年产10万吨氯乙烯、聚氯乙烯合成装置工艺设计.doc

重庆三峡学院毕业设计（论文）题 目 年产8万吨氯乙烯、聚氯乙烯合成装置工艺设计院 系 化学与环境工程学院 专 业 化学工程与工艺 年 级 2006 级2班 学生姓名 学生学号 指导老师 完成毕业设计（论文）时间 2010 年 5 月目 录摘要IAbstractII1总论11.1 氯乙烯生产技术及进展11.2 聚氯乙烯生产技术及进展21.3 我国聚氯乙烯生产现状31.4 聚氯乙烯工业未来的发展趋势31.5 本设计的目的及意义52 工艺确定63 二氯乙烷裂解炉工艺设计73.1 物料衡算73.2 二氯乙烷裂解原理73.3 裂解炉能耗计算73.4 裂解炉炉管工艺计算93.4.1 对流段炉管计算93.4.2 辐射段炉管计算103.5 裂解炉设计113.5.1 对流段设计113.5.2 辐射段设计124 氯乙烯聚合釜工艺设计134.1 参数确定134.2 聚合釜釜体和夹套设计144.2.1 釜体设计144.2.2 夹套设计154.3 夹套和筒体厚度设计以及材质选择154.3.1夹套厚度计算154.3.2 夹套封头厚度计算164.3.3 筒体厚度设计164.3.4 筒体封头厚度设计174.4 搅拌器选型及计算174.4.1 搅拌器的选型174.4.2 搅拌功率的计算184.5 夹套传热面积的计算204.5.1 被搅拌侧对流传热系数204.5.2 夹套侧对流传热系数224.5.3 总传热系数244.5.4 夹套传热面积245.设计收获与感想26致谢27参考文献28年产8万吨氯乙烯、聚氯乙烯合成装置工艺设计摘 要 在氧氯化法生产聚氯乙烯（PVC）的工业中，首先要从二氯乙烷（EDC）裂解得到氯乙烯（VCM），再由氯乙烯聚合得到聚氯乙烯（PVC）产品。而在整个生产中二氯乙烷（EDC）裂解炉和氯乙烯（VCM）聚合釜是生产中两个最重要的设备，其生产运行好坏直接影响着聚氯乙烯（PVC）的质量和产量。本设计经过对各种工业生产工艺的研究，提出了一些改进措施，设计了年产8万吨氯乙烯（VCM）裂解炉和聚氯乙烯（PVC）聚合釜的主体设备大小及尺寸，并选择了聚合釜的主体材质。关键词 氯乙烯(VCM)；聚氯乙烯(PVC)；裂解炉；聚合釜The Synthesis Device Process Design of Annual Output of 80,000 Tons of Vinyl Chloride and Polyvinyl ChlorideFeng SongGrade 2006, Chemical Engineering and Technology, School of Chemical and Environmental Engineering, Chongqing Three Gorges University Wanzhou, Chongqing 404000Abstract: In the production of polyvinyl chloride (PVC) in oxychlorination, vinyl chloride (VCM) can be got from the pyrolysis of the ethylene dichloride (EDC), and then polyvinyl chloride (PVC) products can be got from the polymerization of vinyl chloride (VCM). In the whole production, ethylene dichloride (EDC) cracking furnace and vinyl chloride (VCM) polymerizer are the two most important equipments, which run a direct impact on the quality and output of PVC. This paper studied various industrial production processes, proposed some measures to improve, and designed the size of main equipment of cracking furnace and polymerizer which can product annual output of 80,000 tons of vinyl chloride and polyvinyl chloride, and choose the main material of polymerizer.Key Words: vinyl chloride; polyvinyl chloride; cracking furnace; polymerizer312010届化学工程与工艺专业毕业设计（论文）1总 论聚氯乙烯（PVC树脂）是世界上最早实现工业化生产的塑料品种之一。由于PVC树脂具有难燃、抗化学腐蚀、耐磨、电绝缘性优良和机械强度较高等优点，在加工过程中可以加入添加剂或采用适当的工艺和设备生产出各种各样的塑料制品，包括板材、管材、管件、异型材等硬制品以及薄膜、人造革、塑料鞋、电缆料、泡沫材料等软制品，在工业、农业、建筑、日用品、包装以及电力等方面具有广泛的应用，因此自20世纪30年代实现工业化生产以来，PVC树脂以其优良的综合性能和较低的价格一直受到各工业国家的普遍重视，保持着长盛不衰的发展势头。而氯乙烯（VCM）是生产聚氯乙烯（PVC）的单体，全世界约有98%的VCM都用来生产PVC，其余的用于生产聚偏二氯乙烯和氯化溶剂等。近年来，随着PVC生产和消费的快速增长，VCM生产工艺也不断发展，并推动了PVC工业的发展。正是由于PVC和VCM有着广泛用途，所以PVC工业是十分重要的。但是，生产PVC对环境造成的污染较大，尤其是在我国生产VCM的过程中对环境的污染较为严重，多年来人们都在致力于改善这一状况，但效果均不太明显。未来PVC工业的发展趋势是“大型化、低能耗、零污染、工艺调整、长周期运行”。1.1 氯乙烯生产技术及进展12氯乙烯工业化生产始于20世纪20年代，早期生产方法采用电石为原料的乙炔法路线，电石水解生成乙炔，乙炔与氯化氢反应生成VCM。由于该工艺能耗较高，污染严重，因此自以乙烯为原料的工艺路线问世之后就逐渐被淘汰。目前全世界范围内95%以上的VCM产能来自乙烯法工艺。另外，为利用廉价的烷烃资源，Geon、Lummus、EVC（Ineos）等还开发了以乙烷为原料的VCM工艺路线。乙烯氧氯化法由美国Goodrich公司于1964年首先实现工业化生产，该工艺原料来源广泛，生产工艺合理，目前世界上采用本工艺生产VCM的产能约占VCM总产能的95%以上。乙烯氧氯化法的反应工艺分为乙烯直接氯化制二氯乙烷（EDC）、乙烯氧氯化制EDC和EDC裂解3个部分，生产装置主要由直接氯化单元、氧氯化单元、EDC裂解单元、EDC精制单元和VCM精制单元等工艺单元组成。乙烯和氯气在直接氯化单元反应生成EDC。乙烯、氧气以及循环的HCl在氧氯化单元生成EDC。生成的粗EDC在EDC精制单元精制、提纯。然后在精EDC裂解单元裂解生成的产物进入VCM单元，VCM精制后得到纯VCM产品，未裂解的EDC返回EDC精制单元回收，而HCl则返回氧氯化反应单元循环使用。直接氯化有低温氯化法和高温氯化法；氧氯化按反应器型式的不同有流化床法和固定床法，按所用氧源种类分有空气法和纯氧法；EDC裂解按进料状态分有液相进料工艺和气相进料工艺等。具有代表性的Inovyl公司的VCM工艺是将乙烯氧氯化法提纯的循环EDC和直接氯化的EDC在裂解炉中进行裂解生产VCM。经急冷和能量回收后，将产品分离出HCl（HCl循环用于氧氯化）、高纯度VCM和未反应的EDC（循环用于氯化和提纯）。来自VCM装置的含水物流被汽提，并送至界外处理，以减少废水的生化耗氧量（BOD）。采用该生产工艺，乙烯和氯的转化率超过98%，目前世界上已经有50多套装置采用该工艺技术，总生产能力已经超过470万吨/年。为了解决平衡氧氯化工艺副产的大量废水和腐蚀问题，美国Monsanto和Kellogg公司合作开发了Partec新工艺。该工艺把Monsanto专有的直接氯化、裂解和提纯工艺与Kellogg专有的Kel-Chlor工艺相结合，即在乙烯与Cl2直接氯化生成EDC，EDC裂解生成VCM和HCl之后，不再采用氧氯化工艺，而是通过Kel-Chlor单元将HCl与O2或空气反应生成水和Cl2，Cl2回收循环到直接氯化段。与传统平衡氧氯化工艺相比，Paree工艺的优势在于：（1）收率较高；（2）生产成本较低；（3）对环境更加友好。传统的直接氯化艺是氯气和乙烯混合后进入直接氯化反应器，反应器中有一定浓度催化剂FeCl3的EDC液体。反应温度控制在8595，压力为115kPa。乙烯在液相中被氯化生成EDC，反应器中的反应热由EDC汽化移走。德国维诺里特公司（Vinnolit）通过其工程合作伙伴乌德（Uhde）公司对外公布了一种直接氯化法的“沸腾床反应器”（UVBR）新工艺。在该工艺中，乙烯先溶于反应器的EDC中，然后再与一种EDC氯溶液相混合，进行快速液相反应。液压头的急剧下降致使EDC产品汽化并以蒸汽状态被提取出。该工艺与其他工艺相比，改进了再循环过程，无需对EDC产品进一步处理或提纯，可以获得极好的EDC质量，明显降低电力成本和蒸汽成本；可单独生产EDC；使用喷嘴用于氯溶解，在界区内不必提高氯气压力，可按照所需工序的要求选择反应器压力和温度，并进行热回收；节省设备成本15%20%。1.2 聚氯乙烯生产技术及进展3PVC是由氯乙烯（VCM）聚合而成的，其聚合方法主要有悬浮法、乳液法、本体法和溶液法4种，其中悬浮法占80%，本体法占10%，乳液法及其他方法占10%。悬浮法是在聚合釜中加入氯乙烯单体、水、悬浮剂、油溶性引发剂及少量其他助剂（如缓冲剂、链转移剂）等，在搅拌和一定温度条件下使氯乙烯聚合，待转化率达到一定程度后停止聚合反应，回收未反应的氯乙烯，聚合物浆料经汽提、脱水、干燥得到成品。乳液法是将氯乙烯、水、乳化剂、水溶性引发剂以及少量的种子胶乳、pH值调节剂等加入聚合釜中，在搅拌和一定温度条件下使氯乙烯进行聚合，达到预定转化率后停，止聚合反应，回收未反应的单体，所得聚合物胶乳经过干燥即得产品。目前，世界先进的PVC生产普遍采用大釜密闭技术，先进的防粘釜工艺，改进了搅拌装置，用后掠式搅拌器代替平桨式搅拌器，并在搅拌器和挡板中通冷却水，提高了聚合釜的传热能力。目前世界最大的聚合釜已经达到200m3。为了增加移热能力，大釜普遍采用了釜顶设计回流冷凝器、釜夹套采用大循环回流水量的方式来增加传热系数，以强化换热效果。日本信越公司采用新的防粘釜剂进行PVC悬浮聚合。用蒸汽作载体成功地涂上两层不同种类的防粘釜剂，第一种防粘剂是醛类化合物和芳香类羟基化合物在亚硝酸盐和还原性糖存在下进行综合反应制得；第二种防粘釜剂中至少含有一种辅助抑垢物质，选用水溶性聚合物、无机盐类或酸。在聚合釜中涂布防粘釜剂，生产的PVC树脂皮状物少，杂质少，白度高。在聚合配方上，采用高油水配比，以增加聚合釜的产量：采用氨水和碳酸氢铵混合溶液取代氢氧化钠溶液作pH值调节剂，提高了产品的白度，缩短了PVC加工塑化时间；采用无毒溶剂和过碳酸类引发剂取代偶氮腈类引发剂。使产品的环境安全性能更高；采用多元高效引发剂复合取代二元引发剂，提高了聚合引发速度和反应放热的均匀性，缩短了聚合时间；采用多元分散体系取代二元分散体系，改善了产品的加工性能；采用反应中补加水技术，有效地提高反应换热能力，缩短了聚合反应时间：采用高温热脱盐水技术和水乳性引发剂取代溶剂型引发剂，使聚合釜能在加料结束后直接达到反应温度，节约了聚合升温时间，且对产品质量没有影响：采用同时加料及釜外VCM回收的方式，减少了聚合辅助时间。对超低聚合度PVC的生产，采用添加链转移剂的方法，以降低反应温度和压力，提高产品质量；对于高聚合度和超高聚合度PVC的生产，采用添加扩链剂的方法来提高反应温度，以提高聚合釜的移热能力和缩短反应时间；对于通用树脂，在PVC生产中采用添加改性剂的方法来降低产品的“鱼眼”数，提高产品白度，缩短产品塑化时间，改善加工质量；添加纳米无机材料或者优化分散剂种类和比例来提高PVC颗粒的表观密度，提高后加工的速度；添加特殊助剂生产如抗静电PVC、阻燃PVC、消光PVC、耐放射线PVC等；与其他单体共聚生产耐热PVC以及内增塑PVC等。VCM回收压缩单元改变了原来直接全部进气柜后再压缩冷凝的过程。充分利用回收气体的压力能，回收气体压力高时直接冷凝，压力稍低一点时增压冷凝，压力低于0.12MPa时进行抽压和压缩冷凝，取消了气柜，节约了设备投资和电耗。PVC浆料汽提技术的应用及发展也使PVC浆料中VCM含量有大幅度降低。1.3 我国聚氯乙烯生产现状我国PVC的工业生产已经有近50年的历史，近10年来，随着我国国民经济的持续高速发展以及建筑业与PVC加工工业对PVC消费的强劲拉动，国内PVC工业发展十分迅速。但在我国，由于乙烯法PVC受原料乙烯、氯乙烯、二氯乙烷供应紧张，氧氯化工艺装置投资高等因素的影响，发展受到很大的制约。而相比而言，电石法PVC因其所投入资金少，国产化程度高，工艺流程简单、利润空间相对较大等优势，成为当前PVC行业投资发展的热点。在2007年的生产能力中，电石法生产能力约占78.2%；乙烯法生产能力约占21.8%；采用电石原料路线生产的产量约占总产量的72.0%；采用乙烯法原料路线的产量约占总产量的13.0%；采用进口VCM和EDC原料路线的产量约占总产量的15.0%。从PVC生产工艺分布看，我国PVC生产路线有明显的地域倾向，石化系统及相关企业与合资企业的PVC生产全部采用乙烯法，而中西部地区则多采用电石法。另外，今后几年，我国PVC 装置的新建或扩建项目，大多数仍将采用电石法原料，因此，未来几年电石法原料路线仍将是我国PVC生产发展的主要来源。1.4 聚氯乙烯工业未来的发展趋势跟据对聚氯乙烯工业发展的情况分析，估计未来世界聚氯乙烯生产将继续以乙烯氧氯化法为主，其技术发展发展将紧密围绕“降低生产成本，提高运行周期，改善经济性”的基本目标，进一步集中在“节能新工艺开发、高效聚合配方体系、大型高效聚合釜体系、防粘釜技术”等方面的技术研发。（1）开发节能高效的新工艺一直是聚氯乙烯工业的发展重点，这尤其体现在氯乙烯生产技术的开发上。20世纪50年代，乙烯法实现了工业化，为了解决乙烯法生产氯乙烯单体过程中的副产物氯化氢问题，开发了乙烯、氧气和氯化氢反应制备二氯乙烷的氧氯化技术，60年代得到推广应用。氧氯化技术的工业化，将乙烯直接氯化和氧氯化工艺相结合，形成了新的平衡氧氯化工艺，使乙烯法生产氯乙烯过程中产生的氯化氢循环利用。80年代西欧开发了高温氯化工艺，1981年首次在瑞典实现工业化。高温氯化工艺（操作压力0.10.25Mpa），反应温度80120利用乙烯直接氯化反应热操作分馏塔，将EDC提纯，产率和产品纯度高达99.9%，可以直接进入裂解炉生产VCM。省掉了碱洗和水洗过程，工艺过程不产生废水，从设备投资、操作费用、维修费用和节能等方面具有优势，有良好的发展前景。目前，西欧EVC、VINNOLIT和VESTOLIT公司的PVC生产装置已采用高温氯化工艺。（2）在聚合配方上，采用高油水配比，以增加聚合釜的产量。采用氨水和碳酸氢铵混合溶液取代氢氧化钠溶液作pH值调节剂，提高了产品的白度，缩短了PVC加工塑化时间；采用无毒溶剂和过碳酸类引发剂取代偶氮腈类引发剂。使产品的环境安全性能更高；采用多元高效引发剂复合取代二元引发剂，提高了聚合引发速度和反应放热的均匀性，缩短了聚合时间；采用多元分散体系取代二元分散体系，改善了产品的加工性能；采用反应中补加水技术，有效地提高反应换热能力，缩短了聚合反应时间；采用高温热脱盐水技术和水乳性引发剂取代溶剂型引发剂，使聚合釜能在加料结束后直接达到反应温度，节约了聚合升温时间，且对产品质量没有影响；采用同时加料及釜外VCM回收的方式，减少了聚合辅助时间。（3）发达国家PVC聚合设备都采用大型聚合釜，一般工业化生产中使用的间歇悬浮聚合釜容积为6090m3。美国最大的悬浮聚合釜容积为189m3，日本也开发了172m3大型聚合釜。德国VESTOLIT公司开发的不锈钢衬里釜最大为200m3，是目前世界上工业化的最大聚合釜，通过回流冷凝器撤热，换热面积占总传热面积的2/3该聚合釜已经过长期工业运行考察，操作稳定性好，单釜年生产能力达100kt左右。使用大型聚合釜并采用微机控制，批次之间树脂质量稳定，消耗定额降低。VINNOLIT公司也开发出115m3高效聚合釜，并于2000年正式投入运行。内冷器为半管式，设置在反应器内壁，与聚合物系直接接触，大大增加了釜的传热面积。（4）解决PVC聚合釜粘壁问题目前也是聚氯乙烯工艺发展的重点。解决PVC聚合釜粘壁问题有3种方法：使用清釜溶剂；喷涂防粘釜溶液；聚合体系中加入结垢抑制剂。也可将上述方法结合使用，目前普遍采用的是喷涂防粘釜剂。EVC公司开发了防粘釜剂专利产品EVICAS90，具有应用范围广，操作简单，运行时间长等特点，可使反应釜连续运行500次，最好可达到1000次。VINNOLIT公司采用了防粘釜效果甚佳的防粘釜剂SERO8，它是一种水溶液，可直接喷涂到聚合釜内壁及搅拌器表面，连续运行达600次以上。VESTOLIT公司也采用一种特殊防粘釜剂，利用低压蒸汽将防粘釜剂从釜顶两个固定式喷吐设备喷吐到釜内壁、搅拌器及釜顶回流冷凝器表面，清釜周期500釜左右，回流冷凝器可连续运行1年。意大利塞斯公司（CIRS）推出了一种新防粘涂布液（牌号NOXOL WSW和NOXOL ETH），它由天然芳基酸如水果汁和甲壳素经处理后缩聚而成，溶剂是碱性水溶液，对人体无害，使用这种防粘涂布液对聚合体系及树脂质量没有不良影响，生产的产品完全符合医药级和食品级聚氯乙烯树脂的要求，清釜周期达到500釜以上。日本信越公司采用新的防粘釜剂进行PVC悬浮聚合。用蒸汽作载体成功地涂上两层不同种类的防粘釜剂，第一种防粘剂是醛类化合物和芳香类羟基化合物在亚硝酸盐和还原性糖存在下进行综合反应制得；第二种防粘釜剂中至少含有一种辅助抑垢物质，选用水溶性聚合物、无机盐类或酸。在聚合釜中涂布防粘釜剂，生产的PVC 树脂皮状物少、杂质少、白度高。1.5 本设计的目的及意义聚氯乙烯生产中，首先要合成氯乙烯单体，而在目前生产氯乙烯的主要方法乙烯氧氯化法中，二氯乙烷裂解是至关重要的一步，裂解炉在生产工艺中是重要设备，其运行质量直接影响着氯乙烯生产装置的正常运行，且关系着生产原料的单耗、装置的能耗等。在氯乙烯的聚合中，聚合釜是主要的反应设备，是聚氯乙烯生产的关键步骤，其运行情况将直接影响聚氯乙烯的质量好坏和经济效益。本设计的目的就是要设计节能高效的二氯乙烷裂解炉和聚氯乙烯聚合釜。此项设计的主要意义是，能提高裂解炉和聚合釜的产率，节省不少的能源，可以暂时缓解能源日益匮乏的当今社会。此项设计也可以应用于不少发展中的聚氯乙烯新企业，为他们提供一定的技术支持及参考。2 工艺确定本设计是年产8万吨聚氯乙烯、氯乙烯合成装置工艺设计，经过深入的研究考察，对各种工艺进行了认真分析，对于二氯乙烷裂解炉认为采用SRT-裂解炉较好，其优点如下：（1）该裂解炉炉膛小，传热性能好；（2）该裂解炉采用侧壁烧嘴，使用气态燃料，燃料利用率高，且炉膛温度均匀，裂解炉管不易结焦；（3）EDC采用气相进料，停留时间短，结焦少，运行周期长。裂解流程简图如图2-1所示：图2-1 裂解流程简图对于氯乙烯聚合工艺，经过对各种工艺的比较和研究，认为采用聚合釜悬浮聚合工艺较好：（1）悬浮聚合的温度易控制，良好的混合可产生较低的、更易于控制的反应速率，从而消除过热点，产品质量好；（2）由于聚合釜的搅拌，物料的充分混合可促进传热，且在搅拌系统中可容纳很大的传热面积。聚合釜简图如图2-2所示：图2-2 聚合釜简图3 二氯乙烷裂解炉工艺设计3.1 物料衡算裂解炉设计产能为80000t/a，则每小时产氯乙烯量为：；裂解炉设计转化率为55%，则二氯乙烷每小时进料量为:3.2 二氯乙烷裂解原理1，2二氯乙烷加热到高温能脱去一分子的HCl而转变为氯乙烯，其机理是自由基型的链锁反应。ClCH2CH2ClCH2=CHCl+HCl -79.5KJ A B C反应速率为： （3.1）动力学参数： 其副反应有：ClCH2CH2ClH2+2HCl+2CCH2=CHClC2H2+HClCH2=CHCl+HClCH3CHCl2其中，生产的氯乙烯会生成少量的聚合物。3.3 裂解炉能耗计算(1)40EDC由预热器加热到156，进料量按33t/h计算，所需热量Q1: （3.2）式中:为进料量，33 t/h; 为EDC在3.76 MPa下的比热容，189.25J/(molK);为预热后的温度，156;为进料温度，40;所以：。(2)156的EDC在裂解炉对流段被加热到195所需热量Q2为: （3.3）式中:T3为EDC在对流段的预热温度，195所以： (3)195EDC进入汽化器，与裂解炉出口物料进行热交换。使195、3.76 MPa的EDC全部汽化，并且温度达到266，这部分物料所需热量Q3为: （3.4）式中: HE1为EDC在266、3.76 MPa下的汽化热，14680J/mol;T4为EDC在汽化器内与裂解炉出口物料进行热交换后的温度，即辐射段入口温度，为266；所以 这部分热量是从裂解炉出料回收来的，无需外部供给。（4）汽化后的EDC进入裂解炉裂解，裂解率为55%，未裂解的EDC气体温度由266上升至480，所需热量为: （3.5）式中: CEg为EDC气体在266时的比热容，107.51 J/(molK)； R为EDC裂解热，79470J/mol；T4为辐射段入口温度，266；T5为裂解炉出口温度，480； ；由以上计算可知裂解炉理论上热量的消耗Q总为:设裂解炉的效率为75%，则实际所需要的热量Q为：假设裂解炉用天燃气作为燃料，天燃气的热值大约为，则每小时至少需要天燃气的量为：。3.4 裂解炉炉管工艺计算3.4.1 对流段炉管计算EDC从预热器出来后温度为156，然后进入裂解炉对流段，出对流段时温度上升至195。由于炉管管壁温度沿着EDC的流动方向变化，因此传热温差也随着EDC流动方向变化，这里假设管壁与EDC的平均传热温差为50，即t为50。由管壁向EDC的总传热系数K为： （3.6）式中：为对流段炉管厚度，由于裂解炉属于中低压操作，故选用一般中低压用无缝钢管，mm型号，所以值为5mm；为管壁的热导率，；为污垢热阻，取；为给热系数。由于EDC在管内做强制对流，由进料量和管径可求的EDC在管内的流速为1.49m/s，查表得EDC的密度，粘度，所以：即，所以采用给热系数的特征数关联式 （3.7）式中：为普朗特数； 由于EDC在管内被加热，所以n=0.4。因为，定型尺寸规定为管内径d，所以有，其中，为EDC的热导率，EDC裂解的为0.95，即 所以设对流段管所需的传热面积为A，根据可得：所需管长。3.4.2 辐射段炉管计算汽化后的EDC进入裂解炉，温度为266，裂解后出口温度为480，假设辐射段的平均传热温差为100。所以由裂解管向EDC蒸汽的传热系数为： （3.8）式中：为对流段炉管厚度，由于裂解炉属于中低压操作，故选用一般中低压用无缝钢管，mm型号，所以值为6.0mm；为管壁的热导率，；为污垢热阻，取；为给热系数查得EDC蒸汽的密度为3.42kg/m3，由进料量和管径可求得EDC蒸汽的流速为311.5m/s，分析同对流段，即即，所以采用给热系数的特征数关联式 （3.7）所以 所以设对流段管所需的传热面积为A，根据可得：所需管长。3.5 裂解炉设计 本设计的裂解炉是基于美国Lummus公司开发的SRT-门式裂解炉，并在此基础上做了一系列的改进。3.5.1 对流段设计对流段的设计在SRT-门式裂解炉的基础上做了两处改进如图3-1所示。图3-1 对流段技改图一是将SRT-门式裂解炉的两个并列的对流段合并为一个；二是增设两组独立的蒸汽发生盘管，并将蒸汽盘管设置在二氯乙烷预热盘管的下方。改进后对流段的空间增大一倍，盘管之间的间距也随之增大，强化了对流传热，另外，由于二氯乙烷在对流升高的温度不是很大，因此将蒸汽发生盘管设置在二氯乙烷预热盘管的下面可以产生更多的蒸汽，最大限度回收余热。3.5.2 辐射段设计由于辐射段的管长较长，本设计将辐射段的辐射管分串联的两组。二氯乙烷由第一组辐射管入口进入裂解炉，从一组辐射管出来后进入第二组辐射管，反应完成后由第二组的出料管出料去热能回收系统。整个裂解炉的设计图如附图2所示。4 氯乙烯聚合釜工艺设计4.1 参数确定（1）生产聚氯乙烯对VCM纯度的要求较高，其纯度大都大于99.99%，尤其对铁含量的控制十分严格，具体规格如表4-1所示：表4-1 氯乙烯杂质含量成分含量成分含量氯乙烯99.99%以上炔烃、乙醛等3050ppm总量悬浮物无酸度HCl 5ppm颜色无色水最大 10ppm透明度透明氯甲烷5ppm丙二烯最大 5ppm1，2二氯乙烷最大 10ppm铁最大 0.15ppm1，3丁二烯小于 5ppm（2）温度 聚氯乙烯生产过程中聚合温度取决于产品的规格，生产不同规格产品所需的温度是不通的，本设计以生产软质聚氯乙烯为基础，聚合温度控制在50，温度波动不超过1，本设计温度取60。（3）压力 本设计采用中压操作，聚合釜中最高工作压力为2MPa，夹套最高工作压力为1MPa。（4）水油比 氯乙烯聚合过程的水油比在21到1.21之间变动，生产不同类型的聚氯乙烯的水油比是不一样的，本设计中的水油比设定为1.21。（5）容积 聚合釜设计产能为年产8万吨，综合考虑设备体积和成本核算后，采用4台聚合釜同时生产，每年运行300天，单釜生产周期为8小时，其中聚合时间为4个小时，则每釜产量：VCM在釜内的转化率为85%，则每釜所需VCM量为，水油比为1.2:1，则每釜用水量为：。 查得VCM在常温时的密度为，所以聚合釜的有效体积为：由于VCM聚合过程中体积会减小，为了提高设备利用率，取聚合釜的装料系为，则所需聚合釜的容积为：。4.2 聚合釜釜体和夹套设计4.2.1 釜体设计取聚合釜的高径比，为了便于计算，忽略封头的容积，认为 （4.1）将聚合釜高径比带入上式得 （4.2）将带入上式，并整理得经圆整后取聚合釜筒体直径所以，筒体高度 （4.3）式中： 为封头容积，本设计采用椭圆封头，取封头直径和筒体公称直径相同，即取筒体封头公称直径为3800mm，查表得封头，则圆整后取H=5600mm，所以聚合釜的全容积为筒体体积再加上下封头的容积，即则实际高径比，实际装料系数。4.2.2 夹套设计夹套的直径根据经验以及封头标准取4000mm，即夹套封头的公称直径也为4000mm，由于聚合釜筒体与上封头是以法兰相连，所以法兰与夹套间的距离应不小于150200mm，本设计去200mm，夹套与筒体的连接方式如图4-1所示：图4-1 夹套与筒体连接示意图由表查得筒体封头的直边长度为50mm，曲面高度为950mm，夹套封头的直边长度为50mm，曲面高度为1000mm，所以夹套的直边长度为：4.3 夹套和筒体厚度设计以及材质选择4.3.1夹套厚度计算材质采用16MnR，查表得在设计温度时的许用应力为170MPa，由于夹套只受内压，所以按内压容器计算： （4.4）式中： Pc为计算压力 夹套内径，即公称直径4000mm； 夹套材料在设计温度下的需用应力，170MPa； 焊接接头系数，夹套采用对接双面焊缝，并且局部无损伤检测，即为0.85； 腐蚀裕量，本设计取2mm，所以设计厚度：查表4-2得钢板的负偏差C1为0.8m，所以实际所需厚度，圆整成钢板标准规格厚度，所以应取的16MnR容器钢。表4-2 钢板负偏差表钢板厚度2.02.22.52.83.03.23.53.84.04.55.5负偏差0.180.190.200.220.250.300.50钢板厚度6.07.08.02526303234364042505560负偏差0.60.80.91.01.11.21.3注：GB 665486中规定，钢板厚度大于60100mm时，负偏差为1.5mm4.3.2 夹套封头厚度计算夹套封头厚度计算如下： （4.5）式中K为椭圆封头的形状系数，本设计采用的是标准封头，K=1，所以附加厚度，所以封头所需厚度为，根据钢板规格，取封头厚度为18mm，正好于夹套厚度相同。4.3.3 筒体厚度设计由于筒体既受内压也受外压，且内压大于外压，设计厚度时应取二者中的大者，即按内压2MPa计算筒体厚度， （4.6）式中: 筒体厚度，mm； 腐蚀裕量，2mm；为计算压力，2.1MPa； 筒体内径，即公称直径3800mm； 夹套材料在设计温度下的需用应力，170MPa； 焊接接头系数，夹套采用对接双面焊缝，并且全部无损伤检测，即为0.85；筒体材料也采用16MnRG钢板，其在100时的许用应力为170MPa，所以筒体计算厚度为查表4-2得钢板的负偏差C1为0.9，则筒体实际所需厚度，根据钢板厚度标准圆整后取筒体的厚度为32mm。4.3.4 筒体封头厚度设计 封头材料选用和筒体一样的材料，厚度计算如下：圆整后取32mm，即与筒体厚度相同。4.4 搅拌器选型及计算 4.4.1 搅拌器的选型因为氯乙烯聚合主要是VCM分散在水相中在引发剂的条件下发生聚合反应，因此该搅拌器主要是为了实现物料的均匀混合和分散，所以涡轮式、推进式、折叶开启涡轮式、三叶后掠式等都可以选择。本设计考虑聚合釜容积较大，为了使反应物料充分混合在水相中并分散，选用三叶后掠式搅拌器，且搅拌器从反应釜的底部伸入反应釜。三叶后掠式搅拌器如图4-2所示根据实际生产经验，搅拌器的下层桨叶距离釜底，搅拌桨的桨径按经验取在1/2Di2/3Di之间，本设计取桨径，叶宽，转速98r/min。图4-2 三叶后掠式搅拌器4.4.2 搅拌功率的计算本设计按日本永田进冶等人提出的永田进冶经验公式计算搅拌功率，即 （4.7）式中 A系数，； B系数，； P指数，； 桨叶的宽度，m； H液层的深度，m； D搅拌槽内径，m； d搅拌器桨径，m； 桨叶的折叶角，对于三叶后掠式搅拌器。聚合釜中为非均相系，要计算搅拌功率要先计算出两相的平均密度，然后再按均相系计算。氯乙烯聚合属于液液相物系，所以平均密度为： （4.8）式中 两相的平均密度； 分散相的密度，氯乙烯的密度，查得氯乙烯在50时的密度为856kg/m3； 连续相的密度，即水在50时的密度988.1kg/m3； 分散相的体积分率，无因次。由前面的计算可知，分散相VCM的体积为，所以VCM的体积分率为，所以该物系的平均密度为：平均粘度为 （4.9）式中 两相的平均粘度，； 分散相得粘度，即氯乙烯在50时的粘度； 连续相的粘度，即水在50时的粘度。所以平均粘度采用永田进冶公式法计算。 式中 雷诺准数，无因次； 桨径，m； 转速，r/s； 非均相系的密度，kg/m3； 物系的粘度，。所以 三叶后掠式搅拌器桨叶的宽度b=0.2m，桨叶数按z=3叶计算。 4.5 夹套传热面积的计算4.5.1 被搅拌侧对流传热系数被搅拌液体侧的对流传热系数的计算采用佐野雄二推荐的关联式计算，即 （4.10）式中 ，表示被搅拌液体对有夹套容器内壁的对流传热系数的准数，无因次； ，表示物性对传热系数影响的准数，无因次； 单位质量被搅拌液体消耗的搅拌功率，W/kg； 被搅拌液体的运动粘度，m2/s； 被搅拌液体的平均传热系数； 被搅拌液体的平均比热容。被搅拌液体的平均传热系数可按下式计算： （4.11）式中 为分散相即氯乙烯的质量分数，0.455； 为连续相即水的质量分数，0.545； 为分散相氯乙烯的热导率，； 为连续相的热导率，； 为二元作用校正系数，其中，为两组分的热导率的比值，其中数值大者作为分母，故。所以有 被搅拌液体的平均比热容按下式计算 （4.12）式中 分散相氯乙烯的比热容，查得氯乙烯在50时的比热容为； 分散相氯乙烯的质量，kg； 连续相水的比热容，查的水在50的比热容为； 连续相水的质量。所以有 由前面的计算可知，所以有 4.5.2 夹套侧对流传热系数夹套侧冷却水对流传热系数采用下式计算 （4.13）式中 ，表示对流传热系数的准数，无因次； ，表示物性对传热系数影响的准数，无因次； ，流体在主体温度下的粘度与在壁温下的粘度之比，无因次； 当量直径，m； 水的热导系数，； 水的比热容，； 流体在主体温度下的粘度，； 流体在壁温下的粘度，。下面计算夹套中水的流速u。夹套中的水的平均温度为30，查得其物性参数如下：比热容导热系数密度粘度需要移除的热量为 （4.14）式中 聚合过程中的平均放热速率，； 氯乙烯的聚合热，71.18kJ/mol； 氯乙烯重量，g； 氯乙烯的摩尔质量，62.50g/mol； T聚合时间，s。 所以冷却水的质量流率： 夹套中水的流率： 式中 螺距，0.05m； 夹套的环隙宽度，0.1m；所以 所以得到4.5.3 总传热系数求总传热系数K（忽略污垢热阻） （4.15）式中 被搅拌侧液体的对流传热系数，； 夹套侧冷却水对流传热系数，； 筒体的厚度，0.032m； 筒体材料的导热系数，45；内