二氯甲烷的氯化吸收工艺设计

1、第一章总论 题目二氯甲烷的氯化吸收工艺设计 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 二，三氯甲烷都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 三氯甲烷 分子量 84.94 119.39 外观 无色透明不分层液体 无色透明不分层液体 分子式 CH2CI2 CHCI3 沸点 40.4 61.3 液体比重 D420 1.326 1.489 蒸汽比重 2.93 4.13 蒸汽密度 g/i 3.30 4.36 汽化潜热 Cal/g 78.7 59.3 液体比热 Cal/gC 0.288 0.234 蒸汽比热 Cal/

2、g. T 0.155 0.142 在水中溶解度 g/100g 水 1.32 0.79 临界压力 Kg/cm2 60.9 53.8 临界温度 237 263.4 临界密度 0.427 0.500 冰点 C -96.7 -61.3 在空气中爆炸范围 V% 13.018.0 在氧气中爆炸范围 V% 13.018.0 二产品的化学性质 1 .二氯甲烷 二氯甲烷在四种甲烷氯化物中对热分解和水解的稳定性仅次于一氯甲烷。在干燥 空气中最低的热解温度是120C，热解温度随水含量增加而降低，热解主要生成氯化 氢和微量光气。在300450C,有铁和金属氯化物存在时，在气相中二氯甲烷有焦化 倾向，会生成黑色的固体聚

3、合物。二氯甲烷进一步氯化得到三氯甲烷和四氯化碳外， 还具有下面一些化学性质。 （1）氧化铜触媒存在下，与空气作用生成光气 触媒 CH2CI2+O2COC2+HO 450 匕 （2）在一定条件下与水蒸气作用生成甲醇、甲酸和氯化氢 2CH2Cl2+3H2O（汽） CH3OH+HCOOH+4HCI （3）在触媒存在的条件下，450C时与水蒸气作用生成甲醛 硫酸锌 CH2Cl2+H2O（汽）HCHO+2HCI 450C （4）在碱的水溶液中加压可皂化成甲醛 CH2+2NaOH HCHO+H2O+2NaCI （5）铝的存在下，与溴反应生成氯溴甲烷和二溴甲烷 4CH2Cl2+3Br2* 2CH2Br2+2

4、Cl2 （6）100125C下，与乙醇溶液中的氨反应生成六甲撑四胺（即乌洛托品） 乙酸溶液 6CH2CI2+16NH3（CH2）6N4+12NH4CI 100125OC 2. 三氯甲烷 三氯甲烷在四种氯化物中最容易水解，水解产物是甲酸和氯化氢。升高温度会大大 加快水解反应，有氯化铁等金属氯化物存在回催化水解反应。三氯甲烷在290C以下不 会热分解，但在四种甲烷氯化物中对热的稳定性比二氯甲烷差。在室温下若受长时间光 照会慢慢分解，有空气存在时即使在暗处也回引起分解，生成光气、氯化氢、氯气等。 2CHCI3+O2 2COC2+2HCI 4CHC1 3+50 4CO+6CI2+2HO 氯仿除可氯化生

5、成四氯化碳外，还具有下面一些化学性质。 （1）与稀碱溶液加热，生成甲酸盐和氯化钠 CHCl3+4NaH HCOONe+3NaCI+2H2 （2）浓碱溶液加热，生成一氧化碳和氯化钠 CHCl2+3NaOH CO+3NaCI+2H2O （3）与赤热的铜或钠汞接触生成乙炔 2CHCl2+3CuC2H2+3CuCI2 （4）有催化剂存在，与氟化氢反应生成氟里昂 CHCI3+HF HCI+CHCI 2F（FT1） CHCI3+2HF 3HCI+CHCIF2（F_12） CHCI3+3HF 3HCI+CHF3（F_13） （5）三氯甲烷加热到450OC以上产生热解，生成四氯乙烯，六氯乙烷，氯化氢和 少量其

6、他氯代烃 2CHCI2 C 2CI6+2HCI 3CHCI3 C 2CI6+3HCI 1.1.2质量标准质量标准 1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(Pt- CO)% 99.5 99.0 98.0 酸度（以HCI计） % 0.0004 0.0008 0.0010 水份% 0.040 0.050 0.060 色度 10 10 10 蒸发残渣% 0.0005 0.0010 0.0030 2.工业三氯甲烷产品标准的技术指标（ GB4118-92 表1 3 指标名称 指标 优等品 一等品 合格品 纯度% 99.5 99.0 98.0

7、 色度(Pt-Co) 10 15 25 四氯化碳% 0.05 0.2 1. 1一二氯乙烷 % 95.0%(V)水份 0.05%(wt) 2. 天然气 纯度 CH4 96.0%(V) C2和C2以上组分C2+ CCl4+Cl.+10.6千卡/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 +C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 第二章生产工艺流程简述 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

8、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 CHCI3+HCI+24.696 千卡/克分子 CHCI3+CI2CCI4+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

9、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。 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 2CHCI3 C2CI4+2HCI 3CHCI3 C2CI6+CH2CI2+HCI 2CCI4 C2CI4+CI2 2CCI4 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

10、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、三氯甲烷的生产方法及特点 二、三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

11、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380450 Eo 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。

12、 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。 氯甲烷生产二氯甲烷时，反应成1mol氯

13、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。 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

14、黑分离器出来的反应气（7090。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

15、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

16、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、三氯甲烷成品用。 15 2. 2. 2二、

17、三氯甲烷生产工艺流程简图 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 27 3 4000* 10 330* 24 505.05Kg/h 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 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)

18、 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) (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420C 2 物料衡算 Cl2 反 CH 3Cl 应 CH2Cl2 CH4 器 CHCl3 CCl4 HCl 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,出反应器一 氯甲烷Ykmol/h,氯化氢Zkmol

19、/h 由 CH2Cl2：CHci3=1:0.5 (质量比) CHCI3 时产量：505.05 J0.5=252.5Kg/h=2.11kmol/h (CHCl3+CCl4)/CH2Cl2=0.38 (质量比) CCI4 的量：0.147kmol/h 由于反应复杂，用元素守衡法： 贝UCl 元素守衡2.96X=Y+5.94X2+2.11 3+0.147 4 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=22.09 kmol/h Y=13.89 kmol/h Z=32.68kmol/h (1)

20、所以反应器进口原料中各组分的流量 CI2： 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=23.25 kmol/h =520.8 Nn?/h (含杂) 循环气流量：3.0X 34.06=102.19kmol/h=2289.06Nm3/h 其中 CH3Cl:13.89 N2：34.06 4%+23.253%=2.058kmol/h CO2：23.25 2%=0.465kmol/h CH4:102.19-13.89-2.058

21、-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 CH3CI: 13.89kmol/h CH2CI2: 5.94 kmol/h CHCl3： 2.11 kmol/h CCl4： 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 CHCl3：13.89/143.07 100)%=9.71% CH2Cl2：5.94/143.07 10%=4.1

22、5% CHCl3：2.11/143.07 10%=1.47% CCl4：0.147/143.07 10%=0.10% HCl:32.68/143.07 100%=33.84% N2：2.058/143.07 10%=1.46% CO2：0.465/143.07 10%=0.33% CH4：85.76/143.07 10%=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/h Kmol/h 组成%(mol) Kg/h CH4 107.85 75.3 1725.6 85.76 59.94 1372.16 Cl2 32.69 22.

23、85 2320.99 CH3Cl 13.89 9.71 701.415 CH2CI2 5.94 4.15 504.9 CHCl3 2.11 1.47 252.145 CCl4 0.147 0.10 22.638 CO2 0.465 0.33 20.46 0.465 0.33 20.46 N2 2.058 1.46 57.624 2.058 1.46 57.642 HCl 32.68 22.84 1192.85 总计 143.07 100 4124.674 143.07 100 4124.674 2热量衡算(以1h, 25C为基准) 参加反应的各物料的 Hf?(KJ/kmol) 输入 CH4 C

24、l2 CO2输出 CH3CI CH2CI2 CHCl3 CCl4 HCl 量(kmol)22.09 32.69 0.465 13.89 5.94 2.11 0.147 32.68 Hf? -74.85 0 -393.51 -81.92 -87.86 -100 -106.76 -92.3 Hro= ? :艺生成物U Hf - ? 艺反应物U Hf (3 1) =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 106KJ 420C各物

25、质的 Cp (J/mol.k ) 物质 CH3Cl CH 2CI2 CHCl 3 CCl 4 HCl CO 2 N 2 Cp (J/mol.k ) 66.07 45.975 88.287 98.887 29.96 52.27 30.65 (32) 输出焓：刀输出H=刀nCp t =(13.89 66.07+5.94 4X.975+2.11 8X.287+0.147 9X.887+32.68 2X.96 +2.058 X0.65+52.27 (X465) (420-25) 5 =9.8 X 10 KJ 输入焓：刀 输入 H=0 (33) Q放出= H = Hr+X输出H+刀输入H =-3.07

26、106+9.8 X05 =-2.09 106KJ 222.50C各物质的 Cp (J/mol.k ) 物质 CH3CI N 2 CH 4 CO 2 Cp (J/mol.k ) 54.83 30.81 49.62 53.43 循环气带出的热量为: Q 带走=Cp mA t =13.89 34.83+2.058 30.81+85.76 49.62+0.465 53.43) 420-25) =1.98 为06KJ 考虑 5%热损失，则 2.09 为06 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。

27、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=250C 250C各物质的 Cp (J/mol.k ) 物质 CHaCl CH 2CI2 CHCI3 CCl 4 CO 2 N 2 HClCM (34) Cp (J/mol.k ) 56.361 69.639 81.920 96.558 45.06 29.611 29.293 47.752

28、热负荷 Q=WCp (T2-T1) =(13.89 X 56.361+5.94 X 69.639+2.11 X 81.920+0.147 X 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/h 323膜式吸收器的物料衡算和热量衡算 Lx2Vy2 Vy2 Lx2本设计用两个石墨降膜吸收器串联吸收，气体经 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。 第一膜式吸收器 1

29、. 计算依据 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25C 2. 物料衡算 对并流高浓度气体吸收，操作线方程为： (35) L(J=v宀亠) 1 X!1 x21 y2 1 y-i y2y1 L 1 y21 % V 片X2 1 x11 X2 解得：X2=0.051 即一膜进口酸，二膜出口酸

30、浓度为0.051 V(土斗 需要的吸收剂用量：L 1 y21丄 x1x2 1%1 x2 (143.07 32.68)(彳 0.2284 0.2284 0.08 ) 1 0.08) 各气体的含量：CH3CI 13.89/121.84X 100%=11.4% 0.160.051 1 0.16 1 0.051 =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=1

31、43.07(0.2284-0.08)=21.23Kmol/h 剩余气体总量: 143.07-21.23=121.84Kmol/h CH2CI25.94/121.84X 100%=4.9% CHCI22.11/121.84X 100%=1.7% CCl40.147/121.84X 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% CO20.465/121.84X 100%=0.38% 3. 热量衡算 42C氯化氢溶解成16%的盐酸的溶解热=91

32、72.65KJ/Kmol Q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 G(KJ/Kmol. C) CHCI CH2CI2 CHCI3 CCl 4 HCl CH 4 N 2 CO 2 44.55 56.11 71.2588.9328.86 37.21 28.77 38.32 Q=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 (

33、80 -70) =0.05 X 106KJ/h Q 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 C=4.18KJ/Kg.K=75.42KJ/Kmol.k Ww=1.75 X 106/75.42 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70r，出口气体温度60r (3) 出口酸浓度5.1% (4) 吸收水温42 r，冷却水温33 r 操作压力0.036MPa(表压) 2. 物料衡算 需要吸收剂的量同一膜l=167.2Kmol/h

34、得到稀酸的量 l o=V)(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 CHCI 13.89/111.25 X 100%=12.49% CHCI 5.94/11.25 X 100%=5.34% CHC3 2.11/111.25 X 100%=1.90% CCl4 0.147/111.25 X 100%=0.13% HCl 0.86/111.25 X 10

35、0%=0.77% N 2.058/111.25 X 100%=1.85% CO 0.465/111.25 X 100%=0.42% CH 85.76/111.25 X 100%=77.09% 各气体含量: 1. 热量衡算 42 r氯化氢溶解成 5.1%的盐酸的溶解热=3303.18 Q溶解=3303.18 X 176.8=6 X 105KJ/h 在定性温度t=(70+60)/65 r下物质的等压热容 Cp(KJ/kmol. r) CHCI CH 2CI2 CHC3 CCl 4 HCl CH 4 CO2 N2 43.87 55.4970.81 87.9928.5 37.05 38.22 28.4

36、6 Q=CP.m. t =(43.78 X 13.89+55.49 X 5.94+70.81 X 2.11+87.99 X 0.147+28.51 X 10.59+37.04 X 85.76+38.22 X 0.465+28.46 X 2.058) X (70-60) =0.05 X105 Q总=0.6 X 105+0.05 X 105=0.65 X 105 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 105/(75.42 X 2.95 X 103)=2.87 出口水温：33+2.87=35.87 C 3. 2. 4中和塔(填料塔) 1 计算依据 (1) 进塔

37、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=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 X 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

38、气密度： p=2963.7/(111.25 224)=1.19kg/m3 15%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% 0.15/400.85/18 (摩尔) 4% （质量） X 100%=1.84% （摩尔） 0.04/40 0.96/18 氢氧化钠溶液耗用量： Wi=(0.86+0.465 2X(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：CH3CI CH2CI2 CHCl3 CCl4 N2 CH4 H2O

39、 13.89/112.925 100%=12.3% 5.94/112.925 100%=5.3% 2.11/112.925 10X%=1.9% 0.147/112.925 10X%=0.13% 2.058/112.925 100%=1.82% 85.76/112.925 100%=75.9% 3/112.925 1X0%=2.66% 第四章主要设备的工艺计算及选型 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：

40、组分 CH 4 CH 3CI CH 2CI2 CHCI 3 CCI 4 CO 2 N 2 HCI Kmol/h 85.76 13.895.94 2.11 0.147 0.465 2.058 32.68 %(kmol/h)59.94 9.714.151.47 0.10.33 1.46 22.84 (2) 设计温度40 C (3) 进空冷器温度420 C，出空冷器温度80 T (4) 进出口压力0.06MR (表压) (5) 换热量 Q=2.37 X 106KJ/h 2设计计算 cO 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 2 换算为国际单位制：K=10

41、X 0.86 X 4.18=204.25KJ/m .h. T 假设空气温升15.3 T 按逆流： 11=420-55.3=364.7 Tt 2=80-40=40Ttm=146.91 T 取温差校正系数=0.8 tn=tm1.=146.91 X 0.8=117.53 T 则所需普通光管的表面积：A=QK. t m(4 1) =2.37 X 106/(204.25 X 117.53 =98.73m2 由(T2-T1)/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=A/F2=7.60 则：F2=A/7.

42、60=98.73/7.60=12.99m 2 由 Fi= Q/(t 2-t i)FV17.3(42) 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 F 1=2.37 X 10*15.3 X 165X 17.3=12.98m2 取E =0.01 F2-F1=12.99=12.98=0.01 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 377X 12的换热管 管长 L=98.73 X 4/ nX 0.353 =1010米

43、 2 管内流速 u=143.07 X 22.4 X 4/ nX 0.353 =2762.5m/h=9.2m/s u=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： 377 X 1010 F=98.73m2 4. 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80r，出口温

44、度70r (3) 吸收水温42C，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=l.75 X 106KJ/h (7) 吸收气体量21.23Kmol/h 2 计算换热面积(逆流) 冷却水由25C升到33T，气体由80C降到70 11=80-33=47Ct 2=70-25=45Ctf45C 从氯碱工业理化常数手册查得 K=3000KJ/m.h. C S=QK. At 尸1.75 X 106/3000 X 45=13.2卅 3 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

45、收，在 42 C下查得HC HO平衡数据如下： x 0 0.00998 0.0202 0.0412 0.0631 0.086 0.104 0.133 0.151 y 0 0.00002 0.00008 0.0003 0.0011 0.0041 0.02 0.04 0.06 x 0.161 0.1720.181 0.1830.189 0.192 0.196 0.199 y 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(3-5): 即丄 1 y 1.51x y2 1 y2 0.378 LX2 V 1 x2) 在y1y2之间分为 10个相

46、等的小区间，对应一个y求出一个x，所得x，y如下: x 0.16 0.153 0.144 0.1350.1250.111 y 0.08 0.09484 0.109680.124520.139360.1542 x 0.104 0.0918 0.07930.06580.051 y 0.16094 0.18388 0.198720.213560.2284 52 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 y 1=0.006y 2=0.227yc=0.143 算出c/ y 1=0.143/0.00

47、6=23.8,yc/ y 2=0.143/0.227=0.63 查化工过程及设备设计图 318得：f= yV yc=0.51即厶y n=0.073 进口端kG的查取： 在t=80 C下查得各物质 讥 gA.S ) CHCI CH 2CI2 CHCI 3 CCI 4 HCl CO 2 N 2 CH 4 12.79 12.1011.90 11.18 17.2 18.10 19.5 12.35 平均粘度： 卩=12.79 X 9.71%+12.10X 4.15%+11.90X 1.47%+11.18X 0.10%+181.10X 0.33% +19.5 X 1.46%+12.35X 59.94%+1

48、7.2X 22.84% =13.57 (iP a.S =0.049Kg/m.h 平均分子量： M=50 X 9.71%+85X 4.15%+119.5X 1.47%+154X 0.10%+36.5X 22.84%+44X 0.33%+16 X 59.94%+28X 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326初选换热器规格: 公称直径450mm吸收管61根， 22X 3的吸收管 入口气体质量流速： G 0=(143.07 X 28.81 X 4)/( nX 0.061 2 X 61)=3.36 X 105Kg/mh 则：DG/ M75=(0.016 X

49、 3.36 X 105)/0.049 X 28.81 1.75)=306.2(43) D管内径，m G入口气体质量流速，kg/m2.h 卩一入口气体粘度，Kg/m.h M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/mi.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 K=1.125m/s D=(4V S n u) 1/2 3 计算填料塔直径 1/2 =(111.25 X 22.4 X 4)/(3.14 X 1.125 X 3600) =0.9m D 塔径，m v体积流率m/s

50、u空塔气速，m/s 圆整塔径为1m，即1000mm 则空塔气速u=4VS/ nD2 =(4 X 111.25 X 22.4)/ nX1 =0.88m/s 空塔气速安全系数：0.88/2.15 X 100%=40.9% 4.计算喷淋密度 因填料为25mX 25mX 2.5mm, c =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 min=0.08m3/m.h, 则 Ulnln = (Lv) mln. C(4 8) =0.08 X 190 =15.2m3/m2.h c 填料的比表面积，m/m3 Gin最小喷淋密度，m3/m2.h

51、(Lv)min最小润湿速率，0.08m3/m.h NOH 溶液的平均分子量：100/(20/40+80/18)=20.22Kg/Kmol 则操作条件下的喷淋密度为: U=(32.49 X 20.22 X 4)/( nX 1169X 1 2)=0.72m3/m2.h 为满足U Gin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 要使 U Gin,即 4W/( nX 1169X12) 15.2 4 =741.8/111.25(1.19/1169) 0.5 W 1.4 X 10 Kg/h =0.21 横标为0.21时的纵标数值为0.08 0.2) 1/2 查化工原理下册图324中乱堆填料泛

52、点线, UmaX=(0.08g p l/ (Wp V 卩 L0.2) 1/2 =(0.08 X 9.8 X 1169/450 X 0.86 X 1.19 X 2.95 =1.28m/s 取空塔气速为泛点气速的70% U=0.7Umax=0.7 X.28=0.90m/s D=(4V/ n u) 1/2=(111.25 X 22.4 X 4)/(3.14 X 0.90 X 3600) 1/2=0.98m 圆整塔径为1m,即1000mm 则空塔气速 u=4VS/ nD 2=(4 X 111.25 X 22.4)/ nX1 2=0.88m/s 空塔气速安全系数：0.88/1.28 X 100%=69%

53、 则操作条件下的喷淋密度为： U=(1.5 X 104X 4)/( nX 1169X 1 2)=16.53m3/m2 匕in 6.计算塔压降 2 0 2 20 2 纵标 u Mpu l. /g P l=(0.88 X 4500.86 X 2.95 . )/9.8 X 1169=0.039 横标 WW( p v/ p l) 0.5 =741.8/111.25(1.19/1169)0.5=0.21 据以上两数值在图324中确定塔的操作点 此点位于厶P=30X 9.8P a/m的等压线上，即每米填料层的压降约为 294 P a/m 7 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

54、与 NOH溶液发生化学反应，溶液中不存在氯化氢和二 氧化碳,故Y=0 又由于二氧化碳与2OH溶液反应生成的碳酸钠碱性，抑制反应进行，所以二氧化 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 进行计算。 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/h 即 7=0.895/112.925 X 100%=0.79% 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

55、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。 丫20 MdYdY =4.8(4 9) N OG- Y, Y Y0.0079 丫 0 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 -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=N0G.Hor(410) =4.8 X.5 =2.4m 4. 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25C (3) 硫

56、酸的量为3 Kmol/h 2 塔径计算 需要的硫酸的量：M=(M+3=C( p L- p v)/ 1/2 P V (412) (413) P l液相密度,Kg/m3 P V气相密度，Kg/m3 Uma极限空塔气速，m/S c负荷系数 则 UmaF0.058(833-1.18)/1.18 =2.28m/s u=0.65u max =0.65 X 2.28 =1.48m/s 塔径 D=(4VS/ n U)1/2 =(4 X 112.925 X 22.4)/( nX 3.14 X 3600) 1/2 =0.77 圆整塔径0.8m, 即卩800mm 空塔气速：u=4W nD 计算依据 (1) 热流体进

57、口温度40 C,出口温度20r (2) 冷流体为冷凝器出来的循环气，进口温度 -20 r 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/m .h. r =(4 X 112.25 X 22.4)/( nX 0.08 2X 3600)=1.38m/s 由板上液层高度为0.08，则板上液层体积 223 V=n /4D .h= n /4 X 0.8 X 0.08=0.04m 理论塔板数:Nt=0.19/0.04=4.75 取总板效率70%则实际板数为 N/Et=4.75/70%=6.8块，取为7块 则有效高度为： (414) Et=N

58、-/Et.Ht =7 X 0.31 =2.17m 取 K=220 Kcal/m2.h. C 在t=(40+20)/2=30 C定性温度下的等压热容(Kcal/kg. C) CHCI CH 2CI2 CHCl 3 CCl 4 CH 4 N 2 0.2170.1560.14450.13280.5485 0.2593 Q=Cm. t =(13.89 X 0.217 X 50.5+5.94 X 0.156 X 85+2.11 X 0.1445119.5+0.147 X 0.1328 X 154+85.76 X 0.5485 X 16+2.058 X 0.2593 X 28) X 4.18 X (40

59、-20) =8.64 X 103 +6.226 X 10- T)+0.465 X (26.75+42.258 X1 0- T) X (t 1-t 2) T=(t 汁t2)/2(2) 解(1),(2)得 t2=-3C 4.计算换热面积 11=42CAt 2=40C 贝 U Atn=41C S=QK. At m =8.64 X 104/(220 X 4.1841) =2.5m2 选用Fa325-10-40-2型浮头式换热器 KJ/h 3 算出口气体温度 设出口温度t2,用公式G=a+bT求G 查得Cp=a+bT中a,b的为： a (J/mol.K) b(J/mol.K2) N 27.32 6.22

60、6 X 10-3 CO 26.75 42.258 X 10-3 CH 14.15 75.496 X 10-3 CHCI 30.62 149.75 X 10-3 Q=CP.m. A t =13.89 X (30.622+149.75 33 X 10- T)+85.76 X (14.15+75.49610 - T)+2.058 X (27.32 (1) 4.7冷凝器 1 计算依据 (1) 热流体进口温度20C，出口温度-20 C (2) 冷冻盐水进口温度-25 C出口温度-20 C (3) 将CHCbCHCb冷凝成液体 2 计算依据 (1) 热流体进口温度20r，出口温度-20 C (2) 冷冻盐