44%盐酸积分溶解热 c=350kcal/kg溶质
物料带入热量:
粗乙炔: QC2H2=2586.79×0.38×10=9829.802kcal/h
QH2O=14.7526×599.6=8845.6596kcal/h
粗HCl: QHCl=3813.03×0.1909×10=7279.074kcal/h
QH2O=1.8823×599.6=1128.6271kcal/h
粗物料带入热量
∑Q进=9829.802+8845.66+7279.074+1128.627=27083.16kcal/h
溶解热Q溶=(14.7526+1.8823)*350=5822.2154kcal/h
物料带出热量
QHCl=3813.03×0.1909×(-15)= - 10918.61kcal/h
QC2H2=2586.79×0.38×(-15)= -14744.7kcal/h
QH2O=1.0339×591.7=611.7586kcal/h
Q凝酸=170.7×0.5497×(-15)= -1407.507kcal/h
物料带出的总热量
∑Q出= -26459.0626kcal/h
Q冷=∑Q进+Q溶-∑Q出=59364.441kcal/h
冷冻盐水比热Cp=0.63kcal/kg℃
盐水循环计算
W=Q冷/Cp△t=59364.44/(0.63×2)=47114.636kg/h
传热面积计算
进口温差△tk=43℃
出口温差△tk=20℃
平均温差△tm=31.5℃
总传热系数设为20 kcal/m2h℃
传热面积F=Q/k△tm=59364.44/20×31.5=94.2293m2
4.2转化器热量衡算
工艺条件:
物料进口90℃ 出口105℃
软水进口98℃ 出口101℃
反应热效应方程式
C2H2+HCl→C2H3Cl+298kcal/mol ①
C2H2+2HCl→C2H4Cl2+40.2kcal/mol ②
C2H2+H2O→C2H4O+33.8kcal/mol ③
C3H4+HCl→C3H5Cl+29.8kcal/mol ④
C4H2→聚合物 ⑤
式中所列反应物均为298K下的反应热,应用时要通过盖斯定律修正到反应温度下的反应热, 但因二者差别不大,计算中忽略反应④的热效应,因缺乏数据以反应①代用反应⑤的聚合热可忽略,因其对计算结果影响甚微
查得 52.5℃下 VC Cp=0.215kcal/kg℃
C2H2 Cp=0.43kcal/kg℃
EDC Cp=0.2kcal/kg℃
C2H4O Cp=0.31kcal/kg℃
反应①反应热Q1=97.295×1000×29.8=2899391kcal/h
反应②反应热Q2=0.9872×1000×40.2=39685.44kcal/h
反应③反应热Q3=0.0574×1000×33.8=1940.12kcal/h
反应④反应热Q4=0.0699×1000×29.8=2083.02kcal/h
Q反=∑Qi=2943099.58kcal/h
各组分带入热量
QHCl=3813.03×0.1909×90=65511.668kcal/h
QC2H2=2586.79×0.43×90=100108.77kcal/h
QH2O=1.0339×0.45×90=41.87295kcal/h
QC3H4=2.7972×0.345×90=86.85306kcal/h
QC4H2=0.2498×0.349×90=7.846218kcal/h
QCO2=1.3187×0.2×90=23.7366kcal/h
QN2=2.7972×0.25×90=62.937kcal/h
Q入=∑Qi=165843.6873kcal/h
各组分带出热量
QVC=6109.31×0.215×105=137917.67kcal/h
QEDC=97.7373×0.2×105=2052.4833kcal/h
QC3H5Cl=5.3474×0.23×105=129.13971kcal/h
QC2H2=18.1072×0.43×105=817.54008kcal/h
QHCl=170.7×0.1909×105=3421.5962kcal/h
QN2=2.7972×0.25×105=73.4265kcal/h
QC2H4O=2.5256×0.31×105=82.20828kcal/h
QCO2=1.3187×0.2×105=27.6927kcal/h
Q出=∑Qi=144521.76kcal/h
转化器冷负荷
Q=Q入+Q反-Q出=165843.7+2943100-144521.8=2964421.5kcal/h
4.3高沸塔塔顶回流冷凝器及塔釜再沸器热量衡算
工艺条件: 塔顶冷凝器出口32.5℃
塔釜 39.5℃
回流比: 经上机计算得Rmin=0.13
取R=1.5Rmin=0.20
进入高沸塔的物料中,H2O量极其微小,可忽略不计
表 4.1 进出高沸塔的物料组成及物性参数表
组成 流量（kg/h） 比热 蒸发潜热 温度
塔顶 VC 6322.0875 0.216 70 32.5
EDC 0.2772 0.19 578 32.5
C3H5Cl 0.29835 0.32 32.5
回流 VC 1232.80706 0.36 32.5
EDC 0.054054 0.31 32.5
进料 VC 6581.9 0.36 32.5
EDC 97.7328 0.31 32.5
C3H5Cl 5.3474 0.395 32.5
塔釜 VC 260.2 0.32 39.5
EDC 97.4556 0.31 39.5
C3H5Cl 4.7889 0.395 39.5
热量衡算以0℃为基准
1)进料带入的热量QF
QVC=MVC·tF·C1=6581.9×0.36×32.5=77008.23kcal/h
QEDC=97.7328×0.31×32.5=984.66kcal/h
QC3H5Cl=5.3474×0.395×32.5=68.65kcal/h
∑QF=77008.23+984.66+68.65=78061.54kcal/h
2)由回流液带入的热量QL
QVC=14423.8426kcal/h
QEDC=0.5446kcal/h
∑QL=14424.3872kcal/h
3).塔顶气相带出热量QV
QVC=M(t+v)=(R+1)D(ct+v)=581877.98kcal/h
QEDC=193.5103055kcal/h
QC3H5Cl=3.7078938kcal/h
∑QV=582075.20kcal/h
4)塔底产品带出的热量QW
QVC=260.2×0.32×39.5=3288.93kcal/h
QEDC=97.4556×0.31×39.5=1193.34kcal/h
QC3H5Cl=4.7889×0.395×39.5=74.72kcal/h
∑QW=4556.99kcal/h
5)再沸器提供热量
以再沸器所需热量为QE,损失于周围的热量为Q1,取Q1=0.1QE,
则根据能量守衡定律有QE+QL+QF=QV+QW+Q1
QE=1/0.9(QV+QW-QL-QF)=549051.406kcal/h
再沸器所需热水量及传热面积为
已知:QE=549051.406
热水进口温度90℃
热水出口温度85℃
比热系数k=350
则热水量
M热水=QE/△tCp=110141.305kg/h
△t1=90-39.5=50.5℃
△t2=85-39.5=45.5℃
由于△t1/△t2<2
△tm=(△t1+△t2)/2=48℃
传热面积: A=QE/k△tm=549054.406/(350×48)=32.6816m2
6)冷凝器热负荷及比热面积
已知冷凝脱水入口温度-30℃
出口温度-25℃
比热Cp=0.69kcal/kg℃ k=180
全凝器所需的制冷量Q冷
Q冷=(R+1)DV=528842.619kcal/h
所需冷冻盐水M冷
M冷=Q冷/△tCp=72980.2815kg/h
传热面积F
△t1=32.5+30=62.5℃
△t2=32.5+25=57.5℃
△t1/△t2<2
△tm=(△t1+△t2)/2=60℃
F=Q冷/k△tm=48.9669m2
第五章 设备计算
5.1精馏塔选型
从氯乙烯生产的工艺条件及化工生产的实践经验中可以得出结论, 氯乙烯高沸精馏塔板型为浮阀塔板。
其具有以下几个特点：
a.生产能力大，比泡罩塔约提高20～40%，与筛板塔相近。
b.操作弹性大，在较宽的气速变化范围内板效率变化较小，其弹性范围（即最大负荷与最小负荷文化）比筛板及泡罩塔板大得多。
c.由于气液接触状态良好，以及气体为水平方向吹出，雾沫夹带量小，因此塔板效率较高,比泡罩塔板高出15%左右。
d.塔板上设有复杂结构的障碍物，因而液面梯度较小，蒸汽分配均匀，此外塔板压降比泡罩塔板小。
e.塔板的结构简单，安装容易，制造费用约为泡罩板的60～80%，筛板塔的20～30%
f.国内使用结果证明，对于粘度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔板也能正常操作。
5.2塔板数的计算
逐板计算理论板程序框图
5.2.1.最小回流比Rm的计算
回流比的计算程序：
#include<stdio.h>
main()
{int i;
double al=3.03,ah=1,q=1,st,sum,rm,
a[3]={5.53,3.10,1}
xf[3]={0.0660,0.0147,0.9846},
xd[3]={ 0.0072,0.0028,0.9999};
while(1){
st=(al+ah)/2;
for(sum=0,i=0;i<3;i++){sum+=(a[i]*xf[i]/(a[i]-st);}
printf("%f\t%f\n",sum,st);
if(sum<=0.00001)break;
else{
if(sum>0) al=st;
else ah=st;
}
}
for(rm=0,i=0;i<3;i++){rm+=(a[i]*xd[i]/(a[i]-st);}
printf(\nRm=%f\n",rm-1);
}
根据分离要求经电算可得Rm=0.13
5.2.2.适宜回流比R的确定
在实际生产过程中,R即不能过大也不能过小,一般取R值为(1.1～2)Rm。
取R=1.5Rm=0.2
5.2.3理论板数计算
逐板计算程序如下:
#include<stdio.h>
main()
{
int i,n=0,m=0;
double y1l[3],y2[3],x[3],sum,
a[3]={5.53,5.1,1},
xd[3]={0.0072,0.0028,0.9999};
xw[3]={0.012,0.189,0.8},
y[3]={0.0044,0.9954,0.0002},
l=123,v=246,d=123,
lp=276,vp=246,w=27;
while()
{
for(i=0,sum=0,i<3,i++)sum+=(y[i]/a[i]);
for(i=0,i<3,i++)
{
x[i]=(y[i].a[i])/sum;
y[i]=((l/v)*x[i])+((d/v)*xd[i]);
y2[i]=((lp/vp)*x[i]-((w/vp)*xw[i]);
}
printf("%f\n",x[l]);
if(x[l]<=0.0065)break;
if(x[l]<=0.8178){for(i=0,i<3,i++)y[i]+=y2[i];m++,}
else{for(i=0;i<3;i++)y[i]=y1[i];n++;}
}
printf("\nN-1=%d\tM-1=%d\n",n,m+n);
}
经电算得Nm=14
其中提馏段 8块
精馏段 6块
板效率的计算
板效率的经验关联式为N=∑Xiμi
式中Xi为加料中某组分摩尔分率
μi为该组分的粘度[mNs/μ2]即Cp
全塔的平均操作温度为t=1/2(tw+tp)=1/2(32.5+39.5)=36℃
查得此时各物质黏度为
μVC=0.163Cp XVC=0.999999
μEDC=0.69Cp XEDC=0.000000381
由关联图查得总板效率为ET=0.7
实际生产中为安全.取ET=0.4
5.2.4实际板数计算
全塔板数计算
全塔板数 14/0.4=35(块)(不包括塔釜)
精馏段 6/0.4=15(块)
提馏段 8/0.4=20(块)(不包括塔釜)
5.3工艺条件
1).操作压力:P=5kg/cm2
操作温度:tp=32.5℃ tw=39.5℃
全塔平均操作温度:t=36℃
2).气液相重度
气相平均分子量M=MVC=62.5kg/mol
VV=PM/RT=5×62.5/0.0848/(273.05+36)=11.92
液相混合物的重度与VC的重度相差很小
所以取VL=VVC=868kg/m2
3).气液相负荷
精馏段液相流量:
L=RD=0.2×101.1635=20.2327kmol/h=1264.544kg/h
精馏段液相负荷:
Ls=1264.544/868/3600=0.00040468m3/s
精馏段气相液量:
V=L+D=1.2×101.1635=121.3962kmol/h=7587.265kg/h
精馏段气相负荷
Vs=7587.265/11.92/3600=0.1768m3/s
提馏段液相负荷:
L'=L+qF=20.2327+101.1635=121.3962kmol/h=7587.265kg/h
Ls'=7587.265/868/3600=0.002428m3/s
提馏段气相负荷:
V'=L'-W=121.3962-5.2102=116.1860kmol/h
Vs'=116.1860×62.5/11.92/3600=0.1692m3/s
4).液体的表面张力δ=δVC=14.5dug/cm
5).液体粘度μL≈μVC=0.17Cp
5.4设备尺寸计算
5.4.1.塔径计算
设HT=0.35m
板上清夜层高度hL'=0.07m
精馏段(Ls/Vs)(VL/VV)1/2=(0.0004047/0.1768)(868/11.92)1/2=0.0195
查图得C20=0.0590
C=C20/(20/δ)0.2=0.059/(20/14.5)^0.2=0.05532
最大允许空塔气速
WG(MAX)=C*SQRT[(VL-VV)/VV]=0.4689m/s
取适宜空速W=0.7WG(MAX)=0.3282m/s
估算塔径D=SQRT(VS/0.785W)=0.8284m
提馏段(Ls'/Vs')(VL'/VV')0.2=0.1224
查图得 C20=0.05
C=C20/(20/δ)0.2=0.0469
最大允许空塔气速
WG(MAX)=C*SQRT[(VL-VV)/VV]=0.3973m/s
取适宜空速W=0.7WG(MAX)=0.2781m/s
估算塔径D'=SQRT(VS/0.785W)=0.8999m
圆整后取塔径为D=1m=1000mm
5.4.2.塔盘结构设计
(1).液管及溢流堰
a.降液管采用弓形降液管,堰与壁之间的全部截面区域均作为降液容积, 宜于直径较大的塔中,塔板面积的利用率高。
b.溢流堰，可以维持板上液层及使液流均匀的作用，设置了弓形堰，堰长lw为塔径D的0.6～0.8倍，浮阀塔普通采用单溢流堰。
内堰：因采用弓形降液管不设置内堰。
c.凹形受掖盘，使用液体的侧线采出，在低液流量时仅能造成正液封，具有改变液体流向的缓冲作用。
d.塔板上的其他区域
安定区比：避免大量含泡液相进入降液管，造成液泛，一般Ws=70～100mm
边缘区：板面靠近塔壁部分，露留出一圈边缘区，供支持塔板的边缘作用
当D<2.5m,Wc为50mm
(2).尺寸计算
a.溢流堰
精馏段:
堰长：lw=2/3D=666.67mm=700mm
AT=π/4D2=0.7854m2
②堰宽：WL=0.127D=127mm=130mm
③降液管截面积：Af=0.0738AT=0.0580m2
④停留时间τ=（Af*HT)/Ls=50.1306>5s
⑤堰上液层高度
how=0.00284*E*(Ls/Lw)2/3
式中how-堰上液流高度m
Ls-液流量m3/h
Lw-堰长m
E-液液收缩系数
(L/Lw)2.5=3600×0.0004047/(0.7)2.5
how=0.00284×1.02×(3600×0.0004047/0.7)2/3=0.004722m
堰高hw=hL'-how=0.07-0.004722=0.0653m
取hw=0.08m
则hL=0.08+0.004722=0.0847m
提馏段:
L/(LW)2.5=3600×0.002428/(0.7)2.5=21.3216 查得E=1.1
how=0.00284×1.1×(3600×0.002428/0.7)2/3=0.0186m=18.6mm
堰高hw=hL'-how=0.07-0.01858=0.0514m
取hw=0.08m
则hL=0.08+0.01858=0.0986m
ho考虑比hw低15mm,取0.065m(注:ho为降液管低部分与下一板距离)
b.板上浮阀布置
1)型号的确定
选择十字架型(JB1118-68)浮阀,材料为碳钢A3孔径为39mm
阀片的布置采用正三角形叉排,孔间距为100mm,这样相临两阀中吹出气液搅拌液层的相互作用较顺排显著,使相临两阀易被吹开,液面梯度较小且鼓泡均匀。
2）阀数的确定
孔速w0=F0/SQRT(VV)
F0为阀孔动能因数取为9
WO=9/SQRT（11.92）=2.6068
精馏段：N=837Vs/W0=837×0.1768/2.607=56.7700=57个
提馏段：N=837Vs'/W0=837×0.1692/2.607=54.3335=55个
5.5塔板流体力学验算
5.5.1压降
精馏段：hc=5.34W02/2g*62.5/VL=0.1333m液柱
hl=0.5hL=0.0424m液柱
hp=hc+hl=0.1757m液柱
提馏段：hc=0.1333m液柱
hl=0.5hL=0.0493m液柱
hp=hc+hl=0.1826m液柱
5.5.2.淹塔情况
精馏段: hd=0.153(Ls/hv*ho)2=0.153×(0.000405/0.55×0.065)2=0.000020m液柱
Hd=hw+how+hp+hd+△ （△为液面梯度,甚微,可忽略)
=0.2604<0.35+0.08
所以不会淹塔
提馏段: hd=0.00070577m液柱
Hd=hw+how+hp+hd+△
=0.2819<0.35+0.08
所以不会淹塔
5.5.3.雾沫夹带
精馏段: KCF=0.125×1.015=0.1269
CV=VSSQRT(VV/(VL-VV))=0.1768×SQRT[11.92/(868-11.92)]=0.0209m3/s
泛点率F1=(CV+1.36LSZ)/(Ab*k*CF)
Ab=AT-2Af=0.6695
F1=24.9449%
F2=CV/0.78ATKCF=26.8425%
F1,F2均小于80%,所以不能发生过量的物沫夹带。
提馏段：CV=0.200m3/s
Ab=AT-2Af=0.6695
F1=25.8021%
F2=25.6904%
F1,F2均小于80%,所以不能发生过量的物沫夹带。
5.6塔板负荷性能图
精馏段:
1)按泛点率50%计算VS-LS关系
年产4万吨的聚氯乙烯氯乙烯车间工艺设计物料衡算/热量衡算/设备计算/经济核算(三)由毕业论文网（www.huoyuandh.com）会员上传。
