【正文】 為液體和氣體的密度Kg/m3φ—填料因子，m1Ψ—液體密度校正吸收, Ψ=ρ水/ρlΜL—液體粘度,取空塔氣速為泛點氣速的50%，即u= umax=3． 計算填料塔直徑 D=(4VS/πu)1/2=[(4)/(3600)]1/2=D —塔徑，mVS—體積流率m3/su—空塔氣速，m/s圓整塔徑為1m，即1000mm則空塔氣速u=4VS/πD2=(4)/π12=空塔氣速安全系數(shù)：100%=% 因填料為25mm25mm，σ=190，塔徑與填料尺寸之比大于8，依《化工原理》下冊式(3—37)算最小噴淋密度，因填料尺寸小于75mm，故取(LW)mln=,則Umln=(LW)mln. σ （4—8）=190=σ—填料的比表面積，m2/m3Umin—最小噴淋密度， m3/(LW)min—最小潤濕速率，NaOH溶液的平均分子量：100/(20/40+80/18)=則操作條件下的噴淋密度為：U=(4)/(π116912)=為滿足U≥Umin則使出塔的廢堿液循環(huán)，以增大液體流量，從而增大噴淋密度要使U≥Umin，即4Wl/(π116912)≥WL≥104Kg/h取WL=104Kg/h==104Kg/h5．校核塔徑及空塔氣速由式（4—6）得：WL/WV(ρV/ρL)=()=查《化工原理》下冊圖3—24中亂堆填料泛點線，umax=()1/2=(1169/450)1/2=取空塔氣速為泛點氣速的70%U===D=(4VS/πu)1/2=[(4)/(3600)]1/2=圓整塔徑為1m,即1000mm則空塔氣速u=4VS/πD2=(4)/π12=空塔氣速安全系數(shù)：100%=69%則操作條件下的噴淋密度為：U=(1044)/(π116912)=≥Umin()/1169=橫標WL/WV(ρV/ρL)=()=據(jù)以上兩數(shù)值在圖3—24中確定塔的操作點此點位于△P=30，即每米填料層的壓降約為294 Pa/m7．計算填料層高度（1） 計算傳質單元數(shù) 由于氯化氫和二氧化碳氣體與NaOH溶液發(fā)生化學反應，溶液中不存在氯化氫和二氧化碳,故Y*=O又由于二氧化碳與NaOH溶液反應生成的碳酸鈉堿性，抑制反應進行，所以二氧化碳與NaOH溶液反應比氯化氫與NaOH溶液反應速度慢。其代表性結構型式為標準旋風分離器。4．15粗氯化液液貯槽因為產(chǎn)品屬于粗產(chǎn)品，則考慮一周的存儲量。 從理論上說，這次設計取得了初步成功。一是所需的各種參數(shù)都做到了有據(jù)可查，計算過程有理有據(jù)。[6]葛婉華、陳鳴德編《化工計算》，化學工業(yè)出版社，1987年。[14]（蘇聯(lián)）著《氣體吸收》，化學工業(yè)出版社，1985年。最后，感謝評審委員會和答辯委員會的老師們審閱我的設計。[18]石墨降膜吸收器吸收氯化氫氣體的工藝設計計算及設備選型，《氯堿工業(yè)》，2002（5）。[10]俄文第六版譯本，《化工過程及設備》，化學工業(yè)出版社，1958年。[2]二氯甲烷市道有缺，《技術與市場》，2002（12）。而且工藝條件成熟，過程穩(wěn)定，因此本設計有實際意義。對非標準設備，因未進行設備的施工設計，只能給出大致規(guī)格，如表中所示：氯甲烷氯化吸收工段設備一覽表序號位號設備名稱及規(guī)格設備圖號、型號或標準號單位數(shù)量材料單重(kg)1R1混合器D=253,L=2454臺1碳鋼2R2反應器D=1400,H=9733臺1碳鋼3E1空冷器Ф3771010,F=臺14R3碳黑分離器D=650,H=3100臺1碳鋼5T1第一膜式吸收器D=450,H=4496,F=GX8520臺1石墨6T2第二膜式吸收器D=500,H=4591,F=GX6115臺1石墨 7T3鹽酸分離器 D=570臺18T4稀酸分離器D=540臺19T5中和塔D=1000臺110T6堿沫分離器D=800 H=2903臺111V1配堿槽，D=3000，H=2718，V=臺112B1堿液泵Q=,H=F5016臺213B2硫酸泵Q=,H=F2525臺114V2濃硫酸中間槽,D=2000H=1465,V=臺115V3濃硫酸高位槽，D=2000H=1465,V=臺116V4稀硫酸中間槽,D=1600H=1220,V=臺117T7硫酸干燥塔D=800,H=8173臺118T8硫酸捕沫器D=800,H=3010臺119T9固堿中和器,D=1000H=4580,V=6m3臺120C1空氣壓縮機L860/7臺221E2熱交換器FA32510402臺1110022E3冷凝器FLB40015252臺1125023T10氣液分離器D=1000H=3700,V=臺12425V5V6緩沖罐D=400H=1115,V=粗氯化液貯槽D=3200L=8040,V=60m3臺臺12碳鋼碳鋼 第七章 管路設計根據(jù)化工管路設計的一般原則，即管內氣體流速5—30m/s進行設計,流速太大對操作不利，安全性小，流速太小則浪費材料。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=，依式（4—15）ΔP=ζρul2/2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=再依式（4—16）算出分割粒徑，即d50=[ud/ul(ρsρ)]1/2 =[105()]1/2=d/d50=8/=查《化工原理》圖311得η=71%4．10 堿液泵堿液流量15000kg/h，堿液密度1169kg/m3，則堿液體積流量：Q=15000/1169=壓頭H=ΔZ+ΔP/ρ+Δu2+∑hf取ΔZ=8 ∑hf=3其余兩項很小，忽略不計。= （4—9）由于無法查到二氧化碳被NaOH吸收時的KG，計算不出具體的傳質單元高度。1． 計算依據(jù)（1）進出口組成同空冷器出口組成（2）進口溫度80℃，出口溫度70℃（3）吸收水溫42℃，冷卻水溫25℃,溫升8℃（4）%，出口酸濃度16%（5）（表壓）（6）換熱量Q=106KJ/h（7）2． 計算換熱面積（逆流）冷卻水由25℃升到33℃，氣體由80℃降到70△t1=8033=47℃ △t2=7025=45℃ △tm=45℃從《氯堿工業(yè)理化常數(shù)手冊》查得K=3000KJ/.℃S=Q/K.△tm=106/300045=3． 計算吸收面積（并流） 由于有大量的冷卻水帶走熔解熱，將此過程保持等溫，因此簡化為等溫吸收，在42℃下查得HCl—H2O平衡數(shù)據(jù)如下：x 0 y 0 x y 并流高濃度吸收操作的操作線方程由式（3—5）：即在y1—y2之間分為10個相等的小區(qū)間，對應一個y求出一個x ，所得x，y如下：x y x y 在同一直角坐標系中作出操作線和平衡線如圖一： 圖一對高濃度吸收一般用諾曼法：從圖上量出塔兩端和操作范圍的中點xc(x=)處的濃度差△y1= △y2= △yc=算出△yc/△y1=, △yc/△y2=查《化工過程及設備設計》圖3—18得：f=△ym/△yc= 即△ym= 進口端kG的查取：在t=80℃下查得各物質μ( ) CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl CO2 N2 CH4 平均粘度：μ=%+%+%+%+%+%+%+% = =平均分子量： M=50%+85%+%+154%+%+44%+16%+28% = ，按《石墨制化工設備設計》表3—26初選換熱器規(guī)格：公稱直徑450mm，吸收管61根，φ223的吸收管 入口氣體質量流速： G0=(4)/(π61)=105Kg/則：DG0/=(105)/)= （4—3）D—管內徑，mG0—入口氣體質量流速,kg/μ—入口氣體粘度，Kg/M—平均分子量查《氯堿工業(yè)理化常數(shù)手冊》圖15—6—1得：kG=200106Kmol/由于HCl氣體易溶于水，屬氣膜控制，總傳質系數(shù)1/Ky=1/ky+m/kx中可忽略液膜阻力m/kx ，即Ky=ky又因為氣相總壓不高，則ky= （4—4）所以Ky==105200106=出口端kG的查取：查得t=70℃的μ()CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl CO2 N2 CH4 平均分子量： μ=%+%+%+%+%+%+%+% =平均粘度：M=%+85%+%+154%+%+44%+28%+16% =出口氣體質量流速： G0=(4)/(π61)=105Kg/ DG0/=(105)/()= kG=205106Kmol/出口端的壓力P=()= Ky==205106105=HCl被吸收一半時（即xc處）的查取 氣體總量：剩余HCl的量 ：各氣體的含量：CH3Cl 100%=% CH2Cl2 100%=% CHCl3 100%=% CCl4 100%=% HCl 100%=% CO2 100%=% N2 100%=% CH4 100%