年產5萬噸VCM單體分離工段工藝設計方案

1 第一章 概述 1.1車間概況及特點 1 1.1.1車間設計的生產規(guī)模 年產 50000 噸 VCM 車間，本設計承擔 VCM 單體分離工段工藝設計。 1.1.2生產方法 50 年代以前， VCM 主要采用電石乙炔和氯化氫制造，以后產生了聯(lián)合法和烯炔法。聯(lián)合法以 1， 2-二氯乙烷 （ EDC）裂解制取氯乙烯并副產氯化氫。然后，以氯化氫與電石乙炔再合成 VCM，兩種粗 VCM 經(jīng)精制后得到純 VCM，美國的石油化學工業(yè)迅速發(fā)展，以天然氣為原料獲得廉價乙烯，將乙烯與氯氣用液相反應制得 EDC，然后對其進行熱裂解制得 VCM，裂解產物 的副產物氯化 氫在原料轉換的初期曾用于電石乙炔法中，構成了聯(lián)合法的基礎。烯炔法是以石腦油裂解得到乙烯、乙炔裂解氣，不經(jīng)分離即直接制取 VCM，以后又研究出用 原油作裂解氣的原料。比較起來烯炔法投資較大，工藝復雜，成本也較高，到 1971 年停止了運轉。 1964 年美國采用固特里奇工藝建成第一套乙烯氧氯化裝置，由于此工藝成本較低、生產能力大，得以迅速推廣。當時出現(xiàn)的乙烯氧氯化工藝，主要是固特里奇的沸騰床和斯托弗的固定床法。氧氯化法的成功，不僅使制造 VCM 的碳源從乙炔完全轉變?yōu)橐蚁?，而且為?lián)合平衡法制造 VCM 打下了基礎。聯(lián)合平衡法是將乙烯直接氯化、乙烯氧氯化和 EDC 的熱裂解 3 個主反應結合起來的。目前世界上有 90%的 VCM 產量是用聯(lián)合平衡法生成的。在六、七十年代，為保證氯氣供應的大量需求，在燒堿的制法上，完成了氨堿法向食鹽電解法的轉換。此后，出現(xiàn)了純氧 為原料的氧氯化法：在沸點下于 EDC 液相中直接將乙烯氧化，生成的 EDC 以氣相排出，簡化了分離、洗滌工藝，熱能得以充分利用。 本設計采用電石乙炔法生產 VCM 以炔和氯化氫為原料，在氯化汞催化劑的作用下，進行氣相加成反應。采用列管式固定床轉化器反應后合成氣經(jīng)泡沫塔、水洗塔、堿洗塔除去其中的酸性氣體 ，再進行壓縮、冷凝、氣液分離、精餾，從而精制得純度為 99.99%的 VCM 反應方程式如下： 主反應： C2H2+HClCH 2CHCl 2 副反應： C2H2+H2OCH 3CHO C2H2+2HClCH 2ClCH2Cl 該方法建廠投資較低，自動化要求低，乙炔轉化率高，技術成熟，流程簡單，適合中小規(guī)模生產。 1.1.3工藝特點 1.混合冷凍脫水 1) 利用氯化氫吸濕性質，在混合時吸收乙炔中的部分水變成濃鹽酸，以降低乙炔氣中的水蒸氣分壓。 2) 利用冷凍的方法使混合器總的殘余水分冷凝，使氣體中的水蒸氣分壓進一步 降低，從而達到脫水目的。 3) 采用濕氯化氫氣體與濕乙炔氣一次冷凍脫水，可省去 氯化氫 干燥裝置。 2.使用列管式固定床反應器 優(yōu)點： 1) 床層內流體成軸向流動，可以近似認為是理想的活塞流，推動力大，催化能力強。 2) 流體的停留時間可以控制，溫度分布可以調節(jié)，有利于提高反應轉化率和選擇性。 3) 固定床觸媒不易磨損，可減少觸媒耗量，并可在高溫下使用。 缺點： 1) 結構復雜，合金鋼耗量較大。 2) 傳熱效果差，需要很大的傳熱面，反應溫度不易控制，熱穩(wěn)定性差。 3) 軸向溫差較大，存在熱點，易飛溫。 4) 觸媒的裝卸不便，若裝不均勻，易造成氣體短路和溝流。 5) 原料氣充分混合方能進入反應器，故原料氣的組成嚴格受爆炸極限限制。 3. 氯乙烯的精制采用低塔和高塔加壓精餾 1) 因氯乙烯在常壓下沸點為 -13.9 ，采用加壓操作可減少冷劑用量， 3 降低單位聚氯乙烯產品的電耗和生產成本。 2) 先除低沸物，再除高沸物，可節(jié)約能耗，并且保證了產品從塔頂出料，提高了產品純度。 1.2車間布置原則 VCM 單體生產工段分為合成和精制兩部分： 工段的設備布置基本按流程順序組織排列，保持水平和垂直方向的連續(xù)性，這樣可以節(jié)約管材。有位差的設備盡量利用位能，以節(jié)省能源，并且考慮設備安裝、操作、管理、維修 方便。另外，凡屬相同的設備或同類型的設備或操作相似的有關設備應盡可能集中布置，以便集中管理，并可減少備用設備。即互為備用，如：泵、壓縮機等。 在安全上，要考慮物料特性 對防水、防爆的要求。在規(guī)劃上，考慮車間的發(fā)展前景與擴建的需要，設備建筑間的防火間距的要求。 1.3物料和能量的合理利用 在 VCM 的生產過程中的能源管理，首先在配備好各種水、電、氣、計量儀表的條件下，搞好能源調查和能量衡算，測算每噸氯乙烯產品的水、電、氣等單項能耗。采用最優(yōu)化的設計方案 盡量使得原料的轉化率和收率最高。對于冷卻用的工業(yè)水，要盡 量重復使用并加強循環(huán)回收，反應器移熱用的熱水循環(huán)回熱水罐，用于預熱器加熱和為再沸器提供熱量。 泡沫塔排出的濃度較大的鹽酸經(jīng)回收后出售或運送至其他車間。高沸塔釜出料經(jīng)回收處理后出售。 1.4裝置內三廢治理和環(huán)境保護措施 VCM 生產中主要污染物有 VCM 氣體、高沸物殘液、氯化高汞以及廢酸和廢堿等。生產環(huán)境保護的核心是最大程度的減少或 消除這些污染物在生產中的流失，要盡量做到回收利用。 VCM 排放前經(jīng)過徹底的尾氣吸附，用活性炭加以回收利用，廢氣排放于高空，高廢殘液排入殘液儲槽定期回收。氯化高汞的脫除 采用活性炭除汞器。廢酸、廢堿大量的回收重新利用，剩余極少量的廢酸、廢堿經(jīng)處理后，排放于排污口。 1.5生產制度 4 本裝置年開工 8000 小時，采用五班三運轉制，連續(xù)生產，無重大事故不準停車。 第二章 生產流程 2.1流程簡述 2 整個工藝流程大體上可分為三個階段即：混合脫水、轉化壓縮、單體精制。 混合脫水 來自乙炔站的濕乙炔經(jīng)計量后，經(jīng)過乙炔冷卻器后由乙炔砂封與氯化氫氣體沿混合器切線平行進入混合器。 進入混合器的乙炔氣體和氯化氫氣體的體積比是 1： 1.051.1，混合后進入兩個并 列的石墨冷卻器中，用 -35 鹽水進行冷凍干燥，除掉混合氣中夾帶的水分和酸，并控制氣體出口溫度在 -10 -14之間，再經(jīng)除霧器（高效除霧）除掉氣體中夾帶的酸霧。混合脫水設備分離下來的酸，匯集后進入壓酸罐，定期用氮氣壓制鹽酸貯罐。 轉化壓縮 乙炔和氯化氫混合的氣體進入預熱器，用循環(huán)熱水間接將氣體溫度升至 80 以上，在進入裝有氯化汞觸媒的轉化器中進行反應，在反應過程中所放出的熱量，由管間的循環(huán)冷卻水帶走，冷卻水由熱水泵自熱水槽打至轉化器內，并將反應熱帶出。轉化后合成氣體進入脫汞器用活性炭吸附脫汞后，用水 逆流吸收除掉氣體中過量的氯化氫 ，并回收鹽酸（濃度大約 1530%）。合成氣最 5 后進入堿洗塔進一步除去微酸及 CO2 等酸性氣體。從堿洗塔出來的合成氣體部分經(jīng)氣柜水分離器進入氣柜緩沖平衡，部分送機前冷卻器用 0 冷凍水冷凍將氣體冷卻到 10 以下并脫水，之后進入壓縮機將氣體壓縮至 0.50.6MPa 后經(jīng)油水分離罐、機后冷卻器冷卻至 40 左右進入全凝器。 單體精制 在全凝器中用 0 的水將大部分 VCM 冷凝成液體， VCM 入中間槽除去水分，全凝器沒有凝下來的氣體 進入尾凝器，用 -35 的鹽水繼續(xù)冷卻，冷凝下來的液體直接進入低塔 塔頂，沒有冷凝下來的氣體經(jīng) VCM 進入尾氣吸附器，用活性炭纖維將 VCM 沒有吸附的惰性氣體等經(jīng)空壓閥排空。 從中間槽出來的 VCM 入低塔，低塔塔釜用轉化熱水間接加熱，將冷凝液中低沸物蒸出（經(jīng)塔頂冷卻器用 0 水控制）再進入高沸塔，高塔釜將 VCM 經(jīng)塔頂冷凝器控制部分回流，大部分精 VCM 品 冷凝器 ，用 0 水將 VCM 體再進入單體貯槽，戴聚合需料時送出。 高沸塔分離出的高沸物壓入貯罐后進入閃蒸塔，其中的 VCM 進入氣柜，高沸物進入殘液貯罐，定期處理。 第三章 物料衡算 3.1VCM量的計算 年產 PVC50000t,年開工 8000 小時，則合計 PVC 產量為 6.25t/h。 VCM 轉化成 PVC 的轉化率為 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。 則混合器處 100%乙炔氣的進料量為 105.8816/0.95=111.4543 Kmol/h。 3.2混合器的計算 3 （ 1） 3.2.1乙炔氣進料（管線 1） （ 2） （ 3） 每小時 100% C2H2 的進料為 111.4543 Kmol/h 則 99% C2H2 的進料為 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 進料條件： 10.5 ， 164.225 KPa 查化學工藝設計手冊下冊查得該溫度下的水的飽和蒸汽壓為： 1.274 Kpa 則乙 炔氣中含水的百分數(shù)為： 1.274/164.225=0.007758 則含水量為： 112.580/（ 1-0.007758） 0.007758=0.88 Kmol/h 乙炔氣進料即管線 1 組成如表 3-1 所示： 表 3-1 乙炔進料組成 摩爾流量 摩爾組成 質量流量 質量組成 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 總計 113.4601 100 2945.714 100 3.2.2乙炔氣進料（管線 2） 取進料比： C2H2： HCl=1 :1.1 則氯化氫干氣： 111.45431.1=122.5997 Kmol/h HCl 純度 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 進料條件： 10.5 ， 164.225 KPa 與氣體相平衡的鹽酸濃度為： 40% 查化學工藝設計手冊得 40%鹽酸上方水的飽和壓 Ps=0.13569 KPa HCl 氣體中水分含量： 135.69/164225=0.0008262 HCl 氣體中的含水量：9.05997.122/（ 1-0.0008262） 0.0008262 =0.1125 Kmol/h HCl 氣的總量為： 122.5997/0.9+0.1125=136.3343 Kmol/h HCl 氣進料即管線 2 組成如表 3-2 所示： 表 3-2 氯化氫進料組成 摩爾流量 摩爾組成 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 合計 136.3343 100 3.2.3混合氣 （管線 3） 操作條件： 10.5 ， 164.225 KPa 混合器中有水冷凝下來 40%鹽酸中： nHCl/ nH2O=(40/36.5)/(60/18)=0.3288 8 設冷凝水的水的摩爾質量為 x，則含有 HCl 為 0.3288x 故 135.69/164225=（ 0.88+0.1125-x） /（ 249.7944-1.3288x） 解之：得 x=0.787 Kmol/h 則混合器出口含水量為： 0.88+0.1125-0.787=0.2055 Kmol/h 則溶解的 HCl： 0.32880.787=0.2587 Kmol/h 混合器出口中 HCl 量為： 122.5997-0.2587=122.341 Kmol/h 混合器出口即管線 3 組成如表 3-3 所示： 表 3-3 混合器出口組成 摩爾流量 摩爾組成 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 合計 248.7489 100 3.3石墨冷卻器的物料衡算 （ 3） （ 4） 操作條件： 259.15K 164.225 KPa 石墨冷卻器冷卻下來的鹽酸濃度為 40%，查得此時水的飽和蒸汽壓PS=17.779Pa, 設冷凝下來的水為 y，則 HCl 含量為 0.3288y 17.779/164225=（ 0.2055-y） /（ 248.7489-1.3288y） 解得 y=0.1786 Kmol/h 故冷卻下的 HCl： 0.32880 .1786=0.0587 Kmol/h 石墨冷卻器 出口即管線 4 組成如表 3-4 所示： 石墨冷卻器 9 表 3-4 石墨冷卻器 出口組成 摩爾流量 摩爾組成 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 合計 248.5116 100.00 3.4轉化 器的物料衡算 4 （ 4） （ 5） 乙炔加成反應的轉化率為 99%，主反應收率 98.44%，反應方程式如下： 主反應： C2H2+ HCl CH2CHCl 副反應： C2H2+ H2O CH3CHO （ 1） C2H2+ 2HCl CH2ClCH2Cl （ 2） 參加主反應的 C2H2： 111.454398.44%=109.7156 Kmol/h 參加主反應的 HCl： 109.7156 Kmol/h 轉化 器 10 生成的 CH2CHCl（ VCM）： 109.7156 Kmol/h 由于此處水的含量很少 ， C2H2 含量相對較大，故可認為水完全反應。 故與水反應的 C2H2 為： 0.0269 Kmol/h 生成的 CH3CHO 為： 0.0269 Kmol/h 參加副反應用（ 2）的 C2H2： 111.454399%-109.7156-0.0269=0.5972 Kmol/h 生成 EDC 的量為 0.5972 Kmol/h 參加副反應的 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 反應 器 出口即管線 5 組成如表 3-5 所示： 表 3-5 反應器 出口組成 摩爾流量 摩爾組成 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 合計 137.5746 100 11 3.5泡沫塔的 物料衡算 乙醛極易溶于水 ， 在此塔中全部除去 （ 6） Y2 X2 取泡沫塔的吸收率為 70% 設 進入泡沫塔的洗液鹽酸濃度為 5%（質量）， 出口鹽酸濃度為 20%（質量）。 （ 5） Y1 X1 惰性氣體量 ： G=126.2024 Kmol/h 進口 HCl 占惰性氣體的摩爾分率為 Y1=11.3722/126.2024=0.09011 出口 HCl 占惰性氣體的摩爾分率為 Y2=（ 1-0.7） 0.09011=0.02703 20%鹽酸中的 HCl 與 H2O 的摩爾比為： X1=（ 20/36.5） /（ 80/18） =0.1233 5%鹽酸中的 HCl 與 H2O 的摩爾比為： X2=（ 5/36.5） /（ 95/18） =0.026 設鹽酸中含水的量為 L，對泡沫塔進行物料衡算： 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 量為： 11.37220.7=7.96054 Kmol/h 剩余： 3.4117 Kmol/h 所以 泡沫塔 出口即管線 6 組成如表 3-6 所示： 表 3-6 泡沫塔 出口組成 摩爾流量 摩爾組成 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 合計 129.5872 100 3.6水洗 塔的物料衡算 取水洗塔與 泡沫塔總的吸收率為 99.8% （ 7） Y3 X3 即 （ Y1- Y3） / Y1=99.8%， 則 Y3=0.0001802 塔頂一次水的進入流量 ： 81.82 Kmol/h 吸收的 HCl 為： 126.2024（ 0.02703-0.0001802） =3.388 Kmol/h 剩余 HCl 為： 3.4117-3.388=0.0232 Kmol/h （ 6） Y2 X2 水洗塔出口即管線 7 組成如表 3-7 所示： 表 3-7 水洗塔出口組成 摩爾流量 摩爾組成 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 合計 126.1992 100 3.7堿 洗 塔的物料衡算 （ 7） （ 8） 操作條件： 30 ， 115 KPa 因為是化學吸收，所以將 CO2 和 HCl 全部吸收，出口會帶去部分水蒸汽。查得 30 時，水的飽和蒸汽壓 P5=31.82mmHg=4245.3Pa，則堿洗塔出口含水量為： （ 126.1992-0.0232-2.2134)/(1-4245.3/115000) 4245.3/115000 =4.7516 Kmol/h 堿洗塔出口即 管線 8 組成如表 3-8 所示： 表 3-8 堿洗塔出口組成 摩爾流量 摩爾組成 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 堿洗塔 14 H2O 4.7516 3.6916 合計 128.7142 100 3.8機前冷卻器 的物料衡算 （ 8） （ 9） 操作條件： 10 ， 115 KPa 當 t=10 時，查得 水的飽和蒸汽壓 Ps=1228.8Pa 則此時的飽和水量為： 1228.8123.9626/（ 115000-1228.8） =1.3389 Kmol/h 所以 機前冷卻器冷凝下的水量為 4.7516-1.3389=3.4127 Kmol/h 其它組成不變，機前冷卻器 出口即管線 9 組成如表 3-9 所示： 表 3-9 機前冷卻器 出口組成 摩爾流量 摩爾組成 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 合計 125.301 100 3.9機后冷卻器 的物料衡算 （ 9） （ 10） 操作條件： 40 ， 0.6MPa 查得 40 時水的飽和蒸汽壓 Ps=7380.6Pa 則機后冷卻器出口若達到飽和，含水蒸汽量為： 7380.6123.9626/（ 600000-7380.6） =1.5439 Kmol/h 1.3389 Kmol/h 所以 混合氣經(jīng)過 機后冷卻器時沒有水冷凝下來，故機后冷卻器即管線 10 與機前冷卻器 機后冷卻器 15 管線 9 組成相 同。 3.10全凝器 的物料衡算 （ 11） 操作條件： 15 ， 0.5 MPa （ 10） H2、 N2、 O2 可視為不凝氣體，故經(jīng) （ 12） 全凝器全部凝為氣相，其液相分率可忽略不計。 查 VCM、 EDC、 C2H2、 H2O 的飽和蒸汽壓表可得其平衡常數(shù)： 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 示進料 組成如下 ： 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) ,對 e 試差得 e = 0.765 則氣相組成： y1 = k1 x1 =0.02566 y2 = k2 x2 =0.5521 y3 = k3 x3 =0.00024 y4 = k4 x4 =0.00005 e = 0.765, 氣相總量： 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 氣相出口 ： 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 其它氣體量不變 。 全凝器的氣 相 出口即管線 11 的組成如表 3-10 所示： 表 3-10 全凝器的氣相 出口組成 摩爾流量 摩爾組成 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 合計 29.5559 100 全凝器液相 出口即管線 12 的組成如表 3-11 所示： 表 3-11 全凝器液相 出口組成 17 摩爾流量 摩爾組成 Kmol/h mol% C2H2 0.3595 0.375 VCM 93.5317 97.6053 EDC 0.5953 0.621 H2O 1.34 1.398 合計 95.8265 100 3.11尾凝器 的物料衡算 5 操作條件 ： -25 ， 0.5 MPa （ 13） 尾凝器氣相出口中含有 C2H2、 H2、 N2、 O2、 VCM 五組份 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 經(jīng)試差當氣相中 VCM 組成為 y2=0.1279 時，滿足平衡。 尾凝器氣相 出口即管線 13 的組成如表 3-12 所示 表 3-12 尾凝器氣相 出口組成 摩爾流量 摩爾組成 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 合計 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 對 尾凝器進行物料衡算 設 14 管線的流量為 a Kmol/h 15 管線的流量為 b Kmol/h (14 管線組成見下文 ) 對 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 管線的組成如表 3-13 所示 :(來自低塔頂冷凝器 ) 表 3-13 低塔頂冷凝器組成 摩爾流量 摩爾組成 Kmol/h mol% C2H2 0.8513 23.1 VCM 2.8341 76.9 合計 3.6854 100 15 管線的組成如表 3-14 所示 :(來自尾凝器，去低塔 ) 表 3-14 尾凝器組成 摩爾流量 摩爾組成 Kmol/h mol% C2H2 0.4934 2.8063 VCM 17.0895 97.1937 19 合計 17.5829 100 3.12低塔塔頂冷凝器的物料衡算 6 （ 14） yi 操作條件 ： 25 ， 0.5 MPa xi 只有兩種組份： C2H2 和 VCM （ 16） 查手冊可得 ： C2H2:PS=32500mmHg,K1=8.553 VCM:PS=3000mmHg,K2=0.7895 （ 17） zi Yi=kixi,經(jīng)試差得管線 16 的組成為 x1=0.027 x2=0.769 取管線 14 的組成為 y1=0.231 y2=0.769 對低塔塔頂冷凝器進行物料衡算 設 16 管線的流量為 c Kmol/h 17 管線的流量為 d Kmol/h (18 管線組成見下文 ) 對 C2H2:0.8513+0.027c=0.1157d VCM:2.8341+0.973c=0.8843d 解得 c = 4.7903 d = 8.4757 則 16 管線的組成如表 3-15 所示 :(來自塔頂冷凝器，去中間槽 ) 表 3-15 低塔頂冷凝器組成 摩爾流量 摩爾組成 Kmol/h mol% C2H2 0.1293 2.7 VCM 4.6610 97.3 合計 4.7903 100 管線 17 的組成如表 3-16 所示 :(來自低塔，去塔頂冷凝器 ) 低塔塔頂冷凝器 20 表 3-16 低塔出口組成 摩爾流量 摩爾組成 Kmol/h mol% C2H2 0.9806 11.57 VCM 7.4951 88.43 合計 8.4757 100 3.13低塔的物料衡算 7 操作條件 ： 25 ， 0.5 MPa 查手冊可得： C2H2: PS=38000mmHg,K1=10 yi VCM: PS=3400mmHg,K2=0.8947 對第一塊板進行試差計算， xi=yi/ki xi 得低塔項氣相出口組成為： y1=0.1157 y2=0.8843 對低塔進行物料計算 （ 17） 可得 19 管線各組分流量如下： 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 管線 19 組成如表 3-17 所示 :(去高塔 ) （ 19） 表 3-17 高塔進 口組成 摩爾流量 摩爾組成 Kmol/h mol% C2H2 0.0016 0.0015 VCM 107.7871 99.4475 EDC 0.5972 0.551 合計 108.3859 100 低 塔 21 3.14中間槽 的物料衡算 8 由于水的密度比 VCM 密度大， （ 16） 因此，水可從中間槽底部分離出去， （ 12） 且可視為完全分離出去。 （ 18） 則管線 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 管線 18 組成如表 3-18 所示 :(去低塔 ) 表 3-17 低 塔進 口組成 摩爾流量 摩爾組成 Kmol/h mol% C2H2 0.4888 0.4924 VCM 98.1927 98.9080 EDC 0.5953 0.5996 合計 99.2768 100 3.15高塔的物料衡算 以乙炔計的總收率為 95 則 20 管線中各組分流量為： C2H2： 0.0016 Kmol/h VCM： 105.8816 Kmol/h EDC： 0.0106 Kmol/h 則 21 管線中各組分流量為： VCM： 107.7871105.8816 1.9055 Kmol/h EDC： 0.5866 Kmol/h 中 間 槽 高 塔 (21) 22 則 20 管線組成如表 3-19 所示 : 表 3-19 高塔頂出 口組成 摩爾流量 摩爾組成 Kmol/h mol% C2H2 0.0016 0.0015 VCM 105.8816 99.99 EDC 0.0106 0.01 合計 105.8938 100 則 21 管線組成如表 3-20 所示 : 表 3-20 高塔底出 口組成 摩爾流量 摩爾組成 Kmol/h mol% VCM 1.9055 76.46 EDC 0.5866 23.54 合計 2.4921 100 23 第四章 熱量衡算 各物質的熱容計算公式 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 單位為 kcal/KmolK H(i)=n(i)T1T2Cp(i)DT 4.1機前 冷卻器的熱量 衡算 1、物料溫度有 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、氣化潛熱 10 時水的氣化潛熱為 589.6kcal/kg 所以 水液化移去的熱為： H2 = -61.4286589.6kcal/h = -3.6218104 kcal/h =-1.5139105kJ/h 3、總的熱量變化 Q= H1 + H2 = -2.8003105kJ/h 4、所需冷劑的量 用 0 的水冷卻，溫度變化為 0 到 5 ，物性常數(shù)： Cp = 4.21KJ/(kg ) 則需要水的量為： m = 1.1Q = 1.12.8003105 =14633.4 kg/h Cp t 4.215 4.2機后冷卻器的熱量 衡算 1、物料溫度有 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、所需冷劑 的量 25 用 30 的水冷卻，溫度變化為 30 到 40 ，物性常數(shù)： Cp =4.21KJ/(kg ) 則所需水的量為： m = 1.1Q = 1.12.1.0192105 =2646.4 kg/h Cp t 4.2110 4.3全凝器的 熱量 衡算 1、物料溫度有 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、氣化潛熱 15 時的氣化潛熱為： C2H2： 15741 Kcal/Kmol EDC ： 7269.5 Kcal/Kmol VCM： 4478 Kcal/Kmol H2O ： 589.6 Kcal/Kmol 所以 液化移去的熱為： H2 = -(0.359515741+93.53174478+0.59537269.5+24.12589.6) = -443042.5 kcal/h =-1.8519106kJ/h 3、總的熱量變化 Q= H1 + H2 = 1.9823106kJ/h 4、所需冷劑的量 用 0 的水冷卻，溫度變化為 0 到 10 ，物性常數(shù)： Cp = 4.21KJ/(kg ) 則需要水的量為： m = 1.1Q = 1.11.9823106 =4.2806105 kg/h Cp t 4.2110 4.4尾凝器的 熱量 衡算 1、物料溫度有 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、物料溫度有 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、氣化潛熱 -25 時的氣化潛熱為： C2H2： 3104 Kcal/Kmol VCM： 5053.5 Kcal/Kmol 所以 液化移 走 的熱為： H3 = -(17.08955053.5+0.49343104) = -87893.3 kcal/h =-3.6739105 kJ/h 4、總的熱量變化 Q= H1 + H2+ H3 = -4.2443105 kJ/h 5、所需冷劑的量 用 -35 的水冷卻，溫度變化為 -35 到 -26 ， 物性常數(shù)： Cp = 0.65kJ/(kg )， 則需要水的量為： m = 1.1Q = 1.14.2443105 =7.98104 kg/h Cp t 0.659 4.5低塔塔頂冷凝器的 熱量 衡算 1、物料溫度有 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、氣化潛熱 25 時的氣化潛熱為： C2H2： 1574 Kcal/Kmol VCM： 4478 Kcal/Kmol 所以 液化移走的熱為： H3 = -(0.85131574+2.83414478) = -14031.05 kcal/h =-58649.77 kJ/h 3、總的熱量變化 Q= H1 + H2 = 6.376104 kJ/h 4、所需冷劑的量 用 0 的水冷卻，溫度變化為 0 到 10 ， 物性常數(shù)： Cp = 4.21kJ/(kg )， 則需要水的量為： m = 1.1Q = 1.16.376104 =1665.96 kg/h Cp t 4.2110 4.6低塔的 熱量 衡算 1、二氯乙烷的焓變 EDC 全部從低 塔塔釜流出，低塔塔釜溫度為 40 H（ EDC） = 0.5972450.64= 269.12 kcal/h 所以 H1= 269.12 kcal/h 2、乙炔的焓變 乙炔幾乎全部由塔頂流出 H（ C2H2） 1 = 0.4888245.26 = 119.88 kcal/h H（ C2H2） 2 = 0.4934691.19 = 341.03 kcal/h 37 時乙炔的氣化潛熱為： 571.5 kcal/h 汽化吸熱為： 0.9806571.5=560.41 kcal/h 所以 H2= 119.88+341.03+560.41=1021.33 kcal/h 3、 VCM 的焓變 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 時 VCM 潛熱為： 4320.2 kcal/h 汽 化吸熱為： 7.49514320 = 32380.33 kcal/h 所以 H3= 5898.23+7915.60+31158.15+32380.33 = 77352.31 kcal/h 4、總的熱量變化 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 熱量 衡算 1、需要的熱為： Q2 = Q1 + Q = 6.376104 + 3.287105=3.925105 kJ/h 2、所需熱水的量： 用 70 的水 加熱 ，溫度變化為 70 到 60 ， 物性常數(shù)： Cp = 4.17kJ/(kg )， 則需要 熱 水的量為： m = 1.1Q = 1.13.925105 =1.035104 kg/h Cp t 4.1710 4.8高 沸 塔 的 熱量 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 查石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊中查得以下物性數(shù)據(jù)： 38.65 時： Cp（ VCM） = 55.356 kJ/ (KmolK) Cp（ EDC） = 80.177 kJ/ (KmolK) 48.6 時 ： Cp（ VCM） = 56.522 kJ/ (KmolK) Cp（ EDC） = 81.493 kJ/ (KmolK) 38.57 時的氣化潛熱： VCM： 17987.7 kJ/Kmol EDC： 29714.2 kJ/ Kmol 高 塔 29 48.6 時的氣化潛