年产5万吨VCM单体分离工段工艺设计方案

1 第一章 概述 1.1车间概况及特点 1 1.1.1车间设计的生产规模 年产 50000 吨 VCM 车间，本设计承担 VCM 单体分离工段工艺设计。 1.1.2生产方法 50 年代以前， VCM 主要采用电石乙炔和氯化氢制造，以后产生了联合法和烯炔法。联合法以 1， 2-二氯乙烷 （ 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 VCM，两种粗 VCM 经精制后得到纯 VCM，美国的石油化学工业迅速发展，以天然气为原料获得廉价乙烯，将乙烯与氯气用液相反应制得 EDC，然后对其进行热裂解制得 VCM，裂解产物 的副产物氯化 氢在原料转换的初期曾用于电石乙炔法中，构成了联合法的基础。烯炔法是以石脑油裂解得到乙烯、乙炔裂解气，不经分离即直接制取 VCM，以后又研究出用 原油作裂解气的原料。比较起来烯炔法投资较大，工艺复杂，成本也较高，到 1971 年停止了运转。 1964 年美国采用固特里奇工艺建成第一套乙烯氧氯化装置，由于此工艺成本较低、生产能力大，得以迅速推广。当时出现的乙烯氧氯化工艺，主要是固特里奇的沸腾床和斯托弗的固定床法。氧氯化法的成功，不仅使制造 VCM 的碳源从乙炔完全转变为乙烯，而且为联合平衡法制造 VCM 打下了基础。联合平衡法是将乙烯直接氯化、乙烯氧氯化和 EDC 的热裂解 3 个主反应结合起来的。目前世界上有 90%的 VCM 产量是用联合平衡法生成的。在六、七十年代，为保证氯气供应的大量需求，在烧碱的制法上，完成了氨碱法向食盐电解法的转换。此后，出现了纯氧 为原料的氧氯化法：在沸点下于 EDC 液相中直接将乙烯氧化，生成的 EDC 以气相排出，简化了分离、洗涤工艺，热能得以充分利用。 本设计采用电石乙炔法生产 VCM 以炔和氯化氢为原料，在氯化汞催化剂的作用下，进行气相加成反应。采用列管式固定床转化器反应后合成气经泡沫塔、水洗塔、碱洗塔除去其中的酸性气体 ，再进行压缩、冷凝、气液分离、精馏，从而精制得纯度为 99.99%的 VCM 反应方程式如下： 主反应： C2H2+HClCH 2CHCl 2 副反应： C2H2+H2OCH 3CHO C2H2+2HClCH 2ClCH2Cl 该方法建厂投资较低，自动化要求低，乙炔转化率高，技术成熟，流程简单，适合中小规模生产。 1.1.3工艺特点 1.混合冷冻脱水 1) 利用氯化氢吸湿性质，在混合时吸收乙炔中的部分水变成浓盐酸，以降低乙炔气中的水蒸气分压。 2) 利用冷冻的方法使混合器总的残余水分冷凝，使气体中的水蒸气分压进一步 降低，从而达到脱水目的。 3) 采用湿氯化氢气体与湿乙炔气一次冷冻脱水，可省去 氯化氢 干燥装置。 2.使用列管式固定床反应器 优点： 1) 床层内流体成轴向流动，可以近似认为是理想的活塞流，推动力大，催化能力强。 2) 流体的停留时间可以控制，温度分布可以调节，有利于提高反应转化率和选择性。 3) 固定床触媒不易磨损，可减少触媒耗量，并可在高温下使用。 缺点： 1) 结构复杂，合金钢耗量较大。 2) 传热效果差，需要很大的传热面，反应温度不易控制，热稳定性差。 3) 轴向温差较大，存在热点，易飞温。 4) 触媒的装卸不便，若装不均匀，易造成气体短路和沟流。 5) 原料气充分混合方能进入反应器，故原料气的组成严格受爆炸极限限制。 3. 氯乙烯的精制采用低塔和高塔加压精馏 1) 因氯乙烯在常压下沸点为 -13.9 ，采用加压操作可减少冷剂用量， 3 降低单位聚氯乙烯产品的电耗和生产成本。 2) 先除低沸物，再除高沸物，可节约能耗，并且保证了产品从塔顶出料，提高了产品纯度。 1.2车间布置原则 VCM 单体生产工段分为合成和精制两部分： 工段的设备布置基本按流程顺序组织排列，保持水平和垂直方向的连续性，这样可以节约管材。有位差的设备尽量利用位能，以节省能源，并且考虑设备安装、操作、管理、维修 方便。另外，凡属相同的设备或同类型的设备或操作相似的有关设备应尽可能集中布置，以便集中管理，并可减少备用设备。即互为备用，如：泵、压缩机等。 在安全上，要考虑物料特性 对防水、防爆的要求。在规划上，考虑车间的发展前景与扩建的需要，设备建筑间的防火间距的要求。 1.3物料和能量的合理利用 在 VCM 的生产过程中的能源管理，首先在配备好各种水、电、气、计量仪表的条件下，搞好能源调查和能量衡算，测算每吨氯乙烯产品的水、电、气等单项能耗。采用最优化的设计方案 尽量使得原料的转化率和收率最高。对于冷却用的工业水，要尽 量重复使用并加强循环回收，反应器移热用的热水循环回热水罐，用于预热器加热和为再沸器提供热量。 泡沫塔排出的浓度较大的盐酸经回收后出售或运送至其他车间。高沸塔釜出料经回收处理后出售。 1.4装置内三废治理和环境保护措施 VCM 生产中主要污染物有 VCM 气体、高沸物残液、氯化高汞以及废酸和废碱等。生产环境保护的核心是最大程度的减少或 消除这些污染物在生产中的流失，要尽量做到回收利用。 VCM 排放前经过彻底的尾气吸附，用活性炭加以回收利用，废气排放于高空，高废残液排入残液储槽定期回收。氯化高汞的脱除 采用活性炭除汞器。废酸、废碱大量的回收重新利用，剩余极少量的废酸、废碱经处理后，排放于排污口。 1.5生产制度 4 本装置年开工 8000 小时，采用五班三运转制，连续生产，无重大事故不准停车。 第二章 生产流程 2.1流程简述 2 整个工艺流程大体上可分为三个阶段即：混合脱水、转化压缩、单体精制。 混合脱水 来自乙炔站的湿乙炔经计量后，经过乙炔冷却器后由乙炔砂封与氯化氢气体沿混合器切线平行进入混合器。 进入混合器的乙炔气体和氯化氢气体的体积比是 1： 1.051.1，混合后进入两个并 列的石墨冷却器中，用 -35 盐水进行冷冻干燥，除掉混合气中夹带的水分和酸，并控制气体出口温度在 -10 -14之间，再经除雾器（高效除雾）除掉气体中夹带的酸雾。混合脱水设备分离下来的酸，汇集后进入压酸罐，定期用氮气压制盐酸贮罐。 转化压缩 乙炔和氯化氢混合的气体进入预热器，用循环热水间接将气体温度升至 80 以上，在进入装有氯化汞触媒的转化器中进行反应，在反应过程中所放出的热量，由管间的循环冷却水带走，冷却水由热水泵自热水槽打至转化器内，并将反应热带出。转化后合成气体进入脱汞器用活性炭吸附脱汞后，用水 逆流吸收除掉气体中过量的氯化氢 ，并回收盐酸（浓度大约 1530%）。合成气最 5 后进入碱洗塔进一步除去微酸及 CO2 等酸性气体。从碱洗塔出来的合成气体部分经气柜水分离器进入气柜缓冲平衡，部分送机前冷却器用 0 冷冻水冷冻将气体冷却到 10 以下并脱水，之后进入压缩机将气体压缩至 0.50.6MPa 后经油水分离罐、机后冷却器冷却至 40 左右进入全凝器。 单体精制 在全凝器中用 0 的水将大部分 VCM 冷凝成液体， VCM 入中间槽除去水分，全凝器没有凝下来的气体 进入尾凝器，用 -35 的盐水继续冷却，冷凝下来的液体直接进入低塔 塔顶，没有冷凝下来的气体经 VCM 进入尾气吸附器，用活性炭纤维将 VCM 没有吸附的惰性气体等经空压阀排空。 从中间槽出来的 VCM 入低塔，低塔塔釜用转化热水间接加热，将冷凝液中低沸物蒸出（经塔顶冷却器用 0 水控制）再进入高沸塔，高塔釜将 VCM 经塔顶冷凝器控制部分回流，大部分精 VCM 品 冷凝器 ，用 0 水将 VCM 体再进入单体贮槽，戴聚合需料时送出。 高沸塔分离出的高沸物压入贮罐后进入闪蒸塔，其中的 VCM 进入气柜，高沸物进入残液贮罐，定期处理。 第三章 物料衡算 3.1VCM量的计算 年产 PVC50000t,年开工 8000 小时，则合计 PVC 产量为 6.25t/h。 VCM 转化成 PVC 的转化率为 85%，回收 10%VCM。 VCM x PVC y 即 y/(x+y)=0.1 解得 x=6.6176 t/h 6.25/(x+y)=0.85 y=0.7353 t/h 聚合釜 6 因此需 VCM6.6176 t/h，合 105.8816 Kmol/h。 则混合器处 100%乙炔气的进料量为 105.8816/0.95=111.4543 Kmol/h。 3.2混合器的计算 3 （ 1） 3.2.1乙炔气进料（管线 1） （ 2） （ 3） 每小时 100% C2H2 的进料为 111.4543 Kmol/h 则 99% C2H2 的进料为 111.4543/0.99=112.580 Kmol/h 其中 N2： 112.5800.97%=1.092 Kmol/h CO2： 112.5800.03%=0.0338 Kmol/h 进料条件： 10.5 ， 164.225 KPa 查化学工艺设计手册下册查得该温度下的水的饱和蒸汽压为： 1.274 Kpa 则乙 炔气中含水的百分数为： 1.274/164.225=0.007758 则含水量为： 112.580/（ 1-0.007758） 0.007758=0.88 Kmol/h 乙炔气进料即管线 1 组成如表 3-1 所示： 表 3-1 乙炔进料组成 摩尔流量 摩尔组成 质量流量 质量组成 Kmol/h mol% Kg/h w% C2H2 111.4543 98.23 2897.811 98.37 N2 1.092 0.9625 30.576 1.04 CO2 0.0338 0.0298 1.487 0.05 H2O 0.88 0.7756 15.84 0.54 总计 113.4601 100 2945.714 100 3.2.2乙炔气进料（管线 2） 取进料比： C2H2： HCl=1 :1.1 则氯化氢干气： 111.45431.1=122.5997 Kmol/h HCl 纯度 90% ， H2： 8% ， CO2： 1.6% ， O2： 0.4% 混合器 7 HCl： 122.5997 Kmol/h H2： 122.5997/0.98%=10.8978 Kmol/h CO2： 122.5997/0.91.6%=2.1796 Kmol/h O2： 122.5997/0.90.4%=0.5449 Kmol/h 进料条件： 10.5 ， 164.225 KPa 与气体相平衡的盐酸浓度为： 40% 查化学工艺设计手册得 40%盐酸上方水的饱和压 Ps=0.13569 KPa HCl 气体中水分含量： 135.69/164225=0.0008262 HCl 气体中的含水量：9.05997.122/（ 1-0.0008262） 0.0008262 =0.1125 Kmol/h HCl 气的总量为： 122.5997/0.9+0.1125=136.3343 Kmol/h HCl 气进料即管线 2 组成如表 3-2 所示： 表 3-2 氯化氢进料组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% HCl 122.5997 89.9257 H2O 0.1125 0.0825 H2 10.8978 7.9934 CO2 2.1796 1.5987 O2 0.5449 0.3997 合计 136.3343 100 3.2.3混合气 （管线 3） 操作条件： 10.5 ， 164.225 KPa 混合器中有水冷凝下来 40%盐酸中： nHCl/ nH2O=(40/36.5)/(60/18)=0.3288 8 设冷凝水的水的摩尔质量为 x，则含有 HCl 为 0.3288x 故 135.69/164225=（ 0.88+0.1125-x） /（ 249.7944-1.3288x） 解之：得 x=0.787 Kmol/h 则混合器出口含水量为： 0.88+0.1125-0.787=0.2055 Kmol/h 则溶解的 HCl： 0.32880.787=0.2587 Kmol/h 混合器出口中 HCl 量为： 122.5997-0.2587=122.341 Kmol/h 混合器出口即管线 3 组成如表 3-3 所示： 表 3-3 混合器出口组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% HCl 122.341 49.1825 C2H2 111.4543 44.8059 H2O 0.2055 0.0826 N2 1.092 0.4390 H2 10.8978 4.3810 O2 0.5449 0.2191 CO2 2.2134 0.8898 合计 248.7489 100 3.3石墨冷却器的物料衡算 （ 3） （ 4） 操作条件： 259.15K 164.225 KPa 石墨冷却器冷却下来的盐酸浓度为 40%，查得此时水的饱和蒸汽压PS=17.779Pa, 设冷凝下来的水为 y，则 HCl 含量为 0.3288y 17.779/164225=（ 0.2055-y） /（ 248.7489-1.3288y） 解得 y=0.1786 Kmol/h 故冷却下的 HCl： 0.32880 .1786=0.0587 Kmol/h 石墨冷却器 出口即管线 4 组成如表 3-4 所示： 石墨冷却器 9 表 3-4 石墨冷却器 出口组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% HCl 122.2823 49.2059 C2H2 111.4543 44.8487 H2O 0.0269 0.0108 N2 1.092 0.4394 H2 10.8978 4.3852 O2 0.5449 0.2193 CO2 2.2134 0.8907 合计 248.5116 100.00 3.4转化 器的物料衡算 4 （ 4） （ 5） 乙炔加成反应的转化率为 99%，主反应收率 98.44%，反应方程式如下： 主反应： C2H2+ HCl CH2CHCl 副反应： C2H2+ H2O CH3CHO （ 1） C2H2+ 2HCl CH2ClCH2Cl （ 2） 参加主反应的 C2H2： 111.454398.44%=109.7156 Kmol/h 参加主反应的 HCl： 109.7156 Kmol/h 转化 器 10 生成的 CH2CHCl（ VCM）： 109.7156 Kmol/h 由于此处水的含量很少 ， C2H2 含量相对较大，故可认为水完全反应。 故与水反应的 C2H2 为： 0.0269 Kmol/h 生成的 CH3CHO 为： 0.0269 Kmol/h 参加副反应用（ 2）的 C2H2： 111.454399%-109.7156-0.0269=0.5972 Kmol/h 生成 EDC 的量为 0.5972 Kmol/h 参加副反应的 HCl： 0.59722=1.1945 Kmol/h 剩余 HCl： 122.2823-109.7156-1.1945=11.3722 Kmol/h 剩余 C2H2： 1.1146 Kmol/h 反应 器 出口即管线 5 组成如表 3-5 所示： 表 3-5 反应器 出口组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 1.1146 0.8102 HCl 11.3722 8.2662 VCM 109.7156 79.7499 EDC 0.5972 0.4341 CH3CHO 0.0269 0.0196 N2 1.092 0.7938 H2 10.8978 7.9214 O2 0.5449 0.3961 CO2 2.2134 1.6089 合计 137.5746 100 11 3.5泡沫塔的 物料衡算 乙醛极易溶于水 ， 在此塔中全部除去 （ 6） Y2 X2 取泡沫塔的吸收率为 70% 设 进入泡沫塔的洗液盐酸浓度为 5%（质量）， 出口盐酸浓度为 20%（质量）。 （ 5） Y1 X1 惰性气体量 ： G=126.2024 Kmol/h 进口 HCl 占惰性气体的摩尔分率为 Y1=11.3722/126.2024=0.09011 出口 HCl 占惰性气体的摩尔分率为 Y2=（ 1-0.7） 0.09011=0.02703 20%盐酸中的 HCl 与 H2O 的摩尔比为： X1=（ 20/36.5） /（ 80/18） =0.1233 5%盐酸中的 HCl 与 H2O 的摩尔比为： X2=（ 5/36.5） /（ 95/18） =0.026 设盐酸中含水的量为 L，对泡沫塔进行物料衡算： G（ Y1- Y2） =L（ X1- X2） 所以 L= G（ Y1- Y2） /（ X1- X2） =126.2024（ 0.09011-0.02703） /（ 0.1233-0.026） =81.82 Kmol/h 被 吸收 掉的 HCl 量为： 11.37220.7=7.96054 Kmol/h 剩余： 3.4117 Kmol/h 所以 泡沫塔 出口即管线 6 组成如表 3-6 所示： 表 3-6 泡沫塔 出口组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 1.1146 0.8601 HCl 3.4117 2.6327 VCM 109.7156 84.6655 泡沫塔 12 EDC 0.5972 0.4608 CH3CHO 0.0269 0.0196 N2 1.092 0.8427 H2 10.8978 8.4096 O2 0.5449 0.4205 CO2 2.2134 1.7080 合计 129.5872 100 3.6水洗 塔的物料衡算 取水洗塔与 泡沫塔总的吸收率为 99.8% （ 7） Y3 X3 即 （ Y1- Y3） / Y1=99.8%， 则 Y3=0.0001802 塔顶一次水的进入流量 ： 81.82 Kmol/h 吸收的 HCl 为： 126.2024（ 0.02703-0.0001802） =3.388 Kmol/h 剩余 HCl 为： 3.4117-3.388=0.0232 Kmol/h （ 6） Y2 X2 水洗塔出口即管线 7 组成如表 3-7 所示： 表 3-7 水洗塔出口组成 摩尔流量 摩尔组成 水洗塔 13 Kmol/h mol% C2H2 1.1146 0.8832 HCl 0.0232 0.0184 VCM 109.7156 86.9384 EDC 0.5972 0.4732 N2 1.092 0.8653 H2 10.8978 8.6354 O2 0.5449 0.4318 CO2 2.2134 1.7539 合计 126.1992 100 3.7碱 洗 塔的物料衡算 （ 7） （ 8） 操作条件： 30 ， 115 KPa 因为是化学吸收，所以将 CO2 和 HCl 全部吸收，出口会带去部分水蒸汽。查得 30 时，水的饱和蒸汽压 P5=31.82mmHg=4245.3Pa，则碱洗塔出口含水量为： （ 126.1992-0.0232-2.2134)/(1-4245.3/115000) 4245.3/115000 =4.7516 Kmol/h 碱洗塔出口即 管线 8 组成如表 3-8 所示： 表 3-8 碱洗塔出口组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 1.1146 0.866 VCM 109.7156 85.24 EDC 0.5972 0.464 N2 1.092 0.8484 H2 10.8978 8.4667 O2 0.5449 0.4233 碱洗塔 14 H2O 4.7516 3.6916 合计 128.7142 100 3.8机前冷却器 的物料衡算 （ 8） （ 9） 操作条件： 10 ， 115 KPa 当 t=10 时，查得 水的饱和蒸汽压 Ps=1228.8Pa 则此时的饱和水量为： 1228.8123.9626/（ 115000-1228.8） =1.3389 Kmol/h 所以 机前冷却器冷凝下的水量为 4.7516-1.3389=3.4127 Kmol/h 其它组成不变，机前冷却器 出口即管线 9 组成如表 3-9 所示： 表 3-9 机前冷却器 出口组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 1.1146 0.8895 VCM 109.7156 87.5616 EDC 0.5972 0.4766 N2 1.092 0.8715 H2 10.8978 8.6973 O2 0.5449 0.4349 H2O 1.3389 1.0685 合计 125.301 100 3.9机后冷却器 的物料衡算 （ 9） （ 10） 操作条件： 40 ， 0.6MPa 查得 40 时水的饱和蒸汽压 Ps=7380.6Pa 则机后冷却器出口若达到饱和，含水蒸汽量为： 7380.6123.9626/（ 600000-7380.6） =1.5439 Kmol/h 1.3389 Kmol/h 所以 混合气经过 机后冷却器时没有水冷凝下来，故机后冷却器即管线 10 与机前冷却器 机后冷却器 15 管线 9 组成相 同。 3.10全凝器 的物料衡算 （ 11） 操作条件： 15 ， 0.5 MPa （ 10） H2、 N2、 O2 可视为不凝气体，故经 （ 12） 全凝器全部凝为气相，其液相分率可忽略不计。 查 VCM、 EDC、 C2H2、 H2O 的饱和蒸汽压表可得其平衡常数： C2H2: K1 =y1 / x1 =P1S /P =2600 /3800 = 6.8421 VCM: K2 =y2 / x2 =P2S /P =2150 /3800 = 0.5658 EDC: K3 =y3 / x1 =P3S /P =150 /3800 = 0.03947 H2O: K4 =y4 / x4 =P4S /P =12.79 /3800 = 0.00337 如表所 示进料 组成如下 ： C2H2: Z1 = 0.0089 VCM: Z2 = 0.8756 EDC: Z3= 0.0048 H2O: Z4 = 0.0107 N2 : Z5= 0.0087 H2: Z6= 0.0869 O2 : Z7= 0.0043 因 xi = Zi / e+ Ki(1-e) ,对 e 试差得 e = 0.765 则气相组成： y1 = k1 x1 =0.02566 y2 = k2 x2 =0.5521 y3 = k3 x3 =0.00024 y4 = k4 x4 =0.00005 e = 0.765, 气相总量： 125.301（ 1-0.765） =29.4457 Kmol/h 所以 y5 = 1.092/29.4457=0.0371 y6 = 10.8978/29.4457=0.37 y7 = 0.5449/29.4457=0.0185 yi = 1.0001 液相出口： C2H2 : 125.3010.7650.00375=0.3595 Kmol/h VCM ： 125.3010.7650.97576=93.5317 Kmol/h EDC ： 125.3010.7650.00621=0.5953 Kmol/h H2O ： 125.3010.7650.01398=1.34 Kmol/h 气相出口 ： C2H2 : 125.301（ 1-0.765） 0.02566=0.7556 Kmol/h 全 凝 器 16 VCM ： 125.301（ 1-0.765） 0.5521=16.257 Kmol/h EDC ： 125.301（ 1-0.765） 0.00024=0.0071 Kmol/h H2O ： 125.301（ 1-0.765） 0.00005=0.0015 Kmol/h 其它气体量不变 。 全凝器的气 相 出口即管线 11 的组成如表 3-10 所示： 表 3-10 全凝器的气相 出口组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 0.7556 2.557 VCM 16.257 55.0042 EDC 0.0071 0.024 N2 1.092 3.6974 H2 10.8978 36.8718 O2 0.5449 1.8436 H2O 0.0015 0.0051 合计 29.5559 100 全凝器液相 出口即管线 12 的组成如表 3-11 所示： 表 3-11 全凝器液相 出口组成 17 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 0.3595 0.375 VCM 93.5317 97.6053 EDC 0.5953 0.621 H2O 1.34 1.398 合计 95.8265 100 3.11尾凝器 的物料衡算 5 操作条件 ： -25 ， 0.5 MPa （ 13） 尾凝器气相出口中含有 C2H2、 H2、 N2、 O2、 VCM 五组份 其中 ： C2H2： 1.1135 Kmol/h （ 11） H2 ： 10.8978 Kmol/h N2 ： 1.092 Kmol/h （ 15） O2 ： 0.5499 Kmol/h （ 14） 查表得 C2H2： P S= 9700mmHg K1 = 9700 / 3800 = 2.553 VCM: PS = 500mmHg K2 = 500 / 3800 = 0.1316 经试差当气相中 VCM 组成为 y2=0.1279 时，满足平衡。 尾凝器气相 出口即管线 13 的组成如表 3-12 所示 表 3-12 尾凝器气相 出口组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 1.1135 7.1151 VCM 2.0016 12.79 N2 1.092 6.9777 H2 10.8978 69.6354 O2 0.5449 3.4818 尾 凝器 18 合计 15.6498 100 尾凝器液相中只有 C2H2 和 VCM， 其中 C2H2： x1=0.07115/2.553=0.028 VCM： x2=0.97 对 尾凝器进行物料衡算 设 14 管线的流量为 a Kmol/h 15 管线的流量为 b Kmol/h (14 管线组成见下文 ) 对 C2H2： 0.7556+0.231a=1.1135+0.028063b VCM： 16.257+0.769a=2.0016+0.971937b 解得 a = 3.6854 b = 17.5829 14 管线的组成如表 3-13 所示 :(来自低塔顶冷凝器 ) 表 3-13 低塔顶冷凝器组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 0.8513 23.1 VCM 2.8341 76.9 合计 3.6854 100 15 管线的组成如表 3-14 所示 :(来自尾凝器，去低塔 ) 表 3-14 尾凝器组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 0.4934 2.8063 VCM 17.0895 97.1937 19 合计 17.5829 100 3.12低塔塔顶冷凝器的物料衡算 6 （ 14） yi 操作条件 ： 25 ， 0.5 MPa xi 只有两种组份： C2H2 和 VCM （ 16） 查手册可得 ： C2H2:PS=32500mmHg,K1=8.553 VCM:PS=3000mmHg,K2=0.7895 （ 17） zi Yi=kixi,经试差得管线 16 的组成为 x1=0.027 x2=0.769 取管线 14 的组成为 y1=0.231 y2=0.769 对低塔塔顶冷凝器进行物料衡算 设 16 管线的流量为 c Kmol/h 17 管线的流量为 d Kmol/h (18 管线组成见下文 ) 对 C2H2:0.8513+0.027c=0.1157d VCM:2.8341+0.973c=0.8843d 解得 c = 4.7903 d = 8.4757 则 16 管线的组成如表 3-15 所示 :(来自塔顶冷凝器，去中间槽 ) 表 3-15 低塔顶冷凝器组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 0.1293 2.7 VCM 4.6610 97.3 合计 4.7903 100 管线 17 的组成如表 3-16 所示 :(来自低塔，去塔顶冷凝器 ) 低塔塔顶冷凝器 20 表 3-16 低塔出口组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 0.9806 11.57 VCM 7.4951 88.43 合计 8.4757 100 3.13低塔的物料衡算 7 操作条件 ： 25 ， 0.5 MPa 查手册可得： C2H2: PS=38000mmHg,K1=10 yi VCM: PS=3400mmHg,K2=0.8947 对第一块板进行试差计算， xi=yi/ki xi 得低塔项气相出口组成为： y1=0.1157 y2=0.8843 对低塔进行物料计算 （ 17） 可得 19 管线各组分流量如下： C2H2： 0.4888+0.4934-0.980=0.0016 Kmol/h （ 18） （ 15） VCM： 98.1927+17.0895-7.4951=107.7871 Kmol/h EDC： 0.5972 Kmol/h 管线 19 组成如表 3-17 所示 :(去高塔 ) （ 19） 表 3-17 高塔进 口组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 0.0016 0.0015 VCM 107.7871 99.4475 EDC 0.5972 0.551 合计 108.3859 100 低 塔 21 3.14中间槽 的物料衡算 8 由于水的密度比 VCM 密度大， （ 16） 因此，水可从中间槽底部分离出去， （ 12） 且可视为完全分离出去。 （ 18） 则管线 18 中： C2H2： 0.3595+0.1293=0.4888 Kmol/h VCM： 93.5317+4.6610=98.1927 Kmol/h EDC： 0.5953 Kmol/h 管线 18 组成如表 3-18 所示 :(去低塔 ) 表 3-17 低 塔进 口组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 0.4888 0.4924 VCM 98.1927 98.9080 EDC 0.5953 0.5996 合计 99.2768 100 3.15高塔的物料衡算 以乙炔计的总收率为 95 则 20 管线中各组分流量为： C2H2： 0.0016 Kmol/h VCM： 105.8816 Kmol/h EDC： 0.0106 Kmol/h 则 21 管线中各组分流量为： VCM： 107.7871105.8816 1.9055 Kmol/h EDC： 0.5866 Kmol/h 中 间 槽 高 塔 (21) 22 则 20 管线组成如表 3-19 所示 : 表 3-19 高塔顶出 口组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% C2H2 0.0016 0.0015 VCM 105.8816 99.99 EDC 0.0106 0.01 合计 105.8938 100 则 21 管线组成如表 3-20 所示 : 表 3-20 高塔底出 口组成 摩尔流量 摩尔组成 Kmol/h mol% VCM 1.9055 76.46 EDC 0.5866 23.54 合计 2.4921 100 23 第四章 热量衡算 各物质的热容计算公式 9： A、 C2H2: 6.406+1.81010-2T-1.19610-5T2 B、 C2H3Cl: 1.421+4.28310-2T-3.66910-5T2 C、 HCl2: 7.235-0.17210-2T+2.97610-6T2 D、 H2O(g) : 7.701+4.59510-4T+2.52110-6T2 E、 N2: 7.440-0.32410-2T+6.40010-6T2 F、 H2: 6.483+2.21510-3T-3.29810-6T2 G、 O2: 6.713-0.87910-2T+4.17010-6T2 H、 CO2: 4.728+1.75410-2T-1.33810-5T2 I、 CH3CHO: 1.843+4.35310-2T-2.40410-5T2 J、 C2H4Cl2: 2.979+6.43910-2T-4.89610-5T2 单位为 kcal/KmolK H(i)=n(i)T1T2Cp(i)DT 4.1机前 冷却器的热量 衡算 1、物料温度有 30 降至 10 24 H（ VCM） = 109.7156（ -253.8581） = -2.7852104 kcal/h H（ H2O） = 4.7516(-160.6154)= -763.1801 kcal/h H（ H2） = 10.8978(-137.897)= -1502.7739 kcal/h H（ C2H2） = 1.1146(-215.377)= -240.0592 kcal/h H（ EDC） = 0.5972(-360.5083)= -215.2956 kcal/h H（ N2） = 1.092(-139.400)= -152.2256 kcal/h H（ O2） = 0.5449(-88.61086)= -48.2841 kcal/h H1 = -3.0774104 kcal/h = -1.2864105 kJ/h 2、气化潜热 10 时水的气化潜热为 589.6kcal/kg 所以 水液化移去的热为： H2 = -61.4286589.6kcal/h = -3.6218104 kcal/h =-1.5139105kJ/h 3、总的热量变化 Q= H1 + H2 = -2.8003105kJ/h 4、所需冷剂的量 用 0 的水冷却，温度变化为 0 到 5 ，物性常数： Cp = 4.21KJ/(kg ) 则需要水的量为： m = 1.1Q = 1.12.8003105 =14633.4 kg/h Cp t 4.215 4.2机后冷却器的热量 衡算 1、物料温度有 45 降至 15 H（ VCM） = 109.7156（ -204.4412） = -22430 kcal/h H（ H2O） = 1.3389(-121.3252)= -162.4 kcal/h H（ H2） = 10.8978(-103.764)= -1130.8 kcal/h H（ C2H2） = 1.1146(-167.2238)= -196.4 kcal/h H（ EDC） = 0.5972(-289.119)= -172.7 kcal/h H（ N2） = 1.092(-104.5298)= -114.2 kcal/h H（ O2） = 0.5449(-63.074)= -34.4 kcal/h Q = -24231.2 kcal/h = -1.0129105 kJ/h 2、所需冷剂 的量 25 用 30 的水冷却，温度变化为 30 到 40 ，物性常数： Cp =4.21KJ/(kg ) 则所需水的量为： m = 1.1Q = 1.12.1.0192105 =2646.4 kg/h Cp t 4.2110 4.3全凝器的 热量 衡算 1、物料温度有 45 降至 15 H（ VCM） = 109.7156（ -262.6365） = -28815 kcal/h H（ H2O） = 1.3389(-161.1381)= -215.7 kcal/h H（ H2） = 10.8978(-138.1152)= -1505.15 kcal/h H（ C2H2） = 1.1146(-218.9248)= -244.0 kcal/h H（ EDC） = 0.5972(-372.2148)= -222.29 kcal/h H（ N2） = 1.092(-139.3561)= -152.18 kcal/h H（ O2） = 0.5449(-86.519)= -47.14 kcal/h H1 = -31201.84 kcal/h = 1.30423105 kJ/h 2、气化潜热 15 时的气化潜热为： C2H2： 15741 Kcal/Kmol EDC ： 7269.5 Kcal/Kmol VCM： 4478 Kcal/Kmol H2O ： 589.6 Kcal/Kmol 所以 液化移去的热为： H2 = -(0.359515741+93.53174478+0.59537269.5+24.12589.6) = -443042.5 kcal/h =-1.8519106kJ/h 3、总的热量变化 Q= H1 + H2 = 1.9823106kJ/h 4、所需冷剂的量 用 0 的水冷却，温度变化为 0 到 10 ，物性常数： Cp = 4.21KJ/(kg ) 则需要水的量为： m = 1.1Q = 1.11.9823106 =4.2806105 kg/h Cp t 4.2110 4.4尾凝器的 热量 衡算 1、物料温度有 25 降至 -25 H（ VCM） = 2.8341（ -604.2092） = -1712.4 kcal/h 26 H（ C2H2） = 0.8513( -526.2247)= -447.98 kcal/h H1 = -2160.36 kcal/h = -9030.3 kJ/h 2、物料温度有 15 降至 -25 H（ VCM） = 16.257（ -477.2735） = -7759.04kcal/h H（ H2O） = 0.0015(-319.8991)= -0.48 kcal/h H（ H2） = 10.8978(-275.1519)= -2998.55 kcal/h H（ C2H2） = 0.7556(-418.5336)= -316.24 kcal/h H（ EDC） = 0.0071(-388.5306)= -4.89 kcal/h H（ N2） = 1.092(-279.06)= -304.7 kcal/h H（ O2） = 0.5449(-183.869)= -100.19 kcal/h H2 = -11484.12 kcal/h = -4.8104 kJ/h 3、气化潜热 -25 时的气化潜热为： C2H2： 3104 Kcal/Kmol VCM： 5053.5 Kcal/Kmol 所以 液化移 走 的热为： H3 = -(17.08955053.5+0.49343104) = -87893.3 kcal/h =-3.6739105 kJ/h 4、总的热量变化 Q= H1 + H2+ H3 = -4.2443105 kJ/h 5、所需冷剂的量 用 -35 的水冷却，温度变化为 -35 到 -26 ， 物性常数： Cp = 0.65kJ/(kg )， 则需要水的量为： m = 1.1Q = 1.14.2443105 =7.98104 kg/h Cp t 0.659 4.5低塔塔顶冷凝器的 热量 衡算 1、物料温度有 37 降至 25 H（ VCM） = 7.4951（ -152.31） = -1141.58 kcal/h H（ C2H2） = 0.9806(-82.7382) = -81.13 kcal/h H1 = -1222.71 kcal/h = -5110.94 kJ/h 27 2、气化潜热 25 时的气化潜热为： C2H2： 1574 Kcal/Kmol VCM： 4478 Kcal/Kmol 所以 液化移走的热为： H3 = -(0.85131574+2.83414478) = -14031.05 kcal/h =-58649.77 kJ/h 3、总的热量变化 Q= H1 + H2 = 6.376104 kJ/h 4、所需冷剂的量 用 0 的水冷却，温度变化为 0 到 10 ， 物性常数： Cp = 4.21kJ/(kg )， 则需要水的量为： m = 1.1Q = 1.16.376104 =1665.96 kg/h Cp t 4.2110 4.6低塔的 热量 衡算 1、二氯乙烷的焓变 EDC 全部从低 塔塔釜流出，低塔塔釜温度为 40 H（ EDC） = 0.5972450.64= 269.12 kcal/h 所以 H1= 269.12 kcal/h 2、乙炔的焓变 乙炔几乎全部由塔顶流出 H（ C2H2） 1 = 0.4888245.26 = 119.88 kcal/h H（ C2H2） 2 = 0.4934691.19 = 341.03 kcal/h 37 时乙炔的气化潜热为： 571.5 kcal/h 汽化吸热为： 0.9806571.5=560.41 kcal/h 所以 H2= 119.88+341.03+560.41=1021.33 kcal/h 3、 VCM 的焓变 H（ VCM） 1 = 7.4951786.9446= 5898.23 kcal/h H（ VCM） 2 = （ 17.0895-7.4951） 825.0226= 7915.60 kcal/h H（ VCM） 3 = 98.1927317.3164= 31158.15 kcal/h 28 37 时 VCM 潜热为： 4320.2 kcal/h 汽 化吸热为： 7.49514320 = 32380.33 kcal/h 所以 H3= 5898.23+7915.60+31158.15+32380.33 = 77352.31 kcal/h 4、总的热量变化 Q= H1 + H2+ H3 = 269.12+1021.33+77352.31 =78642.76 kcal/h = 3.287105 kJ/h 4.7低塔再沸器的 热量 衡算 1、需要的热为： Q2 = Q1 + Q = 6.376104 + 3.287105=3.925105 kJ/h 2、所需热水的量： 用 70 的水 加热 ，温度变化为 70 到 60 ， 物性常数： Cp = 4.17kJ/(kg )， 则需要 热 水的量为： m = 1.1Q = 1.13.925105 =1.035104 kg/h Cp t 4.1710 4.8高 沸 塔 的 热量 衡算 38.57 VCM： 105.8816 EDC： 0.0106 38.73 VCM： 107.7871 EDC： 0.5972 48.6 VCM： 1.9055 EDC： 0.5866 查石油化工基础数据手册中查得以下物性数据： 38.65 时： Cp（ VCM） = 55.356 kJ/ (KmolK) Cp（ EDC） = 80.177 kJ/ (KmolK) 48.6 时 ： Cp（ VCM） = 56.522 kJ/ (KmolK) Cp（ EDC） = 81.493 kJ/ (KmolK) 38.57 时的气化潜热： VCM： 17987.7 kJ/Kmol EDC： 29714.2 kJ/ Kmol 高 塔 29 48.6 时的气化潜