武漢工程大學本科畢業設計PAGEPAGEI年產7萬噸氯乙烯單體工藝設計本科畢業設計摘要氯乙烯(VC)是一種應用于高分子化工的重要單體，其生產工藝的研究及探討，隨著聚氯乙烯工業的發展越來越受到廣泛關注。在眾多的生產方法中，電石乙炔法生產氯乙烯是目前工業化生產的主要方法。由該反應的特點知氯乙烯合成反應需要升汞（）作為催化劑進行氣固相催化反應，然后經過水洗，堿洗和精餾等操作過程得到精氯乙烯單體。設計中以乙炔法為理論基礎，通過物料衡算得到生產過程中原料的消耗量以及其他各種物質的流量；通過熱量衡算得到各個設備的熱負荷，以及冷卻過程中冷卻介質的消耗量；通過設備計算進行反應器類型的選擇，各種工藝尺寸的確定以及傳熱面積的校核。關鍵詞：氯乙烯；生產工藝；升汞；精餾；衡算

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

目錄摘要 IAbstract II第一章文獻綜述 11.1化學品名稱 11.2理化性質 11.3主要生產方法 21.4危險性概述 21.5泄漏應急處理 31.6操作處置與儲存 31.7我國聚氯乙烯工業的發展 3第二章設計方案論述 42.1電石法工藝概述 42.2原料氣的制備 42.3氯乙烯的合成及精餾 42.4設計要點 52.4.1乙炔制備的設計要點 52.4.2氯化氫制備的設計要點 52.4.3合成的設計要點 52.4.4精餾的設計要點 5第三章工藝計算 73.1物料衡算 73.1.1原料計算 73.1.2原料氣組成 73.1.3原料氣進入量 83.1.4石墨冷凝器計算 83.1.5反應器計算 103.1.6水洗塔計算 123.1.7堿洗塔計算 143.1.8全凝器計算 153.1.9低沸塔計算 163.1.10高沸塔計算 183.2熱量衡算 193.2.1各組分的 193.2.2各組分的 213.2.3熱量衡算方法 213.2.4石墨冷凝器熱量衡算 213.2.5合成塔熱量衡算 233.2.6全凝器熱量衡算 273.3設備計算 293.3.1轉化器的設備計算 293.3.2高沸塔的設備計算 34第四章總結 58參考文獻 59致謝 60第一章文獻綜述1.1化學品名稱化學品中文名稱：氯乙烯化學品英文名稱：chloroethylene中文名稱2：乙烯基氯英文名稱2：vinylchlorideCASNo.：75-01-4分子式：結構式：分子量：62.501.2理化性質外觀與性狀：無色、有醚樣氣味的氣體熔點(℃)：-159.8沸點(℃)：-13.4相對密度(水=1)：0.91相對蒸氣密度(空氣=1)：2.15飽和蒸氣壓(kPa)：346.53(25℃臨界溫度(℃)：142臨界壓力(MPa)：5.60辛醇/水分配系數的對數值：1.38引燃溫度(℃)：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、丙酮等多數有機溶劑。主要用途：用作塑料原料及用于有機合成，也用作冷凍劑等。1.3主要生產方法50年代以前，聚氯乙烯的原料主要是乙炔，戰后20年，電石產量有很大增長，到1965年全世界產量達到760萬噸，以后由于PVC的原料的轉換，產量降到400余萬噸。在原料變換的初期，曾經出現了聯合法和烯炔法。聯合法以EDC裂解制取氯乙烯并副產氯化氫，然后以氯化氫與電石乙炔再合成氯乙烯，兩種粗氯乙烯精制得到聚合用的單體。烯炔法即是以石腦油裂解得出乙烯乙炔裂解氣，不經分離直接氯化得到氯乙烯。具體生產方法的比較如下：表1.1生產氯乙烯（VC）所用原料及成本生產方法主要原料消耗原料成本乙炔乙烯乙烷氯化氫氯氣乙炔法0.44————0.59——4.7聯合法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危險性概述健康危害：急性毒性表現為麻醉作用；長期接觸可引起氯乙烯病。急性中毒：輕度中毒時病人出現眩暈、胸悶、嗜睡、步態蹣跚等；嚴重中毒可發生昏迷、抽搐，甚至造成死亡。皮膚接觸氯乙烯液體可致紅斑、水腫或壞死。慢性中毒：表現為神經衰弱綜合征、肝腫大、肝功能異常、消化功能障礙、雷諾氏現象及肢端溶骨癥。皮膚可出現干燥、皸裂、脫屑、濕疹等。本品為致癌物，可致肝血管肉瘤。環境危害：氯乙烯在環境中能參與光化學煙霧反應。燃爆危險：本品易燃，為致癌物。1.5泄漏應急處理應急處理方法為迅速撤離泄漏污染區人員至上風處，并進行隔離，嚴格限制出入。切斷火源。建議應急處理人員戴自給正壓式呼吸器，穿防靜電工作服。盡可能切斷泄漏源。用工業覆蓋層或吸附/吸收劑蓋住泄漏點附近的下水道等地方，防止氣體進入。合理通風，加速擴散。噴霧狀水稀釋、溶解。構筑圍堤或挖坑收容產生的大量廢水。如有可能，將殘余氣或漏出氣用排風機送至水洗塔或與塔相連的通風櫥內。漏氣容器要妥善處理，修復、檢驗后再用。1.6操作處置與儲存操作注意事項：密閉操作，全面通風。操作人員必須經過專門培訓，嚴格遵守操作規程。建議操作人員佩戴過濾式防毒面具（半面罩），戴化學安全防護眼鏡，穿防靜電工作服，戴防化學品手套。遠離火種、熱源，工作場所嚴禁吸煙。使用防爆型的通風系統和設備。防止氣體泄漏到工作場所空氣中。避免與氧化劑接觸。在傳送過程中，鋼瓶和容器必須接地和跨接，防止產生靜電。搬運時輕裝輕卸，防止鋼瓶及附件破損。配備相應品種和數量的消防器材及泄漏應急處理設備。儲存注意事項：儲存于陰涼、通風的庫房。遠離火種、熱源。庫溫不宜超過30℃1.7我國聚氯乙烯工業的發展1954年沈陽化工化工研究院開始聚氯乙烯研究，1958年錦西化工廠建成了第一套年產3000噸規模的生產裝置。緊接著北京、天津、上海等地相繼又建成4套年產6000噸的裝置。60年代各省市又陸續新建了一批，聚氯乙烯工業得到了較快的發展，至1987年聚氯乙烯的生產能力已經達到64.54萬噸。聚氯乙烯的生產發展大體來說可以分為兩個階段：1980年以前側重于產量的增長，80年代則在考慮產量增長的同時，重視質量的提高和品種的增加，并普遍開始重視產品的應用以及開發，使得聚氯乙烯工業的發展進入一個新的階段。1987聚氯乙烯產量達到57.8萬噸，居全國合成樹脂的首位。

第二章設計方案論述2.1電石法工藝概述電石經過一系列破碎過程進入乙炔發生器，與水進行反應，生成的乙炔氣經清凈處理以后進入氣柜，然后與來自氯化氫合成的干燥氯化氫氣體按一定比例進入混合器中混合。混合后氣體進轉化器進行反應，轉化后生成的氯乙烯氣體，再經冷凝器冷凝為粗氯乙烯液體，送入低沸塔蒸出粗氯乙烯液體中的乙炔等低沸點物，冷凝器未冷凝的氣體經尾氣冷凝器再回收后放空。塔釜液體再入高沸點蒸餾塔蒸出氯乙烯氣體，經分離和成品冷凝器冷凝成為液體氯乙烯進入單體貯槽以備聚合使用。2.2原料氣的制備乙炔制備：碎電石在水解槽中水解制得乙炔，水解后經過清凈達到合成所需要的濃度后送至氣柜貯存。氯化氫制備：通過電解制得的氯氣和氫氣在燃燒爐內燃燒，然后進行冷卻除雜得到合格的氯化氫氣體送至氣柜貯存。2.3氯乙烯的合成及精餾合成：調節乙炔和氯化氫的分子配比為1：1.05~1.1在混合器內均勻混合，然后進入石墨冷凝器冷凝出去部分水分，預熱后送至至合成爐內在升汞催化劑的作用下加成制得氯乙烯單體。制得的粗氯乙烯單體先經過除汞器除汞，然后經過水洗和堿洗除去殘余的氯化氫，而后壓縮至精餾崗位。精餾：粗氯乙烯氣體冷凝液化經水分離器除水后，然后進入低沸塔蒸出低沸物，塔底出來的氯乙烯借壓差進入高沸塔，塔頂出來的精氯乙烯氣體進入冷凝器冷凝，然后進入貯槽供聚合使用。2.4設計要點2.4.1乙炔制備的設計要點液位：水解槽的液位太低乙炔氣會漏氣，液位太高會串氣，兩種情況都很危險。液位應控制在60%~70%。循環冷卻水量：由于水解反應放出大量熱，如不及時反應熱會導致爆炸的發生。2.4.2氯化氫制備的設計要點燃燒爐的壓力：燃燒內在加壓下操作，產品氯化氫不用納氏泵而直接借系統壓力送至氯乙烯裝置。分子配比：氯化氫與乙炔的分子配比控制在1.1：1。2.4.3合成的設計要點乙炔氣和氯化氫氣的配比。提高原料氣的濃度，反應速率及轉化率會增加，但是氯化氫太多副反應加劇，不利于氯乙烯的合成，一般兩者的配比控制為1：1.05~1.1。合成溫度：溫度升高，反應速率加快，催化劑活化，形成許多的微小通道，增強了催化劑吸附能力，從而提高了催化劑的催化效率。但是由于反應放熱，升高溫度，催化劑的活性降低，使用壽命縮短，該工藝盡可能控制在100℃至180循環冷卻水量。在開始反應時，熱點在催化劑的上層，為延長催化劑的使用壽命，防止熱點下移，需要嚴格控制冷卻水的流量。2.4.4精餾的設計要點精餾過程中，壓力、溫度、惰性氣體、水分會影響精餾操作。具體設計如下：操作壓力：低沸塔在0.49MPa至0.59MPa之間最適合。高沸塔中因為高沸物使混合物的沸點增高，可適當降低壓力，一般選取0.24MPa至0.35MPa，本設計取高沸塔操作壓力為0.34MPa。精餾溫度：應盡可能使溫度設定在較高值，以降低生產成本，一般低于在操作壓力下的混合物的沸點。惰性氣體的含量。控制到惰性氣體的含量，可以減少放空損失，提高精餾效率，惰性氣體的含量應小于5%。水分含量：水分能水解氧與氯乙烯生成的低分子過氧化物，產生氯化氫、甲酸、甲醛等腐蝕設備，所以應控制水分在100PPM至200PPM。

第三章工藝計算3.1物料衡算3.1.1原料計算由設計任務知生產能力為7萬噸氯乙烯（VC）/年，工作日取8000小時，合成氯乙烯的轉化率98.6%，生成VC的選擇性98.4%，氯乙烯純度達到99.9%，取(摩爾分數)各物質的起始量：即143.7035kmol/h由知純的乙炔起始量為即3850.957kg/h取所以純的HCl的起始量為即5946.765kg/h3.1.2原料氣組成3.1.2.1表3.組分合計質量分數(wt%)990.970.03100摩爾分數(mol%)99.05540.90120.04341003.1.2表3.組分合計質量分數(wt%)990.970.03100摩爾分數(mol%)98.67901.26040.06061003.1.3原料氣進入量乙炔氣具體乙炔氣各物質進料量（kmol/h）乙炔氣149.5261148.11371.34750.0649HCl氣具體乙炔氣各物質進料量（kmol/h）HCl氣165.1062162.92512.08100.10013.1.4石墨冷凝器計算3.1原料氣進口溫度10℃，出口溫度3.1.4.2由鹽酸濃度知其中3.1.4=1\*GB3①出口含水量X因為鹽酸水蒸氣分壓由安托因方程㏒，其中壓力單位為mmHg得代入數據得X=0.0356kmol/h=2\*GB3②冷凝鹽酸量冷凝的水量=，即2.3292kg/h冷凝的HCl量=，即0.0426kmol/h所以冷凝的40%鹽酸量為0.172kmol/h3.表3.1組分進口出口kmol/hkmol/h148.1137148.1137162.9251162.88253.42853.42850.1650.0356凝酸00.0426凝酸00.1294總計314.6323314.63233.1.5反應器計算3.1.=1\*GB3①主副反應主反應：副反應：=2\*GB3②計算由設計任務知第一次轉化率為70%，所以轉化的量剩余的量=生成的量=原料氣含水量=0.0356kmol/h生成的VC量==生成的EDC的量=轉化的量—生成的VC的量—原料氣含水量==3\*GB3③物料衡算表表3.1.組分進口出口148.11373850.956244.43411155.28663.428595.9983.428595.998162.88255945.211357.61522102.95480.03560.64080000102.02076376.2938001.6233160.7067000.03561.5664合計——9892.8063——9892.80633.=1\*GB3①主副反應主反應：副反應：=2\*GB3②計算由總轉化率知第二次轉化的轉化率為95.3%轉化的量剩余的量=生成的VC量==生成的EDC的量=轉化的量—生成的VC的量==3\*GB3③物料衡算表表3.組分進口出口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總計——9892.8063——9892.80633.1.6水洗塔計算3.1.6由設計任務知乙醛全部被吸收，水洗后98%的HCl被吸收，VC損失1wt%,水洗后酸性液體含鹽酸的質量分數為2%，不計其他損失。因此可忽略，的損失，的溶解損失不能忽略。水洗塔壓力為850mmHg,溫度為35℃3.1.6.2計算=1\*GB3①由已知條件知98%的HCl被洗掉，所以被吸收的HCl,即因此出口氣體中HCl的含量=2\*GB3②因為全部被吸收，所以出口氣體中不含=3\*GB3③因為VC損失1%，所以出口氣體中VC的量=4\*GB3④形成2%的鹽酸所需的水的量水的量，即=5\*GB3⑤出口氣體含水量X由得算得=6\*GB3⑥噴淋水量噴淋水量=形成2%的鹽酸所需水的量+出口氣體含水量3.1.6.3物料衡算表表3.組分進口出口2.07362.07363.42853.428514.57690.2915143.7034142.26642.30112.30110.0356007.85573.1.7堿洗塔計算3.1.7.1衡算依據堿洗塔壓力為795mmHg,溫度為30℃，VC損失1wt%,不計其他損失。水洗液為10%的,循環至5%時放掉。所以全部被吸收，和的損失忽略不計，而VC得損失不可忽略。3.1.7.2計算=1\*GB3①由已知VC損失1%，所以出口氣體中VC的量所以損失的量為1.4277=2\*GB3②全部被吸收，所以由知需要的量也為0.2915，即11.66=3\*GB3③10%溶液的用量由以下公式得=4\*GB3④出口氣體含水量X由得3.1.7.表3.1.7組分進口出口2.07362.07363.42853.42850.29150142.2664140.84372.30112.30117.85776.27373.1.8全凝器計算3.1.8.1衡算依據粗油中乙炔溶解度為0.02%以下，，不冷凝，VC損失0.3wt%;因此混合氣體經全凝器后大部分VC氣體成為液體，和EDC全部被冷凝，而和部分不冷凝，仍以氣體存在。3.1.8.2計算=1\*GB3①損失的VC的量損失的VC量因此冷凝得到的VC(l)的量為=2\*GB3②溶解的的量由已知得溶解的的量3.1.8表3.1.8組分進口出口2.07362.04383.42853.4285140.84370.42152.301106.273700140.421202.301106.273700.0298總計154.9206154.92063.1.9低沸塔計算3.1.9粗單體中含在以下，損失。因此可知經過精餾塔頂餾出物中不含，全部進入塔釜液中。3.1.9=1\*GB3①VC的含量由已知得損失的VC量為所以塔頂VC的量為0.4213塔釜VC的量為=2\*GB3②的含量由已知可得所以塔釜中乙炔的含量因此塔頂餾出物中的含量為=3\*GB3③EDC的含量因為EDC全部進入塔釜，所以塔釜餾出物中EDC的含量為=4\*GB3④全塔衡算進料塔頂塔釜3.1.9.3表3.1.9組分進料餾出物釜液mol組成Mol組成mol組成0.02980.00020.02840.06320.00140.00001140.42120.98370.42130.9368139.99990.983822.30110.0161____2.30110.01617合計142.75211.00000.44971.0000142.30241.00003.1.10高沸塔計算3.1.10塔頂產品中的純度為99.9%，二氯乙烷的含量為0.099%。因此可知經過精餾塔釜液中不含，全部進入塔釜液中。3.1.10=1\*GB3①VC的含量由已知得塔頂餾出物的總量因此塔頂餾出物中VC量為所以塔釜VC的量為=2\*GB3②的含量塔頂餾出物中的量為塔釜液中的量為=3\*GB3③的含量經過高沸塔的精餾，全部從塔頂餾出，釜液中不含有。=4\*GB3④全塔衡算進料塔頂塔釜3.1.10表3.1.10組分進料餾出物釜液mol組成Mol組成mol組成0.00140.000010.00140.001%____139.99990.98382139.860099.9%0.13996.0763%2.30110.016170.13860.099%2.162593.9237%合計142.30241.00000140.00001.00002.30241.00003.2熱量衡算3.2.1各組分的在規定溫度范圍內采用下式計算，各氣體組分的溫度關聯式系數列表如下

表3.2.1各組分熱容系數組分2.4103.53853.8274.3951.9302.9904.379

3.2.2各組分的查得各氣體組分在298K時的標準摩爾生成焓列表如下表3.2.2組分2282000285003.2.3熱量衡算方法本次設計熱量衡算采用下式計算，以每小時為基準其中為298K時各組分的標準摩爾生成焓，為進出口溫度范圍內的平均摩爾定壓。3.2.4石墨冷凝器熱量衡算3.原料氣進口溫度10℃，出口溫度℃，壓力300mmHg(表壓)，鹽水溫度℃。由物料衡算知冷凝后形成少量鹽酸，因少量鹽酸攜帶的熱量與大部分氣體相比可以忽略，因此可不參與熱量衡算。

3.2.表3.2.3進出口各組分的（）283K42.8429.1033.4429.05258K41.1329.0933.3429.053.2表3.2.4輸入端的總焓輸入組分148.113733799546.34162.92513.428500.165合計314.632318721629.61表3.2.5輸出輸入組分148.113733799546.34162.88253.428500.0356合計314.460318756876.39所以為負值，說明需要從冷凝器移走熱量，即每小時需從冷凝器移走的熱量。3.2.5合成塔熱量衡算3.2.串聯轉化，一次轉化率為，溫度150℃，進料溫度80℃，轉化后溫度110℃；二次轉化率，溫度140℃，進料和出料溫度設為110℃；進口水溫3.2.5=1\*GB3①進出口溫度下各氣體組分的表3.2.6各組分進出口的（）353K47.2529.1829.1133.91______383K48.9729.2429.16__63.0589.6264.28=2\*GB3②第一次轉化輸入端和輸出端的總焓表3.2.7第一次轉化輸入端的總焓輸入組分148.113733799546.34384910.47793.428505502.39965162.8825260783.02660.035666.39758合計314.460318756876.39651262.3表3.2.8第一次轉化輸出輸出組分44.434110139861.6285184954.71953.42850858521.193957.615285142805.0347102.02072907589.9585546754.43651.62338512365.812410.035685194.51128合計209074895595.7083所以為負值，說明第一次轉化需要移走熱量，即每小時需從合成塔移走的熱量。由（冷卻水的為4.2）得每小時冷卻水的用量3.2.5.3=1\*GB3①進出口溫度下各氣體組分的表3.2.9各組分進出口的（）383K48.9729.2429.1663.0589.6264.28=2\*GB3②第二次轉化輸入端和輸出端的總焓表3.2.10輸入組分44.434110139861.6285184954.71953.42850858521.193957.615285142805.0347102.02072907589.9585546754.43651.62338512365.812410.035685194.51128合計209074895595.7083表3.2.11輸出組分2.0736473195.52858631.256323.42850858521.193914.57698536130.30434143.70344095546.985770142.44652.30118517529.089470.035685194.51128合計166.11912911700.062841148.8018所以為負值，說明第二次轉化需要移走熱量，即每小時需從合成塔移走的熱量。由（冷卻水的為4.2）得每小時冷卻水的用量3.2.5.4合成塔總換熱量Q和冷卻水總用量由以上衡算過程知每小時總換熱量冷卻水總用量3.2.6全凝器熱量衡算3.2.6.1全凝器冷凝效率為，物料進口溫度45℃，，出口溫度25進口溫度5℃，出口溫度83.2.6.2進口溫度下各氣體組分的表3.2.12各組分進出口的（）318K45.1229.1355.99980.2933.653.2.6.3各液體組分標準摩爾生成焓表3.2.13各液體組分的標準摩爾生成焓組分44933.2.6表3.2.14輸入組分2.0736473195.52201871.216643.42850201997.4441140.84374014045.4520157742.12712.3011203695.106386.2737204221.349合計154.92062664582.186169527.2432表3.2.15輸出組分2.0736473195.52003.4285000140.4212630912.4516000.422512041.25002.3011006.273700合計154.920603.2.6由得總換熱量又因為全凝器的冷凝效率為3.3設備計算3.3.1轉化器的設備計算3.3.1.1合成反應用的轉化器實際上就是一種大型的列管式換熱器，其列管一般采用的無縫鋼管與管板脹接而成。管內裝填催化劑，管外走冷卻水。一般管長取。一般轉化器的規格有兩種，如下表所示：表3.3.1兩種轉化器規格催化劑容積，列管根數管間距，傳熱面積，3.6613843354.780376400關于設備材質，除管板宜選用低合金鋼制作，列管選用20號或10號鋼管外，均可選用低碳鋼制作。下蓋為防止鹽酸腐蝕可采用耐酸瓷磚襯里防護。關于轉化器管間用的熱水水質，各工廠因水源差異而效果不一。一般用水經驗如下：=1\*GB3①減少水中氯根含量；=2\*GB3②提高PH值到8～10的范圍；=3\*GB3③補充水進行脫氧處理；=4\*GB3④添加緩蝕劑（如水玻璃）等。用的比較廣泛的是無離子水并借液堿來控制PH在上述范圍，可獲得比較好的效果。關于乙炔空速的選擇，與溫度和分子比都是有關系的。提高乙炔或者氯化氫氣體的濃度（即分壓）或使一種原料氣配比過量，都利于反應速度和轉化率的增加。下表列出了乙炔空速與溫度，反應分子比之間的關系：表3.3.2乙炔空速與反應溫度和分子比之間的關系序號乙炔空速，反應溫度℃分子比轉化率%=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由乙炔空速與反應溫度和分子比之間的關系并結合本次設計條件確定乙炔的反應空速為40。由阿馬加分體積定律得乙炔的分體積由合成塔的設計條件知合成塔的壓力為950,大于標準大氣壓，因此引入壓縮因子Z，所以有壓縮因子的求取采用Redlich-Kwong方程，其形式為，其中，具體壓縮因子Z的求法采用RK方程的壓縮因子形式，實際形式如下：，其中，，查得乙炔的臨界溫度和臨界壓力為：，所以計算得代入牛頓迭代程序得又因為，所以因此催化劑的總體積轉化器的規格選擇容積為的類型，所以反應器的臺數，取整22，再加一臺備用，所以取N=23臺同理也取第二組轉化器23臺，所以3.3.1由乙炔空速計算出來的轉化器一共有46臺，其中前臺轉化器和后臺轉化器各23臺。因為前臺轉化器所需要交換的熱量較多，因此關于傳熱面積的校核以前臺轉化器為例。

=1\*GB3①總傳熱系數K值的計算總傳熱系數K值的計算采用下式，其中為管內氣體的給熱系數，為管外冷卻水的給熱系數。采用公式計算，取由設計條件取管內定性溫度℃，查得150℃下各氣體物質的物性參數如下表所示：表3.3.3150組分0.02651.1711.950.01360.0341.25071.050.02300.01891.6290.780.02000.0240.08361.900.0145由進入轉化器的各組分摩爾量求的各組分的摩爾分數如下混合氣體的定性參數計算采用摩爾分數加和方法，于是有同理可求得，又混合氣體的總質量總體積所以混合氣體的密度混合氣體通過列管時的氣速將以上數據代入得計算的又管外冷卻介質為水，取，所以總傳熱系數=2\*GB3②對數平均推動力的計算根據設計任務取管內定性溫度為150=3\*GB3③所需傳熱面積由得=4\*GB3④傳熱面積的校核由反應器的臺數N知實際傳熱面積，而達到設計任務所需要的傳熱面積；因為，所以反應器的設計符合要求。3.3.2高沸塔的設備計算3.3.2高沸塔又稱為二氯乙烷塔，或精餾塔，是用來從粗氯乙烯中分離出二氯乙烷等高沸物質的精餾塔。一般大型裝置中采用板式塔，如浮動噴射塔盤，浮閥塔盤或泡罩塔盤，小型裝置常用填料塔。本次設計采用板式塔。高沸塔設備材質通常采用低碳鋼制作，雖然不銹鋼材料在該塔中不會發生顯著的晶間腐蝕，但將增加設備造價，對單體質量也無特別的效益。加熱釜由于所處理物料均屬不穩定的氯代烴化合物，而列管壁面溫度較高，經過一定操作周期（如本年至一年）常因碳化物或自聚物粘結于管壁，影響傳熱效率及液面控制而造成停車清理。一般認為選用矮胖型（即較短的列管）加熱釜對減輕粘壁是有益的，也有采用備用加熱釜，即在使用周期較短（如一至兩月）粘壁尚不嚴重時，就借閥門或盲板進行切換清理，以保證精餾系統連續穩定運轉。3.3.2=1\*GB3①理論塔板數的求取查得VC和EDC的相平衡數據如下：表3.3.4T-x-y對應關系表攝氏度熱力學溫度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由上表根據摩爾組成求的平均相對揮發度，所以將此物系看作理想物系則有相平衡關系式

又由物料衡算得各摩爾流量，，，且回流比由設計任務知，進料熱狀態參數參考文獻取所以精餾段方程和提餾段方程為逐板計算數據如下：表3.3.5逐板計算數據由上表可知第2塊塔板進料，一共有5塊理論板。=2\*GB3②全塔效率的求取依式：，根據塔頂、進料板、塔底液相組成查t-x圖，求得塔平均溫度為：℃，該溫度下則進料液相平均粘度為：塔頂液相粘度為：塔釜液相粘度為：其中：39.186℃下的平均粘度為所以由得：ET=34.1%=3\*GB3③實際塔板數的求取精餾段實際塔板數提餾段實際塔板數所以實際塔板數3.3.2=1\*GB3①操作壓強取高沸塔操作壓強，取每層板的壓降為0.8kPa，則塔頂的壓強為：，進料板壓強為：，塔底的壓強為故精餾段平均操作壓強為：，提餾段平均操作壓強為：=2\*GB3②溫度由圖得到塔頂：，進料板溫度，塔釜：，=3\*GB3③平均分子量塔頂：，進料板：，塔底：，則精餾段平均分子量：，提精餾段平均分子量：=4\*GB3④平均密度(1)氣相密度(2）液相密度根據基礎數據，A代表VC,由內插法得：在21.38℃塔頂：，，在74.28℃塔底：，，由（為質量分率）故塔頂：，即；塔底：，即；進料板，由加料板液相組成，在21.87℃時有，，故故精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：=5\*GB3⑤液體表面張力根據基礎數據表，由內插法得21.38℃時：塔頂處的表面張力,在進料板處由內插法得21.87℃時：,在塔底處用內插法得74.28℃，則精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：=6\*GB3⑥液體粘度根據基礎數據表，由內插法得在21.38℃時：,，在21.87℃時,，在74.28℃,。故精餾段平均液相粘度提餾段平均液相粘度3.3.2.4高沸塔的氣液負荷計算=1\*GB3①精餾段：=2\*GB3②提餾段：3.3.2.5高沸塔塔和塔板主要工藝尺寸計算=1\*GB3①塔徑塔板間距HT的選定很重要，可參照下表所示經驗關系選取。表3.3.6板間距與塔徑關系塔徑DT，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板間距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600根據上表，初選板間距，取板上液層高度，故；精餾段：查史密斯關聯圖，可得依式校正物系表面張力為時可取安全系數為0.8（安全系數0.6—0.8），則故。按標準,塔徑圓整為1.2m,塔截面積為，所以實際空塔氣速為提餾段：查史密斯關聯圖，可得；依式校正物系表面張力為時可取安全系數為0.8（安全系數0.6—0.8），則故。按標準,塔徑圓整為0.8m,則空塔氣速。=2\*GB3②精餾塔的高度塔的高度可以由下式計算得到：-塔高，m;-實際塔板數；-進料板數；-進料板處板間距,m；-塔底空間高度,m；-人孔數；-設人孔處的板間距，m；-塔頂空間高度,m；-封頭高度，m；-裙座高度，m；已知塔的實際板數為15塊，板間距為,由于料液較清無需經常清洗，可設兩個人孔，則人孔數為，取人孔兩板之間的間距為，則塔頂空間，塔底空間，進料板空間,封頭的高度為，裙座的高度為，所以塔高為武漢工程大學本科畢業設計PAGE61=3\*GB3③溢流裝置選用單溢流、弓形降液管、凹行受液盤及平行溢流堰，不設進口堰。各項計算如下：1)溢流堰長：單溢流取=（0.6-0.8）D，取堰長為0.7D，即2)出口堰高：由，精餾段：；查圖可知：E為1.02,由得，精餾段：故；提餾段：，查圖可知：,因此可得，提餾段：故；3)弓形降液管的寬度與降液管的面積：由查得：，故，，利用式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即精餾段停留時間為：s（＞5s，符合要求）提餾段停留時間為：（＞5s，符合要求）4)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速則降液管底隙高度為：精餾段提餾段凹形受液盤的深度取為65mm（>50mm=4\*GB3④塔板布置（1）塔板的分塊D=1200mm（2）取邊緣區寬度,安定區寬度（3）開孔區的面積計算開孔區的面積由式：計算開空區面積，其中：；所以=5\*GB3⑤篩孔數與開孔率：精餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為,取，故孔中心距。篩孔數孔，其開孔率（在5％—15％范圍內），則每層板上的開孔面積為，精餾段的氣體通過篩孔的氣速為：提餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為,取，故孔中心距。篩孔數孔，其開孔率（在5％—15％范圍內），則每層板上的開孔面積為，提餾段的氣體通過篩孔的氣速為：3.3.2.6高沸塔的篩板流體力學驗算=1\*GB3①氣體通過篩板壓降相當的液柱高度干板壓降相當的液柱高度計算：

依，查《干篩孔的流量系數》圖得，由式精餾段提餾段2)氣體穿過板上液層壓降相當的液柱高度計算：精餾段，由與關聯圖查得板上液層充氣系數＝0.62，所以液柱提餾段，由β與關聯圖查得板上液層充氣系數β＝0.60，所以3)克服液體表面張力壓降相當的液柱高度：精餾段，故氣體通過每層塔板的為:則單板壓強：提餾段，故則單板壓強：=2\*GB3②液面落差計算對于篩板塔，液面落差很小，而且塔徑和液流量均不大，因此可以忽略液面落差的影響。=3\*GB3③液沫夾帶量的驗算液沫夾帶量可以根據下式計算：，精餾段：提餾段：故在設計負荷下不會發生過量液沫夾帶。=4\*GB3④漏液的驗算對于篩板塔，漏液點氣速可以由下式計算得到：精餾段：篩板的穩定性系數，故在設計負荷下不會產生明顯漏液。提餾段：篩板的穩定性系數，故在設計負荷下不會產生明顯漏液。=5\*GB3⑤液泛驗算為防止降液管液泛的發生，應使降液管中清液層高度由計算，而精餾段：所以取則故在設計負荷下不會發生液泛。提餾段：所以取，則故在設計負荷下不會發生液泛。根據以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。3.3.2.7塔板負荷性能圖(一)精餾段=1\*GB3①漏液線（氣相負荷下限線）由、、代入漏液點氣速式：（已算出），代入上式并整理得：此即氣相負荷下限關系式，在操作范圍內任取個值，依上式計算相應的值，列于表中：表3.3.7氣相負荷下限表0.24540.25240.27460.2802依表中數據作氣相負荷下限線，如圖3中線（1）所示。=2\*GB3②液沫夾帶線以為限式中，近似取,故已知，，并將代入得下式：整理得：在操作范圍內任取4個值，依上式算出相應的值列于表中：表3.3.8液沫夾帶表1.46581.38141.10111.0265依表中數據在VS—LS圖中作出霧沫夾帶線，如圖3中線（2）所示。=3\*GB3③液相負荷下限線取平堰、堰上液層高度為液相負荷下限條件，取則；即整理上式得在VS—LS圖3中作線（3），即為液相負荷下限線，如圖3所示。=4\*GB3④液相負荷上限線取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式液相負荷上限線為VS—LS圖中與氣相流量無關的垂線，如圖3中線（4）所示。=5\*GB3⑤液泛線令；；；聯利得忽略，將與與與的關系式代入上式，并整理得式中將有關的數據代入求得:故整理得：在操作范圍內取4個值，依上式計算值列于表中：表3.3.9液泛表0.84360.79680.60510.5393

依表中數據作出液泛線，如圖3中線（5）所示。將以上5條線標繪于圖（圖）中，即為精餾段負荷性能圖。5條線包圍區域為精餾段塔板操作區，P為操作點，OP為操作線。OP線與（5）線的交點相應相負荷為，OP線與氣相負荷下限線（1）的交點相應氣相負荷為。圖3.3.2.精餾段的操作彈性（二）、提餾段=1\*GB3①漏液線（氣相負荷下限線）由、代入漏液點氣速式：整理得：此即氣相負荷下限關系式，在操作范圍內任取4個值，依上式計算相