（资料）年产30000吨PVC装置压缩及低沸物脱除工序工艺设计-毕业设计

设计题目年产30000TPVC装置压缩及低沸物脱除工序工艺设计选题时间完成时间论文(设计)字数关键词PVC,低沸物2009年5月28日2摘要 3前言 4 5 5 8 4 3第三章热量衡算 第一节基础数据 5 4装置压缩及低沸物脱除工序工艺设计第一章概述第一节产品概述一聚氯乙烯树脂简介二产品性质三产品用途第二节生产方法的选择(一)电石乙炔法5(二)联合法(三)乙烯氧氯法(一)乙炔工段(二)合成工段(三)精馏工段(四)聚合工段三.原料来源第3节设计任务书(一)设计任务书1.设计项目：氯乙烯车间2.产品名称：氯乙烯63.产品规格：纯度为99.9%4.年生产能力：PVC(二)设计基础数据设计题目：生产能力：30000TPVC/年1.年工作日：300天(以7200小时/年计)2.自碱洗塔来的物料流率：组分总计(从压缩工段扣除);4.气柜：t=25℃,P=0.005MPa(表压)7tλ=30℃,机后冷至t出=40℃7.在水分离器内除水80%(w%)(1)塔顶馏出液中：VC<50%(w%)(2)塔底出料含乙炔：0.0001%(w%)(3)操作压力：0.51MPa(表压)11.高沸塔工艺条件：(1)塔顶气体EDC浓度：0.08%(w%)(2)塔釜物料中VC浓度：20%(w%)(3)操作压力：0.25MPa(表压)(4)釜加热水温度：tλ=90℃,t出=75℃12.聚合工段：聚合率85%(w%),未聚合VC回收率90%(w%)8第二章物料衡算第一节基础数据Mvc=62.5MEpc=99MN₂=28Mc₂H₂第二节气柜91.来自碱洗塔物料流率：2.由给定聚合率和未聚合单体的回收率计算由回收的进入气柜的单体的量回收的VC=去聚合VC的量×未聚合率*回收率二3.由与水洗碱洗类似的方法计算出气柜气体的水含量进而求出气柜内冷凝水量再扣除VC,EDC的溶解损失。气柜已知条件：温度25℃压力0.005MPa(出气柜组分)气柜输出000由参考书[1]查得10℃下水的饱和蒸气压Pa得onyh机前冷凝器输出C∑第四节压缩机tλ=10℃,中间冷至t出=30℃1.根据所给条件判断段间是否有水凝下(段间不允许有水凝下)一段压缩出口时因而一段压缩后无水凝下。二段压缩出口时因为温度较高，故也无水凝出。进入机后冷凝器后，有液态水凝下。则冷凝下来的水为0.04人mh2.扣除跑、冒滴漏损失由物料衡算式得：则损失Vc总量为则EDC损失量n₂=人rlIzhN₂损失量n₃=0.0306knthC₂H₂损失量n₄=0.0055人rthH₂O损失量n₅=bomrfh则出机后冷凝器的各组分的量：第五节全凝器一相平衡常数的计算分别代入公式求得P,将气体液体均作理想气体理想液体处理，从而求得K39P⁵=kPaK=注：由于查不到N₂(液相)在该温度下饱和的蒸汽压，故不采用Antoine方程。查参考书[3得在该温度下的相平衡常数为90.P=kPaK=P⁸=kPaK=则t出=15℃,P出=0.53MPa(表压)下的K值为组分二核实闪蒸温度假设15℃为进料的露点温度，则说明进料的实际泡点温度和露点温度分别低于和高于闪蒸温度，闪蒸问题成立。三试差计算按等温闪蒸计算，近似认为气液平衡常数与组成无关。假设(气相分率)值试差。试差如下：KZCO∑乏=二KC∑取上=满足条件，用式分别求得气液相组成圆整如下：三物料衡算表全凝器输出(液相)全凝器输出(气相)CN₂6276366∑0000全凝器输出(液相)全凝器输出(气相)CN₂3622602Z00009第六节尾气冷凝器一相平衡常数的计算N₂C₂H₂69P³=kPaK=P³=kPaK=注：由于查不到N₂(液相)在该温度下饱和的蒸汽压，故不采用Antoine方程。查参考书[3得在该温度下的相平衡常数为64.P⁵=kPaK=P³=kPaK=则t出=-30℃,P出=0.50MPa(表压)下的K值为组分K二核实闪蒸温度假设-30℃为进料的泡点温度，则假设-30℃为进料的露点温度，则说明进料的实际泡点温度和露点温度分别低于和高于闪蒸温度，闪蒸问题成立。按等温闪蒸计算，近似认为气液平衡常数与组成无关。试差如下：公式表格与全凝器所用基本相同(略)取=满足条件，用式分别求得气液相组成圆整如下：组分全凝器输出(气相)尾气冷凝器输出(液相)尾气冷凝器输出(气相)CN₂260260359∑00第七节低沸系统一物料计算低沸系统主要分离乙炔，C₂H₂.VC分别为轻、重关键组分，N₂为轻组分，H₂O、EDC为重组分(由Ki值知)进料组成(包括水分离器出料和尾气冷凝器液相出料):编号1234562注：塔顶VC含量50%(w%)塔底出料乙炔0.0001%(w%)编号进料Fi馏出液Di釜液Wi(kg/h)1235—6D编号进料Fi馏出液Di釜液Wi(kg/h)12—3—456将低沸塔塔顶的蒸汽输出和全凝器输出(气相)之和再次作为尾气冷凝器进料，进行物料衡算；然后将尾气冷凝器(液相)输出和全凝器输出(液相)(除水后)之第一次：假设W(气相分率)值试差。—Z∑尾气冷凝器输出(液相)222编号进料Fi馏出液Di釜液Wi(kg/h)12—3 45一一6D编号进料Fi馏出液Di——第二次：尾气冷凝器：按等温闪蒸计算，近似认为气液平衡常数与组成无关。看+中<0.001假设W(气相分率)值试差。试差如下：—KZ∑满足条件，圆整如下：尾气冷凝器输出(液相)N₂∑编号进料Fi馏出液Di釜液Wi(kg/h)12—3545—6D编号进料Fi馏出液Di 一 组分尾气冷凝器输出(液相)尾气冷凝器输出(气相)————N₂— 一 —————Z二各处温度的计算操作压力：0.51MPa(表压)P=0.51×10⁶+101325=611325Pa由前面的物料衡算表知进料组成，由前面列表得各组分的A,B,C值。按泡点温度计算：进料组成：)K2∑组分)K∑组分)X2(二)塔顶温度K组分)N₂C₂H₂∑组分)KN₂C₂H₂∑(三)塔釜温度试差如下：组分)KX46∑组分)480∑三校核清晰分割的假设是否合理，计算塔馏出液中EDC,H₂O和釜液中N₂摩尔分的相对挥发度采用全塔平均值(见下表):C₂H₂、VC分别为轻重关键组分则由查参考书[4]P得：芬克斯方程代入数据可得：NA精=1.963(块)N,捉=3.212(块)(二)求取浓度由进料Fi馏出液Di釜液Wi第八节高沸系统一物料计算塔顶气体中EDC浓度：0.08%(w%)塔釜物料中Vc浓度：20%(w%)物料衡算关系：按清晰分割计算：C₂H₂全部进入馏出液,H₂O全部进入釜液.编号进料Fi馏出液Di釜液Wi(kg/h)123 —∑D编号进料Fi123—4 5∑第九节产品校核符合要求。第三章热量衡算第一节回流比的确定塔底出来液体各组分的摩尔流量-HFiHyHpiHu_进料、塔底上升蒸汽、塔顶出来气体、Q输出-塔顶冷凝器中由冷凝盐水转移的热量(近似等于回流液体的冷凝潜热)Q损失一精馏塔的热损失，取5～10%塔底再沸气加入热量二各处温度的计算(一)由恩特伍特公式求最小回流比恩特伍特公式：¥¥其中α—组分i的相对挥发度编号α11203450用试差法求得θ=11.61(θ大于1小于12.964)因为低沸塔塔顶出料流率太低，为保证气液接触良好，故选取较大的回流比第2节热量衡算回流液体量：L=RD=39.24×1.8579=72.9Kmol/h塔顶上升蒸汽量：V=L+D=(R+1)D=(39.24+1)×塔底出来液体流率z=L+qF=RD+1×F=72.90+86.1129=159.01Kmol/h衡算关系输入的热量=输出的热量液态物料摩尔焓或已知进料温度t=12.05℃塔釜温度t=43.03℃塔顶温度t=4.10℃1.进料组分：式中T—对比温度C—同温度下理想气体热容，cal/molKw—偏心因子定性温度T=(273.15+316.18)/2=294.67K塔底液体出料的焓值：VC理想气体热容方程式：C₂H₂理想气体热容方程式：=6.406+4.981-0.906+0.070=10.551cal/(molK)N₂理想气体热容方程式：塔顶蒸汽的焓值：=(852.11+4.1×6.975)×0.5269+(2516+4.1×10回流液体量：L=RD=39.24×1.8579=72.9Kmol/h塔顶温度T=277.25k时，利用N₂理想气体热容方程式：=7.44-0.60005+0.219液体热容RowLinson-Bondi法：=2.56-0.932+.04(2.91-2.26代入数据：△H₁=184.1×7.077=1320.88Kmol/h2390.13)=331868kx4h由于低沸塔进料，塔顶，塔釜的温度与外界温度(298.15K)相差不大，二计算三塔釜热水用量(1)塔釜热水用量：四.冷凝器选择已知塔顶塔顶蒸汽：4.14.19选标准为JB/T4715-92,DN=800mm,管程数N=1,管子中心排数31,管子第四章设备计算进料=12.05t顶=4.1t金=43.03P=611325Pa[5]P²82,P³95,P₄36时液相(kg/m³)饱和液体密度Yen-Woods公式p/p=1+Zk,(1-T)³p.=0.313g/cm代入数据可得：故2.气相密度由PV=nRT孔进料组分：塔顶组分：=0.29862×62.5+0.2836×28+O04=37.47g/mol塔底组分：=00.9948×625+00004121×99+0.0000268×26+O00代入数据可得：进料温度T=285.20K时表面张力：塔顶温度T=277.25K时表面张力：塔底温度T=316.18K时表面张力：纯物质的表面张力Macleod-Sugden法：式中[p]—等张比容A-R—液体饱和蒸气的密度g/cm³则四气液相黏度μ进料温度T=285.20K时液相黏度μμ(厘泊)塔顶温度T=279.3K时液相黏度μ塔底温度T=316.18K时液相黏度μμ(厘泊)注：求N₂在进料温度T=285.20K时，塔顶温度T=277.25K时液相黏度μ;C₂H₂塔底温度T=316.18K时液相黏度μ纯液体黏度μ公式：Letsou-Stiel法5代入数据可得：2.气相黏度μ进料温度T=285.20K时气相黏度μμ(微泊)塔顶温度T=277.25K时气相黏度μμ(微泊)塔底温度T=316.18K时气黏度μμ(微泊)代入数据可得：故微泊五、流量计算：L=RD=39.2×1.8579=72M进=62.234kg/molM底=62.785kg/mol2.气相流量V=V+q—DF=74飞NrXh(泡点进料q=1)故基础数据汇总表人<(液相气相精馏段第二节理论板数1.理论板数Nr吉利兰公式得：代入数据：N秸=211(块)N提=3.42(块)N总=5.53(块)2.实际板数式中E,—板效率O—关键组分的相对挥发度L一平均温度下的液相粘度精馏段：∴Er精=0.3701选取两块塔板余量，故从精馏塔顶部向下第8块板(包括塔顶分凝器)为进料板。提馏段：:E7提=0.501选取三块塔板余量，则提馏段共有12块板(包括再沸器)。∴N=N精+N捉=8+14=22块第3节设备选型一气液传质设备的主要类型(一)填料塔(三)特种接触塔型序号填料塔板式塔1φ800mm以下造价一般比板式塔便宜，直径大则昂贵φ600mm以下时安装较为困难2用小填料时笑他效率高，它的高度低。但直径增大效率下降效率稳定，大塔板比小塔板效率有所提高3空塔气速低空塔气速高4大塔检修清理费用高，劳动量大检修清理比填料塔容易5压降小，对阻力要求小的场合较适用(例如真空操作)压降比填料塔大6对液相喷淋有一定尺寸要求适应范围较大7内部结构简单，便于用非金属材料制作，可用于腐蚀较严重的场合多数不使用金属材料制作8持液量小二塔型的选用原则比较，综合考虑我将选择板式塔作为精馏的主要设备--低沸塔表5-2板式塔形式的选取序号内容泡罩条形泡罩S形泡罩溢流式筛板圆形浮阀条形浮阀栅板穿流式筛板1高气、液相流量CBDEEEEE2低气、液相流量DDDCFFCD3操作弹性大EBEDEFBB4阻力降小AAADDCED5液沫夹带量少BBCDDEEE6板上滞液量少AAADDDED7板间距小DCDEEEFF8效率高EDEEFEEE9塔单位体积生产能力大CBEEEEEE1气、液相流量的可DCEDFFBB0变性11价格低廉CBDEEDDF12金属消耗少CCDEEFFF13易于装卸BBDEBFFF1易于检查清洗和CBDDDFFE4维修15有固体沉积时用液体进行沉积的可能性BAABBEED16开工和停工方便EEECECCD1加热和冷却的可BBBDCDDD7能性1对腐蚀介质使用BBCDCEEE8的可能性三浮阀塔工艺尺寸的计算参见参考书[7]精馏段(一)塔高的计算(二)塔径的计算：取板间距H=0.30mhL=0.05mH--hL=0由图3-5得：C₂0=0.042式中O—操作物系的液体表面张力C—操作物系的负荷系数m/s取安全系数为0.6,则u=0.6×umx=0.228m/s圆整到D=0.8m则实际塔速横截面积1.降液管的类型与溢流方式(1)降液管的类型：降液管有圆形和方形。通常圆形降液管只用于小直径塔，对于直径较大的塔，常用弓形降液管。(2)降液管的溢流方式：目前，凡直径在2.2一下的浮阀塔，一般采用单溢流。2.溢流装置的设计计算(1)出口堰(溢流堰):保证板上一定的液层高度并使液流在板上均匀流动。②堰高hw式中h—板上液层高度h—堰高h—堰上液层高度L₂—塔内液体流量E—液流收缩系数，可借用博尔斯对泡罩塔提出的液流收缩系数计算图求取(2)弓形降液管的宽度和截面积查图得验算停留时液体在降液管内有足够的停留时间以保证溢流液体中夹带的气泡能来得及分离。(3)降液管底隙高度确定原则：保证液体流经此处时局部阻力不太大以防止沉淀物在此堆积而堵塞降液管。同时又要有良好的密封，以防止气体通过降液管造成短路。计算如下：h=(四)塔板布置塔板有整块试和分块式两种。直径在800以下的小塔采用整块式塔板；直径在此处取w,=50mm(五)塔板布置及浮阀数目与排列式中F—气体通过阀孔时的动能因数6—气体通过浮阀孔时的速度—气体的密度取F=阀孔动能因子F₀=9式中V—上升气体流量m³/sd%—阀孔直径d=0.039m浮阀在塔板鼓泡区内的排列哟正三角形和等腰三角形两种方式。按照阀孔中心连线与液流方向的关系又有顺排和叉排之分。此处采用正三角形叉排。对于单溢流塔板，鼓泡区面积A,可按下式计算按t=115mm以等边三角形叉排方式作图，由附图1排得阀数为19个。按N=19重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数石变化不大，仍在8-12范围内，阀孔数合适。提馏段塔高=2.1+5.2=7.3m(二)塔径的计算由图3-5得：C₂o=0.044式中O—操作物系的液体表面张力mN/mC—操作物系的负荷系数m/s取安全系数为0.7,则u=0.7×umx=0.2415m/s圆整到D=0.8m则实际塔速横截面积式中h—板上液层高度h,—堰高h—堰上液层高度L,—塔内液体流量E—液流收缩系数，可借用博尔斯对泡罩塔提出的液流收缩系数计算图求取弓形降液管的宽度和截面积查图得w=0.128验算停留时液体在降液管内有足够的停留时间以保证溢流液体中夹带的气泡能来得及分离。(3)降液管底隙高度此处取w,=50mm此处取w₆=40mm(五)塔板布置及浮阀数目与排列式中v—上升气体流量m³/s按t=115mm以等边三角形叉排方式作图，由附图2排得阀数为29个。按N=29重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数F变化不大，仍在8-12范围内，阀孔数合适。1、气相通过浮阀塔的压强降：(1)干板阻力h。板上全部浮阀刚好开启式，气体通过阀孔的速度为临界孔速液柱(2)板上充气液层阻力：h=Ehz=0.3×0.051=0.015m(3)液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计。4,=P₁gh,=0.0532×911.59×9.设计符合塔板压降要求。2.液泛：为使液体能有上层塔板稳定的流入下层塔板，防止淹塔现象的发生，要求降液管中清液层必须维持一定高度即H₄≤φ(Hr+hw)Ha=h,+hz+hH,=0.0532+0.05+0.000中取0.4符合防止淹塔的要求。3.雾沫夹带：其中Zz=D-2W.Ap=A,-2A,K=1Ab=A,-2A,=0.5024-2×0.0703=0=27.15%∴取泛点率=0.27151、气相通过浮阀塔的压强降：(1)干板阻力h(2)板上充气液层阻力：h=Ehz=0.3×0.06=0.018m液柱(3)液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计。4,=P₄gh,=0.0468×811.2设计符合塔板压降要求。2.液泛：Ha=h,+h+hHa=0.0468+0.06+0.0039Ha≤φ(H,+hw)符合防止淹塔的要求。3.雾沫夹带及泛点其中Zz=D-2WaAb=A,-2A,K=1Ab=A,-2A,=0.5024-2×0.0703=0.∴取泛点率=0.3608五塔板负荷性能图：1.雾沫夹带线：按泛点率为0.70计算：依照方程在塔板负荷性能图上做直线雾沫夹带线(1)2.液泛线：带入数据得V,L的关系如下在操作范围内任取若干个Ls的值，依式算出相应的V列于下表据表中数据做出液泛线(2)3.液相负荷上限线：以∈=5s作为液体在降液管中停留时间的下限量无关的竖直直线(3)据此做出与液体流量无关的水平漏液线(4)该线为液相负荷下限线，该线与气相流量无关的竖直直线(5)6.画负荷性能图根据上面计算分别做出塔板负荷性能图上(1)(2)(3)(4)(5)共条线，如附图(3)所示。由塔板负荷性能图可以看出：①任务规定的气液负荷下的操作点P(设计点Ls=0.0013m³/sV=0.0795数值及说明备注板间距Hr/m空塔气速u/(m/s)降液管底隙高度H₀/m浮阀个数N/个阀孔气速16/(m/s)阀孔动能因数F临界阀孔气速x/(m/s)排间距z/m液体在降液管内停留的时间∈/s泛点率1%气相负荷上限(V液泛控制液相负荷下限Vn漏液控制操作弹性(二)提馏段按泛点率为0.70计算：依照方程在塔板负荷性能图上做直线雾沫夹带线(1)2.液