设计计算书万吨脱水精馏聚合干燥

1概述（略)本设计是配套年产10万吨聚氯乙烯的氯乙烯脱水、氯乙烯精馏及氯乙烯聚合干燥三个工序.在进行各个工序工艺设计的计算前，经分析可大致确定各阶段的物料消耗量,其具体情况见下表：1０万吨/年聚乙烯项目的部分过程的物料消耗表Vｃ期相脱水Vc精馏Vｃ聚合进：含水粗Vc出：脱水粗Vc出:脱水粗Vc出：精Vc进：精Vc出：PVC年需求量Kg/ａ10．5×１010。5×1０10.3×1０10．3×１010。2×1010。2×101１０．0×10平均流量Kg／h1３.1×1０１３.1×１01２。８８×１０12.88×101２.75×１01２。75×１012。5×1０过程消耗进料:出料为：1.0２:1进料：出料为：１.0１:１进料：出料为：1．02：1２氯乙烯脱水工序设计计算2.１氯乙烯脱水工序物料衡算2。１.12。1．1．1氯乙烯分子量：62.5VC气柜中粗氯乙烯含量≥97﹪粗氯乙烯含乙炔＜３﹪（包括少量的Ｎ２和40℃氯乙烯临界温度１5６。5(14２。0)℃临界压力５5。0（52．5）大气压氯乙烯气体在5℃—７５℃之间的平均黏度u=１1０up=1．122×10４7℃1０℃2。1。1.2VC气相冷却器VC气相冷却器2固碱干燥器风机自气柜（1）（2）3）（3）（5）（4）冷凝水回收（6）液碱回收气相脱水降减湿、固碱吸湿过程工艺流程图2.1．1。2已知过程物料流程中各物料量流程号123４56主要物质VC（g)VC(g）VC(g）水（g）VC（ｇ)流量Kg／h13。１×10１3．1×10?？?？压力Ｍpa０.１04?？0。1200。１１5０。117温度℃4０？55101０表中?表示需要通过工艺计算解决的量２。1.２氯乙气相冷却器物料衡算物料衡算总式：Ｆ=F+F+X其中:Ｆ为进入冷却器前的氯乙烯流量、F1为从冷却器出来后的氯乙烯流量、F2为冷凝水中含有的氯乙烯的量、Ｘ为通过冷却器除去的水分。2.1．2。１冷却器示意图及已知条件（见下图） 冷却器（2）（3）（4）t=47p=0.12Mpaw=13100kg/ht=47p=0.12Mpw=13002t=5p=0.12Mpaw水=?（219.2Kg/h）冷却器已知条件示意图２。1。２。2冷却器除水量Ｘ的估算根据理想混合气体中某组分的摩尔分数等于其分压数，做如下估算当t=40℃时,水的饱和蒸汽压为55．32ｍmHg＝7。３７５×10３Ｐa,设水的物质的量为n40则有:=所以n40=１３.71ｋｍｏl／ｈ当t=５℃时,水的饱和蒸汽压为6。54mmHg＝87１.9pａ，设水的物质的量为ｎ5则有=所以ｎ5=1．5348Kｍol／h于是，冷却器的除水量X=X—X=（13。7１-１。5348）×１８＝219．2Ｋg／h2.1。2.3冷却器的冷凝水带走的氯乙烯量由氯乙烯在水中溶解度表查得：5℃水溶解的氯乙烯为161ｍl/ml则219.２Kｇ/h水带走的氯乙烯的量１61×219。2×10ｍｌ/h＝１575。5mol/h=98kg2．1。2.4冷却器ＶC气相出口最低含量Ｘ预测X＝=2104ppm可将冷却器VC气相出口含水量设计指标值定为2500ppm,根据上述的预期值，只要出口温度能稳定控制在5℃左右,设计着表就可以达到．２.1。3固碱干燥2.1．3。1固碱干燥器示意条件图（见固固碱干燥器t=5P=0.117MpaW=13002t=20P=0.117MpaW=51.88Kg/h(5)(3)(6)t=10P=0.115MpaW=12990kg/h2.1。3根据资料知５0﹪固碱溶解的水蒸气分压:10℃时０。5ｍｍHg15℃时1。1mmHg20℃时2mｍＨｇ，再本工艺中，VC出固碱干燥器温度控制在10℃，则水的饱和蒸汽压为０.５mmHg=66。7pa＝０。66７×１0Mpa设干燥器出口VＣ气相水的物质的量为nＨ２Ｏ则有：=∴nH２Ｏ=0．１216Ｋmol/h∴固碱吸湿除水量X=Ｘ—Ｘ=（1。5３48-0.12１６)×１８=25．44kg/h２.１。3∵烧碱溶液是以50﹪的水溶液排放，∴W=2.1．3Ｘ==１6７ppm由已知要求可知：固碱干燥器VＣ气相出口含水量设计指标定为≤６00ppm，根据上述计算，只要固碱干燥器出口温度能够稳定在10℃左右，设计指标是能达到的。2。２氯乙烯脱水工序热量衡算2.饱和指数K==1.183VＣ气体平均比热Cp=0.22ｋcal/ｋg·℃２.2按理想气体绝热过程考虑，有∴T=【4】其中，Ｔ—压缩后温度Ｔ-压缩前温度已知：T=313ＫP—压缩后压力已知：P＝0。12ＭpａP—压缩前压力已知:Ｐ=0。104Mｐａ∴T=T(）=31３×(1。１5３8)=31３×1。0２24＝３２0K即t＝47℃为氯乙烯经风机压缩后的温度2．22．2.3（2）（2）T=47℃W=13100Kg/hW=246.8Kg/ht=0℃W=?(2)(3)(4)T2=5W=13002W=27.6Kg/hT2=5W=219.2Kg/hWvc=98Kg/h（1）T1=-5W冷=?冷却器热量衡算示意图图中?表示要通过热量衡算解决的量2。2。3（１）.冷却器的冷凝负荷（Q冷凝）Q＝WH其中,W-冷凝水的流量W=21９。２KｇH－水的平均汽化热H=2240KJ/Kg∴Ｑ＝219。2KＪ/h×224０ＫＪ/h＝4。91×1０KJ/h(2）.冷却器中热负荷（Q）Q=Ｑ＋Q=ＷvｃＣ（Ｔ-Ｔ)+WＨ2OＣ(T-T）其中,Ｗ-氯乙烯气体流量（kｇ／h)Wvc=13１００kgＷ－水蒸气流量(kｇ/h)WH2O=２46。8ｋg/hC－水蒸气的平均比热Ｃ=0。９24/Kg℃C—水蒸气的平均比热Ｃ=1.848ＫJ/Kg℃T2－VC进冷却器的温度T＝4７℃Ｔ2—VC出冷却器的温度T=5℃∴Ｑ=13。1×1０Kg/ｈ×0.924KJ/Kg℃×（47-５）℃+246。8Ｋg／h×1。８４8=5。2７54×10ＫJ/h(3）．冷却器的热负荷(Q)Ｑ=Q冷凝+Q冷却=5．2７54×１0ＫＪ／h+4.91×１0KJ／h=１0.1854×１0KJ/ｈ2．２.3．3冷媒水的流量（Ｗ∵有能量守恒知，在忽略热损失的情况下，热流体放出的热量＝冷流体吸收的热量∴Ｑ=WCp（t1-ｔ2）其中，Ｗ-冷媒水流量Ｃp-冷媒水平均比热Cｐ＝４.２4６kJ/kｇ·℃t１-冷媒水进口温度t1＝-5℃t２-冷媒水出口温度t2＝0℃∴W＝=47976Kg／h２.2。３.有分析知，冷却器内外呈逆流状态,则存在下列关系:T=47℃T=5℃t=0℃t=-5℃t=47℃ｔ=10℃∴2.2.3.５传热面积F（mF=其中，Q-传热量10。1854×１０KJ／hK－总传热系数根据校验K＝62KJ／mh℃△tm-对数平均差△ｔｍ=24℃代入数据可得：Ｆ=68５m２．２２。２．4（5）（5）t=10P=0.115MpaW=12990t=﹣2W=?(3)t=5p=0.117MpaW=13002(2)P=0.117Mpat=20W=12Kg/ht=﹣5固碱干燥器条件示意图2．2.4。2冷却水的流量W由分析可知,冷却水主要是用来使氯乙烯气体保持在一定的温度，则冷却水的用量与气体的温度方面密切相关当VC气体进入固碱干燥器中,固碱会吸收ＶC气体中的水分,转化为５0﹪的烧碱溶液,这一过程中，有两个问题需要考虑：一是水蒸汽的冷凝热（Ｑ)；二是水溶解于烧碱所放出的熔解热(Ｑ）。(1).水蒸气的冷凝热QQ=25.４４Kg/ｈ×2490KJ/Ｋg＝633４５。6KJ（2）.水溶解于NaＯＨ所放出的溶解热Q查《化工工艺设计手册》下册得NaOH溶解热Hs=４2７５6KJ/Kmol每小时溶解所放出的热量Ｑ=×4２7５6KJ／Ｋoml=２7１92.82ＫJ/h(3)．VC气体温升固碱干燥器放出的热量：Ｑ总=Q凝+Q溶=633４5。6+2７19２.8２KJ/h=9０5３8。4２ＫJ/h∵Q总＝Wｔ＝如果无冷却措施，则VC气体温度将升到ｔ＝１２.54。但是工艺要求VＣ气体出口温度为10,这样就要求固碱干燥器中的冷却水把VC气体出口温度控制在10,这就需要冷却水从固碱干燥器中得到如下热量：Ｑ=1３00２ｋg/h×0.９２4kJ/kｇ×(12。54-１0）＝3０515.１7kＪ∵Q=W冷C（ｔ２-t1)其中，Ｗ冷—冷却水的流量Ｃ—冷却水的平均比热Ｃ=４．2KJ/kgt２-冷却水出口温度t2＝-２t1—冷却水入口温度ｔ1=—５∴Ｗ冷＝2．2。4．由分析知固碱干燥器近似以并流传热计算,则存在下列关系：Ｔ1＝12．54Ｔ２=10t1=—5t2=—2t2=17。５ｔ1=１2再由公式F=其中，Q—传热量Q=30515．17ＫJ/hK—总穿热系数K＝62KJ／mh—平均温度差=14。6代入数据可得F=30.4m2.3设备的工艺计算和选型2。32。3.1根据《化工工艺设计手册》查的：列管式固定管板换热器基本参数和前面的物料，热量衡算数据基本相当，前面计算的换热面积为685㎡,考虑生产中不稳定的因素很多，所以放大一些余量，现选定的冷却器的基本参数如下：公称直径ＤN１000管程数I程管数（管长)801根（５000mm)换热面积（公称值）3１0㎡×3（相同设备两台联）换热管规格（材质)Φ25×２。5(碳钢）管程通道截面积0.2516㎡公称压力1．6Mpa安装形式立式２．3.1管口代号接管规格用途aＰN6DN２50平面ＶC气相入口bPN6ＤＮ100平面冷却水出口cPN6DN250平面VＣ气相出口dPN６DN５0平面冷凝水出口ePN6DN10０平面冷却水出口冷却器工艺接管表2。３.1.3冷却器气相入口流速U和管程入口出流速U（1）冷却器气相入口体积流量V由上述“VＣ气相冷却器物料衡算”知道，冷却器气相入口为VC气体和饱和的水蒸气的混合物，起摩尔流量为n=209.6Kmｏl/h+12Kｍｏｌ/h=221．6Kmol/h。温度T为27３＋4７=３2０K，压力Ｐ=0.１２Mpａ按理想气体处理，则有：Ｖ＝=４91４ｍ/h(2)冷却器入口流速UU=（3)管程入口流速UＵ=（４)冷却器冷却水出口流速（5）冷却器管程压力降计算公式式中，-每程直管压降—每程回管压降Fｔ—每程压力降结垢校正系数Ft＝1.4—壳程数Np—管程数Ｎｐ=1在平均温度℃下:ｕ=则其雷诺数为:Ｒe=＝8．87又∵相对粗糙度∴查得∴(6）.冷却器壳程压力降(）计算公式式中—流过管束的压力降—流过折流板缺口的压力降—壳程压力降结垢校正系数取Fs＝1。16又管束压降流过折流板缺口的压力降式中，N—折流板数目N=29N—横过管束中心线的管数，本冷却器为三角形排列的管束。N=1。1（N）=1。１×(801)=31（式中801为壳程的管子总数）Ｂ-折流板间距B=０。２mＤ-壳体内径D=1ｍu-按壳程流通截面积为s＝B(D-Nｄ）来计算所得到的壳程流速.ｓ=０.２×(1—３１×0．02５）=0．045㎡u＝=F—管子排列形式对压力降的校正因素，本冷却器为三角形排列F=0。5f-壳程流体摩擦因素当R０=f=5。0×(1265)=0.981＝54５３N/㎡＝３９８2N／㎡(7）换热总系数Kａ)管内传热膜系数∵Re=１。0７×10＞１0000式中，Cp—VC气体的比热查得Cp=０．8８ＫJ/kｇC0。７〉Pr＝1．22〈1６０管长和管径之比对于气体可用下式计算传热膜系数Nｕ=0．０２3×RｅＰr即,式中，d—管子内径—VＣ气体导热系数n=0．3（流体被冷却）Re=1.０７×10Pｒ=1。22∴=0．０23×（1。0７×１０）×(1。2２）=0.02３×1673×１.０615=4０．85∴=16W／㎡Ｃb）外传热膜系数蕾诺数Rｅ＝［8］式中，de—当量直径（m）de=ｕ-流速（ｍ／s）,管外流速可根据流体的最大截面积Ｓ计算，S=S=hD（Ｉ—）其中,h=０。2m（折流板间间距）D=1ｍ(冷却器壳径）d＝0。0２5m（管外径）I＝0.０32（管间距)S=0.2×1×（１-０.025／０。032）=0。０4375㎡∴u=冷媒密度=1１68kg／m冷媒粘度＝3．3×1０P∴Rｅ＝=QUOTE=1069管外有25％原缺形挡板,根据管壳式换热壳程膜系数计算曲线[８],可知当Re=10６９时，即却器传热总系数KK=（)式中，C=４７８６kJ/mＲ—管内侧污垢热阻R4.７６×10ｍ/ｋJR—管外侧污垢热阻R＝1。42９×10m／kJb—管壁厚度b=０。025ｍ-管壁导热系数=162。54kJ/m∴K=5８。8８ｋJ/ｍ和估算的总导热系数６2kJ/ｍ相差不多（8）计算传热面积F=式中，Q-传热量Q=10．1854×10KＪ／hＫ—总传热系数K=５8.88kJ/ｍ—对数平均温度差=2４∴F＝=721㎡这个换热面积和热量衡算中估算的68５㎡相差的不是很多,所选的换热面积为740㎡,保险系数＝＝7.４%,所以，所选的冷却器符合工艺设计的要求。2。３２.3．2根据前述的物料衡算和热量衡算有:传热面积F=30。4㎡,经查阅有关资料，以及前人的实践经验，又适当参考生产上的某些不稳定性因素和放大一些余量，我们选定的固碱干燥器的基本规格为:120０×３6002。3．2固碱干燥器结构示意图工艺接管规格表如下：固碱干燥器工艺接管表符号接管规格用途aPＮ6DN2５0平面VC气相入口bPN6DN250平面VC气相出口cPN６DＮ500平面入空dPN6DN50平面排液碱口ePN6DＮ25平面60热水进口fPN6DN2５平面6０热水进口ｇ平面液面计开口hＰN6DN２5平面—2冷水溶液出口iＰN6ＤN25平面—５冷水溶液进口2．3。2夹套换热面积F=×1.2×3。６＝13。6㎡盘管所盘圆的直径D=40０㎜，盘管与圈之间距离I=250㎜,管子规格32(不锈钢管共１3圈，直管供热面积F=×(0．4×1３+４.5）2×０。０３2=2。1㎡）设计总供热面积F=Ｆ+Ｆ=13.6+2。１=１５。7㎡因为设计供热面积Ｆ=1５.7㎡＜3０.4㎡(计算供热面积)所以，单台干燥器是不能满足工艺要求的，因此,我们采用同样规格的干燥器两台并联,这样就满足了工艺要求.2.３集水器是在流程中连续工作的,其下游的设备—VC回收器是间断工作的，并且设计为每小时间断工作一次。2．3。3.１根据“VC气相冷却器物料衡算”,集水器的进水量为219.２kｇ/h,这样4小时的进水量为219．2×4=因此，集水器的容积Ｖ=１m就能满足工艺要求。2。3。3．2集水器结构尺寸如下图：800800Cab2000400集水器结构示意图容积V=×0。4×2=1㎡，满足工艺要求工艺接管表：符号接管规格用途ａPＮ6DN50平面进水口bＰＮ6DN50平面出水口ｃPN6ＤN2５平面气相平衡口2．3．42.３．4①．进入VC回收器的水中所溶解的VC的量已知进入VC回收器的水量W＝８进入VC回收器的水,在进入前水的状态为：压力P=0。12MPａ,温度t=５°C根据氯乙烯在水中的溶解度与温度的关系[3］,得溶解度Ｓ=１0gVＣ／100０g水所以进入VC回收器的水中溶解的ＶＣ量W=876。８×１0=８768ｇ=②VC回收器操作条件以及回收器后废水中的ＶＣ量操作条件：温度70°C压力0。1０5Ｍpa在操作条件下，ＶC的溶解度几乎为零［3］，所以，废水中的VC含量可以忽略不计。③．ＶC回收流量Ｗ(回收)因为，废水中的VC是每四小时回收一次，每次能回收ＶC为8。77ｋｇ.所以，ＶＣ回收流量W(回收)=８.7７／4=2。3．4。2经参考集水器选型的结构尺寸，只要在设备外壳增加一个加热夹套，就能满足工艺要求，其结构尺寸如下图：管口代号接管规格法兰密封面形式用途aPN6DN50平面进水口bPN6DN５０平面排水口cPN6DN３2平面VC出口dＰN6DN3２平面蒸汽ePN６DN２0平面冷凝水出口ＶC回收器接管表aacd2000800eb2．32．3.5.1①阻力计算流程示意图：FTFT冷却器固碱干燥器(1)h1h冷h4h6H固h5罗茨风机克服阻力示意图∑ｈ=h②h的计算管径DN=300流速u＝直管段管厂估算为８0m，管件当量长度的估算：名称数量(个）每只当量长度合计当量长度９0°弯头３3090闸阀１7７合计9７∑Lｅ=9７×０.３=2相对粗糙度Re=查摩擦系数与雷诺数及相对粗糙度的关系，＝０。021h=ｍ液柱③的计算管径DＮ=250流速u=直管段长I=6m，管件当量长度估算名称数量（个)每只当量长度合计当量长度9０°弯头3309０闸阀177合计97Le=９70.２5＝24.3m相对粗糙度Re==又查得=0.０21０。021m液柱h冷由4。１可知:ｈ冷=3.6m液柱ｈ4的计算管径DN=250流速直管长度l=５ｍ名称数量（个）每只当量长度合计当量长度９0°弯头2３0６0闸阀177合计87∑=67×0.２5＝16。8m相对粗糙度Re=查得ｍ液柱④h5的计算管径DN=300流速直管长度l=1０m名称数量(个）｀每只当量长度合计当量长度90°弯头４30120∑ｌｅ=12０×０。3=３6相对粗糙度/d=0.001Ｒｅ＝查得＝０.021m液柱同理，可以计算出:ｈ6=1８。７∴罗茨风机所克服的阻力:=226．5m水液柱=597１Pa2.3．5．2罗茨风2.3．５。3规格型号L500×７3－8０／0．２～0。5流量100压力３０00-8０00Pa温度<60℃转速９６０ｒpm功率７0KＷ在氯乙烯脱水过程中所选用的设备如下：序号名称型号规格材料单位数量备注１VC冷却器碳钢台12固碱干燥器D１２00×360０碳钢台2３集水器碳钢台14ＶＣ回收器带加热套碳钢台1５罗茨风机碳钢台13氯乙烯精馏工序设计计算3．1氯乙烯精馏工序物料衡算3.1.1氯乙烯精馏３。1.1．1粗氯乙烯溶液,粗氯乙烯含量90%（质量比），乙炔含量2％，二氯乙烷含量２％,水含量６%。3.1。1.2操作压力（表压）0．55ＭPａ，塔顶温度３０℃，进料板温度5℃，塔釜温度3。1．1.３操作压力(表压)０。3５ＭPa,塔顶温度20℃,进料板温度５0℃,塔釜温度３。1。1。4精氯乙烯含量９9．9％(质量比)，乙炔含量≤０．００1%.3．１。23。1.2粗氯乙烯溶液，其中氯乙烯90％（质量比),乙炔2%(质量比)，二氯乙烷2％（质量比),水6%（质量比），本次设计要聚氯乙烯的年产量为１0万吨/年，一年生产时间为8000ｈ，故自上个阶段来的粗氯乙烯溶液可采用流量为１0.３万吨/年，即：10３００0/8０00=12.８75t/h。3．１．2。2粗氯乙烯溶液流量为１2．875t/h，则:氯乙烯的质量分数90％即12.875×9０％=1１．588t／ｈ乙炔的质量分数２%，即1２．8７５×2%=０。2５7ｔ/h二氯乙烷的质量分数２%，即14×2％=0.257ｔ／h水的质量分数6%,即12。875×6%＝0。７73ｔ/h3。1.2．3原料液流量F=2４0.81ｋmol/ｈ，W水＝0.773×1000／18．02＝4２.90kｍol／hDｖcm＝1１.588×1000／６2。4９=１85。４4kmol/h，D乙炔=25７/26．04=9．8７kmol/ｈ,Ｄ二氯乙烷=2５7／９８。９5=2。60kmoｌ/h故Ｆ=W水+Dvｃm+Ｄ乙炔＋Ｄ二氯乙烷3.１．３低沸塔的物料衡算在低沸塔中，主要进行氯乙烯和乙炔的分离,而不考虑二氯乙烷的影响。低沸塔进料的原料液中含有氯乙烯11。588t/ｈ，乙炔０。257t／h，求其质量分数:ω氯乙烯==９8％ω乙炔=根据工艺要求，塔顶馏出液组成99。９％,塔底釜液组成０。1%。为了便于计算,假设一次性把乙炔蒸馏完全。3．1。3.1原料液及塔顶，塔底的摩尔分率乙炔的摩尔质量MA＝26.04kg/ｋｍｏl氯乙烯的摩尔质量MB=62.49ｋg/kmol进料:塔顶：塔底:3.1.3.2原料液及塔顶，塔底的平均摩尔质量ＭF＝0.0４6×26。04+（1－0.046）×６2.49=６0。813ｋｇMD=0．9996×26。0４+（1-0．9996）×62．49＝26。055kgMＷ=0。００24×２6。04＋（1-０.0024）×６2。４9=6２.403kg3.1．3。３物料衡算原料液处理量：总物料衡算:F=D+W194．78=D+Ｗ乙炔的物料衡算：194．７8×０。046=０.9９9６×D＋0。０024×W解出：D=8。５2Kｍｏl/ｈW=186.2６Kmoｌ/hF=194.78F=194.78kmol/h乙炔0.046氯乙烯0.954D=8.52kmol/h乙炔0.999氯乙烯0.001W=186.26kmol/h乙炔0.001氯乙烯0.999低沸塔物料衡算低沸塔物料衡算计算结果组分进料Ｆ塔顶D塔底W流量Kmｏｌ/h１94。788。5２１86。26由图表可知物料平衡。３.1。３.４低沸塔塔板数的确定（１)乙炔-氯乙烯的汽液相平衡数由化学化工物性数据手册查得乙炔，氯乙烯的饱和蒸汽压如下表;氯乙烯的饱和蒸汽压氯乙烯—40℃－20℃蒸汽压3１。5４Ｋpａ77。９0ＫPa164.４KＰａ3２9.5KPa乙炔的饱和蒸汽压乙炔-40℃-20℃0蒸汽压759．2KPa1４８6KPa2635KPa４34７KPa根据乙炔,氯乙烯的饱和蒸汽压，利用泡点方程计算出乙炔，氯乙烯的汽液相平衡数据如下表:乙炔，氯乙烯的汽液相平衡数温度Ｔ℃液相中乙炔的摩尔分数XA汽相中乙炔的摩尔分数YＡ-4０0。7125０.983５—200。33530。9０5９00。15610。74７92０0。054９0。433８由以上数据画出汽液相平衡图见附图.(２)求最小回流比和操作回流比采用图解法求最小回流比。在图的对角线上自e(０.04６,0。０4６）作垂线ｅf即为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为Ｙq=０。3８８３,Xq=0。046故最小回流比Rmｉn=Xd–Yｑ/Yq–Xq=１．8故取操作回流比为R=6(低沸塔的操作回流比为5～10)（３）求精馏塔的气液相负荷Ｌ＝RD＝6×8.52=51。15Kmol/ｈV=(R+1)D=（６+1）×8.52=５9．６４Kｍoｌ/ｈ(４)求操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：（5)图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数结果为：总理论板层数NT=6．6进料板位置NF=5考虑到乙炔与氯乙烯属于非同类化合物与理想溶液的拉乌尔定律有较大的误差，故取板效率为30%.所以：精馏段实际板层数Ｎ精=4/０.3≈14提馏段实际板层数N提=2.6／0.3≈93．1。3.5低沸塔其他物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算,以精馏段为例进行计算。(1）操作压力计算塔顶操作压力ＰD=101．3+550=651.3Ｋｐａ每层塔板压降△P＝0.7Kpa进料板压力PＦ=6５１。３+0。7×14=６61．1Ｋpａ精馏段平均压力PM=（651。3＋66１.1）/2=6５6。２Kｐa（2)操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中氯乙烯和乙炔的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度：TＤ=３进料板温度：TF=5精馏段平均温度:TＭ＝（3０＋５）／2=１７．5(3）平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算ＸＤ=Y1=０。99９6查平衡曲线得：X1＝０.993７MVＤM＝0。9９96×26.0４+(１－0.999６)×62．49=26.0546ｋgMLDＭ=０．9937×２6．04+（1—0.9937）×6２。4９=26．2７0０kｇ进料板平均摩尔质量计算由图解理论板得：YF=0．1603查平衡曲线得:ＸF=0.01４79MVＦＭ＝0．16０３×26.04+(１—０。160３)×62．４9=５6.647kgMＬFM=0。０147９×２６．04+（1－0。014７9）×62．49=６1.95１kｇ精馏段平均摩尔质量：MVM=（26。05+５６。65）／２=４1.35kｇＭＬM=（2６.２７＋61.95）／2=4４.11kｇ(4)平均密度的计算气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算：液相平均密度的计算液相平均密度依据下式计算：塔顶液相平均密度的计算：由TD=30ρａ＝34７。6ｋg／m3ρｂ=89３kｇ/m进料板液相平均密度的计算:由ＴF=５℃ρa=4４９.85ｋｇ/mρb=968kg/m3进料板液相的质量分率：精馏段液相平均密度：ρLＭ=（351.9０＋961．12）/2=6５6.5１Kg/m３(5）液相平均表面张力的计算液相平均表面张力依据下式计算:塔顶液相平均表面张力的计算：由TD＝30δＡ=0.46mＮ/m，δB＝１4．8ｍＮ／mδＬDM=0.９99６×0．46+(１—0．９９96)×14。8=0。47mN/m进料板液相平均表面张力的计算:由TF=5℃δA=3。86ｍN/m,δB=1８．6４ｍＮ/mﻩδLFM＝0.01４79×3。8６+(1－0.014７9)×１8。64＝18．42ｍＮ/m精馏段液相平均表面张力：δLM＝(０.4７＋18．４2）/2＝9．4５mN/m（6)液体平均黏度的计算液体平均黏度依据下式计算：塔顶液相平均黏度的计算:由TD=３0μa=０。01０ｍpa﹒sμｂ＝0。１8０mｐa﹒sLｇμＬDM=０。99９6×Lg0。010+0．00０4Ｌｇ０．180解得:μLDＭ=0．01mｐa﹒s进料板液相平均黏度的计算：由ＴF＝5℃μa=0.06７mpa﹒ｓμb=０．２１87５ｍpa﹒sLｇμLFM=０.01508×Lg０。06７＋（1—0.0150８)Ｌg0．21875解得：μLFＭ=0.215mpa﹒s精馏段液相平均黏度:μＬM=（0.０１+0．215）／2＝0。1125ｍpa﹒s３.1。3。6低沸塔精馏塔的塔体工艺尺寸的计算(1)塔径的计算精馏段的气，液相体积流率为:由式中C=C２0(δL／20)0.2计算,其中C２0由化工设计书Ｐ１0８查取,图的横坐标为：取板间距HT=0.35ｍ，板上液层高度ｈL=0。04m则:ＨT-hＬ＝０。３1ｍＣ20由化工设计书P１08查取，得：C20＝0。064由化工设计书P10７取安全系数为０。75，则空塔气速为：μ=0。７μｍａｘ＝0.75×0.416=0.299m由化工设计书Ｐ１0８,按照标准塔径圆整后为D＝0。7m塔截面积为实际空塔气速为：(2）精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为:Ｚ精=（N精-1）ＨT=(１４-1)×0.35=4.５5ｍ提馏段有效高度为:Z提=（N提－1)HT＝（9－1)×0。35=２.8ｍ故精馏塔的有效高度为Z=Z精＋Z提=4。55＋2.８=7．３５m3.1.３.7低沸塔塔板主要工艺尺寸的计算（1)溢流装置计算因塔径Ｄ＝0。7m，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ＬW取ＬW=0.66D＝0.66×０。7=0．46２m溢流堰高度hW由hW=hＬ—ｈOW选用平直堰,堰上液层高度hＯW由由化工设计书P111式近似取E=１,则取板上清液层高度HL＝4０mm故ｈW＝0.0４—0.０１１＝0．0２9ｍ弓形降液管宽度ＷＤ和截面积AF由ＬW/Ｄ＝0.66由化工设计书P112得ＡF/AＴ=0。0７2２，WD／D=0。124故AF=0．072２ＡT＝0.0722×0。3８5=０。0278㎡WD=0.1２4D＝０．12４×0。7=0.0８68m验算液体在降液管中停留时间,即s﹥５s故降液管设计合理。降液管底隙高度hｏ由化工设计书Ｐ１1２取μo=０．1５ｍ/s则:ｈw—ho=0.02９—0.014=0．０1５〉0.0０6故降液管底隙高度设计合理。由化工设计书Ｐ113选用平受液盘,深度ｈw=２9mm。(２）塔板布置塔板的分块由化工设计书P1１8，因D=700<８００mm，故塔板采用整块式.边缘区宽度确定由化工设计书P11４，取Ws=Wｓ’=0。0５5m，Wc=0。０45m。开孔区面积计算开孔区面积Aa由化工设计书P113式其中x=D/2-（Wd＋Wｓ)＝0．７／2－(０。0868+0.055）＝0。21ｍr=D／２-Wc=0.7/2－０.045＝０。３0５m故筛孔计算及其排列由化工设计书Ｐ１14，可选用δ=３ｍm碳钢板，取筛孔直径ｄ＝５ｍｍ。筛孔按正三角形排列,取孔中心距ｔ为：t=３ｄ=3×5=１5mm由化工设计书P114,筛孔数目n为:由化工设计书Ｐ１14,开孔率为：气体通过阀孔的气速为:3．１。3。8低沸塔接管的选型(1）进料管的选型计算进料流量F=1９4０7８ｋmoｌ/h 进料的平均摩尔质量MＬＦM=６1。95kg进料的平均密度ρ=ρLFM＝961．12Kg／m3由化工原理书P20得：一般液体流速为0。5~３m／s，气体流速为10～30m／s由qv=F×MLFM／ρ=19４0７8×61。95/96１．12=12。55m3取μ=２m/s则由化工原理书Ｐ3８1附录二十一中查普通无缝钢管的选用细则，确定选用：Ø６８mm×4mm,其内径为d＝68—（4×2）=60ｍm(2）塔顶气体进入冷凝管的选型计算塔顶气体流量V=59.64kmoｌ／h 塔顶气体的平均摩尔质量MVDM=26．05kg由TＤ=30ρａ＝0.712Ｋｇ/m3ρb=89４Kg塔顶气体的平均密度ρ=0。713Kｇ/m3由化工原理书P2０得:一般液体流速为0.5~3m／ｓ，气体流速为１0~30ｍ/s由ｑｖ＝V×MVＤM/ρ=５9。64×２6．05/０。71３=2178.99m3取μ=２0m/s则由化工原理书P381附录二十一中查普通无缝钢管的选用细则，确定选用：Ø21９ｍm×6mm,其内径为ｄ=219－(6×2）＝2０7mm(３）塔顶回流管的选型计算塔顶回流量L=5１．15kmoｌ/h 塔顶回流的平均摩尔质量MLＤM=26.27kg塔顶回流的平均密度ρ=ρLＤM=３51.９0Ｋg／ｍ3由化工原理书P20得：一般液体流速为０．5～3ｍ/s，气体流速为1０~30m/s由ｑv=Ｌ×MLDＭ/ρ=5１．15×26.2７/351.9０=3.８1８m3取μ=1．5m/ｓ则由化工原理书P381附录二十一中查普通无缝钢管的选用细则,确定选用：Ø４２mｍ×3mｍ,其内径为ｄ＝42－(３×2）=3６mm（４）塔底出液管径的确定塔底出液量Ｗ=18６．26kmol/h 塔底出液的平均摩尔质量ＭW=6２.40kｇ由于塔底出液含有99.9%的氯乙烯,塔底出液的平均密度近似为氯乙烯在５0℃的密度。塔底出液的平均密度ρ=8５5Kg／m３由化工原理书Ｐ20得：一般液体流速为0.５~3ｍ/s，气体流速为1０～3０m/s由ｑv=W×MW/ρ=1８6.2６×６2．40／855=13。５9m３取μ=2m／s则由化工原理书P38１附录二十一中查普通无缝钢管的选用细则，确定选用：Ø57mｍ×4mｍ,其内径为d＝５7—（4×2)=49ｍm（5)塔底蒸汽进料管的选型计算塔底蒸汽流量 塔底蒸汽的平均摩尔质量Ｍ=MW=６2.40ｋｇ塔底蒸汽的平均密度ρ=８55Kg/ｍ3由化工原理书Ｐ20得:一般液体流速为0．5～３m/s,气体流速为10~30m/ｓ由qv=V×MＷ/ρ=59。６4×6２．40／８55=4。３5ｍ3取μ=１5.0m／ｓ则由化工原理书P38１附录二十一中查普通无缝钢管的选用细则，确定选用:Ø3２mm×3．5ｍm，其内径为ｄ=３2-(３。5×2)=25mm3.1．４高沸塔的物料衡算在高沸塔中,主要进行氯乙烯和二氯乙烷的分离。进料的原料液中含有氯乙烯11.588t／h，二氯乙烷0。257t／h，原料液中氯乙烯和二氯乙烷的质量分数: ω氯乙烯＝ω二氯乙烷=根据工艺要求，塔顶馏出液组成9９.9%，塔底釜液组成０．１％，为了计算方便，假定氯乙烯一次性蒸馏完全。３。1.4．1氯乙烯的摩尔质量MＡ＝62。４9kg/kｍｏｌ二氯乙烷的摩尔质量MＢ=９8.95kｇ/kmol进料：塔顶：塔底：=０.0014４3。1.4。２原料液及塔顶，塔底的平均摩尔质量ﻩMF=０．9873×6２.４9+（1—０。9873）×98.9５=62．95㎏/ｋｍｏlＭD＝0。９994×6２.49＋(1—0.9９９4)×98.9５=62。５1㎏/kmolMW＝0.０01４4×62．4９+(1—０.０0１44）×98。95＝98．89㎏/ｋmｏl3．1。4.3原料液处理量:总物料衡算：F=D+W1８8．１4=D+W氯乙烯的物料衡算：188。1４×0。9873=0。99９4×D＋0．001４4×W解出：D＝1８５.8６Kｍｏl／hW=2.２８Ｋｍｏl/hF=188.14F=188.14kmol/h氯乙烯0.9873二氯乙烷0.0127D=185.86kmol/h氯乙烯0.999二氯乙烷0.001W=2.28kmol/h氯乙烯0.001二氯乙烷0.999高沸塔物料衡算-——————-—————-———-—————————---—-组分进料F塔顶Ｄ塔底W————-——-—-———--——————-———-----—流量Kmoｌ/h188。141８5.862.28表４.1高沸塔物料衡算计算结果由图表可知物料平衡.ﻩ3.1．4．4高沸塔塔板数的确定(１）氯乙烯—二氯乙烷的汽液相平衡数由化学化工物性数据手册查得氯乙烯，二氯乙烷的饱和蒸汽压如下表所示:表4．2氯乙烯的饱和蒸汽压氯乙烯40℃６0℃80蒸汽压５85.2Kpa９64.３KＰａ149６KPａ2２14KPa表4。3二氯乙烷的饱和蒸汽压二氯乙烷4０℃60℃80蒸汽压55.１0ＫPa11０。８KPa２04.０KPａ348.2ＫＰa根据氯乙烯,二氯乙烷的饱和蒸汽压，利用泡点方程计算出氯乙烯，二氯乙烷的汽液相平衡数据如下表:表4。4氯乙烯,二氯乙烷的汽液相平衡数温度T℃液相中氯乙烯的摩尔分数XA汽相中氯乙烯的摩尔分数YA40０。５5６30．930１6０0．28030。７7２３８00.1１３0０。48３０10０0.0010０。００６1由以上数据画出汽液相平衡图见附图。(２)求最小回流比和操作回流比采用图解法求最小回流比.在图的对角线上自ｅ（０。9８73，0．9８73）作垂线ef即为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为:Yq=０.99９Ｘｑ=0.98７3故最小回流比Rｍin=Ｘｄ–Ｙq/Ｙq–Xｑ＝０.034故取操作回流比为Ｒ＝0.5(高沸塔的操作回流比为0。２～0．6）(3）求精馏塔的气液相负荷L=RD=0。5×18５。86＝92．9３Kmol/hV＝(Ｒ+1)Ｄ=（0.５+1）×18５．８6=278．７9Kｍoｌ/h（4)求操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：（５）图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数结果为:总理论板层数NT=6。6进料板位置NF=2实际板层数的求取考虑到二氯乙烷与氯乙烯属于非同类化合物与理想溶液的拉乌尔定律有较大的误差,故取板效率为３0％.所以:精馏段实际板层数N精=1/０。3≈4提馏段实际板层数N提＝5．6／０．３≈19３.1．4．5高沸塔其他物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算，以精馏段为例进行计算：（1）操作压力计算塔顶操作压力PD=101.3+3５0＝４51。３kPa每层塔板压降△P=0.7kＰa进料板压力PＦ=４5１.3+0.7×4=4５4.1kPa精馏段平均压力PM=(４５１。3+45４。１）／2=4５２．7kPa（2）操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中氯乙烯和二氯乙烷的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下:塔顶温度:TD=20进料板温度：ＴＦ＝50精馏段平均温度:TＭ=（２0+５０）/2=3５（3)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算:XD＝Y1=0.9994；查平衡曲线得X1=0.9908MVＤＭ=0。9994×６2.49+(1—0.9994）×98．95＝62。5１19kgＭLＤM=0。９９08×62.49+（1-0。9９08）×98.95=62。825４kｇ进料板平均摩尔质量计算：由图解理论板得：ＹF=0．9977查平衡曲线得:XＦ＝0.97１8MVＦＭ=0.9977×６2.49＋(1-0。9977)×9８。95=6２.５7ｋgMＬFM＝０．9７18×62。４９+（1－０。97１8）×98．95=63。５２kｇ精馏段平均摩尔质量:ＭVM=(６2.５1＋62.５7）/2＝62。54ｋgMLM＝(62．８3＋63．52)/2＝６３。１８ｋg（4)平均密度的计算气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算：液相平均密度的计算液相平均密度依据下式计算：塔顶液相平均密度的计算由ＴD=20ρa=９13Ｋg/ｍρb=117６Kg／m进料板液相平均密度的计算：：由TＦ＝5０℃ρa=８57Kg/ｍρb＝1127Kg/m3进料板液相的质量分率:精馏段液相平均密度：ρLM=（9１3.12+8６６.１6)／2=889.64Kg/m３(5)液相平均表面张力的计算液相平均表面张力依据下式计算：塔顶液相平均表面张力的计算：由ＴＤ＝２0δＡ=16．30mN/m,δB=2４。75mＮ/mδLDM=0．999４×1６.30+(1-0.9９94)×２４.7５=１6。30mN／ｍ进料板液相平均表面张力的计算：由ＴF=５0℃δA=1１。８8ｍN/m，δB=２0。９5mN/mﻩδＬＦM=０.9718×１１．88+（1—０.97１8）×２０。95=1２.14mN／m精馏段液相平均表面张力：δLM=（16.30+1２．1４)／２=14.2２mN／m3.1．4。5高沸塔精馏塔的塔体工艺尺寸的计算(1）塔径的计算精馏段的气，液相体积流率为：由式中C=C20(δL/20)0.２计算,其中C20由化工设计书Ｐ1０８查取,图的横坐标为：取板间距HT=０.35m，板上液层高度ｈＬ=０。0４m则:HT—hＬ=０．3１mC20由化工设计书P１08查取得C20=0．07４5:由化工设计书P1０8取安全系数为0．7，则空塔气速为：μ=0.7μmaｘ=０.7×0.62１＝0.4３５m由化工设计书P108，按照标准塔径圆整后为;D＝1.２m塔截面积为:实际空塔气速为：（2)精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为Z精=（N精－1)HT＝(4－１）×0．35=1.05ｍ提馏段有效高度为Z提＝(Ｎ提－1）HT=（19－１)×0.35=6．６５m故精馏塔的有效高度为Ｚ=Z精+Ｚ提=1.05＋6。65=7。7m3.１.4.６高沸塔塔板主要工艺尺寸的计算(1)溢流装置计算因塔径D=１。２ｍ，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LＷ由化工设计书Ｐ1１0取LW=0.66D=0．66×１。2=0。７９2m溢流堰高度hW由hW=hＬ—ｈOW选用平直堰，堰上液层高度hＯW由化工设计书Ｐ11１式近似取E=1，则取板上清液层高度HＬ=40mm故ｈW=０.０4-0.01２=０。028ｍ弓形降液管宽度WＤ和截面积AF由LW/Ｄ＝0.66查化工设计书P11１得ＡＦ/AＴ=０.０７22,WD/D=0．１２４故AF=0.0７22AT=０.072２×1.１３04=0．08２㎡ＷD=０.124D＝0。124×1．2=0。１４８８ｍ由化工设计书P11２验算液体在降液管中停留时间,即s﹥５s故降液管设计合理。降液管底隙高度hｏ ﻩ由化工设计书Ｐ１12取μo=０。１5m／s则：hｗ－hｏ=０．0２8-０．015=0.0１３＞０.00６故降液管底隙高度设计合理。由化工设计书P1１3选用平受液盘,深度hｗ＝48mｍ．(２）塔板布置塔板的分块由化工设计书Ｐ1１8,因D≥8０0mm，故塔板采用分块式.由化工设计书P118得,塔板分为３块。边缘区宽度确定由化工设计书P114,取Ｗｓ=Ws’＝0.065m，Wc=０．０3５m.开孔区面积计算开孔区面积Aa由化工设计书Ｐ１1３式其中x=D/2—(Ｗd+Ws）=1。2/2—（0。1488+0.06５）=0。38６mr=D／2－Ｗｃ＝1。2／2-0．03５=0．5６5m筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，由化工设计书P114,可选用δ＝3ｍｍ碳钢板，取筛孔直径ｄ=5mｍ.筛孔按正三角形排列，取孔中心距ｔ为：t=３d=3×5=15mm由化工设计书Ｐ１14,筛孔数目n为：由化工设计书P１1４,开孔率为:气体通过阀孔的气速为：３.1.4。7高沸塔接管的选型ﻩ（1）进料管的选型计算进料流量F=188．14kｍol/hﻩ进料的平均摩尔质量MＬＦM=6３．52kg进料的平均密度ρ=86６.16Ｋｇ/m3由化工原理书P20得：一般液体流速为0.5~３m／s,气体流速为10~30m/ｓ由qv=Ｆ×MLFM/ρ=18８.1４×63．52/866．16=１３。８0m３取μ=2m/s则由化工原理书P3８1附录二十一中查普通无缝钢管的选用细则，确定选用:Ø６8ｍm×3。5mm,其内径为d=68-（3.5×2)＝61ｍm（2)塔顶气体进入冷凝管的选型计算塔顶气体流量Ｖ=27８。７9kmol/h 塔顶气体的平均摩尔质量ＭVDM＝6２。51ｋg塔顶气体的平均密度ρ=915Kg/m3由化工原理书P２0得：一般液体流速为0.５～3m/ｓ,气体流速为10～３0m／s由qv＝V×ＭVDＭ/ρ=278.79×6２。51/9１5＝１9.05m３取μ=20ｍ/s则由化工原理书P381附录二十一中查普通无缝钢管的选用细则，确定选用:Ø３2mm×３mｍ，其内径为d=32-（3×２)=２6mm(3)塔顶回流管的选型计算塔顶回流量L=92．93ｋmol/hﻩ塔顶回流的平均摩尔质量ＭLDM=62。８3kｇ塔顶回流的平均密度ρ=ρLＤM＝９13。1２Ｋg／m3由化工原理书P20得:一般液体流速为0.５~3m／s,气体流速为１０~30ｍ/s由qv=L×MLDM/ρ=９2。93×62．83/9１３。１2=6。３9m３取μ=2.0m/s则由化工原理书Ｐ381附录二十一中查普通无缝钢管的选用细则，确定选用:Ø4５mm×3．5mｍ，其内径为d=４5-（3.5×2)=38mｍ（4)塔底出液管径的确定塔底出液量W＝2.28ｋmol／ｈﻩ塔底出液的平均摩尔质量MW=98。９２kg塔底出液的平均密度ρ=1158Kg/m3由化工原理书P20得:一般液体流速为0．5～3ｍ／s，气体流速为10～30m/s由qv=W×ＭW／ρ=２.28×98．9２/1158=0.20ｍ3取μ=１m／s则由化工原理书P381附录二十一中查普通无缝钢管的选用细则,确定选用：Ø32ｍm×3mm,其内径为ｄ＝32—（3×２）=26mm(5）塔底蒸汽进料管的选型计算塔底蒸汽流量 塔底蒸汽的平均摩尔质量M＝MW=98．92ｋｇ塔底蒸汽的平均密度ρ=１158Kg/ｍ3由化工原理书P20得：一般液体流速为０.5～3ｍ/s，气体流速为１0~30ｍ/ｓ由qv=V×MW/ρ＝2７８。79×98．9２／１1５8=23。８２ｍ3取u=15．0m／s则由化工原理书P38１附录二十一中查普通无缝钢管的选用细则,确定选用:Ø４5mm×3.５ｍｍ，其内径为d＝45—（3．5×２）=3８mm完成了精馏工序段的计算及设备选型后，对各量进行整理汇总可得如下结果:ﻩﻩ低沸塔设计筛板的主要结果序号项目数值１平均数值Ｔm,０Ｃ2平均气压Pｍ，kｐa６5６．23气相流量V,（ｍ３/S）0.0６104液相流量LS,（m3/S）０。00０95５5实际塔板数236有效段高度Z，m7.357塔径,m0．78板间距，m0。３５9溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长,m０。４6２1２堰高，m0。０29１3板上液层高度,m0．041４堰上液层高度，m０。0１115降液管底隙高度,m0.0141６安定区宽度，m0。05５17边缘区宽度,m0。04518开孔区面积，m20。2３１19筛孔直径,m0.00520筛孔数目118621