四 川 理 工 学 院 毕 业 设 计 (论 文) 说 明 书
题 目 二氯甲烷的氯化吸收工艺设计
作 者
系 别 材料与化学工程系
专 业 有机化工99.1班
指 导 教 师
接 受 任 务 日 期 2003年2月24日
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第一章 总论 完 成 任 务 日 期 2003年6月10日 论 文 评 阅 教 师 论 文 答 辩 教 师2
第一章 总论 毕业设计（论文）任务书
学生姓名 专 业 有 机 班 级 九九级一班
指导教师 （签名）
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；
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第一章 总论 学生综合训练方面的要求：
完成期限：2003年2月24日至2003年5月23日教研室主任： （签名）2003年 4
月 2 日
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第一章 总论 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 分子量 外观 分子式 沸点 液体比重 蒸汽比重 蒸汽密度 汽化潜热 液体比热 蒸汽比热 在水中溶解度 临界压力 临界温度 临界密度 冰点
单位 ℃ D420 g/l Cal/g Cal/g.℃ Cal/g.℃
产 品 二氯甲烷 84.94
无色透明不分层液体 CH2Cl2 40.4 1.326 2.93 3.30 78.7 0.288 0.155
三氯甲烷 119.39
无色透明不分层液体 CHCl3 61.3 1.489 4.13 4.36 59.3 0.234 0.142 0.79 53.8 263.4 0.500 -61.3
g/100g水 1.32 Kg/cm2 ℃ ℃
60.9 237 0.427 -96.7
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第一章 总论 在空气中爆炸范围 在氧气中爆炸范围
二．产品的化学性质 1．二氯甲烷
V% V%
13.0~18.0 13.0~18.0
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120OC，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300—450oC，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
CH2Cl2+O2 COCl2+H2O 450OC
（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+4HCl （3） 在触媒存在的条件下，450OC时与水蒸气作用生成甲醛 硫酸锌
CH2Cl2+H2O(汽) HCHO+2HCl 450OC
（4）在碱的水溶液中加压可皂化成甲醛
CH2+2NaOH HCHO+H2O+2NaCl
（5） 铝的存在下，与溴反应生成氯溴甲烷和二溴甲烷 4CH2Cl2+3Br2 2CH2Br2+2Cl2
（6） 100~125OC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
6CH2Cl2+16NH3 (CH2)6N4+12NH4Cl 100~125OC
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
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第一章 总论 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290OC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。
2CHCl3+O2 4CHCl3+5O2
氯仿除可氯化生成四氯化碳外，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+4NaOH HCOONa+3NaCl+2H2O （2） 浓碱溶液加热，生成一氧化碳和氯化钠
CHCl2+3NaOH CO+3NaCl+2H2O
（3） 与赤热的铜或钠汞接触生成乙炔
2CHCl2+3Cu C2H2+3CuCl2
（4）有催化剂存在，与氟化氢反应生成氟里昂
CHCl3+HF HCl+CHCl2F(F_11) CHCl3+2HF 3HCl+CHClF2(F_12) CHCl3+3HF 3HCl+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，氯化氢和少量其他氯代烃
2CHCl2 C2Cl6+2HCl 3CHCl3 C2Cl6+3HCl
2COCl2+2HCl 4CO2+6Cl2+2H2O
1.1.2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
纯度(Pt-CO) %≥ 酸度（以HCl计）%≤
优等品 99.5 0.0004
指标 一等品 99.0 0.0008
合格品 98.0 0.0010
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第一章 总论 水份 %≤ 色度 ≤ 蒸发残渣 %≤ 0.040 10 0.0005 0.050 10 0.0010 0.060 10 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 纯度 %≥ 色度(Pt-CO) ≤ 四氯化碳 %≤ 优等品 99.5 10 0.05 指标 一等品 99.0 15 0.2 0.1 0.001 0.03 合格品 98.0 25 0.003 0.05 1．1一二氯乙烷 %≤ 0.04 酸度 %≤ 水份（以HCl计）%≤ 0.001 0.03 1.1.3产品的主要用途
一. 二氯甲烷
二氯甲烷是优良的有机溶剂，具有很高的溶解能力，沸点低，不燃和毒性很低等特点。广泛用作溶剂，大量二氯甲烷在安全胶片制造中用作醋酸纤维素的溶剂；三醋酸纤维素抽丝的溶剂和双酚A制造聚碳酸中用作溶剂。二氯甲烷亦用于天然存在的热敏物质的萃取，如除去咖啡、啤酒蛇麻子中的咖啡因；二氯甲烷还用于制药工业，在淄族化合物、抗菌素和维生素制造中的溶剂。
二氯甲烷广泛用作油漆和凡立水的脱膜剂。以二氯甲烷为主要成分的典型油漆脱膜剂可含有石蜡、有机胺、低级脂肪酸和醇、丙酮和磺化洗涤剂等。它亦可用于配制快干油漆。对金属表面漆层的除去，二氯甲烷蒸汽喷雾是有效的方法。
二氯甲烷与F—12一起，可作为低压推进剂烟雾剂。二氯甲烷亦大量用作聚醚型尿烷泡沫辅助发泡剂，在尿烷泡沫塑料工业中，二氯甲烷还用于生产过程结束后浇口和管道的立即清洗。
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
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第一章 总论 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。 二．三氯甲烷
三氯甲烷主要用于制造氟里昂（F—22）的原料。三氯甲烷是优良的有机氯溶剂，能迅速溶解脂肪、油脂和蜡，常用于干洗和工业品的脱脂溶剂的配制。在粘结剂、食品包装塑料和树脂的调和中用作溶剂。
三氯甲烷在染料、杀蠕虫药、杀真菌剂和烟草苗防霉剂生产中用作中间体。 三氯甲烷作为麻醉剂的应用已停止，但在一些兽药品中仍用作麻醉剂。在医药工业上的应用有：青霉素，生物碱，淄族化合物，维生素，调味品及葡萄糖等的萃取和 提纯中用作溶剂。它亦可用于痛软膏、祛痰剂、牙膏和排除肠胃剂的配制。还可用于配制熏蒸清毒剂。
1.1．4产品的市场需求 一． 二氯甲烷的市场需求
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，我国二氯甲烷生产厂家主要为巨化集团，北京农药二厂，天津大沽化工厂，河南男阳化工厂，四川自贡鸿鹤化工厂等。1998年我国二氯甲烷生产能力约为1.8万t。而国内表现消费量为5万t。从目前国内市场来看，二氯甲烷有很大的缺口。从二氯甲烷的国内应用前景分析，随着人民生活水平不断提高，加之国产胶卷的不断发展，必将推动胶片行业的发展。1993年我国进口二氯甲烷22431t，出口131t；1994年进口17946t，出口206t；1995年进口20718t，出口67t；1996年进口25119t，出口294t；1997年进口32565t，出口1425t；预计2005年消费二氯甲烷10万t。
自1995年以来，国内市场二氯甲烷价格比较稳定，不象其它化工产品经历了大起大落的过程。1995年1月，国内市场二氯甲烷价格为8500---9800元/t；1995年7月，价格为9500元/t；1996年3月，为8600---9800元/t，与1995年初基本一致。
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第一章 总论 1997年12月为8600元/t；1998年3月为8100---8700元/t，价格有所下滑，主要是受整个化工市场行情回落的影响。估计近期国内市场二氯甲烷价格不会有大的波动，将以平稳为主。
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。 二． 三氯甲烷的需求状况
三氯甲烷为无色透明液体，是重要的有机合成原料，主要用于生产致冷剂、染料和药品等。
目前在中国三氯甲烷主要用于生产HCFC__22（二氟一氯甲烷）其消费量占总消费量的75%以上。另外，在医药工业中主要用作萃取剂等。预计2005年致冷剂的三氯甲烷消费将超过10万t。
国外三氯甲烷也主要用于制备HCFC—22。几十年来，HCFC——22被人们广泛用作致冷剂及用于制备有机氟高分子材料。由于世界至今尚未开发和生产出完全令人满意的CFC—11，CFC—12的替代物。所以HCFC—22被为空调和超级市场致冷剂的替代品。20世纪90年代中期HCFC—22生产发展迅猛，但是，HCFC——22毕竟是破坏大气臭氧层的物质，只是作为家用空调和商业制冷剂CFC—11和CFC—12的过渡产品。目前发达国家消费量已逐年3减少，全球将于2040年停止HCFC—22作为制冷剂和发泡剂使用。但其作为聚四氟乙烯等高分子有机氟材料则不受限制。由于世界范围内高分子有机含氟材料的需求增长非常快，因此基本抵消了制冷剂需求下降造成的影响，预计2000~2005年，世界对三氯甲烷的需求量将保持小幅增长，增长率不超过0.5%。
三氯甲烷在2040年以前将以价格低廉而保持其应有的市场占有率。在2010年只、之前其在制冷剂方面的消费允许继续增长。即使2040年停止作为制冷剂和发泡剂使用，但其作为含氟合成材料的用量将大幅增长，抵消了禁用的影响，未来十年，三氯甲烷仍处于有利的发展期，国内企业应抓住机遇，规模化生产。
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第一章 总论 1.1.5其它
由于本过程产生大量的盐酸，可出售。另外，中和塔排出的废碱需进行处理后才能排放，以免污染环境。
1.2原材料的规格、来源及净化
一． 原料规格：
1．氯气
纯度 Cl2≥95.0%(V) 水份H2O≤0.05%(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+≤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：因为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(Pressure Swlng Adsorptlon.简称PSA)脱出天然气中C2+以上自分，主要利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。
1.3生产方案的确定
由于自贡地区盐化工发达，氯化钠电解法制烧碱规模较大，为合理利用电解过程中产生的大量氯气，再结合自贡丰富的天然气资源，故选用甲烷热氯化法生产二、三氯甲烷。
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第一章 总论 第二章 生产工艺流程简述
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，都是自由基连锁反应。氯分子的活化是通过高温来实现的，其自由基连锁反应历程，可分三步表示：
1．链引发
Cl2
2．增链 CH4+Cl.
Cl.+Cl-57.8千卡/克分子
CH3.+HCl+1.0千卡/克分子 CH3Cl+Cl.+25.7千卡/克分子
CH3.+Cl2
CH3Cl+Cl. CH2Cl.+HCl+4.6千卡/克分子 CH2Cl.+Cl2 CH2Cl2+Cl. CHCl.2+Cl2 CHCl3+Cl. CCl3.+Cl2 3． 链终止
CH2Cl2+Cl.+20.7千卡/克分子 CHCl.2+HCl+8.8千卡/克分子 CHCl3+Cl.+15.7千卡/克分子 CCl3.+HCl+13.0千卡/克分子
CCl4+Cl.+10.6千卡/克分子
下列情况存在都可能产生链终止 （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. R．+R。
不活泼产物 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
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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+Cl2 CH3Cl+Cl2 CH2Cl2+Cl2 CHCl3+Cl2 CH3Cl+HCl+24.019千卡/克分子
CH2Cl2+HCl+23.660千卡/克分子 CHCl3+HCl+24.696千卡/克分子
CCl4+HCl+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+2Cl2 2CHCl3 3CHCl3 2CCl4 2CCl4 C+4HCl+70 C2Cl4+2HCl
千卡/克分子
C2Cl6+CH2Cl2+HCl C2Cl4+Cl2 C2Cl6+Cl2
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： 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
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第二章 生产工艺流程简述 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℃。
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。
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
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第二章 生产工艺流程简述 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40.C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25.C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。
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第二章 生产工艺流程简述 2．2．2二、三氯甲烷生产工艺流程简图 水 15%的氢氧化钠 天然气 混合器 第二膜式吸收器 第一稀酸盐酸分离器 中 和 塔 循环气 氯气 反应器 空膜式冷器 器 收 吸 分离 器 98%的硫酸 循环气 -25℃冷冻盐水 粗氯 干 燥 塔 压 缩 机 缓 冲 罐 机后冷凝器 热交换 器 冷 化液 凝 贮槽 器 16
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*103505.05Kg/h 330*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
CH2Cl2：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420oC
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第三章 物料衡算和热量衡算 2．物料衡算 Cl2 反 CH3Cl 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/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 由于反应复杂，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=22.09 kmol/h Y=13.89 kmol/h Z=32.68kmol/h （1） 所以反应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=23.25 kmol/h =520.8 Nm3/h（含杂） 循环气流量：3.0×34.06=102.19kmol/h=2289.06Nm3/h 其中CH3Cl:13.89 N2:34.06×4%+23.25×3%=2.058kmol/h CO2:23.25×2%=0.465kmol/h CH4:102.19-13.89-2.058-0.465=85.76kmol/h 进口气体总量：32.68+24.25+(102.19-13.89)=143.07kmol/h （2） 反应器出口中各组分流量 18
第三章 物料衡算和热量衡算 CH3Cl: 13.89kmol/h CH2Cl2: 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% CH2Cl2:5.94/143.07×100%=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% （4） 反应器物料平衡表
表2—1
组分 CH4 Cl2
Kmol/h 107.85 32.69
反应器进口 组成%(mol) 75.3 22.85 0.33 1.46 100
Kg/h 1725.6 2320.99 20.46 57.624 4124.674
Kmol/h 85.76 13.89 5.94 2.11 0.147 0.465 2.058 32.68 143.07
反应器出口 组成%(mol) Kg/h 59.94 9.71 4.15 1.47 0.10 0.33 1.46 22.84 100
1372.16 701.415 504.9 252.145 22.638 20.46 57.642 1192.85 4124.674
CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 CO2 N2 HCl 总计
0.465 2.058 143.07
19
第三章 物料衡算和热量衡算 2.热量衡算（以1h，25oC为基准） 参加反应的各物料的ΔHfØ(KJ/kmol)
输入 CH4 Cl2 CO2 输出 CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl 量(kmol)22.09 32.69 0.465 13.89 5.94 2.11 0.147 32.68 ΔHfØ -74.85 0 -393.51 -81.92 -87.86 -100 -106.76 –92.3 ΔHro=Σ
生成物
UlΔHfØ-Σ
反应物
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 =-3.07×10KJ
420℃各物质的Cp（J/mol.k）
物质 CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl CO2 N2
Cp（J/mol.k）66.07 45.975 88.287 98.887 29.96 52.27 30.65
6
输出焓：∑输出H=∑nCpΔt （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=0
Q放出=ΔH （3—3） =ΔHro+∑输出H+∑输入H =-3.07×106+9.8×105 =-2.09×106KJ 222.50℃各物质的Cp（J/mol.k）
物质 CH3Cl N2 CH4 CO2
Cp（J/mol.k） 54.83 30.81 49.62 53.43
循环气带出的热量为：
20
第三章 物料衡算和热量衡算 Q带走=CpmΔt
=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应气放出的热量，使反应温度保持在420℃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420℃，组成和流量与反应器出口相同；出口气体80℃，操作压力0.06MPa（表压） 2．热量衡算
定性温度t=(420+80)/2=250℃ 250℃各物质的Cp（J/mol.k）
物质 CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 CO2 N2 HCl CH4
Cp（J/mol.k）56.361 69.639 81.920 96.558 45.06 29.611 29.293 47.752
热负荷Q=WCp(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/h
21
第三章 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
Lx2 Vy2 Vy2 Lx2 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 一 二 再去一膜吸收成高浓度酸。两膜吸收剂用量相同，惰气 膜 膜 流量也相同，因此液气比l/V也相同。 Lx1 Vy1 Lx1 Vy1 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)一膜进口气体温度80℃, 出口气体温度70℃, 二膜出口气体温度60℃ (3).吸收水温42℃ (4).进口气体组成同反应器出口 (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25℃ 2.物料衡算 对并流高浓度气体吸收，操作线方程为： L(x11xx2)=V(y2-y1y) 11x21y211y2yy1L121yV1x 1xx2111x2解得：x2=0.051 即一膜进口酸，二膜出口酸浓度为0.051 22
3—5） （ 第三章 物料衡算和热量衡算 yyV(21)1y21y1需要的吸收剂用量：L x1x21x11x20.22840.08(143.0732.68)()10.228410.08 =0.160.05110.1610.051 =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=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：CH3Cl 13.89/121.84×100%=11.4% CH2Cl2 5.94/121.84×100%=4.9% CHCl2 2.11/121.84×100%=1.7% CCl4 0.147/121.84×100%=0.12% HCl (32.68-21.23)/121.84×100%=9.4% N2 2.058/121.84×100%=1.69% CH4 85.76/121/84×100%=70.39% CO2 0.465/121.84×100%=0.38% 3.热量衡算 42℃氯化氢溶解成16%的盐酸的溶解热Φ=9172.65KJ/Kmol Q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.℃) CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl CH4 N2 CO2 44.55 56.11 71.25 88.93 28.86 37.21 28.77 38.32 Q=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) 23
第三章 物料衡算和热量衡算 =0.05×106KJ/h
Q总=1.7×106+0.05×106=1.75×106KJ/h 假设冷却水温升8℃，则冷却水耗用量 水的Cw=4.18KJ/Kg.K=75.42KJ/Kmol.k WW=1.75×106/75.42×8=2.95×103Kmol/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70℃，出口气体温度60℃ (3)出口酸浓度5.1%
(4)吸收水温42℃，冷却水温33℃ (5)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 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 13.89/111.25×100%=12.49%
CH2Cl 5.94/11.25×100%=5.34% CHCl3 2.11/111.25×100%=1.90% CCl4 0.147/111.25×100%=0.13% HCl 0.86/111.25×100%=0.77% N2 2.058/111.25×100%=1.85% CO2 0.465/111.25×100%=0.42% CH4 85.76/111.25×100%=77.09%
1. 热量衡算
42℃氯化氢溶解成5.1%的盐酸的溶解热Φ=3303.18
24
第三章 物料衡算和热量衡算 Q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.℃) CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl CH4 CO2 N2 43.87 55.49 70.81 87.99 28.5 37.05 38.22 28.46 Q=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) =0.05×105 Q总=0.6×10+0.05×10=0.65×10 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=35.87℃ 5553．2．4 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℃，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/m3 15%和4%的氢氧化钠溶液化为摩尔浓度： 15%（质量）=0.15/40×100%=7.35%（摩尔） 0.15/400.85/18 25
第三章 物料衡算和热量衡算 4%（质量）=0.04/40×100%=1.84%（摩尔） 0.04/400.96/18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：CH3Cl 13.89/112.925×100%=12.3% CH2Cl2 CHCl3 CCl4 N2 CH4 H2O 5.94/112.925×100%=5.3% 2.11/112.925×100%=1.9% 0.147/112.925×100%=0.13% 2.058/112.925×100%=1.82% 85.76/112.925×100%=75.9% 3/112.925×100%=2.66% 26
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：
组分 CH4 CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 CO2 N2 HCl Kmol/h 85.76 13.89 5.94 2.11 0.147 0.465 2.058 32.68 %(kmol/h)59.94 9.71 4.15 1.47 0.1 0.33 1.46 22.84 （2）设计温度 40℃
（3）进空冷器温度420℃，出空冷器温度80℃ （4）进出口压力0.06MPa（表压） （5）换热量Q=2.37×106KJ/h 2．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.h.F 换算为国际单位制：K=10×0.86×4.18=204.25KJ/m2.h.℃ 假设空气温升15.3℃
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 =98.73m2
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
2
o 27
第四章 主要设备的工艺计算及选型 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=12.99m2
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=12.98m2 取ξ=0.01
F2-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98.73m2
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φ377×12的换热管 管长L=98.73×4/π×0.3532=1010米
管内流速u=143.07×22.4×4/π×0.3532=2762.5m/h=9.2m/s u=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：φ377×1010 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80℃，出口温度70℃
（3）吸收水温42℃，冷却水温25℃,温升8℃
28
第四章 主要设备的工艺计算及选型 （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）吸收气体量21.23Kmol/h 2．计算换热面积（逆流） 冷却水由25℃升到33℃，气体由80℃降到70 △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=1.75×10/3000×45=13.2m3．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℃下查得HCl—H2O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 0.172 0.181 0.183 0.189 0.192 0.196 0.199 y 0.008 0.10 0.14 0.16 0.18 0.20 0.22 0.24 并流高浓度吸收操作的操作线方程由式（3—5）： yyLxLx2(2) 1yV1x1y2V1x262 即y1.51x0.378 1y1x在y1—y2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 0.16 0.153 0.144 0.135 0.125 0.111 y 0.08 0.09484 0.10968 0.12452 0.13936 0.1542 x 0.104 0.0918 0.0793 0.0658 0.051 y 0.16094 0.18388 0.19872 0.21356 0.2284 在同一直角坐标系中作出操作线和平衡线如图一： 29
第四章 主要设备的工艺计算及选型
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=0.006 △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 )
CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl CO2 N2 CH4 12.79 12.10 11.90 11.18 17.2 18.10 19.5 12.35 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：
30
第四章 主要设备的工艺计算及选型 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13.2m2，按《石墨制化工设备设计》表3—26初选换热器规格： 公称直径450mm，吸收管61根，φ22×3的吸收管 入口气体质量流速：
G0=(143.07×28.81×4)/(π×0.0612×61)=3.36×105Kg/m2.h
则：DG0/µM1.75=(0.016×3.36×105)/0.049×28.811.75)=306.2 （4—3） D—管内径，m
G0—入口气体质量流速,kg/m2.h μ—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=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
又因为气相总压不高，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)
CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl CO2 N2 CH4 12.4 11.3 11.4 10.9 16.5 16.7 18.9 12.0 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
31
第四章 主要设备的工艺计算及选型 出口气体质量流速：
G0=(121.84×27.47×4)/(π×0.0162×61)=2.73×105Kg/m2.h DG0/µM1.75=(0.016×2.73×105)/(0.045×27.471.75)=319.9 kG=205×10-6Kmol/m2.h.Pa
出口端的压力P=1.6×(1-21.23/143.07)=1.36atm Ky=kG.P=205×10-6×1.36×105=27.9Kmol/h HCl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HCl的量 ：32.68-231.23/2=22.065Kmol/h 各气体的含量：CH3Cl 13.89/132.455×100%=10.5% CH2Cl2 5.94/132.455×100%=4.48% CHCl3 2.11/132.455×100%=1.59% CCl4 0.147/132.455×100%=0.11% HCl 22.06/132.455×100%=16.66% CO2 0.465/132.455×100%=0.35% N2 2.058/132.455×100%=1.55% CH4 85.76/132.455×100%=64.75% 查得t=(80+70)/2=75℃下的μ(µpa..S)
CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl CO2 N2 CH4 12.6 11.9 11.8 11.0 17.0 17.4 19.3 12.5 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.h 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/m2.h
32
第四章 主要设备的工艺计算及选型 DG0/μM1.75=(0.016×3.05×105)/0.048×28.211.75)=294.4 查得KG=196×10-6Kmol/m2.h.Pa
P=1.6×(1-10.615/143.07)=1.5atm
Ky=kGP=196×10-6××1.5×105=29.4 Kmol/m2.h 则对应于y1,y2和yc的Ky分别为：
Ky1=32.0 Kmol/m2.h ,Ky2=27.9 Kmol/m2.h ,Kyc=29.4 Kmol/m2.h Kyc/Ky=29.4/32.0=0.919 Kyc/Ky2=29.4/27.9=1.05 查《化工过程及设备设计》图3—18
f=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 Kym—吸收系数，Kmol/m2.h 代入数据F=21.23/28.2×0.073=10.3m2
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》3—26选换热器 公称直径450mm，固定管 板厚度140mm，吸收管数量61根，换热面积15m2，吸收面积12.6m2，管程数1
换热面积裕度：(15-13.2)/13.2×100%=13.6% 吸收面积裕度：(12.6-10.3)/10.3×100%=22.3%
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70℃，出口温度60℃
（3）吸收水温42℃，冷却水温33，温升2.87℃ （4）操作压力0.036MPa（表压）
33
第四章 主要设备的工艺计算及选型 （5）换热量Q=0.65×106KJ/h （6）进口清水，出口稀酸浓度5.1% （7）吸收气体量10.59Kmol/h 2．计算换热面积 冷却水由33℃上升到35.87℃，气体由70℃降到60℃ 则△t1=70-35.87=34.13℃ △t2=60-33=27 △tm=28℃ S=Q/K△tm=0.65×106/3000×28=9m2 3.计算吸收面积 操作线方程： yyLxLx2(2) 1yV1x1y2V1x2即y1.51x0.087 1y1x在y1-y2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 0.051 0.046 0.042 0.037 0.032 0.027 y 0.006 0.0134 0.0208 0.0282 0.0356 0.043 x 0.022 0.017 0.011 0.0057 0 y 0.0504 0.0578 0.0652 0.0726 0.08 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，吸收管数量85根，φ22×3的吸收管 入口气体质量流速： G0=(121.84×27.47×4)/(π×0.0162×85)=2.0×105Kg/m2.h DG0/μM1.75=(0.016×2.0×105)/(0.045×27.471.75)=215.7 34
第四章 主要设备的工艺计算及选型 查得kG=150×10-6Kmol/m2.h.Pa
Ky=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)
CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl CO2 N2 CH4 11.8 10.9 10.4 9.2 15.1 15.4 18.0 10.9 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.h 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/m2.h DG0/μM1.75=(0.16×1.74×105)/(0.04×26.641.75)=222.8 查得KG=153×10-6Kmol/m2.h.Pa
P=1.6×(1-31.82/143.07)=1.24atm Ky=kGP=153×10-6×1.24×105=19.0Kmol/m2.h HCl被吸收一半时Ky的求取：
查得t=(70+60)/2=65℃下的μ(μPa.S)
CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 HCl CO2 N2 CH4 12.1 11.7 11.3 9.8 15.7 16.1 18.3 11.6 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.h 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
35
第四章 主要设备的工艺计算及选型 ×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/m2.h DG0/μM1.75=(0.016×1.84×105)=(0.04327.031.73)=213.7 查得KG=148×10-6Kmol/m2.h.Pa
P=1.6×(1-26.525/143.07)=1.32atm Ky=kGP=148×10-6×1.32×105=19.6Kmol/m2.h 即对应于y1,y2和yc的分别为：
Ky1=20.4Kmol/m2.h, Ky2=19.0 Kmol/m2.h,Kyc=19.5 Kmol/m2.h 算出Kyc/Ky1=0.95,Kyc/Ky2=1.02 查《化工过程及设备设计》图3—18
f=Kym/Kyc=0.99 即Kym=Kyc×0.99=19.3Kmol/m2.h 由吸收速率方程式（4—5）
F=W/Kym△ym
=10.59/19.3×0.03
=18.3m2
所以由吸收面积18.3m2，换热面积9m2，按《石墨制化工设备设计》3—26选换热器 公称直径500mm，固定管板厚度150mm，吸收管数量85根，换热面积20m2，吸收面积18.6m2，管程数1
换热面积裕度：(20-9)/9×100%=122%
吸收面积裕度：(18.6-18.3)/18.3×100%=1.6%
换热面积裕度大了点，但是要满足吸收面积只能选这种规格。实际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）
填料塔结构简单，阻力小，便于耐腐蚀材料制造，而且过程需要吸收的气体量小，故选用填料塔。1．计算依据
36
第四章 主要设备的工艺计算及选型 （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 2．确定空塔其速
查《氯碱工业理化常数手册》20℃，15%的NaOH溶液ρl=1169Kg/m3 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/h
ρV,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-1， Ψ=ρ水/ρL=1000/1169=0.86 umax=(0.23gρL/φΨρVμ
0.2L
)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/s
g—重力加速度，m/s2
ρV,ρL—分别为液体和气体的密度Kg/m3 φ—填料因子，m-1
Ψ—液体密度校正吸收, Ψ=ρ水/ρΜL—液体粘度,mPa.S
取空塔气速为泛点气速的50%，即 u=0.5 umax=1.125m/s 3．计算填料塔直径 D=(4VS/πu)1/2
=[(111.25×22.4×4)/(3.14×1.125×3600)]1/2 =0.9m D —塔径，m VS—体积流率m3/s u—空塔气速，m/s
l
37
第四章 主要设备的工艺计算及选型 圆整塔径为1m，即1000mm 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—8）
=0.08×190 =15.2m3/m2.h σ—填料的比表面积，m2/m3 Umin—最小喷淋密度， m3/m2.h (LW)min—最小润湿速率，0.08m3/m.h
NaOH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.h
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)≥15.2 WL≥1.4×104Kg/h
取WL=1.5×104Kg/h=741.8Kmol/h
循环液的量1.5×104-32.49×22.4=1.43×104Kg/h 5．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0.08 umax=(0.08gρL/φΨρVμ
0.2L
)1/2
=(0.08×9.8×1169/450×0.86×1.19×2.950.2)1/2 =1.28m/s
38
第四章 主要设备的工艺计算及选型 取空塔气速为泛点气速的70% U=0.7Umax=0.7×1.28=0.90m/s D=(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1000mm 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≥Umin 6.计算塔压降 纵标u2φψρμ0.2L/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中确定塔的操作点 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294 Pa/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与NaOH溶液发生化学反应，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溶液反应生成的碳酸钠碱性，抑制反应进行，所以二氧化碳与NaOH溶液反应比氯化氢与NaOH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Y1=0.895/112.925×100%=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。 NOGdYdY*Y0Y1YY0.0079Y20=4.8 （4—9） 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 39
第四章 主要设备的工艺计算及选型 一般经验，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=NOG.Hor （4—10） =4.8×0.5
=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25℃ （3）硫酸的量为3 Kmol/h 2．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/m3 V=M/ρL=353.1/1833=5.35×10-5m3/s=0.19m3/h
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/h
ρL，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0.08m 所以HT-hL=230mm 查史密斯关联图得 C20=0.048
查得硫酸的σ=52.38mN/m
40
第四章 主要设备的工艺计算及选型 C=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/m3 ρV—气相密度,Kg/m3 umax—极限空塔气速，m/s C—负荷系数
则umax=0.058[(833-1.18)/1.18]1/2 =2.28m/s u=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，即800mm
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=0.04m3 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 =2.17m
4．6 热交换器
1．计算依据
（1）热流体进口温度40 ℃，出口温度20℃
41
第四章 主要设备的工艺计算及选型 （2）冷流体为冷凝器出来的循环气，进口温度-20℃ 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/m2.h.℃ 取K=220 Kcal/m2.h.℃
在t=(40+20)/2=30℃定性温度下的等压热容(Kcal/kg.℃) CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 CH4 N2 0.217 0.156 0.1445 0.1328 0.5485 0.2593 Q=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 3．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)
N2 27.32 6.226×10-3 CO2 26.75 42.258×10-3 CH4 14.15 75.496×10-3 CH3Cl 30.62 149.75×10-3 Q=CP.m.Δt
=[13.89×(30.622+149.75×10-3T)+85.76×(14.15+75.49610-3T)+2.058×(27.32 (1) +6.226×10-3T)+0.465×(26.75+42.258×10-3T)]×(t1-t2)
T=(t1+t2)/2 (2) 解(1),(2)得t2=-3℃ 4.计算换热面积
Δt1=42℃ Δt2=40℃ 则 Δtm=41℃ S=Q/K.Δtm
=8.64×104/(220×4.1841) =2.5m2
42
第四章 主要设备的工艺计算及选型 选用FA325-10-40-2型浮头式换热器
4.7冷凝器
1．计算依据
（1）热流体进口温度20℃，出口温度-20℃ （2）冷冻盐水进口温度-25℃出口温度-20℃ （3）将CH2Cl2,CHCl3冷凝成液体 2．计算换热面积
CH2Cl2,CHCl320℃的汽化热336.4KJ/kg,267.9KJ/Kg 定性温度t=(20-20)/2=0下的Cp(KJ/kg.k) CH3Cl CH2Cl2 CHCl3 CCl4 CH4 N2 0.77 1.188 0.925 0.829 2.16 0.619 Q1=336.4×5.94×50.5+267.9×2.11×119.5 =1.68×105KJ/H
Q2=(13.89×0.77×50.5+2.058×0.619×28+85.76×2.16×16+5.94×1.188×85+2.11
×0.925119.5)(20+20) =1.73×105KJ/h
Q总=1.68×105+1.73×105=3.41×105 KJ/h Δt1=40℃ Δt2=5℃ 则Δtm=16.8℃ 查得冷凝器总传热系数K=500(kcal/m2.h.℃) S=Q/K.ΔTM
=3.41×105/(500×4.18×105) =9.8m2
选用FLB-400-15-25-2浮头式冷凝器
4．8盐酸分离器
旋风分离器是利用惯性力的作用从气体中分离出尘粒的设备。一般用来除去气流中直径在5μm以上的尘粒。其代表性结构型式为标准旋风分离器。本过程选用标准旋风
43
第四章 主要设备的工艺计算及选型 分离器分离颗粒。已知密度1137.8kg/m3，颗粒直径8μm，气体流量121.84Kmol/h，允许压降1800Pa，粘度1.26×10-5Pa.S 蒸汽密度：28.81/22.4=1.28kg/m3
标准旋风分离器的阻力系数ζ=8.0，依《化工原理》式3-31
ΔP=ζρul2/2 （4—15） 即1800=8.0×1.28(ul2/2) 解得进口气速ul=18.75
旋风分离器进口截面积为Hb=D2/8 Hb=VS/ul
故设备直径为d=(8VS/ul)=[(8×121.84×22.4)/(3600×18.75)]=0.57m 标准旋风分离器是以圆筒直径为参数，其它尺寸都与直径成一定比例。 再依式《化工原理》3-29算出分割粒径，即
d50=0.27[ud/ul(ρs-ρ)]1/2 （4—16） =0.27[1.26×10-5×0.57/18.75×(1137.8-1.28)]1/2 =4.9
d/d50=8/4.9=1.63
查《化工原理》图3-11得η=70%
1/2
1/2
4．9 稀酸分离器
用标准旋风分离器分离颗粒。已知密度1025.8kg/m3，颗粒直径8μm，气体流量111.25Kmol/h，允许压降1800Pa，粘度1.18×10-5Pa.S 蒸汽密度：26.64/22.4=1.19kg/m3
标准旋风分离器的阻力系数ζ=8.0，依式（4—15） ΔP=ζρul2/2
即1800=8.0×1.19(ul2/2) 解得进口气速ul=19.45
旋风分离器进口截面积为Hb=D2/8 Hb=VS/ul
故设备直径为d=(8VS/ul)1/2=[(8×111.25×22.4)/(3600×19.45)]1/2=0.54m 再依式（4—16）算出分割粒径，即 d50=0.27[ud/ul(ρs-ρ)]1/2
44
第四章 主要设备的工艺计算及选型 =0.27[1.18×10-5×0.54/19.45×(1025.5-1.19)]1/2 =4.8
d/d50=8/4.8=1.67
查《化工原理》图3-11得η=71%
4．10 碱液泵
碱液流量15000kg/h，碱液密度1169kg/m3，则碱液体积流量： Q=15000/1169=12.83m/h 压头H=ΔZ+ΔP/ρ+Δu2+∑hf
取ΔZ=8 ∑hf=3其余两项很小，忽略不计。 则H=8+3=11m 液柱11×1.19=13.09m
选用F50-16型耐腐蚀泵两台,正常使用一台，备用一台，F50-16耐腐蚀泵的流量14.4m3/h,扬程15.7m。
3
4．11配碱槽
参照鸿化厂，1.5h换一次碱液，则配碱槽容积： 15000/1169×1.5=19.2m3 假设D=3000,则H=2718
4．12 浓酸中间槽
因为连续化生产，中间槽考虑1天的用量 0.19×24=4.6m2 假设D=2000，则H=1465
45
第四章 主要设备的工艺计算及选型 4．13 浓酸泵
浓酸液流量353.1kg/h，浓酸液密度1833kg/m3，则浓酸液体积流量：
Q=353.1/1833=0.19m3/h 压头H=ΔZ+ΔP/ρ+Δu2+∑hf
取ΔZ=10 ∑hf=4其余两项很小，忽略不计。 则H=10+4=14m
液柱13×1.833=25.66m
选用F25-25型耐腐蚀泵两台,正常使用一台，备用一台，F25-25耐腐蚀泵的流量2.02m3/h,扬程27.8m
4．14压缩机
在产品样本上，活塞式空气压缩机的排气量指最后一级排出的空气，换算为第一级进气条件时气体的体积流量，压缩机进口温度按40℃，排出气体的摩尔流量为109.925kmol/h，则换算为常温下： Q=109.925×22.4(273+40)/273=47.1m3/min
因工艺要求排出压力0.6MPa,故选用排气量60m3/min的L8-60/7型压缩机两台，正常操作1台，备用1台。
4．15粗氯化液液贮槽
因为产品属于粗产品，则考虑一周的存储量。
-20℃CH2Cl2,CHCl3液体的密度分别为1397kg/m3,1564kg/m3,则一周的体积量为： [(5.94×85)/1397+(2.11×119.5)/1564]×24×7=88m3
取装载系数0.8，则碱液体积为88/0.8=110m3, 故选用V=60m3,D=3200,L=8040的贮槽两个。
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第五章 综合表 第五章 综合表 表6—1 原料消耗综合表 序号 物料 名称 单位 成分 每吨产品 的消耗量 每 小 时 每 年 100% 工业 100% 工业 100% 工业 494.8 520.5 3918816 4125069 732.3 762.8 5799816 6041475 55.2 55.2 437184 437184 0.2 1.3 1585 10296 0.35 0.353 2772 2795.8 1 甲烷 2 氯气 3 工业水 4 氢氧化钠溶液 5 硫酸溶液 m3 95% 979.6 1031.2 m3 96% t t t 100% 15% 98% 1449.9 1510.3 109.33 109.32 0.39 0.69 2.57 0.7 表6—2 排出物料综合表 序号 1 2 3 物料 特性和 单位 每吨产品 每小时 每年 名称 成分 的排出量 排出碱液 副产浓酸 排出硫酸 碱浓度4%（质量） 酸浓度28%（质量） 硫酸浓度85%（质量） t 2.29 1.16 9187.2 t 8.26 4.17 33026.4 t 0.61 0.31 2455.2 47
第六章 设备一览表 第六章 设备一览表
下表是初步设计阶段经过设备的工艺计算初定的工艺设备一览表。其中，标准设备已选定了型号或标准号。对非标准设备，因未进行设备的施工设计，只能给出大致规格，如表中所示：
氯甲烷氯化吸收工段设备一览表
序号 1
位号 设备名称 及规格
设备图号、型号单或标准号
位 台
数量 1
材料 单重 (kg)
R-1 混合器 D=253,L=2454
碳钢
2 R-2 反应器 D=1400,H=9733
台 1 碳钢
3 E-1 空冷器
Ф377×1010,F=98.73m2
台 1
4 R-3 碳黑分离器 D=650,H=3100
台 1 碳钢
5 T-1 第一膜式吸收器 D=450,H=4496,F=12.6m2
GX85-20 台 1 石墨
6 T-2 第二膜式吸收器 D=500,H=4591,F=18.6m2
GX61-15 台 1 石墨
7 8 9
T-3 T-4 T-5
盐酸分离器 D=570 稀酸分离器D=540 中和塔D=1000 碱沫分离器 D=800 H=2903
台 台 台 台
1 1 1 1
10 T-6
11 V-1 配碱槽，D=3000，H=2718， V=19.2m3
台 1
12 B-1 碱液泵 F50-16 台 2
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第六章 设备一览表 Q=7.2m3/h,H=25.5m
13 B-2
硫酸泵
Q=2.02m3/h,H=27.8m
14 V-2
浓硫酸中间槽,D=2000 H=1465,V=4.6m3
15 V-3
浓硫酸高位槽，D=2000 H=1465,V=4.6m3
16 V-4
稀硫酸中间槽,D=1600 H=1220,V=2.4m3
17 T-7
硫酸干燥塔 D=800,H=8173
18 T-8
硫酸捕沫器 D=800,H=3010
19 T-9
固碱中和器,D=1000 H=4580,V=6m3
20 C-1
空气压缩机 排气量65.1m2/h 排气压力0.6MPa
21 E-2 22 E-3 23 T-10
热交换器 冷凝器
气液分离器D=1000 H=3700,V=2.4m3
24 V-5
缓冲罐D=400 H=1115,V=0.14m3 粗氯化液贮槽D=3200 L=8040,V=60m3
台 台
1 2
碳钢 碳钢
FA325-10-40-2
台
1 1 1
1100 1250
L8-60/7
台
2
台
1
台
1
台
1
台
1
台
1
台
1
F25-25
台
1
FLB-400-15-25-2 台
台
25 V-6
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第七章 管路设计 第七章 管路设计
根据化工管路设计的一般原则，即管内气体流速5—30m/s进行设计,流速太大对操作不利，安全性小，流速太小则浪费材料。 选用热扎无缝钢管（摘自YB231-64） 一．天然气进口管：Φ127×4
流速u=(520.8×4)/(3.14×0.119)=46849.76Nm/h=13.1m/s 二．循环气进口管：Φ273×8
流速u=(2289.06×4)/(3.14×0.2572)=44149.04Nm3/h=12.3m/ 三．氯气进口管：Φ152×6
流速u=(762.94×4)/(3.14×0.142)=19586.64Nm3/h=13.8m/s 四．从反应器到空冷器，再到一膜式吸收器：Φ325×10
流速u=(143.07×22.4×4)/(3.14×0.3052)=43886.13Nm3/h=12.2m/s 五．由一膜到二膜：Φ273×8
流速u=[(143.07-21.23)×22.4×4]/(3.14×0.2572)=48706.86Nm3/h=13.5m/s 六．由膜式吸收器以后的管道：Φ273×8
流速u=[(143.07-31.82)×22.4×4]/(3.14×0.2572)=48019.94Nm3/h=13.3m/s
2
3
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设计评述 设计评述
大学毕业设计是大学教学工作中最后的，最重要的一个环节，也是大学生走上工作岗位前在大学校园里所必须完成的。这次毕业设计对我来说，无疑是非常重要的。它培养了我的计算能力，分析和解决问题的能力以及查阅文献资料的能力；使我将大学所学知识融会贯通，查漏补缺，初步建立了工程概念，从理性认识上升到感性认识，为将来成为一位优秀的化工设计人才打下了良好基础。
从理论上说，这次设计取得了初步成功。原料消耗是合理的可以接受的。每吨产品消耗甲烷1031.2m3，氯气1510.3m3，工业水109.325t，NaOH溶液2.57t(15%)，H2SO4溶液0.7t(98%)。结合自贡化工行业，氯气不难从烧碱车间得到，甲烷是自贡丰富的天然资源，至于工业水，自贡不是缺水地区，也易得到，原料获取实际上是可行的。而且工艺条件成熟，过程稳定，因此本设计有实际意义。
由于氯甲烷都是有毒有害气体，生产过程中一定要注意环保，尾气和废碱，废酸必须经过处理达排放标准后才能排放。
这次设计有成功有不足。我认为有两点是值得肯定的。一是所需的各种参数都做到了有据可查，计算过程有理有据。从天然气热氯化的流程出发，系统的进行了物热衡算，设备计算及选型；二是采用了Visio软件绘制带控制点的工艺流程图和设备平面布置图。但是，由于本设计资料有限，再加上工艺本身的不完善，反应器的动力学模型无法建立，不能进行反应器设计；所以我主要是设计吸收器；而且自身水平的限制，尽管已尽最大努力，最终不足之处仍然存在,希望大家批评指正。
51
参考文献 参考文献
[1]二氯甲烷的生产及消费 ，《河北化工》，1997（4）。 [2]二氯甲烷市道有缺，《技术与市场》，2002（12）。 [3]三氯甲烷的需求情况，《天然气化工》，1998（5）。
[4]北京石油化工工程公司主编《氯碱工业理化常数手册》，化学工业出版社，1988年。 [5]朱自强、徐讯合编《化工热力学》，化学工业出版社，1980年。 [6]葛婉华、陈鸣德编《化工计算》，化学工业出版社，1987年。 [7]陈声宗主编《化工设计》，化学工业出版社，2000年。 [8]黄璐、王保国编《化工设计》，化学工业出版社，1987年。
[9]《化学工程手册》编辑委员会编《化学工程手册》第1篇 化工基础数据，化学工业出版社， 1979年。
[10]俄文第六版译本，A.T卡萨特金著《化工过程及设备》，化学工业出版社，1958年。 [11]空气冷却器的设计方法，《化学工业译丛》，1968（1）。 [12]空气冷却器设计，《石油化工设备技术》，1978（18）。 [13]姚玉英主编《化工原理》，天津大学出版社，1999年。
[14]B.M拉姆（苏联）著《气体吸收》，化学工业出版社，1985年。
[15]化工设计手册编辑委员会编《石墨制化工设备设计》，上海科学技术出版社，1989年。 [16]华南理工大学徐伟萍、陈佩珍、程达芬编《化工过程及设备设计》，化学工业出版社教材出版中心，2000年。
[17]《化工设备标准手册》编辑委员会编《化工设备标准手册》第五卷 非金属化工设备及零部件（第二册）。
[18]石墨降膜吸收器吸收氯化氢气体的工艺设计计算及设备选型，《氯碱工业》，2002（5）。 [19]国家医药管理局，上海医药设计院《化工工艺设计手册》，化学工业出版社，1989年。 [20]侯亮平主编《甲烷氯化物工艺操作规程》，自贡鸿鹤化工股份有限公司，1998年。
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参考文献 附录
53
参考文献 致谢
这次设计的完成应该说是集体智慧的结晶。在设计过程中，得到设计室全体同学及老师的帮助，特别是老师的耐心指点和关心，在此表示最衷心地感谢。
最后，感谢评审委员会和答辩委员会的老师们审阅我的设计。
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参考文献
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