.k )物质 CH3Cl CH 2CI2CHCl 3 CCl 4 HCl CO 2 N 2Cp (J/mol.k ) 66.07 45.975 88.287 98.887 29.96 52.27 30.65输出焓：刀输出H=刀nCp t(32)=(13.89 66.07+5.94 4X.975+2.11 8X.287+0.147 9X.887+32.68 29.96+2.058 30.65+52.27 0465) (420-25)5=9.8 X10KJ输入焓：刀输入H=0Q放出= H= Hr+X输出H+刀输入H65=-3.07 106+9.8 为05=-2.09 106KJ(33)222.50C各物质的 Cp (J/mol.k )物质 CH3CI N 2 CH 4 CO 2C； (J/mol.k ) 54.83 30.81 49.62 53.43循环气带出的热量为：Q 带走=Cp m A t=13.89 34.83+2.058 30.81+85.76 49.62+0.465 53.43) 420-25)=1.98 3106KJ考虑 5% 热损失，则 2.09 海063(1-5%)=1.98 106KJ即Q 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，操作压力0.06MPa (表压)2. 热量衡算定性温度 t=(420+80)/2=250 C250C各物质的 Cp (J/mol.k )物质 CH3CI CH 2CI2 CHCI3 CCI 4 CO 2 N 2 HCI CH4Cp (J/mol.k ) 56.361 69.639 81.920 96.558 45.06 29.611 29.293 47.752热负荷 Q=WC p (T 2-T1)(34)=(13.89 4 56.361+5.94 4 69.639+2.11 4 81.920+0.147 4 96.558+0.465 X 45.06+2.058 X 29.611+32.68 X 29.293+65.76 X 47.752 )X (420 -80)=2.37 X 106KJ/h3.2.3膜式吸收器的物料衡算和热量衡算II膜膜VVLx2Vy2 Vy2 Lx 2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I/V也相同。Lxi Vyi Lxi Vyi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42 C(4) .进口气体组成同反应器出口(5) .操作压力0.6MR (表压).出口酸浓度28% (质量)，即16% (摩尔).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)L(严-严)=V(严-汁-)1 _ X| 1 _ x21 _ y2 1 _ y1y2yiL 1 y21 yiV X x21 -X!1 - x2解得：X2=0.051即一膜进口酸，二膜出口酸浓度为0.051需要的吸收剂用量:V(总X1X2(143.07-32.68)(0.22841 -0.22840.08 )1 - 0.08)0.160.0511-0.16 1-0.051=167.2Kmol/h副产盐酸的量：lo=Vo(y2-yi) /(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：CH3ClCH2Cl2CHCl2CCl413.89/121.84X 100%=11.4%5.94/121.84X 100%=4.9%2.11/121.84X 100%=1.7%0.147/121.84X 100%=0.12%HCl(32.68-21.23)/121.84X 100%=9.4%N22.058/121.84X 100%=1.69%CH485.76/121/84X 100%=70.39%CO 20.465/121.84X 100%=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=9172.65 X 194.8=1.7 X 106KJ/h在定性温度t=(80+70)/2=75 C下的等压热容 CP(KJ/Kmol. C)CH3Cl CH 2Cl2 CHCl 3 CCl 4 HCl CH 4 N 2 CO 244.55 56.11 71.25 88.93 28.86 37.21 28.77 38.32Q=CP.m. t=(44.5513.89+56.11 X 5.94+71.25 X 2.11+88.93 X 0.147+28.86 X 32.68+37.12X 85.76+28.77 X 2.058+38.32 X 0.465) X (80 -70)=0.05X106KJ/hQ 总=1.7 X 106+0.05 X 106=1.75 X 106KJ/h假设冷却水温升8C,则冷却水耗用量水的 Cw=4.18KJ/Kg.K=75.42KJ/Kmol.kWW=1.75X106/75.42 X 8=2.95 X 103Kmol/h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，出口气体温度60C(3) 出口酸浓度 5.1%(4)吸收水温42 C，冷却水温33 C操作压力0.036MFa(表压)2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 0=V0(y 2-y 1)/(x 2-x 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： wa=143.07(0.08-0.006)=10.59 剩余气体总量： 121.84-10.59=111.25 各气体含量： CH3Cl 13.89/111.25 X100%=12.49%CH2Cl 5.94/11.25X 1 00%=5.34%CHCl3 2.11/111.25X 100%=1.90%CCl4 0.147/111.25 X100%=0.13%HCl 0.86/111.25 X100%=0.77%22.058/111.25X 100%=1.85%CO20.465/111.25X 100%=0.42%CH485.76/111.25X 100%=77.09%1. 热量衡算42C氯化氢溶解成5.1%的盐酸的溶解热 =3303.185Q溶解=3303.18 X 176.8=6 X 10 KJ/h在定性温度t=（70+60）/65 C下物质的等压热容G（KJ/kmol. C）CH3Cl CH 2Cl 2CHCl3 CCl 4 HClCH 4 CO2N243.8755.4970.8187.9928.537.05 38.22 28.46Q=CP.m. t=（43.78 X13.89+55.49 X5.94+70.81 X2.11+87.99 X0.147+28.51X 10.59+37.04 X 85.76+38.22 X 0.465+28.46 X 2.058） X （70-60）5=0.05 X105555Q总=0.6 X 10+0.05 X 10 =0.65 X 10从一膜出来的冷却水逆流进入二膜，进口温度33 r其温升： t=0.65 X 10 /（75.42 X 2.95 X 10 ）=2.87出口水温： 33+2.87=35.87 r32 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 20r， 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 60r（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 = 1 1 1 .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%+154 X 0.13%+36.5 X0.77%+44X 0.42%+16X 77.09%+28X 1.85%=26.64则入塔气质量流量：111.25X 26.64=296.37kg/h入塔气密度：pv=2963.7/(111.25 224)=1.19kg/m315%和4%的氢氧化钠溶液化为摩尔浓度：15% （质量）X 100%=7.35% （摩尔）0.15/400.85/184% （质量）X 100%=1.84% （摩尔）0.04/40 0.96/18氢氧化钠溶液耗用量： W 1=(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Go=112.925Kmol/h各气体含量：CH3ClCH2Cl2CHCl 3CCl4N2CH413.89/112.925 10X%=12.3%5.94/112.925 10X%=5.3%2.11/112.925 10X%=1.9%0.147/112.925 10X%=0.13%2.058/112.925 10X%=1.82%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, 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 CH 4 CH 3CI CH 2CI2 CHCl 3 CCl 4 CO 2 N 2 HCI结构简单,Kmol/h 85.76 13.895.94 2.11 0.147 0.465 2.058 32.68第四章 主要设备的工艺计算及选型o10英热单位 /英尺 2.h. Fm1=146.91 C41)42)%(kmol/h)59.94 9.71 4.15 1.47 0.1 0.33 1.46 22.84(2) 设计温度40 C(3) 进空冷器温度420C，出空冷器温度80 E(4) 进出口压力0.06MR (表压)(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换算为国际单位制：K=10X 0.86 X 4.18=204.25KJ/m2.h. C假设空气温升15.3 C按逆流： 11=420-55.3=364.7 C t 2=80-40=40C取温差校正系数=0.8 tm=tmi.=146.91 X 0.8=117.53 C则所需普通光管的表面积：A0=Q/K. t m=2.37X106/(204.25 X117.532=98.73m2由（T2-）/K=1.86查化工装置的工艺设计图 9-120得: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 =A0/F2=7.60则： F2=A0/7.60=98.73/7.60=12.99m由 F1= Q/(t 2-t 1)FV17.3式中Q换热量，Kcal/h(t 2-t 1) 空气温升FV 迎面风速，米 /分代入数据 F1=2.37X106/(15.3 X165X17.3=12.98m 取 E =0.01F2-F1=12.99=12.98=0.01 E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 377 X 12的换热管管长 L=98.73 X 4/ n X 0.3532=1010米管内流速 u=143.07 X 22.4 X 4/ n X 0.353 2=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： 377X 1010 F=98.73m 242 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80r，出口温度70r（3）吸收水温42r，冷却水温25E ,温升8E（4）进口酸浓度 5.1%，出口酸浓度 16%（5）操作压力0.06MR （表压）（6）换热量 Q=1.75X106KJ/h（7）吸收气体量 21.23Kmol/h2计算换热面积（逆流）冷却水由25C升到33r，气体由80r降到70t 1=80-33=47r t2=70-25=45rtm=45r从氯碱工业理化常数手册查得 K=3000KJ/m2.h. rS=Q/K. tm=1.75X106/3000X45=13.2m23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 r下查得HCHO平衡数据如下：x 0 0.00998 0.0202 0.0412 0.0631 0.086 0.104 0.133 0.151y 0 0.00002 0.00008 0.0003 0.0011 0.0041 0.02 0.04 0.06x 0.161 0.1720.181 0.1830.189 0.192 0.196 0.199y 0.008 0.100.140.160.180.200.22 0.24并流高浓度吸收操作的操作线方程由式（35）:y Lx z y2 Lx2（1 -y V 1 -x 1 -y2V 1 *即一 二 15谜.0.3781 -y 1 _x在y1y2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:x 0.160.1530.144y 0.080.094840.10968x 0.104 0.09180.0793y 0.16094 0.183880.198720.1350.1250.1110.124520.139360.15420.06580.0510.213560.2284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xc(x=0.1055) 处的浓度差y1=0.006y2=0.227yc=0.143算出c/ y 1=0.143/0.006=23.8,y d y 2=0.143/0.227=0.63查化工过程及设备设计图 318得：f= y n/ yc=0.51即厶y汗0.073 进口端kG的查取：在t=80 C下查得各物质 讥卩pA.S )CH3Cl CH 2Cl2 CHCl 3 CCl 4 HCl CO 2 N 2 CH 412.79 12.10 11.90 11.18 17.2 18.10 19.5 12.35 平均粘度：卩=12.79 X 9.71%+12.10 X 4.15%+11.90 X 1.47%+11.18 X 0.10%+181.10 X 0.33%+19.5 X 1.46%+12.35X 59.94%+17.2X 22.84%=13.57 卩 PA.S=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， 22 X 3的吸收管入口气体质量流速：G 0=(143.07 X 28.81 X 4)/( n X 0.061 2X 61)=3.36 X 105Kg/nf.h则：DG/ M75=(0.016 X 3.36 X 105)/0.049 X 28.81 1.75)=306.2(43)D管内径，mG入口气体质量流速，kg/m2.h卩一入口气体粘度，Kg/m.hM平均分子量查氯碱工业理化常数手册图 15 6 1 得：kG=200X 10-6Kmol/m2.h.P a由于HCI气体易溶于水，属气膜控制，总传质系数1/Ky=1/ky+m/kx中可忽略液膜阻力 m/kx ，即 Ky=ky又因为气相总压不高，则 ky=P.kG(44)所以 Ky=P.kG=1.6 X 105 x 200X 10-6=32.0Kmol/m2.h出口端kG的查取：查得t=70 C的讥卩Pa.S)CH3ClCH 2Cl 2 CHCl 3 CCl 4 HCl CO 2 N 2 CH 412.411.311.410.9 16.5 16.7 18.9 12.0平均分子量：卩=12.4 X 11.4%+11.3X 4.9%+11.4X 1.7%+10.9X 0.12%+12.0X 70.3%+16.7X 0.38%+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%+28X1.69%+16X70.39%=27.47出口气体质量流速：G 0=(121.84 X 27.47 X 4)/( n X 0.016 2X 61)=2.73 X 105Kg/nlhDG 0/ M75 =(0.016 X 2.73 X 10)/(0.045 X 27.47 1.75)=319.9k G=205X 10-6Kmol/m2.h.P a出口端的压力 P=1.6X(1-21.23/143.07)=1.36atmK y=kG.P=205X10-6X1.36X105=27.9Kmol/hHCl被吸收一半时(即xc处)的查取气体总量： 143.07-21.23/2=132.455Kmol/h剩余 HCI 的量：32.68-231.23/2=22.065Kmol/h各气体的含量： CH3Cl 13.89/132.455 X100%=10.5%CH2Cl25.94/132.455 X100%=4.48%CHCl2.11/132.455 X100%=1.59%CCl40.147/132.455X100%=0.11%HCl 22.06/132.455X100%=16.66%CO20.465/132.455X 100%=0.35%N22.058/132.455X 100%=1.55%CH485.76/132.455X 100%=64.75%查得 t=(80+70)/2=75 C下的 讥 p.S)CH3ClCH 2Cl 2 CHCl 3 CCl 4 HCl CO 2 N 2 CH 412.611.9 11.811.0 17.0 17.4 19.3 12.5平均粘度：卩=12.6 X 10.5%+11.9X 4.48%+11.8X 1.59%+11.0X 0.11+17.4 X 0.35%+19.3X 1.55%+12.5 X 64.75%+17.0X 16.66%=0.048Kg/m.h平均分子量： M=50.5X10.5%+85X4.48%+119.5X1.59%+154X0.11%+36.5X16.66%+44X0.35%+16X64.75%+28X1.55%=28.21气体质量流速：252G 0=(132.455 X 28.21 X4)/( n X 0.016 X 61)=3.05 X 10 Kg/m.hDG 0/ 卩 M.75=(0.016 X 3.05 X 105)/0.048 X 28.21 1.75)=294.4 查得 KG=196X 10-6Kmol/m2.h.P aP=1.6X (1 -10.615/143.07)=1.5atmKy=k GP=196X10-6XX 1.5X105=29.4 Kmol/m 2.h则对应于y1,y 2和yc的Ky分别为：2 2 2K y1=32.0 Kmol/m 2.h ,K y2=27.9 Kmol/m 2.h ,K yc=29.4 Kmol/m 2.hK yc/Ky=29.4/32.0=0.919K yc/Ky2=29.4/27.9=1.05查化工过程及设备设计图 318f=K ym/Kyc=0.96 即 Kym=KycX0.96=28.2Kmol/m 2.h 由化工过程及设备设计式( 3 19)F=W/Mym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Km吸收系数，Kmol/mTh代入数据 F=21.23/28.2 X 0.073=10.3m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公称直径450mm固定管 板厚度140mm吸收管数量61根，换热面积 12.6m2，管程数1换热面积裕度：(15-13.2)/13.2 X 100%=13.6%吸收面积裕度：(12.6- 10.3)/10.3 X 100%=22.3%(45)3 26选换热器15m，吸收面积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70r，出口温度60r(3) 吸收水温42r，冷却水温33,温升2.87 r(4) 操作压力0.036MR (表压)(5) 换热量 Q=0.65 X 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33r上升到35.87r,气体由70r降到60r则t1=7