二氯甲烷的氯化吸收工艺设计

课程设计设计题目：年产4000吨氯甲烷氯化吸取工段的初步设计学院：化学工程学院专业：化学工程与工艺班级：化工082学生：原始数据：4kt/a二氯甲烷氯化吸取，年工作日330天，其余数据以工厂实际收集为准第一章总论1.原材料的规格、来源及净化原料规格：氯气纯度Cl2≥95.0%(V)水份H2O≤0.05%(wt)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+≤0.01%(V)（净化天然气）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：由于自贡丰富的天然气资源，因此就地取材三.天燃气净化采用变压吸附技术(PressureSwlngAdsorptlon.简称PSA)脱出天然气中C2+以上自分，重要运用吸附剂对不同气体自分的吸附容量随压力变化而呈现差异的特性，在吸附剂选择吸附条件下，加压吸附原料起中C2+以上烃类组分难吸附的CH4作为产品起由吸附塔出口排出，减压时吸附的C2+组分脱附，同时吸附剂获得再生，整个过程是在环境温度下进行的。2．1二、三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，都是自由基连锁反映。氯分子的活化是通过高温来实现的，其自由基连锁反映历程，可分三步表达：1．链引发Cl2 Cl.+Cl-57.8千卡/克分子2．增链CH4+Cl. CH3.+HCl+1.0千卡/克分子 CH3.+Cl2 CH3Cl+Cl.+25.7千卡/克分子 CH3Cl+Cl.CH2Cl.+HCl+4.6千卡/克分子 CH2Cl.+Cl2 CH2Cl2+Cl.+20.7千卡/克分子 CH2Cl2+Cl. CHCl.2+HCl+8.8千卡/克分子 CHCl.2+Cl2 CHCl3+Cl.+15.7千卡/克分子 CHCl3+Cl. CCl3.+HCl+13.0千卡/克分子 CCl3.+Cl2 CCl4+Cl.+10.6千卡/克分子3．链终止 下列情况存在都也许产生链终止（1）活化分子与器壁碰撞Cl.+Cl.+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映。 在甲烷热氯化反映过程中，反映温度不高时，反映按自由基连锁反映进行。当反映温度升高到370。C时，连锁反映机理的相对作用随之减低，反映温度超过430。C，甲烷氯化反映事实上是一逐级取代不可逆的双分子均相反映。反映过程中四种氯化物同时生成，所以甲烷直接氯化不也许得到单一的产品，其反映方程式如下： CH4+Cl2 CH3Cl+HCl+24.019千卡/克分子 CH3Cl+Cl2 CH2Cl2+HCl+23.660千卡/克分子 CH2Cl2+Cl2 CHCl3+HCl+24.696千卡/克分子 CHCl3+Cl2 CCl4+HCl+23.930千卡/克分子 甲烷氯化反映是强放热反映。在反映开始前供应热量，当反映开始后所需能量可由反映热供应。由于放热量大，如不采用措施控制反映热并及时带走温度会急剧升高，这样会产生剧烈的燃烧反映或氯化物产生裂解反映。 CH4+2Cl2 C+4HCl+70千卡/克分子 2CHCl3 C2Cl4+2HCl 3CHCl3 C2Cl6+CH2Cl2+HCl 2CCl4 C2Cl4+Cl2 2CCl4 C2Cl6+Cl2同样局部氯气浓度过浓时，也会使反映进行极为剧烈，甚至产生爆炸。因此，要保证甲烷热氯化反映顺利进行的重要条件是：保证原料气的对的配比；保证甲烷和氯气充足均匀混合；有效和及时引出反映热。2.1最初的甲烷热氯化以德国Hoechst公司为代表。反映器形式有内循环式、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映器。1．（甲烷）天燃气热氯化法天燃气与氯气反映，经水吸取氯化氢副产盐酸后，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映，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映，需要将温度维持在380—450℃甲烷氯化是强放热反映，反映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映装置设计：1、大量循环甲烷或产生的氯代甲烷使用的多级反映器，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、采用流化床反映器。2．氯甲烷氯化法将氯甲烷与氯气氯化反映，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，反映温度为420。C，反映压力19Kpa，反映冷却吸取、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，反映成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。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、配气站和反映装置的氯气、天然气和循环气，按一定配比经计量进入混合器，混合均匀后进入反映器，进行甲烷热氯化反映，反映组成为：甲烷氯化物、氯化氢、过量的甲烷、惰性气体和微量的游离氯。反映气经空气冷却器冷却后进入碳黑分离器，除去反映中产生的少量碳黑，进入水洗系统除去氯化氢。从碳黑分离器出来的反映气（70—90。C），与稀酸分离器来的酸，进入第一膜式吸取器顶部，顺流而下，进行降膜吸取氯化氢后，反映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。反映气与计量后的吸取水，入第二膜式吸取器顶部进行第二次吸取，反映气与稀酸入稀酸分离器，稀酸入第一膜式吸取器，反映气则进酸雾分离器除去酸雾，进入中和塔。第一、第二膜式吸取器管间冷却水逆流串联使用。反映气经两次水洗，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映中残余的氯化氢、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，送至废碱解决装置。从中和塔塔顶出来的反映气，进入干燥系统；碱液分离器底部的液体定期排放。中和后的反映气进入硫酸干燥塔，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，定期用稀硫酸泵送至稀硫酸大贮槽，以备出售。干燥后的反映气，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）。压缩后的反映气经缓冲罐和机后冷却器冷却至40.C以下，进入热互换器，与冷凝器来的循环气进行换热，使反映气温度降至25.C左右，热互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）。循环气经热互换器后，汇同二氯甲烷蒸馏一塔顶部来的一氯甲烷（该一氯甲烷通过了气液分离器，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）返回氯化反映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、三氯甲烷生产工艺流程简图水15%的氢氧化钠 第二膜式吸取器空冷器第一膜式吸取器中和塔第二膜式吸取器空冷器第一膜式吸取器中和塔稀酸分离器天然气混合器稀酸分离器反映器盐酸分离器循环气反映器盐酸分离器氯气98%的硫酸循环气-25℃冷冻盐水粗氯化液贮槽冷凝器热互换粗氯化液贮槽冷凝器热互换器机后冷凝器缓冲罐压缩机干燥塔3.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，天天24小时，二氯甲烷小时生产量 Kg/h3．2物料衡算和热量衡算3.2.1反映器的物料衡算和热量衡算本反映过程是强放热反映，由于放热量大，如不采用措施控制反映热并及时移走，温度会急剧升高，这样会产生强烈的燃烧反映，使反映或使氯化物产生裂解反映。因此运用加入过量甲烷得到的循环气为稀释剂而移走反映热量。计算依据二氯甲烷产量505.05Kg/h.即5原料组成含Cl296%,CH495%.进反映器的原料配比（摩尔比）Cl2：CH4：循环气=1：0.68：3.0出反映器的比例CH2Cl2：CHCl3=1：0.5（质量比）(CHCl3+CCl4)/CH2Cl3=0.38（摩尔比）操作压力0.08MPa（表压）反映器进口气体温度25oC,出口温度420oC2．物料衡算Cl2 反 CH3Cl应CH2Cl2CH4器CHCl3CCl4HCl假设循环气不参与反映，只起带走热量的作用。设进口甲烷Xkmol/h,出反映器一氯甲烷Ykmol/h,氯化氢Zkmol/h由CH2Cl2: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由于反映复杂，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所以反映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反映器出口中各组分流量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%反映器物料平衡表表2—1组分反映器进口反映器出口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143.071004124.674143.071004124.6742.热量衡算（以1h，25oC为基准）参与反映的各物料的ΔHfØ(KJ/kmol)输入CH4Cl2CO2输出CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4HCl量(kmol)22.0932.690.46513.895.942.110.14732.68ΔHfØ-74.850-393.51-81.92-87.86-100-106.76–92.3ΔHro=Σ生成物UlΔHfØ-Σ反映物UlΔHfØ（3—1）=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=-3.07×106KJ420℃各物质的（J/mol.k）物质CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4HClCO2N2（J/mol.k）66.0745.97588.28798.88729.9652.2730.65输出焓：∑输出H=∑nΔt（3—2）=(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)=9.8×105KJ输入焓：∑输入H=0Q放出=ΔH（3—3）=ΔHro+∑输出H+∑输入H=-3.07×106+9.8×105=-2.09×106KJ222.50℃各物质的（J/mol.k）物质CH3ClN2CH4CO2（J/mol.k）54.8330.8149.6253.43循环气带出的热量为：Q带走=mΔt=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%)=1.98×106KJ即Q放出=Q带走循环气能带走的热量恰好为反映气放出的热量，使反映温度保持在420℃3.2.2空冷器的物料衡算和热量衡算由于气体温度太高，直接进入吸取器不利于氯化氢气体吸取。因此，先用空冷器冷却降温，保证吸取的顺利进行。计算依据进口气体420℃，组成和流量与反映器出口相同；出口气体80℃，操作压力0.06MP热量衡算定性温度t=(420+80)/2=250250℃各物质的（J/mol.k）物质CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4CO2N2HClCH4（J/mol.k）56.36169.63981.92096.55845.0629.61129.29347.752热负荷Q=W(T2-T1)（3—4）=(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/h3.2.3膜式吸取器的物料衡算和热量衡算Lx2Vy2Vy2Lx2本设计用两个石墨降膜吸取器串联吸取，气体经一 膜吸取后再经二膜吸取，吸取剂水先经二膜吸取成稀酸 一 二 再去一膜吸取成高浓度酸。两膜吸取剂用量相同，惰气 膜 膜 流量也相同，因此液气比l/V也相同。 Lx1Vy1Lx1Vy1第一膜式吸取器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℃,(3).吸取水温42(4).进口气体组成同反映器出口(5).操作压力0.6MPa（表压）(6).出口酸浓度28%（质量），即16%（摩尔）(7).冷却水进口温度252.物料衡算对并流高浓度气体吸取，操作线方程为：L()=V(-)（3—5）解得：x2=0.051即一膜进口酸，二膜出口酸浓度为0.051需要的吸取剂用量：==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吸取剂的单位耗用量（气体入口处）l=L/V=167.1/(143.07-32.68)=1.51被吸取的氯化氢气体的量：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：CH3Cl13.89/121.84×100%=11.4%CH2Cl25.94/121.84×100%=4.9%CHCl22.11/121.84×100%=1.7%CCl40.147/121.84×100%=0.12%HCl(32.68-21.23)/121.84×100%=9.4%N22.058/121.84×100%=1.69%CH485.76/121/84×100%=70.39%CO20.465/121.84×100%=0.38%3.热量衡算42℃氯化氢溶解成16%的盐酸的溶解热ΦQ溶解=9172.65×194.8=1.7×106KJ/h在定性温度t=(80+70)/2=75℃下的等压热容CP(KJ/Kmol.℃)CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4HClCH4N2CO2 44.5556.1171.2588.9328.8637.2128.7738.32Q=CP.m.Δt=(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)=0.05×106KJ/hQ总=1.7×106+0.05×106=1.75×106KJ/h假设冷却水温升8℃水的Cw=4.18KJ/Kg.K=75.42KJ/Kmol.kWW=1.75×106/75.42×8=2.95×103Kmol/h第二膜式吸取器计算依据(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(3)出口酸浓度5.1%(4)吸取水温42℃，冷却水温(5)操作压力0.036MPa(表压)物料衡算需要吸取剂的量同一膜l=167.2Kmol/h得到稀酸的量l0=V0(y2-y1)/(x2-x1)=121.84(0.08-0.006)/(0.051-0)=176.8Kmol/h吸取剂的单位耗用量l=1.51被吸取的氯化氢气体量：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：CH3Cl13.89/111.25×100%=12.49%CH2Cl5.94/11.25×100%=5.34%CHCl32.11/111.25×100%=1.90%CCl40.147/111.25×100%=0.13%HCl0.86/111.25×100%=0.77%N22.058/111.25×100%=1.85%CO20.465/111.25×100%=0.42%CH485.76/111.25×100%=77.09%热量衡算42℃氯化氢溶解成5.1%的盐酸的溶解热ΦQ溶解=3303.18×176.8=6×105KJ/h在定性温度t=(70+60)/65℃下物质的等压热容Cp(KJ/kmol.℃CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4HClCH4CO2N243.8755.4970.8187.9928.537.0538.2228.46Q=CP.m.Δt=(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总=0.6×105+0.05×105=0.65×105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=35.873．2．4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℃（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：15%（质量）=×100%=7.35%（摩尔）4%（质量）=×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：CH3Cl13.89/112.925×100%=12.3%CH2Cl25.94/112.925×100%=5.3%CHCl32.11/112.925×100%=1.9%CCl40.147/112.925×100%=0.13%N22.058/112.925×100%=1.82%CH485.76/112.925×100%=75.9%H2O3/112.925×100%=2.66%4.重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成换热效果。空冷器换热效果好，结构简朴，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。计算依据（1）进出空冷器的流量和组成：组分CH4CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4CO2N2HClKmol/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（4）进出口压力0.06MPa（表压）（5）换热量Q=2.37×106KJ/h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.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按逆流：△t1=420-55.3=364.7℃△t2=80-40=40℃△tm1=146.91℃取温差校正系数Φ=0.8△tm=△tm1.Φ=146.91×0.8=117.53℃则所需普通光管的表面积：A0=Q/K.△tm（4—1）=2.37×106/(204.25×117.53=98.73m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/(t2-t1)FV17.3（4—2）式中Q—换热量,Kcal/h(t2-t1)—空气温升FV—迎面风速，米/分代入数据F1=2.37×106/(15.3×165×17.3=12.98m取ξ=0.01F2-F1=12.99=12.98=0.01≤ξ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98.73m管长L=98.73×4/π×0.3532=1010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，故换热管选择合理空冷器规格及型号：φ377×1010F=98.73m4．2第一膜式吸取器降膜式吸取器在吸取过程中不断的将反映热移走，其传热传质效果好，吸取效率高，在吸取系统内压力减少，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。用于解决量较大的吸取过程。因此选用降膜式石墨吸取器吸取氯化氢气体。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（3）吸取水温42℃，冷却水温25℃（4）进口酸浓度5.1%，出口酸浓度16%（5）操作压力0.06MPA（表压）（6）换热量Q=1.75×106KJ/h（7）吸取气体量21.23Kmol/h计算换热面积（逆流）冷却水由25℃升到33℃，气体由△t1=80-33=47℃△t2=70-25=45℃△tm=45℃从《氯碱工业理化常数手册》查得K=3000KJ/m2.h.℃S=Q/K.△tm=1.75×106/3000×45=13.2m计算吸取面积（并流）由于有大量的冷却水带走熔解热，将此过程保持等温，因此简化为等温吸取，在42℃下查得HCl—H2Ox00.009980.02020.04120.06310.0860.1040.1330.151y00.000020.000080.00030.00110.00410.020.040.06x0.1610.1720.1810.1830.1890.1920.1960.199y0.0080.100.140.160.180.200.220.24并流高浓度吸取操作的操作线方程由式（3—5）：即在y1—y2之间分为10个相等的社区间，相应一个y求出一个x，所得x，y如下：x0.160.1530.1440.1350.1250.111y0.080.094840.109680.124520.139360.1542x0.1040.09180.07930.06580.051y0.160940.183880.198720.213560.2284在同一直角坐标系中作出操作线和平衡线如图一：图一对高浓度吸取一般用诺曼法：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=0.006△y2=0.227△yc=0.143算出△yc/△y1=0.143/0.006=23.8,△yc/△y2=0.143/0.227=0.63查《化工过程及设备设计》图3—18得：f=△ym/△yc=0.51即△ym=0.073进口端kG的查取：在t=80℃下查得各物质μ(μpA.S)CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4HClCO2N2CH412.7912.1011.9011.1817.218.1019.512.35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%=13.57μPA.S=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13.2mG0=(143.07×28.81×4)/(π×0.0612×61)=3.36×105Kg/m则：DG0/µM1.75=(0.016×3.36×105)/0.049×28.811.75)=306.2（4—3）D—管内径，mG0—入口气体质量流速,kg/m2.hμ—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=200×10-6Kmol/m2.h.Pa由于HCl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又由于气相总压不高，则ky=P.kG（4—4）所以Ky=P.kG=1.6×105×200×10-6=32.0Kmol/m2.h出口端kG的查取：查得t=70℃的μ(μpa.S)CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4HClCO2N2CH412.411.311.410.916.516.718.912.0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：G0=(121.84×27.47×4)/(π×0.0162×61)=2.73×105Kg/mDG0/µM1.75=(0.016×2.73×105)/(0.045×27.471.75)=319.9kG=205×10-6Kmol/m2.h.Pa出口端的压力P=1.6×(1-21.23/143.07)=1.36atmKy=kG.P=205×10-6×1.36×105=27.9Kmol/hHCl被吸取一半时（即xc处）的查取气体总量：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：CH3Cl13.89/132.455×100%=10.5%CH2Cl25.94/132.455×100%=4.48%CHCl32.11/132.455×100%=1.59%CCl40.147/132.455×100%=0.11%HCl22.06/132.455×100%=16.66%CO20.465/132.455×100%=0.35%N22.058/132.455×100%=1.55%CH485.76/132.455×100%=64.75%查得t=(80+70)/2=75℃下的μ(µpa..S)CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4HClCO2N2CH412.611.911.811.017.017.419.312.5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.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：G0=(132.455×28.21×4)/(π×0.0162×61)=3.05×105Kg/mDG0/μM1.75=(0.016×3.05×105)/0.048×28.211.75)=294.4查得KG=196×10-6Kmol/m2.h.PaP=1.6×(1-10.615/143.07)=1.5atmKy=kGP=196×10-6××1.5×105=29.4Kmol/m2.h则相应于y1,y2和yc的Ky分别为：Ky1=32.0Kmol/m2.h,Ky2=27.9Kmol/m2.h,Kyc=29.4Kmol/m2.hKyc/Ky=29.4/32.0=0.919Kyc/Ky2=29.4/27.9=1.05查《化工过程及设备设计》图3—18f=Kym/Kyc=0.96即Kym=Kyc×0.96=28.2Kmol/m2.h由《化工过程及设备设计》式（3—19）F=W/Kym△ym（4—5）式中F—吸取面积，W—单位时间内吸取的溶质的量，Kmol/h△y—吸取过程中的平均推动力Kym—吸取系数，Kmol/m2.h代入数据F=21.23/28.2×0.073=10.3m所以由吸取面积10.3m2，换热面积13.2m2，按《石墨制化工设备设计》3公称直径450mm，固定管板厚度140mm，吸取管数量61根，换热面积15m换热面积裕度：(15-13.2)/13.2×100%=13.6%吸取面积裕度：(12.6-10.3)/10.3×100%=22.3%4．3第二膜式吸取器计算依据（1）进口气体组成同一膜出口处（2）进口温度70℃，出口温度（3）吸取水温42℃，冷却水温33，温升（4）操作压力0.036MPa（表压）（5）换热量Q=0.65×106KJ/h（6）进口清水，出口稀酸浓度5.1%（7）吸取气体量10.59Kmol/h计算换热面积冷却水由33℃上升到35.87℃，气体由70则△t1=70-35.87=34.13℃△t2=60-33=27△tm=28℃S=Q/K△tm=0.65×106/3000×28=9m3.计算吸取面积操作线方程：即在y1-y2之间分为10个相等的社区间,相应一个y求出一个x,所得x,y如下：x0.0510.0460.0420.0370.0320.027y0.0060.01340.02080.02820.03560.043x0.0220.0170.0110.00570y0.05040.05780.06520.07260.08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：△y1=0.005△y2=0.008△yc=0.047算出△yc/△y1=0.047/0.005=9.4,△yc/△y2=0.047/0.08=0.58查得f=△ym/△yc=0.62,△ym=0.03进口端的kG查取：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：公称直径500mm，吸取管数量85根，φ22入口气体质量流速：G0=(121.84×27.47×4)/(π×0.0162×85)=2.0×105Kg/mDG0/μM1.75=(0.016×2.0×105)/(0.045×27.471.75)=215.7查得kG=150×10-6Kmol/m2.h.PaKy=kGP=150×1.36×10-6×105=20.4Kmol/m2.h出口端Ky的求取：查得t=60℃下的μ(μpa.S)CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4HClCO2N2CH411.810.910.49.215.115.418.010.9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.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：G0=(111.25×26.64×4)/(π×0.016285)=1.74×105Kg/mDG0/μM1.75=(0.16×1.74×105)/(0.04×26.641.75)=222.8查得KG=153×10-6Kmol/m2.h.PaP=1.6×(1-31.82/143.07)=1.24atmKy=kGP=153×10-6×1.24×105=19.0Kmol/m2.hHCl被吸取一半时Ky的求取：查得t=(70+60)/2=65℃下的μ(μPa.S)CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4HClCO2N2CH412.111.711.39.815.716.118.311.6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.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：G0=(116.545×27.03×4)/(π×0.0162×85)=1.84×105Kg/mDG0/μM1.75=(0.016×1.84×105)=(0.04327.031.73)=213.7查得KG=148×10-6Kmol/m2.h.PaP=1.6×(1-26.525/143.07)=1.32atmKy=kGP=148×10-6×1.32×105=19.6Kmol/m2.h即相应于y1,y2和yc的分别为：Ky1=20.4Kmol/m2.h,Ky2=19.0Kmol/m2.h,Kyc=19.5Kmol/m2.h算出Kyc/Ky1=0.95,Kyc/Ky2=1.02查《化工过程及设备设计》图3—18f=Kym/Kyc=0.99即Kym=Kyc×0.99=19.3Kmol/m2.h由吸取速率方程式（4—5）F=W/Kym△ym=10.59/19.3×0.03=18.3m所以由吸取面积18.3m2，换热面积9m2，按《石墨制化工设备设计》3公称直径500mm，固定管板厚度150mm，吸取管数量85根，换热面积换热面积裕度：(20-9)/9×100%=122%吸取面积裕度：(18.6-18.3)/18.3×100%=1.6%换热面积裕度大了点，但是要满足吸取面积只能选这种规格。事实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）填料塔结构简朴，阻力小，便于耐腐蚀材料制造，并且过程需要吸取的气体量小，故选用填料塔。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的乱堆陶瓷拉西环拟定空塔其速查《氯碱工业理化常数手册》20℃，15%的NaOH溶液ρl=1169Kg粘度μL=2.95mPa.S则WL/WV(ρV/ρL)0.5=32.49/111.25(1.19/1169)0.5=0.01（4—6）式中WL,WV—分别为液相和气相的摩尔流量,Kmol/hρV,ρL—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水/ρL=1000/1169=0.86umax=(0.23gρL/φΨρVμL0.2)1/2（4—7）=(0.23×9.8×1169/450×0.86×1.19×2.950.2)1/2=2.15m/s式中：umax—泛点气速，m/sg—重力加速度，m/s2ρV,ρL—分别为液体和气体的密度Kg/m3φ—填料因子，m-1Ψ—液体密度校正吸取,Ψ=ρ水/ρlΜL—液体粘度,mPa.S取空塔气速为泛点气速的50%，即u=0.5umax=1.125m/s计算填料塔直径D=(4VS/πu)1/2=[(111.25×22.4×4)/(3.14×1.125×3600)]1/2=0.9mD—塔径，mVS—体积流率m3/su—空塔气速，m/s圆整塔径为1m，即则空塔气速u=4VS/πD2=(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(LW)mln=0.08m3/m.h,则Umln=(LW)mln.σ（4=0.08×190=15.2m3/m2σ—填料的比表面积，m2/m3Umin—最小喷淋密度，m3/m2.h(LW)min—最小润湿速率，0.08m3NaOH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=(32.49×20.22×4)/(π×1169×12)=0.72m3/m2为满足U≥Umin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≥Umin，即4Wl/(π×1169×12)≥15.2WL≥1.4×104取WL=1.5×104循环液的量1.5×104-32.49×22.4=1.43×1045．校核塔径及空塔气速由式（4—6）得：WL/WV(ρV/ρL)0.5=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0.08umax=(0.08gρL/φΨρVμL0.2)1/2=(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=(4VS/πu)1/2=[(111.25×22.4×4)/(3.14×0.90×3600)]1/2=0.98m圆整塔径为1m,即1000则空塔气速u=4VS/πD2=(4×111.25×22.4)/π×12=0.88m/s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≥U6.计算塔压降纵标u2φψρμL0.2/gρL=(0.882×4500.86×2.950.2)/9.8×1169=0.039横标WL/WV(ρV/ρL)0.5=741.8/111.25(1.19/1169)0.5=0.21据以上两数值在图3—24中拟定塔的操作点此点位于△P=30×9.8Pa/m的等压线上，即每米填料层的压降约为294Pa/m7．计算填料层高度计算传质单元数由于氯化氢和二氧化碳气体与NaOH溶液发生化学反映，溶液中不存在氯化氢和二氧化碳,故Y*=O又由于二氧化碳与NaOH溶液反映生成的碳酸钠碱性，克制反映进行，所以二氧化碳与NaOH溶液反映比氯化氢与NaOH溶液反映速度慢。因此本设计以二氧化碳为依据进行计算。被吸取的氯化氢的量为：32.68-31.82=0.86Kmol/h相称于0.86/2=0.43Kmol/h的二氧化碳。被吸取的二氧化碳总量0.43+0.465=0.895Kmol/h即Y1=0.895/112.925×100%=0.79%由于液相中活泼组分的浓度足够大，并且发生的是快速不可逆反映，溶质组分进入液相后立即反映而被消耗掉，则界面上的溶质组份分压为0，吸取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取计算。=4.8（4—9）由于无法查到二氧化碳被NaOH吸取时的KG，计算不出具体的传质单元高度。按一般经验，对25mm的填料作吸取操作时传质单元高度取为Hor=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朴，制造方便，节省材料，性能良好，因此选用浮阀塔。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/h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ρL=1.833g/cm3=1833Kg/mV=M/ρL=353.1/1833=5.35×10-5m3/s=动能参数(Lh/VN)(ρL/ρV)1/2（4—11）式中：Lh，VN—分别为塔内液气两相的体积流量，m3/hρL，ρV分别为塔内液气两相的密度，Kg/m3此时ρV=WV/V=(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(Lh/VN)(ρL/ρV)1/2=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，板上液层高度所以HT-hL=230mm查史密斯关联图得C20=0.048查得硫酸的σ=52.38mN/mC=C20(σ/20)0.2（4—12）=0.048(52.38/20)0.2由式（3—3）umax=C[(ρL-ρV)/ρV]1/2（4—13）ρL—液相密度,Kg/m3ρV—气相密度,Kg/m3umax—极限空塔气速，m/sC—负荷系数则umax=0.058[(833-1.18)/1.18]1/2=2.28m/su=0.65umax=0.65×2.28=1.48m/s塔径D=(4VS/πU)1/2=[(4×112.925×22.4)/(π×3.14×3600)]1/2=0.77圆整塔径0.8m空塔气速：u=4VS/πD2=(4×112.25×22.4)/(π×0.082×3600)=1.38m/s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=0.04m理论塔板数:NT=0.19/0.04=4.75取总板效率70%，则实际板数为NT/ET=4.75/70%=6.8块，取为7块则有效高度为：ET=NT/ET.HT（4—14）=7×0.31=2.14．6热互换器计算依据（1）热流体进口温度40℃，出口温度（2）冷流体为冷凝器出来的循环气，进口温度-20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.℃取K=220Kcal/m2.h.℃在t=(40+20)/2=30℃定性温度下的等压热容(Kcal/kg.℃)CH3ClCH2Cl2CHCl3CCl4CH4N20.2170.1560.14450.13280.54850.2593Q=CP.m.Δt=(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/h算出口气体温度设出口温度t2，用公式Cp=a+bT求Cp查得Cp=a+bT中a,b的为：a(J/mol.K)b(J/mol.K2)N227.326.226×10-3CO226.7542.258×10-3CH414.1575.496×10-3CH3Cl30.62149.75×10-3Q=CP.m.Δt=[13.89×(30.622+149.75×10-3T)+85.76×(14.15+75.49610-3T)+2.058×(27.32(1)+6.226×10-3