【正文】 在定性溫度t=(80+70)/2=75℃下的等壓熱容CP(KJ/Kmol.℃)CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl CH4 N2 CO2 Q= =(+++++++)(8070) =106KJ/h Q總=106+106=106KJ/h 假設冷卻水溫升8℃，則冷卻水耗用量 水的Cw= WW=106/8=103Kmol/h 第二膜式吸收器1． 計算依據(jù) (1)進口氣體組成同一膜出口氣體組成 (2)進口氣體溫度70℃，出口氣體溫度60℃ (3)% (4)吸收水溫42℃，冷卻水溫33℃ (5)(表壓)2． 物料衡算 需要吸收劑的量同一膜l= 得到稀酸的量 l0=V0(y2y1)/(x2x1) =()/() =吸收劑的單位耗用量l=被吸收的氯化氫氣體量：wa=()=剩余氣體總量：=各氣體含量：CH3Cl 100%=%CH2Cl 100%=%CHCl3 100%=%CCl4 100%=%HCl 100%=%N2 100%=%CO2 100%=%CH4 100%=%1. 熱量衡算42℃%的鹽酸的溶解熱Φ=Q溶解==6105KJ/h在定性溫度t=(70+60)/65℃下物質的等壓熱容Cp(KJ/kmol.℃)CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl CH4 CO2 N2 Q= =(+++++++)(7060) =105Q總=105+105=105從一膜出來的冷卻水逆流進入二膜，進口溫度33℃其溫升：Δt=105/(103)=出口水溫：33+=℃3．2．4 中和塔（填料塔）1．計算依據(jù)（1）進塔氣體組成同二膜出口氣體組成（2）用20℃，15%的稀氫氧化鈉溶液吸收,出塔堿濃度4%（質量）（3）出塔氣體溫度60℃（4）出口氣體中無氯化氫和二氧化碳氣體入塔氣摩爾流量：WV=惰氣流量：G0==平均分子量：M=%+%+119,%+154%+%+44%+16%+28% =則入塔氣質量流量：=入塔氣密度：ρV=()=15%和4%的氫氧化鈉溶液化為摩爾濃度：15%（質量）=100%=%（摩爾）4%（質量）=100%=%（摩爾）氫氧化鈉溶液耗用量：Wl=(+2)/(%%)=出塔氣中無氯化氫氣體和二氧化碳氣體，但帶出3Kmol/h的水蒸氣，則總量為G0=各氣體含量：CH3Cl 100%=%CH2Cl2 100%=%CHCl3 100%=%CCl4 100%=%N2 100%=%CH4 100%=%第四章 主要設備的工藝計算及選型4．1 空冷器 本過程傳熱量大，一般的換熱器不能達到換熱效果。用于處理量較大的吸收過程。實際上換熱面積大點更能維持等溫，假設為等溫更合理。被吸收的氯化氫的量為：=。1． 計算依據(jù)（1）進塔酸濃度98%（質量），出塔酸濃度85%（質量）（2）進口酸溫度25℃（3）硫酸的量為3 Kmol/h2． 塔徑計算需要的硫酸的量：M=(M+318)85%/98%=查得25℃下，98%的硫酸的密度ρL=V=M/ρL=105m3/s=動能參數(shù)(Lh/VN)(ρL/ρV)1/2 （4—11）式中：Lh，VN—分別為塔內液氣兩相的體積流量，m3/hρL，ρV分別為塔內液氣兩相的密度，Kg/m3此時 ρV=WV/V=(+85++154+28+16+318)/()=動能參數(shù)(Lh/VN)(ρL/ρV)1/2 =()(1833/)1/2=—，取板間距310mm，所以HThL=230mm查史密斯關聯(lián)圖得 C20=查得硫酸的σ=C=C20(σ/20) （4—12） =()由式（3—3）umax=C[(ρLρV)/ρV]1/2 （4—13）ρL—液相密度,Kg/m3ρV—氣相密度,Kg/m3umax—極限空塔氣速，m/sC—負荷系數(shù)則umax=[()/]1/2 =u===塔徑D=(4VS/πU)1/2 =[(4)/(π3600)]1/2 =，即800mm空塔氣速：u=4VS/πD2=(4)/(π3600)=，則板上液層體積V=π/=π/4=理論塔板數(shù):NT=取總板效率70%，則實際板數(shù)為NT/ET=，取為7塊則有效高度為：ET=NT/ （4—14） =7 =4．6 熱交換器1． 計算依據(jù)（1）熱流體進口溫度40 ℃，出口溫度20℃（2）冷流體為冷凝器出來的循環(huán)氣，進口溫度20℃2． 計算傳熱量 《化工設計》得總傳熱系數(shù)在190—370Kcal/.℃取K=220 Kcal/.℃在t=(40+20)/2=30℃定性溫度下的等壓熱容(Kcal/kg.℃)CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 CH4 N2 Q==(+85++154+16+28)(4020)=104KJ/h3． 算出口氣體溫度設出口溫度t2，用公式Cp=a+bT求Cp查得Cp=a+bT中a,b的為：a (J/) b(J/)N2 103CO2 103CH4 103CH3Cl 103 Q==[(+103T)+(+)+( (1)+103T)+(+103T)](t1t2)T=(t1+t2)/2 (2)解(1),(2)得t2=3℃Δt1=42℃ Δt2=40℃ 則 Δtm=41℃S=Q/ =104/(220) =選用FA32510402型浮頭式換熱器1． 計算依據(jù)（1）熱流體進口溫度20℃，出口溫度20℃（2）冷凍鹽水進口溫度25℃出口溫度20℃（3）將CH2Cl2,CHCl3冷凝成液體2． 計算換熱面積CH2Cl2,CHCl320℃,定性溫度t=(2020)/2=0下的Cp(KJ/)CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 CH4 N2 Q1=+=105KJ/HQ2=(+28+16+85+)(20+20)=105KJ/hQ總=105+105=105 KJ/hΔt1=40℃ Δt2=5℃ 則Δtm=℃查得冷凝器總傳熱系數(shù)K=500(kcal/.℃)S=Q/ =105/(500105) =選用FLB40015252浮頭式冷凝器4．8鹽酸分離器旋風分離器是利用慣性力的作用從氣體中分離出塵粒的設備。顆粒直徑8μm，允許壓降1800Pa，蒸汽密度：標準旋風分離器的阻力系數(shù)ζ=，依《化工原理》式331ΔP=ζρul2/2 （4—15）即1800=(ul2/2)解得進口氣速ul=旋風分離器進口截面積為Hb=D2/8 Hb=VS/ul故設備直徑為d=(8VS/ul)1/2=[(8)/(3600)]1/2=標準旋風分離器是以圓筒直徑為參數(shù)，其它尺寸都與直徑成一定比例。4．11配堿槽參照鴻化廠，則配堿槽容積：15000/1169=假設D=3000,則H=27184．12 濃酸中間槽因為連續(xù)化生產，中間槽考慮1天的用量24= 假設D=2000，則H=14654．13 濃酸泵，濃酸液密度1833kg/m3，則濃酸液體積流量：Q=壓頭H=ΔZ+ΔP/ρ+Δu2+∑hf取ΔZ=10 ∑hf=4其余兩項很小，忽略不計。 第五章 綜合表 表6—1 原料消耗綜合表序號物料名稱單位成分每噸產品的消耗量每 小 時每年100% 工業(yè) 100% 工業(yè) 100% 工業(yè)1甲烷m3 95% 3918816 4125069 5799816 6041475 437184 437184 1585 10296 2772 2氯氣m396%3工業(yè)水t100%4氫氧化鈉溶液t15%5硫酸溶液t98% 表6—2 排出物料綜合表序號物料 特性和 單位 每噸產品 每小時 每年名稱 成分 的排出量1排出堿液堿濃度4%（質量） t t t 2副產濃酸酸濃度28%（質量）3排出硫酸硫酸濃度85%（質量） 第六章 設備一覽表下表是初步設計階段經過設備的工藝計算初定的工藝設備一覽表。這次畢業(yè)設計對我來說，無疑是非常重要的。(15%)，(98%)。這次設計有成功有不足。但是，由于本設計資料有限，再加上工藝本身的不完善，反應器的動力學模型無法建立，不能進行反應器設計；所以我主要是設計吸收器；而且自身水平的限制，盡管已盡最大努力，最終不足之處仍然存在,希望大家批評指正。 [4]北京石油化工工程公司主編《氯堿工業(yè)理化常數(shù)手冊》，化學工業(yè)出版社，1988年。[8]黃璐、王保國編《化工設計》，化學工業(yè)出版社，1987年。[12]空氣冷卻器設計，《石油化工設備技術》，1978（18）。[16]華南理工大學徐偉萍、陳佩珍、程達芬編《化工過程及設備設計》，化學工業(yè)出版社教材出版中心，2000年。[20]侯亮平主編《甲烷氯化物工藝操作規(guī)程》，自貢鴻鶴化工股份有限公司，1998年致謝這次設計的完成應該說是集體智