本科毕业论文--年产7万吨氯乙烯单体工艺设计

武汉工程大学本科毕业设计PAGEPAGEI年产7万吨氯乙烯单体工艺设计本科毕业设计摘要氯乙烯(VC)是一种应用于高分子化工的重要单体，其生产工艺的研究及探讨，随着聚氯乙烯工业的发展越来越受到广泛关注。在众多的生产方法中，电石乙炔法生产氯乙烯是目前工业化生产的主要方法。由该反应的特点知氯乙烯合成反应需要升汞（）作为催化剂进行气固相催化反应，然后经过水洗，碱洗和精馏等操作过程得到精氯乙烯单体。设计中以乙炔法为理论基础，通过物料衡算得到生产过程中原料的消耗量以及其他各种物质的流量；通过热量衡算得到各个设备的热负荷，以及冷却过程中冷却介质的消耗量；通过设备计算进行反应器类型的选择，各种工艺尺寸的确定以及传热面积的校核。关键词：氯乙烯；生产工艺；升汞；精馏；衡算

AbstractVinylchloride(VC)isanimportantmonomerwhichappliedtohighpolymerchemicalindustry，thestudyanddiscussfortheproductiontechnologyattractmoreandmoreconcernasthedevelopmentofthepolyvinylchlorideindustry.Duringmanyproductionmethods，it’sthemainmethodtoproductvinylchloridebyusingcalciumcarbideintheindustryatpresent.It’sknownthatthecatalystofisnecessaryforthegas-solidcatalyticreaction,thenthevinylchloridemonomercanbeobtainedbywaterwashing,alkalinewashinganddistillation.Acetylenemethodisthetheoreticalbasisforthedesign,theconsumptionofrawmaterialsandtheflowofothersubstancescanbegotthroughthematerialbalance;Theheatloadofvariousequipmentandtheconsumptionofcoolingmediumincoolingprocesscanbeobtainedthroughtheheatbalance;Thechoiceofreactortype,sizeofthevariousprocessesandthecheckofheattransferareacanbemixedthroughtheequipmentcomputing.Keywords:vinylchloride;productiontechnology；;distillation;computing

目录摘要 IAbstract II第一章文献综述 11.1化学品名称 11.2理化性质 11.3主要生产方法 21.4危险性概述 21.5泄漏应急处理 31.6操作处置与储存 31.7我国聚氯乙烯工业的发展 3第二章设计方案论述 42.1电石法工艺概述 42.2原料气的制备 42.3氯乙烯的合成及精馏 42.4设计要点 52.4.1乙炔制备的设计要点 52.4.2氯化氢制备的设计要点 52.4.3合成的设计要点 52.4.4精馏的设计要点 5第三章工艺计算 73.1物料衡算 73.1.1原料计算 73.1.2原料气组成 73.1.3原料气进入量 83.1.4石墨冷凝器计算 83.1.5反应器计算 103.1.6水洗塔计算 123.1.7碱洗塔计算 143.1.8全凝器计算 153.1.9低沸塔计算 163.1.10高沸塔计算 183.2热量衡算 193.2.1各组分的 193.2.2各组分的 213.2.3热量衡算方法 213.2.4石墨冷凝器热量衡算 213.2.5合成塔热量衡算 233.2.6全凝器热量衡算 273.3设备计算 293.3.1转化器的设备计算 293.3.2高沸塔的设备计算 34第四章总结 58参考文献 59致谢 60第一章文献综述1.1化学品名称化学品中文名称：氯乙烯化学品英文名称：chloroethylene中文名称2：乙烯基氯英文名称2：vinylchlorideCASNo.：75-01-4分子式：结构式：分子量：62.501.2理化性质外观与性状：无色、有醚样气味的气体熔点(℃)：-159.8沸点(℃)：-13.4相对密度(水=1)：0.91相对蒸气密度(空气=1)：2.15饱和蒸气压(kPa)：346.53(25℃临界温度(℃)：142临界压力(MPa)：5.60辛醇/水分配系数的对数值：1.38引燃温度(℃)：415爆炸上限%(V/V)：31.0爆炸下限%(V/V)：3.6溶解性：微溶于水，溶于乙醇、乙醚、丙酮等多数有机溶剂。主要用途：用作塑料原料及用于有机合成，也用作冷冻剂等。1.3主要生产方法50年代以前，聚氯乙烯的原料主要是乙炔，战后20年，电石产量有很大增长，到1965年全世界产量达到760万吨，以后由于PVC的原料的转换，产量降到400余万吨。在原料变换的初期，曾经出现了联合法和烯炔法。联合法以EDC裂解制取氯乙烯并副产氯化氢，然后以氯化氢与电石乙炔再合成氯乙烯，两种粗氯乙烯精制得到聚合用的单体。烯炔法即是以石脑油裂解得出乙烯乙炔裂解气，不经分离直接氯化得到氯乙烯。具体生产方法的比较如下：表1.1生产氯乙烯（VC）所用原料及成本生产方法主要原料消耗原料成本乙炔乙烯乙烷氯化氢氯气乙炔法0.44————0.59——4.7联合法0.210.23————0.594.1乙烯氧氯化法——0.49————0.673.3乙烷氧氯化法————0.60——0.582.31.4危险性概述健康危害：急性毒性表现为麻醉作用；长期接触可引起氯乙烯病。急性中毒：轻度中毒时病人出现眩晕、胸闷、嗜睡、步态蹒跚等；严重中毒可发生昏迷、抽搐，甚至造成死亡。皮肤接触氯乙烯液体可致红斑、水肿或坏死。慢性中毒：表现为神经衰弱综合征、肝肿大、肝功能异常、消化功能障碍、雷诺氏现象及肢端溶骨症。皮肤可出现干燥、皲裂、脱屑、湿疹等。本品为致癌物，可致肝血管肉瘤。环境危害：氯乙烯在环境中能参与光化学烟雾反应。燃爆危险：本品易燃，为致癌物。1.5泄漏应急处理应急处理方法为迅速撤离泄漏污染区人员至上风处，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿防静电工作服。尽可能切断泄漏源。用工业覆盖层或吸附/吸收剂盖住泄漏点附近的下水道等地方，防止气体进入。合理通风，加速扩散。喷雾状水稀释、溶解。构筑围堤或挖坑收容产生的大量废水。如有可能，将残余气或漏出气用排风机送至水洗塔或与塔相连的通风橱内。漏气容器要妥善处理，修复、检验后再用。1.6操作处置与储存操作注意事项：密闭操作，全面通风。操作人员必须经过专门培训，严格遵守操作规程。建议操作人员佩戴过滤式防毒面具（半面罩），戴化学安全防护眼镜，穿防静电工作服，戴防化学品手套。远离火种、热源，工作场所严禁吸烟。使用防爆型的通风系统和设备。防止气体泄漏到工作场所空气中。避免与氧化剂接触。在传送过程中，钢瓶和容器必须接地和跨接，防止产生静电。搬运时轻装轻卸，防止钢瓶及附件破损。配备相应品种和数量的消防器材及泄漏应急处理设备。储存注意事项：储存于阴凉、通风的库房。远离火种、热源。库温不宜超过30℃1.7我国聚氯乙烯工业的发展1954年沈阳化工化工研究院开始聚氯乙烯研究，1958年锦西化工厂建成了第一套年产3000吨规模的生产装置。紧接着北京、天津、上海等地相继又建成4套年产6000吨的装置。60年代各省市又陆续新建了一批，聚氯乙烯工业得到了较快的发展，至1987年聚氯乙烯的生产能力已经达到64.54万吨。聚氯乙烯的生产发展大体来说可以分为两个阶段：1980年以前侧重于产量的增长，80年代则在考虑产量增长的同时，重视质量的提高和品种的增加，并普遍开始重视产品的应用以及开发，使得聚氯乙烯工业的发展进入一个新的阶段。1987聚氯乙烯产量达到57.8万吨，居全国合成树脂的首位。

第二章设计方案论述2.1电石法工艺概述电石经过一系列破碎过程进入乙炔发生器，与水进行反应，生成的乙炔气经清净处理以后进入气柜，然后与来自氯化氢合成的干燥氯化氢气体按一定比例进入混合器中混合。混合后气体进转化器进行反应，转化后生成的氯乙烯气体，再经冷凝器冷凝为粗氯乙烯液体，送入低沸塔蒸出粗氯乙烯液体中的乙炔等低沸点物，冷凝器未冷凝的气体经尾气冷凝器再回收后放空。塔釜液体再入高沸点蒸馏塔蒸出氯乙烯气体，经分离和成品冷凝器冷凝成为液体氯乙烯进入单体贮槽以备聚合使用。2.2原料气的制备乙炔制备：碎电石在水解槽中水解制得乙炔，水解后经过清净达到合成所需要的浓度后送至气柜贮存。氯化氢制备：通过电解制得的氯气和氢气在燃烧炉内燃烧，然后进行冷却除杂得到合格的氯化氢气体送至气柜贮存。2.3氯乙烯的合成及精馏合成：调节乙炔和氯化氢的分子配比为1：1.05~1.1在混合器内均匀混合，然后进入石墨冷凝器冷凝出去部分水分，预热后送至至合成炉内在升汞催化剂的作用下加成制得氯乙烯单体。制得的粗氯乙烯单体先经过除汞器除汞，然后经过水洗和碱洗除去残余的氯化氢，而后压缩至精馏岗位。精馏：粗氯乙烯气体冷凝液化经水分离器除水后，然后进入低沸塔蒸出低沸物，塔底出来的氯乙烯借压差进入高沸塔，塔顶出来的精氯乙烯气体进入冷凝器冷凝，然后进入贮槽供聚合使用。2.4设计要点2.4.1乙炔制备的设计要点液位：水解槽的液位太低乙炔气会漏气，液位太高会串气，两种情况都很危险。液位应控制在60%~70%。循环冷却水量：由于水解反应放出大量热，如不及时反应热会导致爆炸的发生。2.4.2氯化氢制备的设计要点燃烧炉的压力：燃烧内在加压下操作，产品氯化氢不用纳氏泵而直接借系统压力送至氯乙烯装置。分子配比：氯化氢与乙炔的分子配比控制在1.1：1。2.4.3合成的设计要点乙炔气和氯化氢气的配比。提高原料气的浓度，反应速率及转化率会增加，但是氯化氢太多副反应加剧，不利于氯乙烯的合成，一般两者的配比控制为1：1.05~1.1。合成温度：温度升高，反应速率加快，催化剂活化，形成许多的微小通道，增强了催化剂吸附能力，从而提高了催化剂的催化效率。但是由于反应放热，升高温度，催化剂的活性降低，使用寿命缩短，该工艺尽可能控制在100℃至180循环冷却水量。在开始反应时，热点在催化剂的上层，为延长催化剂的使用寿命，防止热点下移，需要严格控制冷却水的流量。2.4.4精馏的设计要点精馏过程中，压力、温度、惰性气体、水分会影响精馏操作。具体设计如下：操作压力：低沸塔在0.49MPa至0.59MPa之间最适合。高沸塔中因为高沸物使混合物的沸点增高，可适当降低压力，一般选取0.24MPa至0.35MPa，本设计取高沸塔操作压力为0.34MPa。精馏温度：应尽可能使温度设定在较高值，以降低生产成本，一般低于在操作压力下的混合物的沸点。惰性气体的含量。控制到惰性气体的含量，可以减少放空损失，提高精馏效率，惰性气体的含量应小于5%。水分含量：水分能水解氧与氯乙烯生成的低分子过氧化物，产生氯化氢、甲酸、甲醛等腐蚀设备，所以应控制水分在100PPM至200PPM。

第三章工艺计算3.1物料衡算3.1.1原料计算由设计任务知生产能力为7万吨氯乙烯（VC）/年，工作日取8000小时，合成氯乙烯的转化率98.6%，生成VC的选择性98.4%，氯乙烯纯度达到99.9%，取(摩尔分数)各物质的起始量：即143.7035kmol/h由知纯的乙炔起始量为即3850.957kg/h取所以纯的HCl的起始量为即5946.765kg/h3.1.2原料气组成3.1.2.1表3.组分合计质量分数(wt%)990.970.03100摩尔分数(mol%)99.05540.90120.04341003.1.2表3.组分合计质量分数(wt%)990.970.03100摩尔分数(mol%)98.67901.26040.06061003.1.3原料气进入量乙炔气具体乙炔气各物质进料量（kmol/h）乙炔气149.5261148.11371.34750.0649HCl气具体乙炔气各物质进料量（kmol/h）HCl气165.1062162.92512.08100.10013.1.4石墨冷凝器计算3.1原料气进口温度10℃，出口温度3.1.4.2由盐酸浓度知其中3.1.4=1\*GB3①出口含水量X因为盐酸水蒸气分压由安托因方程㏒，其中压力单位为mmHg得代入数据得X=0.0356kmol/h=2\*GB3②冷凝盐酸量冷凝的水量=，即2.3292kg/h冷凝的HCl量=，即0.0426kmol/h所以冷凝的40%盐酸量为0.172kmol/h3.表3.1组分进口出口kmol/hkmol/h148.1137148.1137162.9251162.88253.42853.42850.1650.0356凝酸00.0426凝酸00.1294总计314.6323314.63233.1.5反应器计算3.1.=1\*GB3①主副反应主反应：副反应：=2\*GB3②计算由设计任务知第一次转化率为70%，所以转化的量剩余的量=生成的量=原料气含水量=0.0356kmol/h生成的VC量==生成的EDC的量=转化的量—生成的VC的量—原料气含水量==3\*GB3③物料衡算表表3.1.组分进口出口148.11373850.956244.43411155.28663.428595.9983.428595.998162.88255945.211357.61522102.95480.03560.64080000102.02076376.2938001.6233160.7067000.03561.5664合计——9892.8063——9892.80633.=1\*GB3①主副反应主反应：副反应：=2\*GB3②计算由总转化率知第二次转化的转化率为95.3%转化的量剩余的量=生成的VC量==生成的EDC的量=转化的量—生成的VC的量==3\*GB3③物料衡算表表3.组分进口出口44.43411155.28662.073653.91363.428595.9983.428595.99857.61522102.954814.5769532.0569102.02076376.2938143.70348981.46251.6233160.70672.3011227.80890.03561.56640.03561.5664总计——9892.8063——9892.80633.1.6水洗塔计算3.1.6由设计任务知乙醛全部被吸收，水洗后98%的HCl被吸收，VC损失1wt%,水洗后酸性液体含盐酸的质量分数为2%，不计其他损失。因此可忽略，的损失，的溶解损失不能忽略。水洗塔压力为850mmHg,温度为35℃3.1.6.2计算=1\*GB3①由已知条件知98%的HCl被洗掉，所以被吸收的HCl,即因此出口气体中HCl的含量=2\*GB3②因为全部被吸收，所以出口气体中不含=3\*GB3③因为VC损失1%，所以出口气体中VC的量=4\*GB3④形成2%的盐酸所需的水的量水的量，即=5\*GB3⑤出口气体含水量X由得算得=6\*GB3⑥喷淋水量喷淋水量=形成2%的盐酸所需水的量+出口气体含水量3.1.6.3物料衡算表表3.组分进口出口2.07362.07363.42853.428514.57690.2915143.7034142.26642.30112.30110.0356007.85573.1.7碱洗塔计算3.1.7.1衡算依据碱洗塔压力为795mmHg,温度为30℃，VC损失1wt%,不计其他损失。水洗液为10%的,循环至5%时放掉。所以全部被吸收，和的损失忽略不计，而VC得损失不可忽略。3.1.7.2计算=1\*GB3①由已知VC损失1%，所以出口气体中VC的量所以损失的量为1.4277=2\*GB3②全部被吸收，所以由知需要的量也为0.2915，即11.66=3\*GB3③10%溶液的用量由以下公式得=4\*GB3④出口气体含水量X由得3.1.7.表3.1.7组分进口出口2.07362.07363.42853.42850.29150142.2664140.84372.30112.30117.85776.27373.1.8全凝器计算3.1.8.1衡算依据粗油中乙炔溶解度为0.02%以下，，不冷凝，VC损失0.3wt%;因此混合气体经全凝器后大部分VC气体成为液体，和EDC全部被冷凝，而和部分不冷凝，仍以气体存在。3.1.8.2计算=1\*GB3①损失的VC的量损失的VC量因此冷凝得到的VC(l)的量为=2\*GB3②溶解的的量由已知得溶解的的量3.1.8表3.1.8组分进口出口2.07362.04383.42853.4285140.84370.42152.301106.273700140.421202.301106.273700.0298总计154.9206154.92063.1.9低沸塔计算3.1.9粗单体中含在以下，损失。因此可知经过精馏塔顶馏出物中不含，全部进入塔釜液中。3.1.9=1\*GB3①VC的含量由已知得损失的VC量为所以塔顶VC的量为0.4213塔釜VC的量为=2\*GB3②的含量由已知可得所以塔釜中乙炔的含量因此塔顶馏出物中的含量为=3\*GB3③EDC的含量因为EDC全部进入塔釜，所以塔釜馏出物中EDC的含量为=4\*GB3④全塔衡算进料塔顶塔釜3.1.9.3表3.1.9组分进料馏出物釜液mol组成Mol组成mol组成0.02980.00020.02840.06320.00140.00001140.42120.98370.42130.9368139.99990.983822.30110.0161____2.30110.01617合计142.75211.00000.44971.0000142.30241.00003.1.10高沸塔计算3.1.10塔顶产品中的纯度为99.9%，二氯乙烷的含量为0.099%。因此可知经过精馏塔釜液中不含，全部进入塔釜液中。3.1.10=1\*GB3①VC的含量由已知得塔顶馏出物的总量因此塔顶馏出物中VC量为所以塔釜VC的量为=2\*GB3②的含量塔顶馏出物中的量为塔釜液中的量为=3\*GB3③的含量经过高沸塔的精馏，全部从塔顶馏出，釜液中不含有。=4\*GB3④全塔衡算进料塔顶塔釜3.1.10表3.1.10组分进料馏出物釜液mol组成Mol组成mol组成0.00140.000010.00140.001%____139.99990.98382139.860099.9%0.13996.0763%2.30110.016170.13860.099%2.162593.9237%合计142.30241.00000140.00001.00002.30241.00003.2热量衡算3.2.1各组分的在规定温度范围内采用下式计算，各气体组分的温度关联式系数列表如下

表3.2.1各组分热容系数组分2.4103.53853.8274.3951.9302.9904.379

3.2.2各组分的查得各气体组分在298K时的标准摩尔生成焓列表如下表3.2.2组分2282000285003.2.3热量衡算方法本次设计热量衡算采用下式计算，以每小时为基准其中为298K时各组分的标准摩尔生成焓，为进出口温度范围内的平均摩尔定压。3.2.4石墨冷凝器热量衡算3.原料气进口温度10℃，出口温度℃，压力300mmHg(表压)，盐水温度℃。由物料衡算知冷凝后形成少量盐酸，因少量盐酸携带的热量与大部分气体相比可以忽略，因此可不参与热量衡算。

3.2.表3.2.3进出口各组分的（）283K42.8429.1033.4429.05258K41.1329.0933.3429.053.2表3.2.4输入端的总焓输入组分148.113733799546.34162.92513.428500.165合计314.632318721629.61表3.2.5输出输入组分148.113733799546.34162.88253.428500.0356合计314.460318756876.39所以为负值，说明需要从冷凝器移走热量，即每小时需从冷凝器移走的热量。3.2.5合成塔热量衡算3.2.串联转化，一次转化率为，温度150℃，进料温度80℃，转化后温度110℃；二次转化率，温度140℃，进料和出料温度设为110℃；进口水温3.2.5=1\*GB3①进出口温度下各气体组分的表3.2.6各组分进出口的（）353K47.2529.1829.1133.91______383K48.9729.2429.16__63.0589.6264.28=2\*GB3②第一次转化输入端和输出端的总焓表3.2.7第一次转化输入端的总焓输入组分148.113733799546.34384910.47793.428505502.39965162.8825260783.02660.035666.39758合计314.460318756876.39651262.3表3.2.8第一次转化输出输出组分44.434110139861.6285184954.71953.42850858521.193957.615285142805.0347102.02072907589.9585546754.43651.62338512365.812410.035685194.51128合计209074895595.7083所以为负值，说明第一次转化需要移走热量，即每小时需从合成塔移走的热量。由（冷却水的为4.2）得每小时冷却水的用量3.2.5.3=1\*GB3①进出口温度下各气体组分的表3.2.9各组分进出口的（）383K48.9729.2429.1663.0589.6264.28=2\*GB3②第二次转化输入端和输出端的总焓表3.2.10输入组分44.434110139861.6285184954.71953.42850858521.193957.615285142805.0347102.02072907589.9585546754.43651.62338512365.812410.035685194.51128合计209074895595.7083表3.2.11输出组分2.0736473195.52858631.256323.42850858521.193914.57698536130.30434143.70344095546.985770142.44652.30118517529.089470.035685194.51128合计166.11912911700.062841148.8018所以为负值，说明第二次转化需要移走热量，即每小时需从合成塔移走的热量。由（冷却水的为4.2）得每小时冷却水的用量3.2.5.4合成塔总换热量Q和冷却水总用量由以上衡算过程知每小时总换热量冷却水总用量3.2.6全凝器热量衡算3.2.6.1全凝器冷凝效率为，物料进口温度45℃，，出口温度25进口温度5℃，出口温度83.2.6.2进口温度下各气体组分的表3.2.12各组分进出口的（）318K45.1229.1355.99980.2933.653.2.6.3各液体组分标准摩尔生成焓表3.2.13各液体组分的标准摩尔生成焓组分44933.2.6表3.2.14输入组分2.0736473195.52201871.216643.42850201997.4441140.84374014045.4520157742.12712.3011203695.106386.2737204221.349合计154.92062664582.186169527.2432表3.2.15输出组分2.0736473195.52003.4285000140.4212630912.4516000.422512041.25002.3011006.273700合计154.920603.2.6由得总换热量又因为全凝器的冷凝效率为3.3设备计算3.3.1转化器的设备计算3.3.1.1合成反应用的转化器实际上就是一种大型的列管式换热器，其列管一般采用的无缝钢管与管板胀接而成。管内装填催化剂，管外走冷却水。一般管长取。一般转化器的规格有两种，如下表所示：表3.3.1两种转化器规格催化剂容积，列管根数管间距，传热面积，3.6613843354.780376400关于设备材质，除管板宜选用低合金钢制作，列管选用20号或10号钢管外，均可选用低碳钢制作。下盖为防止盐酸腐蚀可采用耐酸瓷砖衬里防护。关于转化器管间用的热水水质，各工厂因水源差异而效果不一。一般用水经验如下：=1\*GB3①减少水中氯根含量；=2\*GB3②提高PH值到8～10的范围；=3\*GB3③补充水进行脱氧处理；=4\*GB3④添加缓蚀剂（如水玻璃）等。用的比较广泛的是无离子水并借液碱来控制PH在上述范围，可获得比较好的效果。关于乙炔空速的选择，与温度和分子比都是有关系的。提高乙炔或者氯化氢气体的浓度（即分压）或使一种原料气配比过量，都利于反应速度和转化率的增加。下表列出了乙炔空速与温度，反应分子比之间的关系：表3.3.2乙炔空速与反应温度和分子比之间的关系序号乙炔空速，反应温度℃分子比转化率%=1\*GB3①281841:188.40=2\*GB3②281841:1.189.70=3\*GB3③281841:1.293.30=4\*GB3④281841:1.395.20=5\*GB3⑤402001:0.992.05=6\*GB3⑥402001:1.093.90=7\*GB3⑦402001:1.195.95=8\*GB3⑧402001:1.299.953.3.1由乙炔空速与反应温度和分子比之间的关系并结合本次设计条件确定乙炔的反应空速为40。由阿马加分体积定律得乙炔的分体积由合成塔的设计条件知合成塔的压力为950,大于标准大气压，因此引入压缩因子Z，所以有压缩因子的求取采用Redlich-Kwong方程，其形式为，其中，具体压缩因子Z的求法采用RK方程的压缩因子形式，实际形式如下：，其中，，查得乙炔的临界温度和临界压力为：，所以计算得代入牛顿迭代程序得又因为，所以因此催化剂的总体积转化器的规格选择容积为的类型，所以反应器的台数，取整22，再加一台备用，所以取N=23台同理也取第二组转化器23台，所以3.3.1由乙炔空速计算出来的转化器一共有46台，其中前台转化器和后台转化器各23台。因为前台转化器所需要交换的热量较多，因此关于传热面积的校核以前台转化器为例。

=1\*GB3①总传热系数K值的计算总传热系数K值的计算采用下式，其中为管内气体的给热系数，为管外冷却水的给热系数。采用公式计算，取由设计条件取管内定性温度℃，查得150℃下各气体物质的物性参数如下表所示：表3.3.3150组分0.02651.1711.950.01360.0341.25071.050.02300.01891.6290.780.02000.0240.08361.900.0145由进入转化器的各组分摩尔量求的各组分的摩尔分数如下混合气体的定性参数计算采用摩尔分数加和方法，于是有同理可求得，又混合气体的总质量总体积所以混合气体的密度混合气体通过列管时的气速将以上数据代入得计算的又管外冷却介质为水，取，所以总传热系数=2\*GB3②对数平均推动力的计算根据设计任务取管内定性温度为150=3\*GB3③所需传热面积由得=4\*GB3④传热面积的校核由反应器的台数N知实际传热面积，而达到设计任务所需要的传热面积；因为，所以反应器的设计符合要求。3.3.2高沸塔的设备计算3.3.2高沸塔又称为二氯乙烷塔，或精馏塔，是用来从粗氯乙烯中分离出二氯乙烷等高沸物质的精馏塔。一般大型装置中采用板式塔，如浮动喷射塔盘，浮阀塔盘或泡罩塔盘，小型装置常用填料塔。本次设计采用板式塔。高沸塔设备材质通常采用低碳钢制作，虽然不锈钢材料在该塔中不会发生显著的晶间腐蚀，但将增加设备造价，对单体质量也无特别的效益。加热釜由于所处理物料均属不稳定的氯代烃化合物，而列管壁面温度较高，经过一定操作周期（如本年至一年）常因碳化物或自聚物粘结于管壁，影响传热效率及液面控制而造成停车清理。一般认为选用矮胖型（即较短的列管）加热釜对减轻粘壁是有益的，也有采用备用加热釜，即在使用周期较短（如一至两月）粘壁尚不严重时，就借阀门或盲板进行切换清理，以保证精馏系统连续稳定运转。3.3.2=1\*GB3①理论塔板数的求取查得VC和EDC的相平衡数据如下：表3.3.4T-x-y对应关系表摄氏度热力学温度P(二氯乙烷)P(氯乙烯)XYP(A)/P(B)20293.15183.69756972309.5108131.042661.00326493312.5723536621294.15191.8910962376.8647081.0106791.00085374112.3865294322295.15200.380152445.6248650.9797670.99831087112.2049258223296.152098069480.949880.99563209812.0274197924297.15218.27653062587.4265580.9209720.99281310911.8538926325298.15227.70000932660.4992280.8930030.98984950911.6842297726299.15237.45131952735.0404260.8659330.98673681211.5183206127300.15247.53884352811.0655490.8397250.98347044911.3560583428301.15257.9710862888.589920.8143430.98004576111.1973398529302.15268.75667312967.6287870.7897520.97645811.042065530303.15279.90435253048.197320.7659210.97270232810.8901390531304.15291.42299273130.3106080.7428170.96877381910.7414675132305.15303.32158283213.9836570.7204120.96466745410.5959609833306.15315.6092323299.231390.6986770.96037812410.4535325834307.15328.29516883386.068640.6775850.95590062610.3140982935308.15341.38874083474.5101520.6571110.95122966410.1775768736309.15354.8994143564.5705780.637230.9463598510.0438897237310.15368.83677223656.2644770.6179180.9412857019.91296083438311.15383.2105163749.6063120.5991530.9360016379.78471664139312.15398.03046263844.610450.5809140.9305019859.65908595240313.15413.30654483941.2911530.563180.9247809749.5359998641314.15429.04881044039.6625880.5459320.9188327359.41539165242315.15445.26742124139.7388130.529150.9126513039.29719673143316.15461.97265224241.5337830.5128170.9062306149.18135253944317.154790613460.4969160.8995645049.06779847645318.15496.88463644450.335240.4814310.892646718.95647583746319.15515.11249844557.3690950.4663450.8854708698.84732773747320.15533.86919614666.1764260.4516430.8780305158.74029904748321.15553.16555754776.7706360.4373120.8703190838.635336332由上表根据摩尔组成求的平均相对挥发度，所以将此物系看作理想物系则有相平衡关系式

又由物料衡算得各摩尔流量，，，且回流比由设计任务知，进料热状态参数参考文献取所以精馏段方程和提馏段方程为逐板计算数据如下：表3.3.5逐板计算数据由上表可知第2块塔板进料，一共有5块理论板。=2\*GB3②全塔效率的求取依式：，根据塔顶、进料板、塔底液相组成查t-x图，求得塔平均温度为：℃，该温度下则进料液相平均粘度为：塔顶液相粘度为：塔釜液相粘度为：其中：39.186℃下的平均粘度为所以由得：ET=34.1%=3\*GB3③实际塔板数的求取精馏段实际塔板数提馏段实际塔板数所以实际塔板数3.3.2=1\*GB3①操作压强取高沸塔操作压强，取每层板的压降为0.8kPa，则塔顶的压强为：，进料板压强为：，塔底的压强为故精馏段平均操作压强为：，提馏段平均操作压强为：=2\*GB3②温度由图得到塔顶：，进料板温度，塔釜：，=3\*GB3③平均分子量塔顶：，进料板：，塔底：，则精馏段平均分子量：，提精馏段平均分子量：=4\*GB3④平均密度(1)气相密度(2）液相密度根据基础数据，A代表VC,由内插法得：在21.38℃塔顶：，，在74.28℃塔底：，，由（为质量分率）故塔顶：，即；塔底：，即；进料板，由加料板液相组成，在21.87℃时有，，故故精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：=5\*GB3⑤液体表面张力根据基础数据表，由内插法得21.38℃时：塔顶处的表面张力,在进料板处由内插法得21.87℃时：,在塔底处用内插法得74.28℃，则精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：=6\*GB3⑥液体粘度根据基础数据表，由内插法得在21.38℃时：,，在21.87℃时,，在74.28℃,。故精馏段平均液相粘度提馏段平均液相粘度3.3.2.4高沸塔的气液负荷计算=1\*GB3①精馏段：=2\*GB3②提馏段：3.3.2.5高沸塔塔和塔板主要工艺尺寸计算=1\*GB3①塔径塔板间距HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。表3.3.6板间距与塔径关系塔径DT，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板间距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600根据上表，初选板间距，取板上液层高度，故；精馏段：查史密斯关联图，可得依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8（安全系数0.6—0.8），则故。按标准,塔径圆整为1.2m,塔截面积为，所以实际空塔气速为提馏段：查史密斯关联图，可得；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8（安全系数0.6—0.8），则故。按标准,塔径圆整为0.8m,则空塔气速。=2\*GB3②精馏塔的高度塔的高度可以由下式计算得到：-塔高，m;-实际塔板数；-进料板数；-进料板处板间距,m；-塔底空间高度,m；-人孔数；-设人孔处的板间距，m；-塔顶空间高度,m；-封头高度，m；-裙座高度，m；已知塔的实际板数为15块，板间距为,由于料液较清无需经常清洗，可设两个人孔，则人孔数为，取人孔两板之间的间距为，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间,封头的高度为，裙座的高度为，所以塔高为武汉工程大学本科毕业设计PAGE61=3\*GB3③溢流装置选用单溢流、弓形降液管、凹行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：1)溢流堰长：单溢流取=（0.6-0.8）D，取堰长为0.7D，即2)出口堰高：由，精馏段：；查图可知：E为1.02,由得，精馏段：故；提馏段：，查图可知：,因此可得，提馏段：故；3)弓形降液管的宽度与降液管的面积：由查得：，故，，利用式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即精馏段停留时间为：s（＞5s，符合要求）提馏段停留时间为：（＞5s，符合要求）4)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速则降液管底隙高度为：精馏段提馏段凹形受液盘的深度取为65mm（>50mm=4\*GB3④塔板布置（1）塔板的分块D=1200mm（2）取边缘区宽度,安定区宽度（3）开孔区的面积计算开孔区的面积由式：计算开空区面积，其中：；所以=5\*GB3⑤筛孔数与开孔率：精馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距。筛孔数孔，其开孔率（在5％—15％范围内），则每层板上的开孔面积为，精馏段的气体通过筛孔的气速为：提馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距。筛孔数孔，其开孔率（在5％—15％范围内），则每层板上的开孔面积为，提馏段的气体通过筛孔的气速为：3.3.2.6高沸塔的筛板流体力学验算=1\*GB3①气体通过筛板压降相当的液柱高度干板压降相当的液柱高度计算：

依，查《干筛孔的流量系数》图得，由式精馏段提馏段2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度计算：精馏段，由与关联图查得板上液层充气系数＝0.62，所以液柱提馏段，由β与关联图查得板上液层充气系数β＝0.60，所以3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：精馏段，故气体通过每层塔板的为:则单板压强：提馏段，故则单板压强：=2\*GB3②液面落差计算对于筛板塔，液面落差很小，而且塔径和液流量均不大，因此可以忽略液面落差的影响。=3\*GB3③液沫夹带量的验算液沫夹带量可以根据下式计算：，精馏段：提馏段：故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。=4\*GB3④漏液的验算对于筛板塔，漏液点气速可以由下式计算得到：精馏段：筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生明显漏液。提馏段：筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生明显漏液。=5\*GB3⑤液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度由计算，而精馏段：所以取则故在设计负荷下不会发生液泛。提馏段：所以取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。3.3.2.7塔板负荷性能图(一)精馏段=1\*GB3①漏液线（气相负荷下限线）由、、代入漏液点气速式：（已算出），代入上式并整理得：此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取个值，依上式计算相应的值，列于表中：表3.3.7气相负荷下限表0.24540.25240.27460.2802依表中数据作气相负荷下限线，如图3中线（1）所示。=2\*GB3②液沫夹带线以为限式中，近似取,故已知，，并将代入得下式：整理得：在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于表中：表3.3.8液沫夹带表1.46581.38141.10111.0265依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线，如图3中线（2）所示。=3\*GB3③液相负荷下限线取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，取则；即整理上式得在VS—LS图3中作线（3），即为液相负荷下限线，如图3所示。=4\*GB3④液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线为VS—LS图中与气相流量无关的垂线，如图3中线（4）所示。=5\*GB3⑤液泛线令；；；联利得忽略，将与与与的关系式代入上式，并整理得式中将有关的数据代入求得:故整理得：在操作范围内取4个值，依上式计算值列于表中：表3.3.9液泛表0.84360.79680.60510.5393

依表中数据作出液泛线，如图3中线（5）所示。将以上5条线标绘于图（图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（5）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（1）的交点相应气相负荷为。图3.3.2.精馏段的操作弹性（二）、提馏段=1\*GB3①漏液线（气相负荷下限线）由、代入漏液点气速式：整理得：此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取4个值，依上式计算相