（資料）年產(chǎn)30000噸PVC裝置壓縮及低沸物脫除工序工藝設(shè)計-畢業(yè)設(shè)計

設(shè)計題目年產(chǎn)30000TPVC裝置壓縮及低沸物脫除工序工藝設(shè)計選題時間完成時間論文(設(shè)計)字數(shù)關(guān)鍵詞PVC,低沸物2009年5月28日2摘要 3前言 4 5 5 8 4 3第三章熱量衡算 第一節(jié)基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 5 4裝置壓縮及低沸物脫除工序工藝設(shè)計第一章概述第一節(jié)產(chǎn)品概述一聚氯乙烯樹脂簡介二產(chǎn)品性質(zhì)三產(chǎn)品用途第二節(jié)生產(chǎn)方法的選擇(一)電石乙炔法5(二)聯(lián)合法(三)乙烯氧氯法(一)乙炔工段(二)合成工段(三)精餾工段(四)聚合工段三.原料來源第3節(jié)設(shè)計任務(wù)書(一)設(shè)計任務(wù)書1.設(shè)計項目：氯乙烯車間2.產(chǎn)品名稱：氯乙烯63.產(chǎn)品規(guī)格：純度為99.9%4.年生產(chǎn)能力：PVC(二)設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)設(shè)計題目：生產(chǎn)能力：30000TPVC/年1.年工作日：300天(以7200小時/年計)2.自堿洗塔來的物料流率：組分總計(從壓縮工段扣除);4.氣柜：t=25℃,P=0.005MPa(表壓)7tλ=30℃,機后冷至t出=40℃7.在水分離器內(nèi)除水80%(w%)(1)塔頂餾出液中：VC<50%(w%)(2)塔底出料含乙炔：0.0001%(w%)(3)操作壓力：0.51MPa(表壓)11.高沸塔工藝條件：(1)塔頂氣體EDC濃度：0.08%(w%)(2)塔釜物料中VC濃度：20%(w%)(3)操作壓力：0.25MPa(表壓)(4)釜加熱水溫度：tλ=90℃,t出=75℃12.聚合工段：聚合率85%(w%),未聚合VC回收率90%(w%)8第二章物料衡算第一節(jié)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)Mvc=62.5MEpc=99MN?=28Mc?H?第二節(jié)氣柜91.來自堿洗塔物料流率：2.由給定聚合率和未聚合單體的回收率計算由回收的進入氣柜的單體的量回收的VC=去聚合VC的量×未聚合率*回收率二3.由與水洗堿洗類似的方法計算出氣柜氣體的水含量進而求出氣柜內(nèi)冷凝水量再扣除VC,EDC的溶解損失。氣柜已知條件：溫度25℃壓力0.005MPa(出氣柜組分)氣柜輸出000由參考書[1]查得10℃下水的飽和蒸氣壓Pa得onyh機前冷凝器輸出C∑第四節(jié)壓縮機tλ=10℃,中間冷至t出=30℃1.根據(jù)所給條件判斷段間是否有水凝下(段間不允許有水凝下)一段壓縮出口時因而一段壓縮后無水凝下。二段壓縮出口時因為溫度較高，故也無水凝出。進入機后冷凝器后，有液態(tài)水凝下。則冷凝下來的水為0.04人mh2.扣除跑、冒滴漏損失由物料衡算式得：則損失Vc總量為則EDC損失量n?=人rlIzhN?損失量n?=0.0306knthC?H?損失量n?=0.0055人rthH?O損失量n?=bomrfh則出機后冷凝器的各組分的量：第五節(jié)全凝器一相平衡常數(shù)的計算分別代入公式求得P,將氣體液體均作理想氣體理想液體處理，從而求得K39P?=kPaK=注：由于查不到N?(液相)在該溫度下飽和的蒸汽壓，故不采用Antoine方程。查參考書[3得在該溫度下的相平衡常數(shù)為90.P=kPaK=P?=kPaK=則t出=15℃,P出=0.53MPa(表壓)下的K值為組分二核實閃蒸溫度假設(shè)15℃為進料的露點溫度，則說明進料的實際泡點溫度和露點溫度分別低于和高于閃蒸溫度，閃蒸問題成立。三試差計算按等溫閃蒸計算，近似認為氣液平衡常數(shù)與組成無關(guān)。假設(shè)(氣相分率)值試差。試差如下：KZCO∑乏=二KC∑取上=滿足條件，用式分別求得氣液相組成圓整如下：三物料衡算表全凝器輸出(液相)全凝器輸出(氣相)CN?6276366∑0000全凝器輸出(液相)全凝器輸出(氣相)CN?3622602Z00009第六節(jié)尾氣冷凝器一相平衡常數(shù)的計算N?C?H?69P3=kPaK=P3=kPaK=注：由于查不到N?(液相)在該溫度下飽和的蒸汽壓，故不采用Antoine方程。查參考書[3得在該溫度下的相平衡常數(shù)為64.P?=kPaK=P3=kPaK=則t出=-30℃,P出=0.50MPa(表壓)下的K值為組分K二核實閃蒸溫度假設(shè)-30℃為進料的泡點溫度，則假設(shè)-30℃為進料的露點溫度，則說明進料的實際泡點溫度和露點溫度分別低于和高于閃蒸溫度，閃蒸問題成立。按等溫閃蒸計算，近似認為氣液平衡常數(shù)與組成無關(guān)。試差如下：公式表格與全凝器所用基本相同(略)取=滿足條件，用式分別求得氣液相組成圓整如下：組分全凝器輸出(氣相)尾氣冷凝器輸出(液相)尾氣冷凝器輸出(氣相)CN?260260359∑00第七節(jié)低沸系統(tǒng)一物料計算低沸系統(tǒng)主要分離乙炔，C?H?.VC分別為輕、重關(guān)鍵組分，N?為輕組分，H?O、EDC為重組分(由Ki值知)進料組成(包括水分離器出料和尾氣冷凝器液相出料):編號1234562注：塔頂VC含量50%(w%)塔底出料乙炔0.0001%(w%)編號進料Fi餾出液Di釜液Wi(kg/h)1235—6D編號進料Fi餾出液Di釜液Wi(kg/h)12—3—456將低沸塔塔頂?shù)恼羝敵龊腿鬏敵?氣相)之和再次作為尾氣冷凝器進料，進行物料衡算；然后將尾氣冷凝器(液相)輸出和全凝器輸出(液相)(除水后)之第一次：假設(shè)W(氣相分率)值試差?！猌∑尾氣冷凝器輸出(液相)222編號進料Fi餾出液Di釜液Wi(kg/h)12—3 45一一6D編號進料Fi餾出液Di——第二次：尾氣冷凝器：按等溫閃蒸計算，近似認為氣液平衡常數(shù)與組成無關(guān)?？?中<0.001假設(shè)W(氣相分率)值試差。試差如下：—KZ∑滿足條件，圓整如下：尾氣冷凝器輸出(液相)N?∑編號進料Fi餾出液Di釜液Wi(kg/h)12—3545—6D編號進料Fi餾出液Di 一 組分尾氣冷凝器輸出(液相)尾氣冷凝器輸出(氣相)————N?— 一 —————Z二各處溫度的計算操作壓力：0.51MPa(表壓)P=0.51×10?+101325=611325Pa由前面的物料衡算表知進料組成，由前面列表得各組分的A,B,C值。按泡點溫度計算：進料組成：)K2∑組分)K∑組分)X2(二)塔頂溫度K組分)N?C?H?∑組分)KN?C?H?∑(三)塔釜溫度試差如下：組分)KX46∑組分)480∑三校核清晰分割的假設(shè)是否合理，計算塔餾出液中EDC,H?O和釜液中N?摩爾分的相對揮發(fā)度采用全塔平均值(見下表):C?H?、VC分別為輕重關(guān)鍵組分則由查參考書[4]P得：芬克斯方程代入數(shù)據(jù)可得：NA精=1.963(塊)N,捉=3.212(塊)(二)求取濃度由進料Fi餾出液Di釜液Wi第八節(jié)高沸系統(tǒng)一物料計算塔頂氣體中EDC濃度：0.08%(w%)塔釜物料中Vc濃度：20%(w%)物料衡算關(guān)系：按清晰分割計算：C?H?全部進入餾出液,H?O全部進入釜液.編號進料Fi餾出液Di釜液Wi(kg/h)123 —∑D編號進料Fi123—4 5∑第九節(jié)產(chǎn)品校核符合要求。第三章熱量衡算第一節(jié)回流比的確定塔底出來液體各組分的摩爾流量-HFiHyHpiHu_進料、塔底上升蒸汽、塔頂出來氣體、Q輸出-塔頂冷凝器中由冷凝鹽水轉(zhuǎn)移的熱量(近似等于回流液體的冷凝潛熱)Q損失一精餾塔的熱損失，取5～10%塔底再沸氣加入熱量二各處溫度的計算(一)由恩特伍特公式求最小回流比恩特伍特公式：￥￥其中α—組分i的相對揮發(fā)度編號α11203450用試差法求得θ=11.61(θ大于1小于12.964)因為低沸塔塔頂出料流率太低，為保證氣液接觸良好，故選取較大的回流比第2節(jié)熱量衡算回流液體量：L=RD=39.24×1.8579=72.9Kmol/h塔頂上升蒸汽量：V=L+D=(R+1)D=(39.24+1)×塔底出來液體流率z=L+qF=RD+1×F=72.90+86.1129=159.01Kmol/h衡算關(guān)系輸入的熱量=輸出的熱量液態(tài)物料摩爾焓或已知進料溫度t=12.05℃塔釜溫度t=43.03℃塔頂溫度t=4.10℃1.進料組分：式中T—對比溫度C—同溫度下理想氣體熱容，cal/molKw—偏心因子定性溫度T=(273.15+316.18)/2=294.67K塔底液體出料的焓值：VC理想氣體熱容方程式：C?H?理想氣體熱容方程式：=6.406+4.981-0.906+0.070=10.551cal/(molK)N?理想氣體熱容方程式：塔頂蒸汽的焓值：=(852.11+4.1×6.975)×0.5269+(2516+4.1×10回流液體量：L=RD=39.24×1.8579=72.9Kmol/h塔頂溫度T=277.25k時，利用N?理想氣體熱容方程式：=7.44-0.60005+0.219液體熱容RowLinson-Bondi法：=2.56-0.932+.04(2.91-2.26代入數(shù)據(jù)：△H?=184.1×7.077=1320.88Kmol/h2390.13)=331868kx4h由于低沸塔進料，塔頂，塔釜的溫度與外界溫度(298.15K)相差不大，二計算三塔釜熱水用量(1)塔釜熱水用量：四.冷凝器選擇已知塔頂塔頂蒸汽：4.14.19選標準為JB/T4715-92,DN=800mm,管程數(shù)N=1,管子中心排數(shù)31,管子第四章設(shè)備計算進料=12.05t頂=4.1t金=43.03P=611325Pa[5]P282,P395,P?36時液相(kg/m3)飽和液體密度Yen-Woods公式p/p=1+Zk,(1-T)3p.=0.313g/cm代入數(shù)據(jù)可得：故2.氣相密度由PV=nRT孔進料組分：塔頂組分：=0.29862×62.5+0.2836×28+O04=37.47g/mol塔底組分：=00.9948×625+00004121×99+0.0000268×26+O00代入數(shù)據(jù)可得：進料溫度T=285.20K時表面張力：塔頂溫度T=277.25K時表面張力：塔底溫度T=316.18K時表面張力：純物質(zhì)的表面張力Macleod-Sugden法：式中[p]—等張比容A-R—液體飽和蒸氣的密度g/cm3則四氣液相黏度μ進料溫度T=285.20K時液相黏度μμ(厘泊)塔頂溫度T=279.3K時液相黏度μ塔底溫度T=316.18K時液相黏度μμ(厘泊)注：求N?在進料溫度T=285.20K時，塔頂溫度T=277.25K時液相黏度μ;C?H?塔底溫度T=316.18K時液相黏度μ純液體黏度μ公式：Letsou-Stiel法5代入數(shù)據(jù)可得：2.氣相黏度μ進料溫度T=285.20K時氣相黏度μμ(微泊)塔頂溫度T=277.25K時氣相黏度μμ(微泊)塔底溫度T=316.18K時氣黏度μμ(微泊)代入數(shù)據(jù)可得：故微泊五、流量計算：L=RD=39.2×1.8579=72M進=62.234kg/molM底=62.785kg/mol2.氣相流量V=V+q—DF=74飛NrXh(泡點進料q=1)故基礎(chǔ)數(shù)據(jù)匯總表人<(液相氣相精餾段第二節(jié)理論板數(shù)1.理論板數(shù)Nr吉利蘭公式得：代入數(shù)據(jù)：N秸=211(塊)N提=3.42(塊)N總=5.53(塊)2.實際板數(shù)式中E,—板效率O—關(guān)鍵組分的相對揮發(fā)度L一平均溫度下的液相粘度精餾段：∴Er精=0.3701選取兩塊塔板余量，故從精餾塔頂部向下第8塊板(包括塔頂分凝器)為進料板。提餾段：:E7提=0.501選取三塊塔板余量，則提餾段共有12塊板(包括再沸器)。∴N=N精+N捉=8+14=22塊第3節(jié)設(shè)備選型一氣液傳質(zhì)設(shè)備的主要類型(一)填料塔(三)特種接觸塔型序號填料塔板式塔1φ800mm以下造價一般比板式塔便宜，直徑大則昂貴φ600mm以下時安裝較為困難2用小填料時笑他效率高，它的高度低。但直徑增大效率下降效率穩(wěn)定，大塔板比小塔板效率有所提高3空塔氣速低空塔氣速高4大塔檢修清理費用高，勞動量大檢修清理比填料塔容易5壓降小，對阻力要求小的場合較適用(例如真空操作)壓降比填料塔大6對液相噴淋有一定尺寸要求適應(yīng)范圍較大7內(nèi)部結(jié)構(gòu)簡單，便于用非金屬材料制作，可用于腐蝕較嚴重的場合多數(shù)不使用金屬材料制作8持液量小二塔型的選用原則比較，綜合考慮我將選擇板式塔作為精餾的主要設(shè)備--低沸塔表5-2板式塔形式的選取序號內(nèi)容泡罩條形泡罩S形泡罩溢流式篩板圓形浮閥條形浮閥柵板穿流式篩板1高氣、液相流量CBDEEEEE2低氣、液相流量DDDCFFCD3操作彈性大EBEDEFBB4阻力降小AAADDCED5液沫夾帶量少BBCDDEEE6板上滯液量少AAADDDED7板間距小DCDEEEFF8效率高EDEEFEEE9塔單位體積生產(chǎn)能力大CBEEEEEE1氣、液相流量的可DCEDFFBB0變性11價格低廉CBDEEDDF12金屬消耗少CCDEEFFF13易于裝卸BBDEBFFF1易于檢查清洗和CBDDDFFE4維修15有固體沉積時用液體進行沉積的可能性BAABBEED16開工和停工方便EEECECCD1加熱和冷卻的可BBBDCDDD7能性1對腐蝕介質(zhì)使用BBCDCEEE8的可能性三浮閥塔工藝尺寸的計算參見參考書[7]精餾段(一)塔高的計算(二)塔徑的計算：取板間距H=0.30mhL=0.05mH--hL=0由圖3-5得：C?0=0.042式中O—操作物系的液體表面張力C—操作物系的負荷系數(shù)m/s取安全系數(shù)為0.6,則u=0.6×umx=0.228m/s圓整到D=0.8m則實際塔速橫截面積1.降液管的類型與溢流方式(1)降液管的類型：降液管有圓形和方形。通常圓形降液管只用于小直徑塔，對于直徑較大的塔，常用弓形降液管。(2)降液管的溢流方式：目前，凡直徑在2.2一下的浮閥塔，一般采用單溢流。2.溢流裝置的設(shè)計計算(1)出口堰(溢流堰):保證板上一定的液層高度并使液流在板上均勻流動。②堰高hw式中h—板上液層高度h—堰高h—堰上液層高度L?—塔內(nèi)液體流量E—液流收縮系數(shù)，可借用博爾斯對泡罩塔提出的液流收縮系數(shù)計算圖求取(2)弓形降液管的寬度和截面積查圖得驗算停留時液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時間以保證溢流液體中夾帶的氣泡能來得及分離。(3)降液管底隙高度確定原則：保證液體流經(jīng)此處時局部阻力不太大以防止沉淀物在此堆積而堵塞降液管。同時又要有良好的密封，以防止氣體通過降液管造成短路。計算如下：h=(四)塔板布置塔板有整塊試和分塊式兩種。直徑在800以下的小塔采用整塊式塔板；直徑在此處取w,=50mm(五)塔板布置及浮閥數(shù)目與排列式中F—氣體通過閥孔時的動能因數(shù)6—氣體通過浮閥孔時的速度—氣體的密度取F=閥孔動能因子F?=9式中V—上升氣體流量m3/sd%—閥孔直徑d=0.039m浮閥在塔板鼓泡區(qū)內(nèi)的排列喲正三角形和等腰三角形兩種方式。按照閥孔中心連線與液流方向的關(guān)系又有順排和叉排之分。此處采用正三角形叉排。對于單溢流塔板，鼓泡區(qū)面積A,可按下式計算按t=115mm以等邊三角形叉排方式作圖，由附圖1排得閥數(shù)為19個。按N=19重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因數(shù)石變化不大，仍在8-12范圍內(nèi)，閥孔數(shù)合適。提餾段塔高=2.1+5.2=7.3m(二)塔徑的計算由圖3-5得：C?o=0.044式中O—操作物系的液體表面張力mN/mC—操作物系的負荷系數(shù)m/s取安全系數(shù)為0.7,則u=0.7×umx=0.2415m/s圓整到D=0.8m則實際塔速橫截面積式中h—板上液層高度h,—堰高h—堰上液層高度L,—塔內(nèi)液體流量E—液流收縮系數(shù)，可借用博爾斯對泡罩塔提出的液流收縮系數(shù)計算圖求取弓形降液管的寬度和截面積查圖得w=0.128驗算停留時液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時間以保證溢流液體中夾帶的氣泡能來得及分離。(3)降液管底隙高度此處取w,=50mm此處取w?=40mm(五)塔板布置及浮閥數(shù)目與排列式中v—上升氣體流量m3/s按t=115mm以等邊三角形叉排方式作圖，由附圖2排得閥數(shù)為29個。按N=29重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因數(shù)F變化不大，仍在8-12范圍內(nèi)，閥孔數(shù)合適。1、氣相通過浮閥塔的壓強降：(1)干板阻力h。板上全部浮閥剛好開啟式，氣體通過閥孔的速度為臨界孔速液柱(2)板上充氣液層阻力：h=Ehz=0.3×0.051=0.015m(3)液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計。4,=P?gh,=0.0532×911.59×9.設(shè)計符合塔板壓降要求。2.液泛：為使液體能有上層塔板穩(wěn)定的流入下層塔板，防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求降液管中清液層必須維持一定高度即H?≤φ(Hr+hw)Ha=h,+hz+hH,=0.0532+0.05+0.000中取0.4符合防止淹塔的要求。3.霧沫夾帶：其中Zz=D-2W.Ap=A,-2A,K=1Ab=A,-2A,=0.5024-2×0.0703=0=27.15%∴取泛點率=0.27151、氣相通過浮閥塔的壓強降：(1)干板阻力h(2)板上充氣液層阻力：h=Ehz=0.3×0.06=0.018m液柱(3)液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計。4,=P?gh,=0.0468×811.2設(shè)計符合塔板壓降要求。2.液泛：Ha=h,+h+hHa=0.0468+0.06+0.0039Ha≤φ(H,+hw)符合防止淹塔的要求。3.霧沫夾帶及泛點其中Zz=D-2WaAb=A,-2A,K=1Ab=A,-2A,=0.5024-2×0.0703=0.∴取泛點率=0.3608五塔板負荷性能圖：1.霧沫夾帶線：按泛點率為0.70計算：依照方程在塔板負荷性能圖上做直線霧沫夾帶線(1)2.液泛線：帶入數(shù)據(jù)得V,L的關(guān)系如下在操作范圍內(nèi)任取若干個Ls的值，依式算出相應(yīng)的V列于下表據(jù)表中數(shù)據(jù)做出液泛線(2)3.液相負荷上限線：以∈=5s作為液體在降液管中停留時間的下限量無關(guān)的豎直直線(3)據(jù)此做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線(4)該線為液相負荷下限線，該線與氣相流量無關(guān)的豎直直線(5)6.畫負荷性能圖根據(jù)上面計算分別做出塔板負荷性能圖上(1)(2)(3)(4)(5)共條線，如附圖(3)所示。由塔板負荷性能圖可以看出：①任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點P(設(shè)計點Ls=0.0013m3/sV=0.0795數(shù)值及說明備注板間距Hr/m空塔氣速u/(m/s)降液管底隙高度H?/m浮閥個數(shù)N/個閥孔氣速16/(m/s)閥孔動能因數(shù)F臨界閥孔氣速x/(m/s)排間距z/m液體在降液管內(nèi)停留的時間∈/s泛點率1%氣相負荷上限(V液泛控制液相負荷下限Vn漏液控制操作彈性(二)提餾段按泛點率為0.70計算：依照方程在塔板負荷性能圖上做直線霧沫夾帶線(1)2.液