化工毕业设计范例资料.doc

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1、化工毕业设计范例资料第一章 文献综述1.1 聚氯乙烯（PVC）的概况和地位聚氯乙烯是重要的合成树脂之一，在世界五大通用型热塑性合成树脂中，其产量及消费仅次于聚乙烯，约占世界合成树脂总消费量的30，居第二位；但其在世界商业上的重要性，就其多用途性以及总吨位来说，仍超过任何一种聚合物。这是因为PVC组成中多含有大量的改性剂，如增塑剂、填充剂等，所以其成品的总产量仍压倒聚乙烯；同时与其他大多数塑料材料完全依赖碳氢基原料相比，PVC分子一半以上是氯因而价廉，所以受到世界各国的重视。PVC的首次文献记录是在1872年德国的E-Bauman发现盛有乙烯的玻璃封管暴露于阳光下会由低粘度的液体转变为非结晶的白

2、色粉末，这些固体的化学物质稳定性好，不会被酸、碱等试剂所侵蚀；1912年，F-Klatt在德国格金海电化厂发现氯乙烯能够由乙炔和氯化氢反应所得，这一发现是现代工业生产氯乙烯的开端；1935年，德国法本公司采用乳液法实现PVC工业化；自20世纪30年代工业化以来，PVC以其优良的综合性能和较低的价格一直受到各工业国家的普遍重视，保持着长久不衰的发展势头。 从1940年起，氯乙烯的生产原料，乙炔开始被乙烯部分取代，首先将乙烯直接氯化成1，2-二氯乙烷（EDC），再加以热裂解制得氯乙烯，裂解产生的氯化氢仍被用在乙炔-氯化氢法中。 混合气体法制备氯乙烯采用石脑油作原料，将石脑油用燃烧气体裂解后，制成含

3、乙炔和乙烯的混合气体，该混合气体先后与氯化氢和氯气反应，制成易分离的氯乙烯和1，2-二氯乙烷经热裂解制成氯乙烯，日本吴羽化学公司将其工业化生产。将该法中的原料从石脑油换成石油，则成为原油裂解法，可得到高浓度的乙炔、乙烯的混合气体，而且可从副产物的芳香族的焦油、沥青的物质中制造热煤油或碳纤维等物质，具有综合的经济效益。 1955-1958年，美国的化学公司研究的大规模乙烯氧氯化法制备1，2-二氯乙烷取得成功。至此以后，乙烷全部取代乙炔成为制备氯乙烯的原料。至目前为止，大多数工厂都采用乙烯直接氯化（DC）和乙烯氧氯化（OXY）制备1，2-二氯乙烷（EDC），再将EDC加以热裂解得到氯乙烯单体（VC

4、M）的联合切平衡的DC-EDC-OXY-EDC-VCM法来制备氯乙烯。联合平衡法充分利用廉价的原料，基本上不生成副产物，目前西方世界90%以上的氯乙烯产量是用该法生产的。PVC具有不易燃，抗化学腐蚀，耐磨，电绝缘性优良和机械强度较高等优点，被广泛应用于工业、建筑、农业、日用品、包装、电力及公用事业等领域。PVC树脂价格低廉，其制品广泛应用于工农业建设和人民的日常生活。从整个世界PVC市场的地区分布情况来看，当前，北美洲和亚洲是世界上最大的PVC消费市场；未来十几年间，拉美和中国将成为PVC消费增长最快的地区。因此，伴随我国经济的长期持续稳定的发展，PVC生产企业将存在着较大的利润增长空间，因此

5、，氯乙烯作为生产PVC的主要的生产原料，它在工业生产中有很重要的意义。1.2 我国聚氯乙烯发展简介我国氯乙烯工业起步于50年代末，它是中国最早生产的合成树脂。起初主要以小规模的电石乙炔法生产为主，自上个世纪70年代起，随着我国乙烯工业的迅速发展，聚氯乙烯工业才得到了较快的发展；90年代以来，国内聚氯乙烯加工工业获得了长足的发展。其中，乙烯法生产PVC的厂家主要有中国石化齐鲁股份有限公司、上海氯碱化工股份有限公司、天津大沽化工股份有限公司和北京化工股份有限公司等。我国PVC工业第一套生产装置于1958年在锦西化工厂（现锦化化工集团有限责任公司）建成投产，至1993年已发展到75家，形成150万吨

6、每年的生产能力；之后，国内PVC生产规模迅速扩大，1999年达到270.2万吨每年，2004年生产厂家达到76家，产能达到660万吨每年，产量达到503万吨。由此可见，随着国内经济的快速发展，我国的PVC产业也得到了高速发展。 PVC需求强劲。中国对PVC的需求一直保持着强劲的增长势头，尽管国内PVC生产也一直保持着较大增长，但市场缺口仍很大。目前，国内PVC需求与国际发展特点相同，PVC树脂消费增加的重要原因是化学建材的迅速发展而导致的硬制PVC产品需求的大幅度上升。PVC进口势头保持强劲从目前供应不足需的矛盾看，国内产量一时还难以满足消费需求。而且，假如WTO后，随着进口关税减让政策的逐渐

7、推进，必将增强进口PVC树脂的价值优势，据海关统计，近年来PVC进口情况可以看出：1996年到2001年的6年间，我国纯聚氯乙烯年平均进口增长率高达29.00%，高出年均消费增长率近10个百分点。每年我国从50个左右的国家和地区进口聚氯乙烯，其中以日本、韩国、美国、俄罗斯和我国台湾省为主。目前我国采用进口单体生产PVC的能力约66万吨/ 年。长期以来，我国聚氯乙烯主要用于薄膜、塑料袋、电缆料、塑料鞋及革制品等软制品，而异型材，管材、板片材等硬制品比例偏低。软，硬制品的比例平均维持在65：35左右。近几年，随着我国化学建材行业的飞速发展以及农业灌溉、城市排水管道等PVC管材的大力推广应用，硬制品

8、使用比例逐年增加，1996年为30%，1997年大约为35%，而到2000年则上升到40%。这一变化主要得益于我国化学建材行业的迅速发展和广阔的市场前景。我国聚氯乙烯需求2004年中国经济的增长在7%左右，将继续实施积极的财政政策，同时加大对需求增长的次金力度。另外，随着社会的发展、科学技术的不断进步，合成树脂已成为日常生产、工农业、国防和尖端科技等领域不可缺少的重要原材料。有关人士预测，五大通用树脂今后五年国内的需求将以每年12.78%的平均速度增长，其中聚氯乙烯年增长速度为13.95%。因此，我国对聚氯乙烯的需求将继续保持强劲的增长势头。我国PVC建材有巨大的市场潜力。我国化学建材行业的迅

9、速发展为聚氯乙烯提供了广阔的市场发展空间，而建筑业的加速发展对PVC建材将有很大需求，特别是在结构材料和装饰材料方面。预计到2010年各种PVC建材重点产品消费PVC将再2000年的基础上翻两番，达到210220万吨。建材行业的发展前景：国家产业政策要求发展PVC塑料管材。根据2010年远景规划预测，重点发展的塑料管品种以PVC管PE管为主，并大力发展新型复合、改性塑料管。五部委联合发文规定：自2000年6月1日起，在城镇新建住宅中，室内给水管道禁止使用镀锌管。由此可见，国家产业政策要求发展PVC塑料管材。 我国目前PVC树脂生产装置平均规模只有8.7万吨每年左右。近几年来，国内PVC生产装置

10、规模水平虽在不断地提高，但与国外的PVC平均装置规模为1520万吨每年及最大装置规模在100万吨每年以上相比仍明显的落后。另外，国家一系列的政策的出台，针对高耗能和高污染行业进行清理整顿，电石行业作为高耗能和高污染行业将被国家列为限制类行业，行业的发展将受到限制。从长远发展来看，我国高耗能项目将逐步减少并被加强控制；而且，电力的短缺使得成本较低的电石行业面临成本增加状况；影响了电石的供应，一些企业将不堪重负。这些，加速了PVC工业企业向规模化清洁生产的转变，也进一步加速了企业之间的兼并。因此，各生产企业为了进一步把握市场，抢占先机，竞相在生产技术上下工夫，提高单釜生产能力。除了普遍采用70聚合

11、釜及成套技术外，还开始采用100以上的大型聚合釜和成套技术以降低生产成本；另外，近几年来PVC行业整体技术水平有了很大的提高，在工艺技术方案上采用先进的配方技术、密闭进料技术、防粘釜技术、新型汽提技术、新型干燥技术和DCS 控制技术等，提高了生产装置的自控水平和生产效率， 提高了产品质量，大幅度降低了原材料和能源消耗。这就决定了新建和扩建项目技术水平起点较高，各生产企业之间规模和技术水平越来越接近，企业之间的竞争越来越激烈，同时煤炭行业和盐业集团凭借自身资源和资金的优势大举向PVC行业进军，也加剧了PVC行业的竞争。1.3 国外聚氯乙烯发展简介在国外，PVC树脂工业作为五大通用合成材料之一已属

12、成熟工业。近年来，尽管受到环保等多方面的冲击，PVC树脂的供应量仍出现稳定的增长态势从而成为第二大主要通用塑料，占到所有聚合物使用量的20。其主要用于建筑住宅工业，并以其很强的耐用性和低廉的价格优势在该领域的需求量保持不断的增长。2002年年底在美国尚帝利举行的第二届世界乙烯讨论会上经济学家预测：PVC成熟工业仍有增长空间，2020年全球PVC产需仍将以较高的速率增长，产值至少超过592亿美元。受世界经济影响，市场低迷的PVC工业在2002年开始复苏。2002年全球对PVC的需求平均增长了4.8（2001年增长率仅为0.4），并且在价格和利润上有了显著的提升；2002年世界PVC产能接近340

13、0万吨每年，总产量在大吨位的热塑性塑料中居第二位。日本和西欧的PVC市场已经成熟，但基础设施投资缩减和环境压力使得PVC需求增长放慢，PVC主要生产厂商经过又一轮的重组和调整，PVC总产能减少到234万吨每年以上。目前，世界PVC市场供需总体平衡，PVC生产工艺仍以乙烯氧氯化法为主，约占总产能的92，电石法占8。亚洲2003年PVC在建筑方面的需求增长将超过5，这将导致PVC价格增高和PVC生产规模加大。在经历了一段时间的市场低迷后，随着住房建材、卫生用品、汽车配件、室内装饰品、煤矿井下用品及农用管材等行业的快速发展，对聚氯乙烯的需求量将迅速增长。从长远来看，PVC树脂属于朝阳产业，在经过最近

14、阶段的产业调整后，PVC产业将有一个新的发展局面呈现。氯乙烯单体是生产聚氯乙烯的主要原料，氯乙烯单体的质量好与坏直接影响树脂的质量，其单体生产成本也直接影响聚氯乙烯树脂的经济效益。当前，进一步提高氯乙烯单体质量，减少单体杂质含量，采用最先进的工艺降低单体成本是国内外众多PVC企业共同的愿望。 自从20世纪60年代以来，国外发达国家根据聚氯乙烯市场竞争加剧和能源结构情况，开发了新的平衡氧氯化工艺。到目前为止，全球有93%以上的单体采用氧氯化法生产。但是，在少数国家，由于电石来源广泛，乙炔法氯乙烯生产成本比采用石油的氧氯化法低，所以，乙炔法和联合法仍然占有一些市场。 从国外大聚氯乙烯公司单体生产技

15、术来看，通过几十年的科研和生产实践，已经形成各公司独有特色的生产体系，并且都拥有自己的专利权。美国吉昂公司（GEON Co.）的氯乙烯生产技术在世界享有盛誉，采用高温火低温法直接氯化乙烯，以空气和氧气作为氧源，用沸腾床氧氯产率、设备开工率高，具有高效和安全的特点。二氯乙烷热裂解生产氯乙烯的工艺具有高效、高产率、设备开工率高、几乎不需维护的特点。 德国赫司特公司（Hechst）采用直接氯化法生产二氯乙烷，生产设备通过回收反应热可节省大量能源。孟山都公司（Monsanto）和M.W凯洛格公司（M.W Kellogg）开发的“PARTEC”工艺，采用“孟山都”的乙烯直接氯化工艺生产二氯乙烷，将二氯乙

16、烷裂解过程中副产的氯化氢经氧化生成氯，再返回到直接氯化段使用，无需氧氯化单元，节约了大量的工艺操作费用和维护费用，我们把这种工艺称作乙烯直接氯化/氯化氢氧化工艺。 此外，国外一些大公司还开发了一些新工艺。例如采用乙烯作原料，采用碳酸氢钠生产工艺副产的盐酸三甲胺作为氯化剂，用乙烯氧化法生产二氯乙烷，进一步生产氯乙烯，开发了生产苯乙烯共生纯碱的新工艺；创造了干电解法氯化氢转化为氯的新工艺，使乙烯直接氧氯化生产氯乙烯副产的氯化氢处理后可返回直接氯化段使用，不但简化了工艺，而且降低了生产成本。总之，氯乙烯单体生产技术发展潜力很大，国外各大公司正在下大力气开展这项工作。第二章 氯乙烯性质、生产方法及流程

17、简述2.1 氯乙烯性质2.1.1 物理性质 氯乙烯的分子式为C2H3C1，结构式为CH2CHCl，分子量为62.5 含量: 纯度99.99 外观与性状： 无色、有醚样气味的气体 熔点()：-159.8 沸点()： -13.4 相对密度(水=1)： 0.91 相对蒸气密度(空气=1)： 2.15 饱和蒸气压(kPa)： 346.53(25) 临界温度()： 142 临界压力(MPa)： 5.60 辛醇/水分配系数的对数值： 1.38 引燃温度()： 415。 爆炸上限%(V/V)： 31.0爆炸下限%(V/V)： 3.6 溶解性：溶于乙醇、乙醚、四氯化碳、苯等多数有机溶剂，微溶于水。水中溶解度（

18、%，体积）：0 0.81；10 0.57；20 0.29。2.1.2 化学性质腐蚀性： 干燥态氯乙烯不具腐蚀性，但含水状态下会腐蚀铁及不锈钢。 感光性： 会进行迅速的光化学氧化作用与聚合反应。 危害性聚合： (1)于空气中或遇热、日光会会产生危害性聚合反应。(2)通常加酚为抑制剂以防止聚合。 反应性与不相容性： (1)与铜、铝和催化性不纯物等金属、空气、氧、阳光、点火源、氧化剂接触起激烈聚合反应。(2)受热及未添加或耗尽抑制剂的情形下会发生放热性聚合反应，造成爆炸。(3)氯乙烯和大气中的氧以及強氧化剂反应会产生过氧化物，並会起剧烈的聚合反应。 分解性： 燃烧会产生HCl, CO, CO2及高毒

19、性之光气烟雾。 氯乙烯的两个起反应部分，氯原子和双键，能进行的化学反应很多。但一般来讲，连接在双键上的氯原子不太活泼，所以有关双键的反应则比有关氯原子的反应多，现各举一两个例子如下： a、有关氯原子的反应 (1)、与丁二酸氢钾反应生成丁二酸乙烯酯： (2)、与苛性钠共热时，脱掉氯化氢生成乙炔： b、有关双键的反应 (1)、与氯化氢加成生成二氯乙烷： (2)、在紫外线照射下能与硫化氢加成生成2氯乙硫醇： (3)、氯乙烯通过聚合反应可生成聚氯乙烯： 2.2 氯乙烯的生产方法 氯乙烯的生产方法是多种多样的，按其所用原料可大致分为下列几种：2.2.1 乙烯法此法系以乙烯为原科，可通过三种不同途径进行，

20、其中两种是先以乙烯氯化制成二氯乙烷：然后从二氯乙烷出发，通过不同方法脱掉氯化氢来制取氯乙烯。另一种则直接从乙烯高温氯化来制取氯乙烯。现分述如下：(1)、二氯乙烷在碱的醇溶液中脱氯化氢(也称为皂化法)：此法是生产氯乙烯最古老的方法。为了加快反应的进行，必须使反应在碱的醇溶液小进行。这个方法有严重的缺点：即生产过程间歇，并且要消耗大量的醇和碱，此外在生产二氯乙烷时所用的氯，最后成为氯化钠形式耗费了。所以只在小型的工业生产中采用。(2)、二氯乙烷高温裂解：这个过程是将二氯乙烷蒸气加热到600以上时进行的。但与此同时，还发生脱掉第二个氯化氢生成乙炔的反应，结果使氯乙烯产率降低。为了提高产率，必须使用催

21、化剂。所用的催化剂为活性炭、硅胶、铝胶等，反应在480520下进行，氯乙烯产率可达85。(3)、乙烯直接高温氯化：这一方法不走二氯乙烷的途径，直接按下式进行：由上式可以看出这一反应是取代反应。但实际上乙烯与氯在300以下主要是加成反应，生成二氯乙烷。要想使生成氯乙烯的取代反应成为唯一的反应，则必须使温度在450以上，而要避免在低温时的加成过程，可以采用将原科单独加温的方法来解决。但在高温下反应激烈，反应热难以移出，容易发生爆炸的问题。目前一般用氯化钾和氯化锌的融熔盐类作裁热体，使反应热很快移出。此法主要的缺点是副反应多，产品组成复杂，同时生成大量的炭黑，反应热的移出还有很多困难，所以大规模的工

22、业生产还未实现。2.2.2 乙炔法这一方法是以下列反应为基础的：其生产方法又可分为液相法和气相法。(1)、液相法：液相法系以氯化亚铜和氧化铵的酸性溶液为触媒，其反应过程是向装有含1215盐酸的触媒溶液的反应器中，同时通入乙炔和氯化氢，反应在60左右进行，反应后的合成气再经过净化工段将杂质除去。液相法最主要的优点是不需要采用高温，但它也有严重的缺点，即乙炔的转化率低，产品的分离比较困难。(2)、气相法：气相法是以活性炭为裁体，吸附氯化汞为触媒，亦即我们在下一节重点讨论的方法。此法是以乙炔和氯化氢气相加成为基础。反应是在装满触媒的转化器中进行。反应温度一般为120180左右。此法最主要的优点是乙炔

23、转化率很高，所需设备亦不太复杂，生产技术比较成熟，所以已为大规模工业生产所采用。其缺点是氯化汞触媒有毒，价格昂贵。另外，从长远的发展上看乙炔法成本要比乙烯法高。2.2.3 乙烯乙炔法此法是以乙烯和乙快同时为原料进行联合生产，它是以下列反应为基础的：按其生产方法，此法又可分为：(1)、联合法：联合法即二氯乙烷的脱氯化氢和乙炔的加成结合起来的方法。二氯乙烷裂解的副产物氯化氢，直接用作乙炔加成的原料，这免去了前者处理副产物的麻烦，又可以省去单独建立一套氯化氢合成系统，在经济上比较有利。在联合法中，氯乙烯的合成仍是在单独的设备中进行的，所以需要较大的投资。虽然如此，这种方法仍较以上各种方法合理、经济。

24、(2)、共轭法(亦称裂解加成一步法)：如上所述，联合法虽较其它单独生产法合理、经济，但氯乙烯的制备仍在单独的设备中进行，仍需占用很多设备，所以还不够理想。共轭法就是在联合法的基础上进行改进的。此法系同时往一个装有触媒的反应器中加入二氯乙烷和乙炔的混合物，催化热裂解是在230、压力在4公斤厘米以下进行，二氯乙烷裂解时生成的氯化氢立即在2050秒钟内和乙快反应，反应的生成物再经进一步的精制处理，以将杂质除去。共轭法最主要的缺点是很难同时达到两个反应的最适宜条件，因而使乙烯与乙炔的消耗量提高。(3)、混合气化法：近几年来，在烯炔法的基础上发展了一种十分经济的氯乙烯生产方法混合气化法。这一方法以石脑油

25、和氯气为原料，只得到氯乙烯产品。故不存在废气的利用和同时生产多种产品的问题，可以小规模并很经济地生产出氯乙烯。这个方法由下列几个过程所组成：a、 以石脑油的火焰裂解法制造含有乙炔和乙烯的裂解气；b、 裂解气中的稀乙烯不经分离，直接同氯化氢反应制造氯乙烯；c、 裂解气中的稀乙炔不经分离，直接同氯气反应制造二氯乙烷；d、 将二氯乙烷热裂成氯乙烯和氯化氢，并将氯化氢分离，以便能够在反应(2)中使用。e、 将从上述过程所得的氯乙烯进行合理的分离。这个方法特别适用于不能得到电石乙炔或乙烯的地区，或者是乙炔和乙烯价格较高的地区。由于乙炔和乙烯不需分离、浓缩和净化，没有副产物。因此，不需添置分离没备。原料可

26、综合利用，不需建立大型石油联合企业。此法的缺点是一次投资费用较大。2.2.4 氧氯化法从乙烯法的二氯乙烷(EDC)裂解制造氯乙烯(VC)的过程中，生成物除氯乙烯外还有等分子的副产氯化氢生成。因此氯化氢的合理利用是个重要的问题。氯化氢的利用，如前所述可以采用联合法加以回收，也可以采用氧氯化法将其作为氯源而重新使用。氧氯化法是以氧氯化反应为基础的。所谓氧氯化反应，就是在触媒作用下以氯化氢和氧的混合气作为氯源而使用的一种氯化反应。氧氯化法就是在触媒存在下将氯化氢的氧化和烃的氯化一步进行的方法。以乙烯为原料用氧氯化法制取氯乙烯的方法大致有下列三种形式：(1)、三步氧氯化法：三步氧氯化法示意图如图2-1

27、所示。Cl2C2H2O2直接氧化氧氯化EDC热分解VCHCl图1-1 三步氧氯化法示意图其反应原理如下：(2)、二步氧氯化法：其原理是以下述反应为基础：(3)、一步氧氯化法：一步氧氯化法亦称乙烯直接氧氯化。它是直接以下式反应为基础的：由上述可以看出，三步法实际上系由乙烯氯化制二氯乙烷、乙烯氧氯化制二氯乙烷和二氯乙烷裂解制氯乙烯三种方法所组合而成。二步法则由乙烯氧氯化法和二氯乙烷裂解法组合而成。所以严密地讲，这两种方法的氧氯化反应仅是用来制造二氯乙烷，而不是直接制造出氯乙烯。其过程是将氯化氢氧化和乙烯的氯化同时在一个过程中进行。它们都是以下式反应为基础的：这个反应需要在触媒的存在下进行。一般作为

28、氧氯化反应的触媒，以持有可变原子价的金属氯化物最为有效。实际使用的触媒，以二价铜盐(氯化铜、硫酸铜)为主体，见碱金属和碱土金属盐类(氯化钠、氯化钾、氯化镁、硫酸氢钠、硫酸钠)等作为助触媒，此外还加入稀土金属盐类作为第三成份构成复合触媒。加入助触媒的目的用以提高氯的吸收能力和二氯乙烷的选择率，抑制乙烯的燃烧反应和触媒的升华或中毒。加入稀土元素则使之具有低温活性，以改善触媒对温度的依赖性，从而延长设备和载体的寿命。在触媒作用下的氧氯化反应机理如下：触媒裁体一般使用多孔性氧化铝、氧化镁、二氧化硅和硅藻土等。反应器的形式很多，一般有固定床、移动床和流化床。另外也有流化床与固定床的组合形式或者是以液相法

29、来进行氧氯化反应的，各种形式的反应条件和经济效果也大不相同。至于一步氧氯化法则是近年来最新的一种氯乙烯生产方法。其特点是工艺过程特别简单，在资源利用、动力消耗和经济上更为合理。但技术和设备条件要求很高，需要纯度较高的乙烯和特殊的催化剂。2.2.5 乙烷法为了获得更充足的原料和更廉价的氯乙烯，当前各国正在积极研究以乙烷为原料制取氯乙烯的方法。其途径如下：(1)、乙烷直接氯化：将饱和碳氢化合物在不稳定的温度范围内，例如在1000下与氯气反应，可生成相当量的氯乙烯。反应式为：(2)、乙烷氧氯化：反应式为：目前这些方法仅处于实验阶段，工业化方法尚未完成。综上所述，氯乙烯的制造方法是多种多样的。事实上还

30、不仅所列举的那些，以各种不同的原科、不同的基本方法，通过不同途径的组合，仍可以得出各式各样的合成路线。当前，氯乙烯的生产路线不下十多种，每种方法各有优缺点。而生产方法的选择，首先要取决于地区的资源、工艺过程的繁简、设备情况和过程的经济性，同时也取决于各种方法技术条件的成熟程度和现实的可能性。从目前进展看，乙炔法和乙烯法成本差不多，但从长久来讲，乙炔法是敌不过乙烯法的，尤其是在石油工业日益发展的形势下，可见通过石油热裂获得大量乙烯，这时采用乙烯法就更为有利。2.3 工艺流程简述 含有未反应的乙炔、氯化氢、升华的汞蒸汽及副反应合成的高沸物等杂质的合成气，由二段合成气总管自上而下进入装有活性碳的脱汞

31、器（D-301），用活性碳吸附合成气中的汞蒸汽。来自脱汞器（D-301）的合成气进入上层是筛板、下层是填料的水洗塔(T-301)，中部用水洗塔进酸泵(P-301)输送来的稀盐酸进行吸收氯化氢气体，上层筛板计量加入生产水吸收残余的氯化氢使合成气得道进一步的净化，净化后夹带着少量盐酸雾的合成气由水洗塔上部出来。水和稀酸吸收氯化氢后生产出的盐酸进入稀酸储槽(V-302)，再由水洗塔进酸泵(P-301)返回水洗塔(T-301)进行循环吸收合成气体中的氯化氢。 由水洗塔(T-301)顶部出来含有少量氯化氢雾的合成气由底部进入碱洗塔(T-302)，与塔顶经碱循环泵(P-302)加压计量的碱液进行中和，从碱

32、洗塔上部出来的中性粗氯乙烯合成气一部分送VCM气柜(V-305)，一部分去机前冷却器(E-301)。循环碱液由底部流回碱循环槽(V-303)，在由碱循环泵(P-302)循环使用。VCM气柜或由碱洗塔而来的粗氯乙烯气体进入机前冷却器(E-301)与5冷冻水进行间接换热降温，冷凝脱一部分水后，以正压低温状态进入氯乙烯压缩机(C-301)经压缩后高温高压的氯乙烯气体，经机后冷却器(E-302)与循环水进行换热降温，进一步脱水.由机后冷却器(E-302)而来的粗VCM气体，进入全凝器(E-303)，使VCM几乎全部冷凝液化，不凝气体（主要为惰性气体）进入尾凝器（E-304），然后再进入低沸塔冷凝器（E

33、-306）.全凝器的冷凝液体VCM进入粗氯乙烯缓冲罐(V-306)利用水和VCM的密度差连续分层脱除水分，然后进入粗氯乙烯固碱干燥器（D-302）利用固碱的吸水性进一步脱除氯乙烯中的水分，使粗氯乙烯得到进一步干燥。 干燥后的粗氯乙烯连续进入低沸塔(T-303)，低沸塔底部的低沸塔再沸器(E-305)借循环热水间接换热，将VCM液体中的低沸物(主要是C2H2)蒸出。塔釜（再沸器）蒸出的气相沿逐层塔板而上，在逐块塔板上与向下的液体接触，进行热量和质量交换，使液相中的低沸点组分得以气化蒸出，气相中的高沸点组分VCM得以冷凝，二相流体均得到逐级提纯，最后进入低沸塔顶冷凝器（E-306）以5冷冻水降温液

34、化，凝液进入低沸塔回流罐(V-307),低沸塔顶冷凝器出来的不凝气体进入尾气回收系统，回收VCM单体，凝液由底部流入低沸塔回流罐(V-307)。低沸塔塔底的VCM连续送至高沸塔(T-304)。含有高沸物的氯乙烯液体连续进入高沸塔中部，高沸塔底部液体中的轻组分VC被高沸塔再沸器(E-308)以热水加热气化而上升与下降的液体在逐层塔板上充分接触进行传质和传热过程，上升气相中的重组分被液化，下降液相的轻组分被汽化上升，进入精馏段再与回流液体在精馏段塔板上进行冷凝蒸发，使物料得以充分的分离提纯，直至在塔顶出口获得极高的VC气体,经成品冷凝器(E-307)以冷冻水液化为液体进入高沸塔回流罐(V-308)

35、，一小部分计量回流至高沸塔(T-304)，绝大部分进入氯乙烯成品球罐 (V-310)供聚合使用。高沸塔塔底以二氯乙烷为主的高沸点物质，进入蒸出塔（T-305）,塔顶蒸汽进入蒸出塔冷凝器（E-310），冷凝后部分回流。塔釜出料一部分进入再沸器（E-309）加热成蒸汽进入蒸出塔（T-305），一部分进入二氯乙烷贮槽（V-309）作为二氯乙烷成品。第三章 物料衡算3.1 已知条件（1）、进料组成如表3-1 表3-1：序号组成摩尔分数1乙炔0.00000762氯乙烯0.97843乙醛0.0005754二氯乙烷0.0053825水0.0136（2）、进料P=5atm t=40 塔顶 p=4atm t=2

36、6塔底P=5.3atm t=523.2 计算方法和计算机程序框图3.2.1、计算方法 采用清晰分割方法建立数学模型： 式中： 由数学模型可得： 若,则； 若,则； 若,则； 若，则；3.2.2计算机程序框图开始 输出结束读入, 计算程序见附件 计算结果如表3-2表3-2：摩尔分数乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水塔顶7.846E-060.999945.215E-0500塔底00.31440.018780.171290.4328 轻关键组分：氯乙烯 重关键组分：乙醛 D= 由得：F= W=第四章 热量衡算为了计算塔顶冷凝器、塔底再沸器的工艺尺寸及负荷，需要进行热量衡算，所以首先要确定塔顶、塔底及进料的温度

37、。规定：塔顶温度为露点温度，塔底温度为泡点温度，进料温度为泡点温度。此混合物看成理想物系，所以在计算温度时相平衡常数可按理想物系的公式进行计算，即相平衡常数表示为组分的饱和蒸汽压和总压之比。4.1 泡点的计算已知物系的液相组成确定物系温度的计算方法称为泡点计算，此时温度叫泡点。计算过程中物系是平衡物系，求解过程一般用牛顿迭代法。首先选定一个温度作为迭代初值，并给定一个操作压力P，用安托因公式计算该组分的饱和蒸汽压，安托因常数如表4-1，则相平衡常数,由此可求出该组分的气相摩尔分率。然后判断的值是否趋近于1，若不满足要求则以函数作为迭代函数。其中，一阶导数作为迭代过程的分母，即。式中左边的T为迭

38、代的T，右边的T为上次为满足要求的T。对于某组分i，。由安托因公式：得： 安托因常数如表4-1表4-1：组分ABCDE乙炔72.6005-2309.8-27.2230.023721-3.9E-10氯乙烯52.9654-2501.6-17.6140.010821-4.5E-14乙醛87.3702-3682.2-31.5480.0201145.53E-13二氯乙烷48.4226-3180.3-15.370.0072942.68E-14水29.8605-3152.2-7.30372.42E-091.81E-06操作压力：5.3atm计算框图如下： 开始读入温度初值T输出结果T 计算机程序见附件 计算

39、结果： 塔底温度：354K 4.2 进料温度的计算计算方法与塔底温度计算方法相同，程序见附件。计算结果： 进料温度：307.42K4.3 露点的计算 与多元泡点计算方法相似，已知气相组成求物系温度的过程叫露点的计算，物系此时的温度成为露点温度。计算露点时用函数：。 计算结果： 塔顶温度：298.83K4.4 回流比的计算4.4.1 最小回流比的确定当塔的理论板数无限多时的回流比叫最小回流比，最小回流比的确定常用的方法是underwood法，此公式推导时有两点假设：a、塔内液相的摩尔流率均是恒定的。b、各组分的相对挥发度是常数。 式中：进料中i组分的浓度、摩尔分率 N组分个数 underwood

40、参数 塔顶馏出物中i组分的相对挥发度 本设计为泡点液体进料q=1 其中乙醛为重关键组分即其相对挥发度为1 理想混合物的各个组分的相对挥发度为各个组分与重关键组分的饱和蒸汽压之比。求出各组分的相对挥发度列在下表4-2表4-2：组分乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水相对挥发度30.822.5411.0000.04563.045计算程序框图如下：开始输入初值输出计算结果：=0.55924.4.2 回流比的确定 回流比为冷凝液中返回塔顶部分和产品部分的比率，回流比对精流操作有很大的影响，因而精馏过程中要有一个适宜的回流比。从经济角度来选定最优的回流比时，从精馏操作和设备投资费用两方面来考虑。当时达到指定分离要求

41、所需要的理论板数N是无穷大，相应设备费用为无穷大，当R稍增大，N从无穷大急剧减小，R增大精馏段上升的蒸汽量随之增大，使冷凝器和再沸器的负荷增大。当这些费用超过塔板减少的费用时，设备费用开始随R的增加而增加，因此，随着R的增大设备费用先是急剧减少后经一最小值又重新开始增大。实际回流比一般取最小回流比的1.1到2倍，本设计取1.5倍。即4.5 热量衡算热量衡算的目的是为了确定冷凝器和再沸器的热负荷及热水和冷却水的用量，衡算范围如图中虚线所示：图4-1以精馏塔为系统作热量衡算： 或 其中再沸器加入的热量 （1）、进料带入的热量 F= 进料组成及其热容如表4-3表4-3：组分乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水7

42、.6E-060.97845.75E-045.382E-030.0136()45.03255.85756.862130.10875.361 （2）、回流带入的热量 D= 塔顶组成及其热容如表4-4表4-4：组分乙炔氯乙烯乙醛7.8465E-060.999945.2146E-0544.53154.94256.069 （3）、塔顶气流带出的热量 塔顶组成物性数据如表4-5表4-5：组分乙炔308.30.96930.1877.8465E-066359.6144.53119666.8氯乙烯4320.69170.1010.9999419088.554.94235506.8乙醛4610.64820.3175

43、.2146E-0527009.256.04943758.3 Qv= （4）、塔底产品带出的热量 塔底组成及其热容如表4-6表4-6：组分氯乙烯乙醛二氯乙烷水0.31440.018780.17128950.432838660.65761.346137.58875.184Qw= （5）、再沸器热负荷 热水用量：取进口温度为90 出口温度为75 （6）、冷凝器热负荷（全凝器） 冷却水的用量：取进口温度为10 出口温度为20 第五章 逐板计算严格的多元精馏应采用逐板计算法，逐板计算法不仅可以求得总理论板数和加料板位置，同时还可以清楚各层塔板间的组成变化情况，以及塔内的温度分布情况。但在计算之前要先确定

44、最小回流比、回流比、回流量、塔内汽液量。a、 最小回流比前面已经算出为0.5592b、 回流比为0.8388c、 逐板计算理论板数逐板计算的原则是在给定的条件下，对每一块板同时进行物料衡算、相平衡及热量衡算，计算相当复杂故一般用计算机计算。相对挥发度如表5-1表5-1：塔顶乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水19.7261.9801.0000.07722.550塔底乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水34.1112.7221.0000.03272.370进料乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水38.6232.9201.0000.026794.216计算机程序见附件。计算结果：理论板数：4 精馏段：1 提馏段：3 进料板：第二块塔效率的计算：（1）、精馏段：T=303.12K粘度如表5-2表5-2：组分乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水0.0130.781.240.80.95实际精馏段塔板数：1/0.2361=4.