年产5万吨VCM单体分离工段工艺设计方案.docx

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1、年产5万吨VCM单体分离工段工艺设计方案第一章概述1.1车间概况及特点1.1.1车间设计的生产规模年产50000吨VCM车间，本设计承担 VCM单体分离工段工艺设计。1.1.2生产方法50年代以前，VCM主要采用电石乙炔和氯化氢制造，以后产生了联合法和 烯炔法。联合法以1, 2-二氯乙烷（EDC ）裂解制取氯乙烯并副产氯化氢。然后， 以氯化氢与电石乙炔再合成 VCM，两种粗VCM经精制后得到纯VCM，美国的 石油化学工业迅速发展，以天然气为原料获得廉价乙烯，将乙烯与氯气用液相反 应制得EDC，然后对其进行热裂解制得 VCM，裂解产物的副产物氯化氢在原料 转换的初期曾用于电石乙炔法中，构成了联合

2、法的基础。烯炔法是以石脑油裂解 得到乙烯、乙炔裂解气，不经分离即直接制取VCM，以后又研究出用原油作裂解气的原料。比较起来烯炔法投资较大，工艺复杂，成本也较高，到1971年停止了运转。1964年美国采用固特里奇工艺建成第一套乙烯氧氯化装置，由于此工艺成本较低、生产能力大，得以迅速推广。当时出现的乙烯氧氯化工艺，主要是固特里 奇的沸腾床和斯托弗的固定床法。氧氯化法的成功，不仅使制造VCM的碳源从乙炔完全转变为乙烯，而且为联合平衡法制造 VCM打下了基础。联合平衡法是 将乙烯直接氯化、乙烯氧氯化和 EDC的热裂解3个主反应结合起来的。目前世 界上有90%的VCM产量是用联合平衡法生成的。在六、七十

3、年代，为保证氯气 供应的大量需求，在烧碱的制法上，完成了氨碱法向食盐电解法的转换。此后， 出现了纯氧为原料的氧氯化法：在沸点下于EDC液相中直接将乙烯氧化，生成的EDC以气相排出，简化了分离、洗涤工艺，热能得以充分利用。本设计采用电石乙炔法生产 VCM以炔和氯化氢为原料，在氯化汞催化剂的 作用下，进行气相加成反应。采用列管式固定床转化器反应后合成气经泡沫塔、 水洗塔、碱洗塔除去其中的酸性气体，再进行压缩、冷凝、气液分离、精馏，从 而精制得纯度为99.99%的VCM反应方程式如下：主反应：C2H2+HCIT CH2CHCI副反应：C2H2+H2OTCH 3CH0C2H2+2HCIT CH2CIC

4、H2CI该方法建厂投资较低，自动化要求低，乙炔转化率高，技术成熟，流程简单, 适合中小规模生产。1.1.3工艺特点1混合冷冻脱水1）利用氯化氢吸湿性质，在混合时吸收乙炔中的部分水变成浓盐酸， 以降低乙炔气中的水蒸气分压。2）利用冷冻的方法使混合器总的残余水分冷凝，使气体中的水蒸气分 压进一步降低，从而达到脱水目的。3）采用湿氯化氢气体与湿乙炔气一次冷冻脱水，可省去氯化氢干燥装 置。2使用列管式固定床反应器优点：1）床层内流体成轴向流动，可以近似认为是理想的活塞流，推动力大, 催化能力强。2）流体的停留时间可以控制，温度分布可以调节，有利于提高反应转 化率和选择性。3）固定床触媒不易磨损，可减少

5、触媒耗量，并可在高温下使用。缺点：1）结构复杂，合金钢耗量较大。2）传热效果差，需要很大的传热面，反应温度不易控制，热稳定性差。3）轴向温差较大，存在热点，易飞温。4）触媒的装卸不便，若装不均匀，易造成气体短路和沟流。5）原料气充分混合方能进入反应器，故原料气的组成严格受爆炸极限 限制。3.氯乙烯的精制采用低塔和高塔加压精馏1）因氯乙烯在常压下沸点为-139C，采用加压操作可减少冷剂用量, 降低单位聚氯乙烯产品的电耗和生产成本。2）先除低沸物，再除高沸物，可节约能耗，并且保证了产品从塔顶出 料，提高了产品纯度。1.2车间布置原则VCM单体生产工段分为合成和精制两部分：工段的设备布置基本按流程顺

6、序组织排列，保持水平和垂直方向的连续性， 这样可以节约管材。有位差的设备尽量利用位能，以节省能源，并且考虑设备安 装、操作、管理、维修方便。另外，凡属相同的设备或同类型的设备或操作相似 的有关设备应尽可能集中布置，以便集中管理，并可减少备用设备。即互为备用， 如：泵、压缩机等。在安全上，要考虑物料特性对防水、防爆的要求。在规划上，考虑车间的发 展前景与扩建的需要，设备建筑间的防火间距的要求。1.3物料和能量的合理利用在VCM的生产过程中的能源管理，首先在配备好各种水、电、气、计量仪 表的条件下，搞好能源调查和能量衡算，测算每吨氯乙烯产品的水、电、气等单 项能耗。采用最优化的设计方案尽量使得原料

7、的转化率和收率最高。对于冷却用的工业水，要尽量重复使用并加强循环回收，反应器移热用的热水循环回热水罐， 用于预热器加热和为再沸器提供热量。泡沫塔排出的浓度较大的盐酸经回收后出售或运送至其他车间。高沸塔釜出 料经回收处理后出售。1.4装置内三废治理和环境保护措施VCM生产中主要污染物有VCM气体、高沸物残液、氯化高汞以及废酸和废 碱等。生产环境保护的核心是最大程度的减少或消除这些污染物在生产中的流 失，要尽量做到回收利用。VCM排放前经过彻底的尾气吸附，用活性炭加以回收利用，废气排放于高空， 高废残液排入残液储槽定期回收。 氯化高汞的脱除采用活性炭除汞器。 废酸、废 碱大量的回收重新利用，剩余极

8、少量的废酸、废碱经处理后，排放于排污口。1.5生产制度本装置年开工8000小时，采用五班三运转制，连续生产，无重大事故不准 停车。第二章生产流程2.1流程简述2整个工艺流程大体上可分为三个阶段即：混合脱水、转化压缩、单体精制。混合脱水 来自乙炔站的湿乙炔经计量后，经过乙炔冷却器后由乙炔砂封与 氯化氢气体沿混合器切线平行进入混合器。 进入混合器的乙炔气体和氯化氢气体 的体积比是1: 1.051.1，混合后进入两个并列的石墨冷却器中，用-35C盐水进 行冷冻干燥，除掉混合气中夹带的水分和酸，并控制气体出口温度在-10 -14C之间，再经除雾器（高效除雾）除掉气体中夹带的酸雾。混合脱水设备分离下来

9、的酸，汇集后进入压酸罐，定期用氮气压制盐酸贮罐。转化压缩乙炔和氯化氢混合的气体进入预热器，用循环热水间接将气体温 度升至80C以上，在进入装有氯化汞触媒的转化器中进行反应，在反应过程中 所放出的热量，由管间的循环冷却水带走，冷却水由热水泵自热水槽打至转化器 内，并将反应热带出。转化后合成气体进入脱汞器用活性炭吸附脱汞后，用水逆流吸收除掉气体中过量的氯化氢，并回收盐酸（浓度大约1530%）。合成气最后进入碱洗塔进一步除去微酸及 CO2等酸性气体。从碱洗塔出来的合成气体部 分经气柜水分离器进入气柜缓冲平衡， 部分送机前冷却器用0 C冷冻水冷冻将气 体冷却到10C以下并脱水，之后进入压缩机将气体压缩

10、至 0.50.6MPa后经油水 分离罐、机后冷却器冷却至40 C左右进入全凝器。单体精制 在全凝器中用0C的水将大部分VCM冷凝成液体，VCM入中间 槽除去水分，全凝器没有凝下来的气体进入尾凝器，用 -35C的盐水继续冷却， 冷凝下来的液体直接进入低塔塔顶，没有冷凝下来的气体经VCM进入尾气吸附 器，用活性炭纤维将VCM没有吸附的惰性气体等经空压阀排空。从中间槽出来的VCM入低塔，低塔塔釜用转化热水间接加热，将冷凝液中 低沸物蒸出（经塔顶冷却器用 0C水控制）再进入高沸塔，高塔釜将 VCM经塔 顶冷凝器控制部分回流，大部分精 VCM品冷凝器，用0C水将VCM体再进入 单体贮槽，戴聚合需料时送出

11、。高沸塔分离出的高沸物压入贮罐后进入闪蒸塔，其中的 VCM进入气柜，高 沸物进入残液贮罐，定期处理。第三章物料衡算3.1VCM量的计算年产PVC50000t,年开工8000小时，则合计 PVC产量为6.25t/h。VCM转化成PVC的转化率为85%，回收10%VCM。VCM 聚合釜.xPVC即 y/(x+y)=0.1-6.25/(x+y)=0.85解得x=6.6176 t/hcL y=0.7353 t/h因此需 VCM6.6176 t/h，合 105.8816 Kmol/h。则混合器处100%乙炔气的进料量为105.8816/0.95=111.4543 Kmol/h。3.2混合器的计算33.2

12、.1乙炔气进料（管线1）(1)混合器 （3）每小时 100% C2H2 的进料为 111.4543 Kmol/h则 99% C2H2 的进料为 111.4543/0.99=112.580 Kmol/h其中 N2： 112.580 %.97%=1.092 Kmol/hCO2: 112.580 %.03%=0.0338 Kmol/h进料条件：105C，164.225 KPa查化学工艺设计手册下册查得该温度下的水的饱和蒸汽压为：1.274 Kpa则乙炔气中含水的百分数为：1.274/164.225=0.007758则含水量为：112.580/ (1-0.007758) 0.007758=0.88 K

13、mol/h乙炔气进料即管线1组成如表3-1所示：表3-1乙炔进料组成摩尔流量摩尔组成质量流量质量组成Kmol/hmol%Kg/hw%C2H2111.454398.232897.81198.37N21.0920.962530.5761.04CO20.03380.02981.4870.05H2O0.880.775615.840.54总计113.46011002945.7141003.2.2乙炔气进料(管线2)取进料比：C2H2： HCl=1 :1.1则氯化氢干气：111.4543 *仁122.5997 Kmol/hHCl 纯度 90% , H2： 8% , CO2: 1.6% , O2: 0.4%

14、HCl: 122.5997 Kmol/hH2： 122.5997/0.9 8%=10.8978 Kmol/hCO2： 122.5997/0.9 *6%=2.1796 Kmol/hO2： 122.5997/0.9 *4%=0.5449 Kmol/h进料条件：105C, 164.225 KPa与气体相平衡的盐酸浓度为：40%查化学工艺设计手册得 40%盐酸上方水的饱和压 Ps=0.13569 KPaHCl 气体中水分含量：135.69/164225=0.0008262122 5997HCl 气体中的含水量：/ (1-0.0008262) 0.00082620.9=0.1125 Kmol/hHCl

15、气的总量为：122.5997/0.9+0.1125=136.3343 Kmol/hHCl气进料即管线2组成如表3-2所示：表3-2氯化氢进料组成摩尔流量Kmol/h摩尔组成mol%HCl122.599789.9257H2O0.11250.0825H210.89787.9934CO22.17961.5987O20.54490.3997合计136.33431003.2.3混合气(管线3)操作条件：105C, 164.225 KPa混合器中有水冷凝下来40% 盐酸中：nHC|/ nH2o=(40/36.5)/(60/18)=0.3288设冷凝水的水的摩尔质量为x，则含有HCI为0.3288x故 13

16、5.69/164225= (0.88+0.1125-x) / (249.7944-1.3288x)解之：得 x=0.787 Kmol/h则混合器出口含水量为：0.88+0.1125-0.787=0.2055 Kmol/h则溶解的 HCl : 0.3288 0.787=0.2587 Kmol/h混合器出口中 HCI 量为：122.5997-0.2587=122.341 Kmol/h混合器出口即管线3组成如表3-3所示：表3-3混合器出口组成摩尔流量摩尔组成Kmol/hmol%HCl122.34149.1825C2H2111.454344.8059H2O0.20550.0826N21.0920.4

17、390H210.89784.3810O20.54490.2191CO22.21340.8898合计248.74891003.3石墨冷却器的物料衡算(3)(4)*石墨冷却器k操作条件：259.15K164.225 KPa石墨冷却器冷却下来的盐酸浓度为40%，查得此时水的饱和蒸汽压Ps=17.779Pa,设冷凝下来的水为y，贝U HCl含量为0.3288y17.779/164225=( 0.2055-y) / (248.7489-1.3288y)解得 y=0.1786 Kmol/h故冷却下的 HCl: 0.3288 0.1786=0.0587 Kmol/h石墨冷却器出口即管线4组成如表3-4所示：

18、表3-4石墨冷却器出口组成摩尔流量摩尔组成Kmol/hmol%HCl122.282349.2059C2H2111.454344.8487H2O0.02690.0108N21.0920.4394H210.89784.3852020.54490.2193CO22.21340.8907合计248.5116100.003.4转化器的物料衡算(4) (5)叶转化器 k乙炔加成反应的转化率为99%，主反应收率98.44%,反应方程式如下:主反应：C2H2+ HCl CH2CHCI副反应：C2H2+ 出CH3CHO(1)C2H2+ 2H CH2CICH2CI(2)参加主反应的 C2H2： 111.4543

19、g8.44%=109.7156 Kmol/h参加主反应的HCI:109.7156 Kmol/h生成的 CH2CHCI (VCM ): 109.7156 Kmol/h由于此处水的含量很少，C2H2含量相对较大，故可认为水完全反应。故与水反应的C2H2为：0.0269 Kmol/h生成的 CH3CHO 为：0.0269 Kmol/h参加副反应用(2) 的 C2H2： 111.4543 S9%-109.7156-0.0269=0.5972 Kmol/h生成EDC的量为0.5972 Kmol/h参加副反应的 HCl: 0.5972 )2=1.1945 Kmol/h剩余 HCl: 122.2823-10

20、9.7156-1.1945=11.3722 Kmol/h剩余 C2H2： 1.1146 Kmol/h反应器出口即管线5组成如表3-5所示：年产5万吨VCM单体分离工段工艺设计方案表3-5反应器出口组成摩尔流量摩尔组成KmoI/hmoI%C2H21.11460.8102HCI11.37228.2662VCM109.715679.7499EDC0.59720.4341CH3CHO0.02690.0196N21.0920.7938H210.89787.9214O20.54490.3961CO22.21341.6089合计137.57461003.5泡沫塔的物料衡算X2(6)Y2(5) 丫讨 Xi乙醛

21、极易溶于水，在此塔中全部除去取泡沫塔的吸收率为70%设进入泡沫塔的洗液盐酸浓度为 5% (质量)， 出口盐酸浓度为20% (质量)。惰性气体量：G=126.2024 Kmol/h进口 HCI占惰性气体的摩尔分率为 丫1=11.3722/126.2024=0.09011出口 HCI占惰性气体的摩尔分率为 丫2= (1-0.7) 0.0901仁0.0270320%盐酸中的 HCI 与 H2O 的摩尔比为：X1= (20/36.5) / (80/18) =0.12335%盐酸中的 HCI 与 H2O 的摩尔比为：X2= (5/36.5) / (95/18) =0.026设盐酸中含水的量为L,对泡沫塔

22、进行物料衡算：G（Yi- 丫2）=L（Xi- X2）所以 L= G（Yi- 丫2）/（Xi- X2）=126.2024 （ 0.09011-0.02703）/ （0.1233-0.026）=81.82 Kmol/h被吸收掉的 HCI 量为：11.3722 07=7.96054 Kmol/h剩余：3.4117 Kmol/h所以泡沫塔出口即管线6组成如表3-6所示：表3-6泡沫塔出口组成摩尔流量Kmol/h摩尔组成mol%C2H21.11460.8601HCl3.41172.6327VCM109.715684.6655EDC0.59720.4608CH3CHO0.02690.0196N21.092

23、0.8427H210.89788.4096O20.54490.4205CO22.21341.7080合计129.58721003.6水洗塔的物料衡算取水洗塔与泡沫塔总的吸收率为 99.8%即（Y1- Y3）/ 丫1=99.8%，贝U Y3=0.0001802塔顶一次水的进入流量：81.82 Kmol/h吸收的 HCI 为：126.2024 （0.02703-0.0001802）A(6)丫2 “ X2=3.388 Kmol/h剩余 HCI 为：3.4117-3.388=0.0232 Kmol/h水洗塔出口即管线7组成如表3-7所示:表3-7水洗塔出口组成摩尔流量摩尔组成Kmol/hmol%C2H

24、21.11460.8832HCI0.02320.0184VCM109.715686.9384EDC0.59720.4732N21.0920.8653H210.89788.6354O20.54490.4318CO22.21341.7539合计126.19921003.7碱洗塔的物料衡算（7）（ 8）操作条件：30 C, 115 KPa碱洗塔k因为是化学吸收，所以将CO2和HCI全部吸收，出口会带去部分水蒸汽。查得30C时，水的饱和蒸汽压 P5=31.82mmHg=4245.3Pa则碱洗塔出口含水量为：(126.1992-0.0232-2.2134)/(1-4245.3/115000) M245.

25、3/115000=4.7516 Kmol/h碱洗塔出口即管线8组成如表3-8所示：表3-8碱洗塔出口组成摩尔流量摩尔组成Kmol/hmol%C2H21.11460.866VCM109.715685.24EDC0.59720.464N21.0920.8484H210.89788.4667O20.54490.4233H2O4.75163.6916合计128.71421003.8机前冷却器的物料衡算(8)机前冷却器(9)操作条件：10C， 115 KPa当t=10C时，查得水的饱和蒸汽压 Ps=1228.8Pa则此时的饱和水量为:1228.8 K23.9626/ (115000-1228.8) =1

26、.3389 Kmol/h所以机前冷却器冷凝下的水量为 4.7516-1.3389=3.4127 Kmol/h其它组成不变，机前冷却器出口即管线9组成如表3-9所示：表3-9机前冷却器出口组成摩尔流量摩尔组成mol%Kmol/hC2H21.11460.8895VCM109.715687.5616EDC0.59720.4766N21.0920.8715H210.89788.6973O20.54490.4349H2O1.33891.0685合计125.3011003.9机后冷却器的物料衡算(9)(10)机后冷却器k操作条件：40C, 0.6MPa查得40E时水的饱和蒸汽压Ps=7380.6Pa则机后

27、冷却器出口若达到饱和，含水蒸汽量为：7380.6 123.9626/ (600000-7380.6)=1.5439 Kmol/h 1.3389 Kmol/h所以混合气经过机后冷却器时没有水冷凝下来，故机后冷却器即管线10与管线9组成相同。全(11)凝器(U-k(10)3.10全凝器的物料衡算操作条件：15C, 0.5 MPaH2、N2、O2可视为不凝气体，故经全凝器全部凝为气相，其液相分率可忽略不计查VCM、EDC、C2H2、H2O的饱和蒸汽压表可得其平衡常数:SC2H2: K1 =y1 / X1 =P1S /P =2600 /3800 = 6.8421VCM: K2 =y2 / X2 =P2

28、S /P =2150 /3800 = 0.5658SEDC: K3 =y3 / X1 =P3 /P =150 /3800 = 0.03947H2O: K4 =y4 / X4 =P4S /P =12.79 /3800 = 0.00337如表所示进料组成如下：C2H2:乙=0.0089VCM: Z2 = 0.8756EDC: Z3= 0.0048H2O:乙=0.0107N2 : Z5= 0.0087H2： Z6= 0.0869O2 : Z7= 0.0043因 Xi =乙 / e+ Ki(1-e)，对 e试差得 e = 0.765则气相组成：y1 = k1 X1 =0.02566y = k2 X2

29、=0.5521y3 = k3 x3 =0.00024y4 = k4 x4 =0.00005e = 0.765,气相总量：125.301 ( 1-0.765) =29.4457 Kmol/h所以 y5 = 1.092/29.4457=0.0371y6 = 10.8978/29.4457=0.37y7 = 0.5449/29.4457=0.0185Xy= 1.0001液相出口： C2H2 : 125.301 0.765 0.00375=0.3595 Kmol/hVCM : 125.301 区765 0.97576=93.5317 Kmol/hEDC : 125.301 区765 0.0062仁0.

30、5953 Kmol/hH2O : 125.301 0765 0.01398=1.34 Kmol/h气相出口： C2H2 : 125.301 (为-0.765) 0.02566=0.7556 Kmol/hVCM : 125.301 (1-0.765) 0.5521=16.257 Kmol/hEDC : 125.301 (1-0.765) 0.00024=0.0071 Kmol/hH2O : 125.301 (1-0.765) 0.00005=0.0015 Kmol/h其它气体量不变。全凝器的气相出口即管线11的组成如表3-10所示：年产5万吨VCM单体分离工段工艺设计方案表3-10全凝器的气相出

31、口组成摩尔流量Kmol/h摩尔组成mol%C2H20.75562.557VCM16.25755.0042EDC0.00710.024N21.0923.6974H210.897836.8718O20.54491.8436H2O0.00150.0051合计29.5559100全凝器液相出口即管线12的组成如表3-11所示:表3-11全凝器液相出口组成摩尔流量Kmol/h摩尔组成mol%C2H20.35950.375VCM93.531797.6053EDC0.59530.621H2O1.341.398合计95.82651003.11尾凝器的物料衡算(13)操作条件：-25C, 0.5 MPa尾凝器气

32、相出口中含有 C2H2、H2、N2、02、VCM五组份其中：C2H2: 1.1135 Kmol/h(11)尾凝器H2 :10.8978 Kmol/hN2 :1.092 Kmol/h(15)02 :0.5499 Kmol/h1(14)查表得C2H2:P s= 9700mmHgK1 =9700 / 3800=2.553VCM:Ps = 500mmHgK2 :=500 / 3800 =0.1316经试差当气相中VCM组成为y2=0.1279时，满足平衡尾凝器气相出口即管线13的组成如表3-12所示表3-12尾凝器气相出口组成摩尔流量Kmol/h摩尔组成mol%C2H21.11357.1151VCM2

33、.001612.79N21.0926.9777H210.897869.6354O20.54493.4818合计15.6498100尾凝器液相中只有C2H2和VCM，其中 C2H2： Xi=0.07115/2.553=0.028VCM : X2=0.97对尾凝器进行物料衡算设14管线的流量为a Kmol/h15管线的流量为b Kmol/h （14管线组成见下文）对 C2H2: 0.7556+0.231 0=1.1135+0.028063 lbVCM : 16.257+0.769 0=2.0016+0.971937 bx解得 a = 3.6854b = 17.582914管线的组成如表3-13所示

34、:（来自低塔顶冷凝器）表3-13低塔顶冷凝器组成摩尔流量摩尔组成Kmol/hmol%C2H20.851323.1VCM2.834176.9合计3.685410015管线的组成如表3-14所示:（来自尾凝器，去低塔）表3-14尾凝器组成摩尔流量Kmol/h摩尔组成mol%C2H20.49342.8063VCM17.089597.1937合计17.58291003.12低塔塔顶冷凝器的物料衡算 （14）yi操作条件：25C, 0.5 MPaXi只有两种组份：C2H2和VCM （16） 低塔塔顶冷凝器查手册可得：C2H2：Ps=32500mmHg,K1=8.553|VCM:Ps=3000mmHg,K

35、2=0.7895（17） ziYi=kiXi,经试差得管线16的组成为X1=0.027 X2=0.769取管线14的组成为y1=0.231 y2=0.769对低塔塔顶冷凝器进行物料衡算设16管线的流量为c Kmol/h17管线的流量为d Kmol/h （18管线组成见下文）对 C2H2：0.8513+0.027 c=0.1157 dVCM28341+0.973 C=0.8843 d解得 c = 4.7903d = 8.4757则16管线的组成如表3-15所示：（来自塔顶冷凝器，去中间槽）表3-15低塔顶冷凝器组成摩尔流量Kmol/h摩尔组成mol%C2H20.12932.7VCM4.66109

36、7.3合计4.7903100管线17的组成如表3-16所示：（来自低塔，去塔顶冷凝器）表3-16低塔出口组成摩尔流量Kmol/h摩尔组成mol%C2H20.980611.57VCM7.495188.43合计8.47571003.13低塔的物料衡算操作条件：25C, 0.5 MPa查手册可得：C2H2: PS=38000mmHg,K1=10yiVCM: Ps=3400mmHg,K2=0.8947对第一块板进行试差计算，Xi=yi/kiXi得低塔项气相出口组成为：yi =0.1157 y2=0.8843对低塔进行物料计算|（ 17）低（15）塔可得19管线各组分流量如下：C2H2: 0.4888+

37、0.4934-0.980=0.0016 Kmol/h（ 18）VCM : 98.1927+17.0895-7.4951=107.7871 Kmol/hEDC: 0.5972 Kmol/h管线19组成如表3-17所示:（去高塔）（19）表3-17高塔进口组成摩尔流量Kmol/h摩尔组成mol%C2H20.00160.0015VCM107.787199.4475EDC0.59720.551合计108.38591003.14中间槽的物料衡算8由于水的密度比VCM密度大， 因此，水可从中间槽底部分离出去, 且可视为完全分离出去。则管线18中：(16)(12) -T中间槽I)C2H2： 0.3595+0

38、.1293=0.4888 Kmol/hVCM : 93.5317+4.6610=98.1927 Kmol/hEDC: 0.5953 Kmol/h管线18组成如表3-18所示：（去低塔）表3-17低塔进口组成摩尔流量摩尔组成Kmol/hmol%C2H20.48880.4924VCM98.192798.9080EDC0.59530.5996合计99.2768100Kmol/h(21)3.15高塔的物料衡算以乙炔计的总收率为95%则20管线中各组分流量为：C2H2： 0.0016Kmol/hVCM :105.8816 Kmol/hEDC: 0.0106Kmol/h则21管线中各组分流量为：VCM :

39、107.7871105.8816= 1.9055EDC:0.5866 Kmol/h则20管线组成如表3-19所示：表3-19高塔顶出口组成摩尔流量Kmol/h摩尔组成mol%C2H20.00160.0015VCM105.881699.99EDC0.01060.01合计105.8938100则21管线组成如表3-20所示：表3-20高塔底出口组成年产5万吨VCR#体分离工段工艺设计方案摩尔流量Kmol/h摩尔组成mol%VCM1.905576.46EDC0.586623.54合计2.4921100第四章热量衡算各物质的热容计算公式【9:A、C2H2:-2-5 26.406+1.810 1% T-

40、1.196 10 TB、C2H3CI:-2-5 21.421+4.283 1% T-3.669 10 TC、HCI2：-2-6 27.235-0.172 1区2T+2.976(106T2D、H2O(g):-4-6 27.701+4.595 10 T+2.521 10 TE、N2：-2-6 27.440-0.324 1区2T+6.400(10 6T2F、H2:6.483+2.215 1 T-3.298 10- TG、O2:-2-6 26.713-0.879 1区2T+4.170(106T2H、CO2:-2-5 24.728+1.754 10 T-1.338 10 TI、CH3CHO:-2-5 2

41、1.843+4.353 102T-2.404 10 5T2J、C2H4CI2:-2-5 22.979+6.439 102T-4.896 10 5T2单位为 kcal/Kmol H(i)=n(i) t1TTcp(i)DT4.1机前冷却器的热量衡算1物料温度有30r降至ioc H (VCM ) = 109.7156 (-253.8581) = -2.7852 W4 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

42、(-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/h45 H1 = -3.0774 104 kcal/h = -1.2864 105 XkJ/h2、气化潜热10C时水的气化潜热为 589.6kcal/kg所以水液化移去的热为：45 H2 = -61.4286 589.6kcal/h = -3.6218 10 kcal/h

43、=-1.5139 10 kJ/h3、总的热量变化5Q= Hi + H2 = -2.8003 W5kJ/h4、所需冷剂的量用0C的水冷却，温度变化为0C到5C,物性常数：Cp = 4.21KJ/(kg C) 则需要水的量为：m = 1.1 0=1.1 送.8003 105 =14633.4 kg/hCpA t4.21 54.2机后冷却器的热量衡算1、物料温度有45C降至15C H (VCM ) = 109.7156 (-204.4412) = -22430 kcal/h H (H2O) = 1.3389 (121.3252)= -162.4 kcal/h H (H2) = 10.8978 (-103.76