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.doc

毕业设计年产30000t pvc 装置压缩及低沸物脱除工序工艺设计设计题目年产30000t pvc 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,低沸物设计题目的来源、理论和实践意义：通过在济宁中银电化有限公司的实习，我对电石乙炔法生产pvc有了初步的了解，电石乙炔法生产pvc分为四个工段，即乙炔工段、合成工段、精馏工段、聚合工段。本次设计主要是对其中的精馏工段的设计，包括物料衡算、热量衡算、设备计算（低沸塔）三部分。设计的课题是年产50000t pvc 装置压缩及低沸物脱除工序工艺设计。此次毕业设计有着其特殊的重要性，其一：是对本人大学四年来学习的一次综合检验，是一次大型的将自己所学与现实的应用的一次结合，对以后的工作学习都有重要的指导意义。其二：通过毕业设计小组的合作，进一步加强了团队合作精神，对以后的工作学习有重要的意义。设计的主要内容及创新点：1 生产方法选择2 物料衡算3 热量衡算4 设备计算附：毕业设计本人签名： 2009 年5 月 28 日目 录 摘要 3前言 4第一章 概述 5 第一节 产品概述 5第二节 生产方法的选择 8第三节 设计任务书 10第二章 物料衡算 12第一节 基础数据 12第二节 气柜 12第三节 机前冷凝器 14第四节 压缩机 16第五节 全凝器 18第六节 尾气冷凝器 23第七节 低沸系统 29第八节 高沸系统 44第九节 产品校核 45 第三章 热量衡算 46第一节 回流比的确定 46第二节 热量衡算 49第四章 设备计算 55第一节 基础数据 55第二节 理论板数 65第三节 设备选型 66第五章 自控部分 88第六章 环境保护 89第七章 主要改进和建议 90参考文献 92年产30000t pvc 装置压缩及低沸物脱除工序工艺设计摘 要中文摘要： 关键词：pvc ，低沸物英文摘要第一章 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. 氯乙烯生产（一）电石乙炔法（二）联合法（三）乙烯氧氯法二.电石乙炔法流程述（一） 乙炔工段（二） 合成工段（三） 精馏工段（四）聚合工段将精氯乙烯单体在聚合釜中按一定的配方和操作条件,聚合为聚氯乙烯树脂。三. 原料来源第三节 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3 产品规格：纯度为99.94 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vcedcn2c2h2h2o总计kg/h3 vc损失：合成、分离工段跑、冒、滴、漏损失：9kg vc/tpvc（从压缩工段扣除）；聚合工段分离、干燥损失：20 kg vc/tpvc。4 气柜：t=25，p=0.005mpa（表压）5 压缩工段工艺条件：、（1）机前冷却器：入25，出=10 （2）一段压缩：p入=0.004mpa（表压），p出=0.15mpa（表压） 入10，中间冷至出=30二段压缩：p入=1.5at（表压），p出=0.55mpa（表压） 入30，机后冷至出=406 全凝器：出=15，p出=0.53mpa（表压）7 在水分离器内除水80（）8 尾气冷凝器：出=30，p出=0.50mpa（表压）9 低沸塔工艺条件：（1）塔顶馏出液中：vc 50（）（2）塔底出料含乙炔：0.0001（）（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（）（2）塔釜物料中vc浓度：20（） （3）操作压力：0.25mpa（表压） （4）釜加热水温度：入90，出=7512聚合工段：聚合率85（）,未聚合vc回收率90（）13所设计设备：全凝器，尾气冷凝器，低沸塔，高沸塔。对所设计设备作能量衡算和设备工艺计算第二章 物料衡算第一节 基础数据一 流量 二 分子量 =62.5 =99 =28 =26 =18 第二节 气柜 一 基础数据由参考书1查得25下水的饱和蒸气压3167.68pa1.来自碱洗塔物料流率：组分vcedcn2c2h2h2o总计kg/hw/%93.751.81kmol/h74.404.28570.77y/%6.060.915.24100.002.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 =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 由（出气柜组分）即得则凝水量=1kmol/h二 vc 物料衡算 物料衡算表：组分碱洗塔输入气柜输出w%y%w%y%vcedc90901.620.910.98n2071204.29c2h2200.360.770.83h2o4.4449.860.902.772.98100.00100.00（ 注：vc的输入量： =5261.44kg/h） 第三节 机前冷凝器 机前冷凝器条件：t入=25 t出=10 p入=0.005mpa(表压) t出=0.004mpa(表压)由参考书1查得10下水的饱和蒸气压pa1.由所给条件求出系统的物料含水量查参考书7 水的饱和蒸汽表的蒸汽压表 10时=9.21mmhg=1.228kpa 得 则冷凝的水量=2.列物料衡算表组分从气柜输入机前冷凝器输出w%y%w%y%vcedc0.910.98901.630.911.00n22.172.184.29c2h2200.360.770.8320h2o0.901.061.16100.00100.00100.00100.00第四节 压缩机 压缩工段工艺条件：、一段压缩：p入=0.003mpa（表压），p出=0.15mpa（表压） 入10，中间冷至出=30二段压缩：p入=1.5at（表压），p出=0.15mpa（表压） 入30，机后冷至出=40 由参考书130下水的饱和蒸气压pa 40下水的饱和蒸气压pa1. 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） 压缩机入口水的摩尔含量= 一段压缩出口时 0.0116 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。 得 =1.02 则冷凝下来的水为0.042.扣除跑、冒滴漏损失 由物料衡算式得： n 1 + =84.18 n 2 +=0.91 n 3 +=4.29 n 4 + =0.77 n 5 +0.04=1.06 压缩工段pvc损失的量是： 9 kgpvc/tpvc 则损失vc总量为：n 1 =84.18-0.6=83.58 则edc损失量 n 2 =h n2 损失量 n 3 =0.0306 c2h2 损失量 n 4 =0.0055 h2o 损失量 n 5 =则出机后冷凝器的各组分的量： 组分从冷凝器输入从压缩机后冷凝器输出w%y%w%y%vcedcn21202.184.294.70119.2632.1804.25944.705c2h2200.360.770.8419.8770.3630.76450.845h2o19.080.351.061.1618.2230.3331.01241.118100.00100.00100.00100.003.列物料衡算表 第五节 全凝器全凝器的条件出=15，p出=0.53mpa（表压）一 相平衡常数的计算 查参考书2 得：antoine方程 logp=a-b/（t+c） t:k,p:kpa分别代入公式求得，将气体液体均作理想气体理想液体处理，=从而求得组分abc温度范围（k）vc5.21029559.842-84.717259327edc6.162841278.323-49.456242373n25.65650260.222-6.06963856.27098726.768-18.008192308h2o7.0740561657.459-46.13280441（一）vc k=0.4572（二）edc k=（三）n2注：由于查不到（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.（四）c2h2 k=（五）h2o k=则出=15，p出=0.53mpa（表压）下的值为组分vc edc n2c2h2h2o0.92330.00990.04710.00840.0113二 核实闪蒸温度 假设15为进料的泡点温度，则 =1假设15为进料的露点温度，则1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。 看0.001 假设（气相分率）值试差。试差如下：=0.100一kizivc0.9233-0.5302edc0.00998-0.0109n20.047050.4234c2h20.008450.0281h2o0.01118-0.0125-0.1021=二kizivc0.9233-0.52412edc0.00998-0.01073n20.04705c2h20.00845h2o0.1118-0.00097取=满足条件，用式分别求得气液相组成圆整如下： 组分xiyivcedcn20.005790.52186c2h20.006020.03635h2o0.012150.0003其中：xi=yi/ki三 物料衡算表v=kmol/hl=f-v=kmol/h物料衡算表组分从压缩机输输入全凝器输出(液相)全凝器输出(气相)w%y%w%xw%y%vcedcn232.1804.25944.70513.4960.2620.4820.579105.81233.8423.77952.186c2h219.8770.3630.76450.84513.0260.2530.5010.6026.8382.1870.2633.635h2o18.2230.3330.1241.11818.2160.3531.0121.2150.003960.00130.000220.003100.000100.000100.000100.000100.000100.000经水分离器后，全凝器液相含水量(1-80)= kg/h摩尔流量/18=kmol/h物料衡算表如下：物料衡算表组分从压缩机输输入全凝器输出(液相)全凝器输出(气相)w%y%w%xw%y%vcedcn2119.26313.4960.482233.84252.186c2h219.87713.0260.5010682.1873.635h2o18.2233.6430.2024960.001320.003100.000100.000100.000100.0009100.000100.000第六节 尾气冷凝器一 相平衡常数的计算 尾气冷凝器工艺条件 出=30，p出=0.50mpa（表压）查参考书2 得：antoine方程 logp=a-b/（t+c） t:k,p:kpa分别代入公式求得，将气体液体均作理想气体理想液体处理，=从而求得组分abc温度范围（k）vc5.99348895.539-34.816187259edc6.162841278.323-49.456242373n25.65650260.222-6.06963856.27098726.768-18.008192308h2o7.0740561657.459-46.13280441（一）vc k=（二）edc k=（三）n2注：由于查不到（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.（四）c2h2 k=（五）h2o k=则出=-30，p出=0.50mpa（表压）下的值为组分vc edc n2c2h2h2o二 核实闪蒸温度 假设-30为进料的泡点温度，则 =1假设-30为进料的露点温度，则=1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。 看0.001假设（气相分率）值试差。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xiyivcedcn2c2h2h2o其中：xi=yi/ki四 物料衡算表v= =kmol/hl=f-v=kmol/h物料衡算表组分全凝器输出(气相)尾气冷凝器输出(液相)尾气冷凝器输出(气相)w%y%w%xw%y%vcedc1.6n233.84252.1860.62740.1.37080.05487.612c2h22.1873.6351.0359012.436 3.7944.472h2o00.00130.0030.002150. 70.00730.0000295.0100.00100.00100.00100.00100.000100.000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） 按清晰分割计算 ：n2 全部进入馏出液， h2o、edc全部进入釜液 进料组成（包括水分离器出料和尾气冷凝器液相出料）：编号组分水分离器(液相)kg/h尾气冷凝器(液相)kg/h1vc2edc3n24c2h25h2o6 由物料衡算关系列下表注：塔顶vc含量 50 % (w %) 塔底出料乙炔0.0001 % (w %)编号组分进料fi (kg/h)馏出液di (kg/h)釜液wi (kg/h)1vc5202.95-0.5d2edc89.4753n24c2h214.91-10-6w0.0001 %w5h2o3.6476dw 得d=59.087 kg/h w=5266.535 kg/h衡算结果列下表：编号组分进料fi (kg/h)馏出液di (kg/h)釜液wi (kg/h)1vc2edc3n24c2h25h2o6 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）之和再次作为低沸塔进料，进行物料衡算；按照上述步骤进行迭代，直至数据不再发生较大变化。 第一次：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。f()= 看0.001假设（气相分率）值试差。试差如下：=0.598一kizivc0.0824-0.84729edc0.00061n264c2h21.837h2o0.0000760.0007满足条件，圆整如下：xiyivcedc0.0002211.34n2c2h2h2o组分尾气冷凝器输入尾气冷凝器输出(液相)w%y%w%xvc92.382edc0.02080.008880.077220.00078n21.263c2h25.8499.495.82660.2241h2o0.0010720.001870.00622100.000100.000100.000100.000v= kmol/hl=f-v=kmol/h物料衡算结果列下表： 低沸塔：由物料衡算关系列下表 注：塔顶vc含量 50 % (w %) 塔底出料乙炔0.0001 % (w %)编号组分进料fi (kg/h)馏出液di (kg/h)釜液wi (kg/h)1vc0.5d5228.56-0.5d2edc89.4743n214.7484c2h218.85318.853-10-6w0.0001 %w5h2o3.64703.64706dw 得d= kg/h w=kg/h物料衡算结果列下表：编号组分进料fi (kg/h)馏出液di (kg/h)釜液wi (kg/h)1vc2edc89.4743n214.7484c2h218.8530.005295h2o6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。f(v)= 看0.001假设（气相分率）值试差。试差如下：=0.597一kizivc0.0824-0.83949edc0.00061-0.000214n2640.0476760.77791c2h21.8.70.109390.06105h2o0.000076-0.00006051.0000-0.00086满足条件，圆整如下：xiyivc0.07535edc0n20.1234c2h2910.11394h2o0.其中：xi=yi/kv= kmol/hl=f-v= kmol/h组分尾气冷凝器输入尾气冷凝器输出(液相)w%y%w%xvcedc0.07740.02040.008660.03580.0215n24.30571.25750.04491c2h26.76210.9393.19097.291h2o0.000220.003960.00022100.000100.000100.000100.000物料衡算结果列下表：低沸塔：由物料衡算关系列下表 注：塔顶vc含量 50 % (w %) 塔底出料乙炔0.0001 % (w %)编号组分进料fi (kg/h)馏出液di (kg/h)釜液wi (kg/h)1vc0.5d5232.07-0.5d2edc89.47489.4743n2514.75354c2h219.926-10-6w0.0001 %w5h2o3.647065359.88dw 得d=69.348 kg/h w=5290.529 kg/h物料衡算结果列下表：编号组分进料fi (kg/h)馏出液di (kg/h)釜液wi (kg/h)1vc34.6742edc89.4743n214.75354c2h219.9215h2o3.64706 即尾气冷凝器最终输入，输出物料衡算，见下表：物料衡算表组分尾气冷凝器输入尾气冷凝器输出(液相)尾气冷凝器输出(气相)w%y%w%xw%y%vc97.61697.21398.24098.6870.5829.862edc89.4740.903889.4741.6910.90381.073n20.2750.612c2h20.3720.8900.000100.0002428.72641.778h2o3.64700.20263.64700.2026100.000100.000100.000100.000100.000100.000二 各处温度的计算 操作压力 ： 0.51mpa（表压） p=0.51106 +101325 = 611325 pa 塔顶温度以露点温度求之 ，进料温度和塔釜温度以泡点温度求之。 （一） 进料温度 视水分离器，尾气冷凝器进料合为一股进料。 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： 先设t，由anotoine方程求ki，再求kixi ，看kixi是否满足|ki xi1|0.001。 进料组成：组分vcedcn2c2h2h2oxi0.0.0.0.0. edc 、n2、h2o antoine方程的数据（见尾气冷凝器计算antoine方程 p=a-b/（t+c） t:k,p:kpa）查参考书2 得：vc，c2h2 antoine方程 p=a-b/（t+c） t:k,p:mmhg，列表如下：组分abc温度范围（k）vc5.21029559.842-84.717259327edc6.162841278.323-49.456242373n25.65650260.222-6.06963856.27098726.768-18.008192308h2o7.0740561657.459-46.13280441 试差如下：设t=295.15k p=611.325kpa组分（kpa）kixikixivc20.972130.56404edc0.0149n20.006120.5712c2h27.28350.0648h2o0.002351.01.0001.2002设t=285.15k p=611.325kpa组分（kpa）kixikixivc261.290.42740.972130.4155edc5.4850.008970.010509n252975.586.6570.006120.5303c2h23551.85.810.00890.0517h2o1.3790.002250.002355.30.9976设t=285.20k p=611.325kpa组分（kpa）kixikixivc262.790.42980.972130.4179edc5.49970.0090.01059n252995.986.690.006120.5305c2h23555.95.81680.00890.05177h2o1.38390.002260.002355.31.00017则进料温度为：t=285.20k各组分的相对挥发度为：组分irvc1edc0.020935n2201.652c2h213.531h2o0.00526（二）塔顶温度按露点温度计算。先设t，由anotoine方程求ki，再求yi/ki ，看yi/ki是否满足|yi/ki1|0.001。 试差如下：设t=281.3k p=611.325kpa组分（kpa）kiyivc230.3690.37680.298620.79244n25140884.0930.283600.00337c2h23240.925.3010.417780.07880.8746设t=277.25k p=611.325kpa组分（kpa）kiyivc200.6870.32830.298620.90965n249763.681.40290.283600.00348c2h22934.54.8000.417780.087031.00016则塔顶温度为：t=277025k各组分的相对挥发度为：组分irvc1n2247.953c2h214.621（三）塔釜温度 按泡点温度计算。先设t，由anotoine方程求ki，再求kixi ，看kixi是否满足|ki xi1|0.001。 试差如下：设t=315.90k p=611.325kpa组分（kpa）kixikixivc614.681.0050.986870.99229edc23.1800.03790.010730.00040c2h26780.7411.0920.00000240.0000266h2o8.5130.01390.00240.0000330.9927设t=316.20k p=611.325kpa组分（kpa）kixikixivc619.141.01280.986870.99948edc23.470.038390.010730.000412c2h26819.1711.15470.00000240.0000268h2o8.64790.014150.00240.00003400.99995则塔底温度为：t=316.20k各组分的相对挥发度为：组分irvc1edc0.0379c2h211.014h2o0.0140三 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摩尔分数以及流量来验证。（一），m求取 用芬斯克方程求最小理论板数时，全塔各组分的相对挥发度为常数；故各组分的相对挥发度采用全塔平均值（见下表）： 组分vcedcn2c2h2h2o10.02817223.60712.9640.00858c2h2 、vc分别为轻重关键组分 则由查参考书4 得：芬克斯方程 代入数据可得： (二) 求取浓度 由 和计算可得： 编号组分进料fi (kg/h)馏出液di (kg/h)釜液wi (kg/h)1vc83.71320.554883.71322edc0.90385.40.90383n20.52690.526954c2h20.76640.76620.000205h2o0.20262.730.2026686.11291.857984.2646可见低沸塔物料衡算按照清晰分割的假设是合理的。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.编号组分进料fi (kg/h)馏出液di (kg/h)釜液wi (kg/h)1vc5197.402-0.2w0.2w2edc89.4740.0008d89.474-0.0008d3c2h20.005290.005294h2o3.64703.64705dw得d=5179.304 kg/h w=111.225 kg/h物料衡算如下 ：编号组分进料fi (kg/h)馏出液di (kg/h)釜液wi (kg/h)1vc2edc4.143485.3313c2h20.005294h2o3.64705第九节 产品校核核算pvc产量:高沸塔出料 g= 8607.32 kg/h， 其中 聚合率为85 % （w%） 聚合工段分离干燥损失： 20 kgpvc / tpvc （一年以7200小时计） pvc产量为： 符合要求。第三章 热量衡算 第一节回流比的确定 针对低沸系统进行热量衡算， 如图：n fi nvi n di n li 进料、塔底上升蒸汽、塔顶出来气体、塔底出来液体各组分的摩尔流量 h fihvi h di h li 进料、塔底上升蒸汽、塔顶出来气体、塔底出来液体各组分在所处条件下的摩尔焓值 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）损失 精馏塔的热损失，取塔底再沸气加入热量一基准温度和相态选择 选0，液态物料为基准。二 各处温度的计算操作压力 ： 0.51mpa（表压） p=0.51106 +101325 = 611325 pa 塔顶温度以露点温度求之 ，进料温度和塔釜温度以泡点温度求之。进料温度,塔顶温度，塔釜温度求取见第二章第七节低沸系统。三 回流比r的确定 （一） 由恩特伍特公式求最小回流比 1最小回流比的计算 则由查参考书4 得：恩特伍特公式： = rm+1 其中 组分i的相对挥发度 q 进料的液相分率，q =l/v 进料状态为饱和液相 q=1 rm 最小回流比 xi，f 进料混合物中组分i的摩尔分率 （xi，d）m 最小回流比下的馏出液中组分i的摩尔分率 方程的根。对于c个组分的系统有c个根。取lkhk 的一个所用数据如下：编号组分ixi，f xi，d1vc10.972130.298622edc0.028170.010503n2223.6070.006120.283604c2h212.9640.008900.417785h2o0.008580.002350注：i采用全塔平均相对挥发度。=1.-1.0=0 用试差法求得 =11.61（大于1小于12.964）将=11.964代入 =rm+1=-1故 （二） 回流比r计算 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。取r=12rm=123.27=39.2第二节 热量衡算 一基础数据 r =39.24 回流液体量：l = rd =39.241.8579=72.9kmol/h塔顶上升蒸汽量： v=l+d = (r+1) d=（39.24+1）1.8579=74.76kmol/h塔底出来液体流率 =l+qf= rd+1f=72.90+86.1129=159.01kmol/h=v+（1-q）f =74.76 kmol/h 衡算关系 输入的热量=输出的热量 即 （一） 查取数据： 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： 定性温度 t=(12.05+0)/2=