设计计算部分6-63页氯乙烯

0 第三章第三章 工艺计算工艺计算 3 13 1 物料衡算物料衡算 对初始物料经反应器 水洗塔 碱洗塔 全凝器 尾气冷凝器 低沸塔 髙沸塔 聚合 釜等设备作无聊衡算 3 1 13 1 1 原料用量计算原料用量计算 3 1 1 13 1 1 1 设计依据设计依据 设计参数如下 a 生产规模 3 1 008 3 024 万吨 b 年工作时间 8000 小时 c 计算基准 连续过程以 kg 为基准 具体参数 a nHCI nC2H2 1 05 1 mol b C2H2合成 VC 时的转化率为 97 8 c C2H2转化为 VC 的选择性为 99 02 d C2H2转化为 EDC 的选择性为 0 90 目标 a VC 合成的物料计算 b 相关反应物 产物及产量并列表 3 1 1 23 1 1 2 物料流程图物料流程图 图 3 1 反应器物料示意图 VC 合成 反应器 C2H2 HCI VC 未反应的 C2H2 未反应的 HCI EDC CH3CH O N2 H2O 1 3 1 1 33 1 1 3 计算过程计算过程 年产量 3 1 008 3 024 万吨 3 024 107kg 年工作时间 8000h VC 每小时产量 3 024 107 8000 3780kg h 即 60 48kmol h VC 收率 0 986 0 996 0 9821 乙炔起始量 60 48 0 9821 61 5851 即 1601 2122kg h 进口乙炔质量分数 99 进口气体总质量流量 1601 2122 0 99 1617 3860kg h 进口氮气的质量流量 1617 3860 0 0097 15 6886kg h 进口水的质量流量 1617 3860 0 0003 0 4852kg h 因为 nHCI nC2H2 1 05 1 mol 故氯化氢的摩尔流量 61 5851 1 05 64 6643kmol h 即 2360 2483kg h 总气体质量流量 2360 2483 0 99 2384 0892kg h 进口氮气的质量流量 2384 0892 0 0097 23 1257kg h 进口水的质量流量 2384 0892 0 0003 0 7152kg h 进口组分质量流量 乙炔 1601 2122kg h 氯化氢 2360 2483kg h 氮气 15 6886 23 1257 38 8143kg h 水 0 4852 0 7152 1 2004kg h 二氯乙烷的收率 0 986 0 003 0 00296 二氯乙烷的生成量 61 5851 0 00296 0 1822kmol h 乙醛的收率 0 986 0 001 0 000986 乙醛的生成量 61 5851 0 000986 0 0607kmol h 出口组分质量流量 VC 3780kg h 未反应的乙炔 61 5851 1 0 986 0 8622kmol h 即 22 4170kg h 未反应的氯化氢 64 6643 60 48 0 1822 2 3 8200kmol h 139 4299kg h 2 二氯乙烷 0 1822kmol h 即18 0347kg h 乙醛 0 0607 kmol h 即2 6718 kg h 氮气 38 8143 kg h 水 1 2004 0 0607 18 0 1074 kg h 3 1 143 1 14 物料衡算表物料衡算表 表 3 1 反应器进出口物料一览表 进口出口 组分 kmol hkg h mol kmol hkg h mol C2H2 HCl N2 H2O VC CH3CHO CH4Cl2 合计 61 5851 64 6643 1 3862 0 0667 0 0 0 127 7023 1601 2122 2360 2483 38 8143 1 2004 0 0 0 4001 4752 0 4823 0 5064 0 0109 0 0005 0 0 0 1 0 8622 3 8200 1 3862 0 0060 60 4800 0 0607 0 1822 66 7973 22 4170 139 4300 38 8143 0 1074 3780 2 6718 18 0347 4001 4752 0 0129 0 0572 0 0208 0 0001 0 9054 0 0009 0 0027 1 3 123 12 各工段物料衡算各工段物料衡算 3 1 2 13 1 2 1 水洗工段水洗工段 1 设计参数 a 合成器经水洗后 98 wt 的 HCL 被洗掉 b 一圈全部被洗掉 不考虑 EDC C2H2在水中的溶解损失 c 水洗后废水含酸 2 wt d VC 损失为总量的 1 wt 3 e 水洗塔的压力位 850mmHg 水洗温度为 35 2 物料流程图 VC EDC C2H2 N2 H2O HCL 去碱洗 水 VC 损失 溶解 机械夹带 合成气 废水 H2O C2H4O HCL 图 3 2 水洗塔物料示意图 3 计算过程 被洗掉的氯化氢 139 4300 0 98 136 6414 kg h 被洗掉的乙醛 2 6718 kg h 生成的废水的量 136 6414 0 02 6832 0691 kg h VC 的损失量 3780 0 01 37 8 kg h 剩余 VC 量 3780 0 99 3742 2 kg h 即59 8752 kmol h 二氯乙烷 18 0347 kg h 即0 1822 kmol h 乙炔 22 4170 kg h 即0 8622 kmlo h 氯化氢 139 4300 0 02 2 7886 kg h 即0 0764 kmol h 氮气 38 8143 kg h 即1 3862 kmol h 总摩尔流量 59 8752 0 1822 0 8622 0 0764 1 3862 62 3822 kmol h 更据道尔顿分压定律 17 水蒸气的摩尔数 即58 1146 kmol h kmol h 3 2286 41 827 850 41 827 62 3822 2 n OH 设进口水量为 X 有溶解公式和物料恒算 15 17 解下列方程 75 0 1000 0 1074 58 1146 X 6832 0691139 43 58 11460 1074 X 得 X 6742 9608 kg h 水 洗 塔 4 VC 溶解量 0 75 6742 9608 58 1146 0 1074 1000 5 0137 kg h VC 机械夹带 37 8 5 0137 32 7863 kg h 4 物料衡算表 表 3 2 水洗塔进口物料一览表 进口出口 组分 kmol hkg h mol kmol hkg h mol C2H2 HCl N2 H2O VC CH3CHO CH4Cl2 合计 0 8622 3 8200 1 3862 374 6089 60 48 0 0607 0 1822 441 4003 22 4170 139 4300 38 8143 6742 9608 3780 2 6718 18 0347 10744 328 0 0020 0 0087 0 0031 0 8487 0 1370 0 0001 0 0004 1 0 8622 0 0764 1 3862 3 2286 59 8752 0 0 1822 65 6108 22 4170 2 7886 38 8143 58 1146 3742 2 0 18 0347 3882 3692 0 0131 0 0012 0 0211 0 0492 0 9126 0 0 0028 1 3 1 2 23 1 2 2 碱洗工段碱洗工段 1 设计参数 a 采用 10 wt 的氢氧化钠溶液 并循环至其 5 时放掉 b 碱洗温度 30 压力 795mmHg c VC 机械夹带损失为水洗后的 1 wt d EDC 不参与反应 不考虑 EDC 溶解夹带损失 5 3 物料流程图 10 氢氧化钠 碱洗气去压缩冷凝 碱 洗 塔 VC EDC C2H2 N2 H2O 水洗气体 VC 损失 碱洗废液 图 3 3 碱洗塔物料示意图 3 计算过程 VC 机械夹带 3742 2 0 01 37 422 kg h 氯化氢被全部消耗掉 2 7886 kg h 既0 0764 kmol h 消耗的氢氧化钠的量 0 0764 kmol h 既3 0560 kg h 设加入的氢氧化钠溶液的质量为 X 由气态冷凝的水的质量为 Y 解下列方程 05 0 Y 2 7886 3 0561 0 X X 824 31 824 31795 18 Y 3 2286 1 38620 18220 8622 5 62781 0 1000 9 0 422 372 3742 YX 解得 X 119 6529 kg h Y 55 7443 kg h 既加入氢氧化钠的量为119 6529 kg h 冷凝的气态水的量为55 7443 kg h 溶解的 VC 的量 0 781 0 9 119 6529 55 7443 1000 0 1276 kg h 剩余 VC 的量 3742 2 37 422 0 1276 3704 6504 kg h 4 物料衡算表 6 表 3 3 碱洗塔进出口物料一览表 进口出口 组分 kmol hkg h mol kmol hkg h mol C2H2 HCl N2 H2O VC CH4Cl2 合计 0 8622 0 0764 1 3862 3 2286 59 8752 0 1822 65 6108 22 4170 2 7886 38 8143 58 1146 3742 2 18 0347 3882 3692 0 0131 0 0012 0 0211 0 0492 0 9126 0 0028 1 0 8622 0 1 3862 0 1317 59 2744 0 1822 61 8367 22 4170 0 38 8143 2 3704 3704 6504 18 0347 3786 2867 0 0139 0 0 0224 0 0021 0 9586 0 0029 1 3 1 2 3 全凝器的物料衡算 1 设计依据 a 单体 VC 冷凝率为 99 5 wt b 粗油中乙炔溶解量控制在 0 02 wt 以下 c N2 C2H2在此条件下不冷凝 2 物料流程图 g VC C2H2 N2 碱洗压缩气 45 5 8 全 凝 器 VC EDC C2H2 H2O 25 图 3 4 全凝器物料示意图 7 3 计算过程 单体 VC 冷凝量 3704 6504 0 995 3686 127 kg h 设乙炔溶解量为 X 由溶解度公式 17 解下列方程 0002 0 3686 127 X X 解得 X 0 7374 kg h VC 溶解和机械夹带损失量 3686 127 0 003 11 0584 kg h 全凝器液相出口中 VC 量 3686 127 1 0 003 3675 0687 kg h 4 物料衡算表 表 3 4 全凝器出口物料一览表 3 1 2 43 1 2 4 粗馏粗馏 1 设计依据 a 尾冷器液化率 0 8 b 高沸塔液态出口只含 VC EDC 其摩尔分数分别为 60 40 c 高沸塔气态出口 VC 含量 99 9 mol EDC 含量为 0 005 mol 乙炔小于 0 001 气相出口液相出口 组分 kmol hkg h mol kmol hkg h mol C2H2 g VC g N2 g EDC g H2O g H2O l C2H2 l VC l EDC l 合计 0 8622 59 2744 1 3862 0 1822 0 1317 0 0 0 0 61 8367 22 4170 3704 6504 38 8143 18 0347 2 3704 0 0 0 0 3786 2867 0 0139 0 9586 0 0224 0 0029 0 0021 0 0 0 0 1 0 8338 0 2964 1 3862 0 0 0 1317 0 0284 58 8011 0 1822 61 6598 21 6796 18 5233 38 8143 0 0 2 3704 0 7374 3675 0687 18 0347 3775 2283 0 0135 0 0048 0 0225 0 0 0 0021 0 0005 0 9536 0 003 1 8 2 物料流程图 V1 F V1 V2 F F1 F1 F2 W1 D W2 图 3 5 精馏物料示意图 3 计算过程 F1 18 0347 3675 0687 0 7374 2 3704 3696 2112 kg h D 2 3704 kg h F1 F1 D 3696 2112 2 3704 3693 8408 kg h V1 21 6796 18 5233 38 8143 79 0172 kg h 设 V1中 N2的摩尔分数为 55 49 则 C2H2的摩尔分数为 1 10 55 49 34 51 其中 N2的物质的量为 n 1 3862 kmol h qm C2H2 1 3862 55 49 26 34 51 22 4151 kg h 即 0 8621 kmol h qm VC 1 3862 55 49 62 5 10 15 6136 kg h 即 0 2498 kmol h 设高沸塔气相出口 V2中 VC EDC C2H2总物质的量为 X 液相出口 W2中 VC EDC 总 物质的量为 Y 则 EDCWEDCVEDCF VC 损失 WVCWVVCVVCF 代入数据 0 1822 0 005 X 0 4Y 58 8011 99 9 X 0 6Y 8 1155 62 5 全凝器 尾冷器 粗 馏 塔 水 分 高沸塔 9 解得 X 58 4609 mol h Y 0 4481 mol h 即 W2 0 4481 mol h V2 58 4609 mol h W2 EDC Y 0 4 0 1792 kmol h W VC Y 0 6 0 2689 kmol h V2 VC 99 9 X 58 4024 kmol h V2 EDC 0 005 X 0 0029 kmol h W C2H2 21 6796 0 7374 22 4151 26 0 0001 kmol h qm VC 损 3675 0687 0 003 11 0252 kg h 检验 0 0019 26 58 4024 1 252 10 6 1 252pmm5s fTh 故降液管设计合理 降液管底隙高度 ho h 0 0172m o 3600 h wo L l 3 596 3600 0 726 0 08 h h 0 05175 0 0172 0 0346m 0 006m wo 故降液管底隙高度设计合理 2 塔板布置 塔板的分块 因 D ll00mm 故采用单块式 边缘区宽度的确定 取 Ws Ws 0 065m Wc 0 035m 开孔区面积计算 开孔区面积 A 按以下公式 20 计算 a A a 2 221 2sin 180 D 2 W W 1 1 2 0 1364 0 065 0 3486m ds D 2 W 1 1 2 0 035 0 515m C 故 A 2 a 2 2212 0 5150 3486 0 34860 5150 3486sin0 6585 1800 515 m 筛孔计算及其排列 由于所处理的物系无腐蚀性 可选用的碳钢板 mm3 33 取筛孔直径 mm5d0 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 t 为 mm1553d3t 0 筛孔数目 n 为 个3381 015 0 6585 0 155 1 t A155 1 n 22 a 开孔率为 1 10 100 15 5 907 0 t d 907 0 22 0 气体通过阀孔的气速为 sm889 6 6585 0 101 0 4582 0 u 0 s 0 A V 3 3 1 4 筛板的流体力学验算 1 塔板压降 干板阻力有以下公式 20 计算 c h L V C 2 0 0 c u 051 0 h 由 查干孔筛的流量系数图 20 得67 1 35d0 772 0 0 C 故液柱m0569 0 72 894 54 12 772 0 889 6 051 0 u 051 0 h 2 2 0 0 c L V C 气体通过液层的阻力为计算 1 h L hh1 sm AA V T 520 0 0686 0 94985 0 4582 0 u f s 0 2 1 2 1 00 mskg8414 1 54 1252 0u V F 查充气系数关联图 20 得 L hh1 59 0 故液柱m0354 0 06 0 59 0 hh1 L 液体表面张力的阻力 34 液柱m00137 0 005 0 81 9 72 894 10154 gd 4 h 3 0 L L 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算 即 p h 液柱m09367 000137 0 0354 0 0569 0hhhh 1Cp PaghP Lpp 16 82281 9 72 89409367 0 2 液面落差 由于筛板塔的液面落差很小 且设计的塔径和液流量均不大 故可以忽略液落差 的影响 3 液沫夹带 由亨特经验是式 20 5 2 3 f a 6 h u107 5 e TL V H m15 006 0 5 2h5 2hf L 2 3 f a 6 h u107 5 e TL V H 1 0kgkg00396 0 0 1540 0 0 52 1015 107 5 2 3 3 6 气液 4 漏液 对筛板塔 漏液总气速 由公式 20 计算 min0 u VLL C hh13 0 0056 0 4 4u 0min0 sm147 3 54 1272 8940 01370 0613 0 0056 0 772 0 4 4 孔速为 min00 usm147 3 sm6 889u 稳定系数 20 为 5 1189 2 147 3 889 6 u u min0 0 K 5 液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液层高度应满足 20 d H wd h T HH 取 则5 0 m2259 0 05175 04 05 0hw T H 35 而 dd hhH 1 板上不设进口堰 可用下式计算 d h 液注muhd001 0 08 0 153 0 153 0 22 0 液注 mhhhH dpd 155 0 001 0 06 0 09367 0 1 故 即不会发生液泛现象 wtd hHH 3 3 1 5 塔板负荷性能图 1 漏液线 3 2 1 min min 0min 1000 84 2 13 00056 0 4 4 w h ow oww o s o vllo l L Eh hhh A V u hhCu 由 54 12 72 894 00137 0 726 0 3600 1 1000 84 2 05175 0 13 00056 06585 0101 0 772 0 4 4 1000 84 2 13 0 0056 0 4 4 3 2 3 2 min s VL w s waos L h l L EhACV 整理得 7818 07 71259 0 3 2 ss LV 2 液沫夹带线 以气为限 求关系如下 kgkgeV 1 0液 ss VL 05175 0 5 25 2 1348 1 0686 09498 0 107 5 2 3 6 w owwLf s s fT s a fT a L V h hhhh V V AA V u hH u e 36 3 2 3 2 826 0 1000 84 2 s w h ow L l L Eh 3 2 2 3 3 2 2 3 6 3 23 2 3 23 2 383 1076 0 1 0 065 22706 0 1348 1 31015 6107 5 107 5 065 2 2706 0 065 21294 0 4 0 065 21294 0 826 0 05175 0 5 25 2 ss s s fT a L V ssfT ssowwf LV L V hH u e LLhH LLhhh 整理得 故 3 液相负荷下限线 对于平衡堰 取堰上液层高度作为最小液体负荷标准 20 mhow006 0 故 006 0 1000 84 2 3 2 w h ow l L Eh smLE s 000619 0 3600 726 0 84 2 1000006 0 1 3 2 3 min 则则 4 液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限s4 sm HA L L HA Tf s s Tf 00686 0 4 4 00686 0 4 4 3 min 5 溢流液泛线 令 dlpd hhhH L hh 1 hhhh cp 1 owwL hhh 24 wTd hHH 由以上几式联立可得 37 1 1 Twowcd Hhhhhhsjjbb 忽略 将与 与的关系式代入上式 整理得 hs ow h s L d h s V 2 2 3 sss aVbcLdL 其中 2 0 051 V aoL a A C 1 Tw bHhjjb 2 0 153 Wo c l h 23 2 843600 1 1000 w dE l 代入相关数据得 2 0 05112 54 0 27 894 72 0 101 0 6585 0 772 a 0 50 4 0 50 591 0 051750 1436b 2 0 153 981 2085 0 7260 0172 c 23 2 843600 11 0 591 313 10000 726 d 故 2 22 3 0 270 1436981 20851 313 sss VLL 根据以上各线方程 可作出塔的设备的负荷性能图 如图 3 11 所示 38 记得改记得改 0 0 0 5 1 0 1 5 2 0 0 0000 0020 004 L m3 S V m3 s 漏液线液相负荷下线液相负荷上线液沫夹带液泛线操作线 在负荷性能图上 作出操作点 A 连接 OA 即作出操作线 如上图所示 该塔的操作线上限位 液泛控制 下限为漏液控制 3 max 0 21 s Vms 3 min 0 085 s Vms 故操作弹性为 max min 0 21 2 46 0 085 s s V V 3 3 1 6低沸塔再沸器选型 1 设计依据 a 进口釜温度 39 5 出口气体温度 39 5 oCoC b 热水进口温度 98 出口温度 78 oCoC 2 物料流程图 39 39 2 气体 78 热水 98 热水 39 2 液体 图 3 12 低沸塔再废器物料示意图 3 计算过程 再沸器给出热量可近似看做塔底产品汽化所需热量 39 2 下 VC 的汽化潜热可为 363 33kJ kg hkJMVQ 104858 1 5 624822 65 6 1 48 2 3978 2 3998 ln 2 3978 2 3998 m t 取 K 188 361 2 CmhkJ 2 6 987 163 1 48361 188 104858 1 m tK Q F m 查工程手册 21 22 知 采用一台换热面积为 164m2的列管式换热器并联使用 管子规格 25 2 5 管数 350 管长 6m 热水用量 即 17 688m3 h hkg tC Q q P m 095 17688 202 1 104858 1 6 3 3 2 高沸塔设备计算 再沸器 40 表 3 6 高沸塔进出口物料一览表 进料塔顶塔釜 物料 kmol h mol kmol h mol kmol h mol VC C2H2 EDC 合计 291 282 0 0007 2 7267 294 0094 0 9907 2 38 10 6 9 274 10 3 1 287 2134 0 0007 0 0143 287 2284 0 99995 2 437 10 6 4 9786 10 5 1 4 0686 0 2 7124 6 781 0 6 0 0 4 1 3 3 2 1 塔板数的计算 1 最小回流比的确定 设泡点进料 以 EDC 作基准 则 EDC 1 C2H2 153 VC 22 7 联立以下两个方程 20 1 1 m n i i iDi R q Z n i i ii 1 1 经试差求得 q 1 0089 Rm 0 041 取 R 1 5Rm 0 061 2 最少理论塔板数的确定 取轻关键组分为 VC 重关键组分为 EDC 高沸塔进口处可看作与全凝器入口温 度相同 此温度下塔顶各物质的 K 值如下 KVC 0 7243 KC2H2 4 9 KEDC 0 0319 塔出口各物质的 K 值分别为 KVC 0 985 KC2H2 5 84 KEDC 0 1295 由公式 20 即可算出 Nm1 lg lg lh W l h D h l m N 其中 41 14 3 1295 0 985 0 0319 0 7243 0 W lhDlhlh 故 69 2 1 14 13lg 6 0 4 0 00005 0 99995 0 lg 1 lg lg lh W l h D h l m N 3 利用吉利兰图 20 求 N 0193 0 1061 0 041 0 061 0 1 R RR m 经查吉利兰图得 65 0 1 N NN m 则 N 9 54 不包括塔釜 4 进料位置和时机塔板数的确定 利用柯克布赖德公式 2061 0lg 2 HD LW F l h D W m n 00005 0 6 0 9907 0 0093 0 2284 287 781 6 2061 0 lg 2 g m n 故 m n 8 48 联立 n m 9 54 得 n 8 53 m 1 01 取板效率为 30 则实际塔板数为 精馏段 n 29 块 提馏段 m 4 块 包括再沸器 故选取 32 块塔板 不包括再沸器 其结构为浮动喷射塔板 3 3 2 2 高沸塔的塔体工艺尺寸计算 1 塔径的计算 精馏段和提馏段的气 液相流率 精馏段 hkmolRDL 62 172134 287061 0 hkmolDRDLV 834 3042134 287061 1 1 提馏段 hkmolFLL 63 3110094 29462 17 hkmolVV 834 304 sm P nRT Vs 366 0 1036006 5 3915 273 314 8 1000834 304 3 5 42 S V D 4 取sm 55 0 有mD9205 0 55 0 366 0 4 因精馏段和提馏段的气 液相负荷及物性数据接近 故全塔取塔径mm1000 2 高沸塔有效高度的计算 精馏段的有效高度 2 114 0 129 1 mHNZ T 精精 提馏段的有效高度 2 14 0 14 1 mHNZ T 提提 在进料板上方开一人孔 其高度为 0 8m 故精馏塔的有效高度 提精 mZZZ 2 138 02 1 2 118 0 3 3 2 3 塔板主要工艺尺寸的计算 1 溢流装置计算 因塔径 D 1m 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 各项计算如下 堰长 w l 取mDlw66 0 166 0 66 0 溢流堰高度 w h 20 由 owlw hhh 选用平直堰 堰上液层高度 ow h由下式计算 3 2 1000 84 2 w h ow l L Eh 近似取 E 1 液体密度近似为 VC 的密度 即 894 72kg m3 m l L Eh w h ow 004244 0 66 0 72 894 5 6262 17 1 1000 84 2 1000 84 2 3 2 3 2 取板上清液高度层mmhL60 故mhw0558 0 004244 0 06 0 弓形降液管宽度 d W和截面积 f A 43 由 查弓形降液管参数图 20 的 66 0 D lw 124 0 0722 0 D W A A d T r 故 22 0567 0 5 0 0722 00722 0 mAA Tr mDWd124 0 1124 0 124 0 验算液体在降液管中的停留时间 即 ss L HA h rr 5 3 66 72 894 5 6262 17 4 00567 036003600 故降液管设计合理 降液管底隙高度 0 h m ul L h w h 00648 0 08 0 66 0 3600 231 1 3600 0 0 mmhhw006 004932 000648 00558 0 0 故降液底隙高度设计合理 2 塔板布置 塔板的分块 采用单块式 边缘区宽度的确定 取mWmWW css 035 0 065 0 开孔区面积 按下式计算 20 a A 1 2 22 sin 180 2 a A mWW D sd 311 0 035 00124 0 2 1 2 mW D c 465 0035 0 2 1 2 故 21 2 22 532 0 465 0 311 0 sin 180 465 0 311 0 465 0 4226 02mAa 筛孔计算及其排列 由于所处理的物系无腐蚀性 可选用 3mm 的碳钢板 取筛孔直径 d0 5mm 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 t 为 t 3d0 3 5 15mm 筛孔数目 n 为 44 个 2731 015 0 532 0 155 1155 1 22 t A n a 开孔率为 1 10 100 15 5 907 0 907 0 22 0 t d 气体通过孔阀的气速为 sm A V u S 81 6 532 0101 0 366 0 0 0 3 3 1 4 筛板的流体力学验算 1 塔板压降 干板阻力 hc的计算公式 20 L V c C u h 2 0 0 051 0 由于 d0 5 3 1 67 查干筛孔的流量系数图 20 的772 0 0 C 故 液柱m C u h L V c 056 0 72 894 54 12 772 0 81 6 051 0 051 0 2 2 0 0 气体通过液层的阻力为计算 1 h L hh 1 sm AA V u fT S 503 0 0567 0 5 0 366 0 2 0 2 12 1 0 78 1 54 12503 0 mskguF Va 查充气系数关联图 20 得 0 58 故液柱mhh L 0348 006 0 58 0 液体表面张力的阻力 液柱m gd h L L 00137 0 005 0 81 9 72 894 101544 3 0 气体通过每层塔板的液柱高度 液柱mhhhh cp 09217 0 00137 0 0348 0056 0 1 气体通过每层塔板的压降为 Paghp Lpp 80981 9 72 89409217 0 45 2 液面落差 由于筛板塔的液面落差很小 且设计的塔径和液流量均不大 故可以忽略液面落差的影 响 3 液沫夹带 气液 kgkg hH u e mhh hH u e fT a L V Lf fT a L V 00356 0 15 0 40 0 503 0 1015 107 5107 5 15 006 05 25 2 107 5 2 3 3 6 2 3 6 2 3 6 4 漏液 对筛板塔 漏液总气速 由下 min 0 u 计算 公式 20 VLL hhCu 13 00056 0 4 4 0min 0 sm 147 3 54 12 72 8940137 006 0 13 0 0056 0772 0 4 4 实际孔速为 min 00 147 3 81 6 usmsmu 稳定系数为 5 1164 2 147 3 81 6 min 0 0 u u K 5 液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液层高度应满足 20 d H wTd hHH 取 则4 0 mhH wT 2279 0 0558 0 4 05 0 而 dlpd hhhH 板上不设进口堰 可用下式计算 d h 液柱 muhd001 0 08 0 153 0153 0 2 2 0 液柱mhhhH dlpd 1279 0 001 0 0348 0 09217 0 46 故 即不会发生液泛现象 wTd hHH 3 3 1 5 塔板负荷性能图 1 漏液线 由 minLV 4 4 0 00560 13 oL uCohh min o min u s o V A owwl hhh 3 2 1000 84 2 w h ow l L Eh V L 3 2 min 1000 84 2 13 00056 04 4 h l L EhACV w h woos 54 12 72 894 00137 0 66 0 L3600 1 1000 84 2 0558 0 13 0 0056 0 532 0 101 0 772 0 4 4 3 2 s 819 0 16 8 1825 0 3 2 ss LV整理得 在操作范围内 任取 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 液沫夹带线 关系如下 气为限 求液以Vs Ls 1 0kgkgeV 2 3 L 6 10 7 5 fT a V hH u e s s fT s a V V AA V u373 1 567 0 785 0 5 25 2 owwLf hhhh 0558 0 w h 3 2 88 0 66 0 3600 1 1000 84 2 3 2 s s ow L L h 3 2 3 2 2 21395 0 88 0 0558 0 5 2 5 2 ssf LLhowhwh 故 47 3 23 2 2 22605 02 21395 0 4 0 ssfT LLhH 2 3 L 6 10 7 5 fT a V hH u e 1 0 2 22605 0 373 1 10 15 10 7 5 3 23 6 s s L V 3 2 s 143 9 08 1 V s L 整理得 在操作范围内 任取 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 3 液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上液层高度 mhow006 0 作为最小液体负荷标准 006 0 1000 84 2 3 2 w h ow l L Eh故 取 E 1 则 smLs 00056 0 3600 66 0 84 2 1000 006 0 3 3 2 min 4 液相负荷上限线 以 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限 4 s Tf L HA sm HA L Tf s 00567 0 4 4 0 0567 0 4 3 max 5 溢流液泛线 令 dLPd hhhH wTd owwL lcp Ll hHH hhh hhhh hh 由以上几式联立可得 hhhhhH dcowwT 1 1 48 3 2 sds 2 VhL sss ow dLcLbaV hh 理得 的关系式带入上式 整与 与 将忽略 其中 L V CA a 2 00 051 0 wT hHb1 153 0 2 0 hl c w 3 2 3600 1 1000 84 2 w l Ed 带入相关数据得 415 0 72 894 54 12 772 0 532 0101 0 051 0 2 a 141 0 0544 0 152 0 5 904 05 0 b 76 8364 00648 0 66 0 153 0 2 c 39 1 66 0 3600 0581 1 1000 84 2 3 2 d 故 3 222 39 176 836414 0 415 0 sss LLV 在操作范围内 任取 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 6 根据以上各线方程 可作出塔设备的负荷性能图 如图 3 14 所示 高沸塔负荷性能图 3 14 高沸塔负荷性能图 49 在负荷性能图上 作出操作点 A 连接 OA 即作出操作线 如上图所示 该塔的操作上 限位液泛控制 下限为漏液控制 smV s 572 0 3 max smVs 225 0 3 min 故操作弹性为54 2 225 0 572 0 min max s s V V 3 3 2 6 高沸塔再沸器选型 1 设计依据 a 进口釜液温度 39 5 出口气体温度 39 5 b 热水进口温度 98 出口温度 78 2 物料流程图 39 5 气体 78 热水 98 沸水 39 5 液体 图 3 15 高沸塔再沸器物料示意图 2 计算过程 再沸器给出热量可近似看作塔底产品汽化所需热量 39 5 下 VC 的汽化潜热可为 293 006kJ kg Q V M 304 834 293 006 62 5 5 5824 6 10kJ h 8 47 5 3978 5 3998 ln 5 3978 5 3998 m t 取 K 418 58 kJ h 再 沸 器 50 F 01 279 8 4758 418 105824 5 6 m t K Q F 22 21 查工程手册知 采用 3 台换热面积为 120 的列管式换热器并联使用 管子规格 25 2 5 管数 255 管长 6 m 3 热水用量 hkg C Q q tp m 106457 6 202 4 105824 5 4 6 即 66 457 m h 3 3 2 7 成品冷却器的选型 1 设计依据 a 进口 VC 气温度 32 5 出口液体温度 25 b 盐水进口温度 5 出口温度 10 2 物料流程图 VC 气 32 5 10 盐水 5 盐水 VC 液 25 图 3 16 成品冷却器物料示意图 3 计算过程 MDQ 其中 M 近似为 VC 的摩尔质量 即 5 62kmolkg hKJMdQ 10260 5 5 62006 2932134 287 6 2 21 10 5 32 525 ln 105 32 525 m t 188 36kJ K 2 取mh 51 2 15 1317 2 21 36 188 106 26 5 m tK Q F m 查工程手册 22 21 知 采用六台换热面积为 390m2的列管式换热器并联使用 管子规格 25 2 5 管数 850 管长 6m 冷却水用量 hkg Cp Q qm 10 505 2 5 2 4 10 26 5 t 5 6 即 250 5m3 h 3 3 3 聚合釜设计容积的计算 目前 国内悬浮法聚合 PVC 生产技术中 生产装置所用的聚合釜只要有 35m3 70 2m3 和 135m3 中 聚合釜在 0 04 0 05MPa 的压力条件下 进行操作 随着反应的进行 釜内物料的相态也发生变化 开始反应时 釜内全是液相氯乙烯 随着反应时间的延长 液相氯乙烯中悬浮的聚氯乙烯固体颗粒逐 渐增多 反应后期几乎全是聚氯乙烯颗粒 因此 聚合釜采用 3 叶后掠式搅拌器 两层 聚合热以夹 套散热为主 辅以釜内冷却管散热的方式 聚合釜是悬浮法聚氯乙烯生产中最关键的设备 其是否先进对聚氯乙烯的生产起决定作用 它不但 关系到装置是否进行正常运行 而且影响装置的生产能力 传热和传质效果 影响产品质量和装置的 各项技术经济指标 此外 反应在 0 04 0 05Mpa 中压下进行 反应较激烈 故安全操作和使用很重要 3 3 3 1 聚合釜材质的选定 聚合釜生产操作压力为 0 04 0 05Mpa 反应温度为 57 5 0 2 同时催化剂有腐蚀 作用 聚合有粘釜现象 故其材质选用不锈钢 这样产品的清洁度也较高 3 3 3 2 聚合釜容积的确定 计算公式 KdCT P EV 式中 V 聚合釜设计容积 m3 E 装置单线生产能力 t a P 单釜操作周期 取 6h 52 T 年操作时数 h a 取 8000h C 氯乙烯转化率 取 82 d 最高操作温度 57 5 0 2 时液相氯乙烯的密度 0 84t m3 K 聚合釜最高操作温度条件下的设计装料系数 K 取 0 4 0 5 本次设计取 0 4 可以取 V 70m3 3 3 3 3 聚合釜外形设计尺寸的设计 聚合釜高径比的选择 19 聚合釜高径比的选取主要考虑三个方面的需要 1 有利于聚合釜撤热 所以要保证较大的高径比才能保证足够的比热面 考虑对搅拌功率的影响 高径比越大 搅拌功率越大 消耗的动力越大 因此高径比不 宜过大 一般聚合釜的高径比在 1 3 之间 根据对传热面积 搅拌功率的计算以及有关设计和 生产单位的经验 70m3 聚合釜的高径比选取 1 86 即 H 1 86D 可以满足以上三个方 面的要求 釜直径的求取 图 6 1 聚合釜外形尺寸示意图 11 2 D 4 HV 因为 DHH6 0 1 DH86 1 53 故 322 1 9896 0 6 086 1 4 6 0 4 DDDDDHDV 两封头容积 3 2 2 2 314 0 2 2 6 0 3 4 2 23 4 D DDDd V 聚合釜容积 21 VVV 33 21 314 098967 0DDVVV 得 3 3036 1 DV 3 1 3036 1 V D 式中 V 聚合釜容积 3 m D 聚合釜直径 m 1 V 筒体部分容积 3 m 2 V 椭圆封头容积 3 m 1 H 筒体部分高度 m H 聚合釜高 m d 椭圆封头短轴直径 m 当 3 70mV 时 mD7726 3 3036 1 70 3 1 取mD8 3 3 其他外形尺寸的确定 1 釜高 根据高径比DH86 1 可求的釜高 DH86 1 即为求取釜高的公式 则 3 70m聚合 釜的釜高H为 mmDH07 7 8 386 186 1 圆筒体高 1 H为 mmDDDHH04 5 0 426 1 26 1 6 086 1 6 0 1 2 椭圆封头直径d的求取 根据Dd6 0 可求得 3 70m釜的椭圆封头直径为 md28 2 8 36 0 椭圆封头的高m d r14 1 2 28 2 2 3 根据以上数据复算釜的实际容积 54 333 53 718 33036 1 3036 1 mDV 4 夹套比传热面 设为夹套面积 则夹套比传热面 5 比界面 比界面 3 3 3 4 内构件及搅拌轴封的设计 搅拌器设计主要是保证良好的搅拌效果 搅拌效果的好坏关系到釜内的反应是否均匀 反映热能否顺利撤除 间歇式悬浮法生产聚氯乙烯装置的聚合釜内物料的相态是随时间 变化的 开始反应时釜内全部是液相 随时间的延长 液相中悬浮的固体颗粒逐渐增多 比固体颗粒浓度大或全部是固体颗粒情况下 选用一般的浆式 锚式 框式搅拌器是不 适宜的 经过大量的试验研究和生产实践的摸索表明 三叶后掠搅拌器对于聚氯乙烯固 体颗粒物料的搅拌效果较好 而且所消耗的功率也比较小 1 三叶后掠搅拌器是一种径流型搅拌器 共有三个叶片 其叶片一方面向后弯曲 一方面向上略翘起 同翅形挡板结合使用 图 6 2 为该搅拌器的结构简图 搅拌器直径与槽内径之比 d D 0 5 叶片宽度与搅拌器直径之比 b d 0 1 叶片宽度与翘起高度之比 d h 0 4 桨叶末端弯曲角 上翘角 2 搅拌转速的选定 55 搅拌转速是影响搅拌效果最重要的因素之一 搅拌转速越高 传热传质效果越好 对 产品熔体流动速度指标有利 但是 搅拌速度越高 消耗功率大 对搅拌的要求也高 此外 还对聚氯乙烯物料有粉碎作用 因此 在选择搅拌速率时应综合考虑 对于 70m3 的聚合