年产30000吨pvc装置压缩及低沸物脱除工序工艺设计_毕业设计(编辑修改稿)

年产30000吨pvc装置压缩及低沸物脱除工序工艺设计_毕业设计(编辑修改稿)内容摘要：

否满足 |∑ Ki Xi— 1|〈。 进料组成： EDC 、 N H2O Antoine 方程 的数据（见尾气冷凝器计算 Antoine 方程 ㏑P=AB/（ T+C） T:K,P:KPa） 查参考书 [2] p163 得： VC， C2H2 Antoine 方程 ㏑ P=AB/（ T+C） T:K,P:mmHg，列表如下： 组分 VC EDC N2 C2H2 H2O Xi 0. 0. 0. 0. 0. 27 试差如下： 设 T= P= 组分 siP （ KPa） Ki xi Kixi Vc 2 EDC N2 C2H2 H2O 510 ∑ 设 T= P= 组分 siP （ KPa） Ki xi Kixi Vc 组分 A B C 温度范围（ K） VC 259～ 327 EDC 242～ 373 N2 63～ 85 22HC 192～ 308 H2O 280～ 441 28 EDC 9 510 N2 C2H2 H2O 610 ∑ 设 T= P= 组分 siP （ KPa） Ki xi Kixi Vc EDC 9 510 N2 C2H2 H2O 610 ∑ 则进料温度为： T= 各组分的相 对挥发度为： 组分 α ir Vc 1 EDC 29 N2 C2H2 H2O （二） 塔 顶 温度 按露点温度计算。 先设 T，由 Anotoine 方程求 Ki，再求∑ yi/Ki ，看∑ yi/Ki是否满足 |∑ yi/Ki— 1|〈。 试差 如下 ： 设 T= P= 组分 siP （ KPa） Ki yi ii Ky/ Vc N2 51408 C2H2 ∑ 设 T= P= 组分 siP （ KPa） Ki yi ii Ky/ Vc N2 C2H2 ∑ 30 则塔 顶 温度为： T=277025K 各组分的 相对挥发度为： 组分 α ir Vc 1 N2 C2H2 （三）塔 釜 温度 按泡点温度计算。 先设 T，由 Anotoine 方程求 Ki，再求∑ KiXi ，看∑ KiXi 是否满足 |∑ Ki Xi— 1|〈。 试差如下： 设 T= P= 组分 siP （ KPa） Ki xi Kixi Vc EDC C2H2 H2O ∑ 设 T= P= 组分 siP （ KPa） Ki xi Kixi Vc 31 EDC C2H2 H2O ∑ 则塔底 温度为： T= 各组分的相对挥发度为： 组分 α ir Vc 1 EDC C2H2 H2O 三 校核 清晰分割的假设是否合理，计算塔 馏出液中 EDC， H2O 和 釜液中 N2摩尔 分 数以及流量 来验证。 （一 ） α ｉｊ ，Ｎ m 求取 用芬斯克方程求最小理论板数时，全塔各组分的相对挥发度为常数；故 各组分的相对挥发度采用全塔平均值 （ 见下表 ） ： 3  wfd 平均 组分 Vc EDC N2 C2H2 H2O 平均 1 32 C2H2 、 VC分别为轻重关键组分 则由 查参考书 [4] 66P 得 ： 芬克斯方程  平均lglg wdwdN HKHKLKLKm 代入数据可得： )( 块mN )( 块精 MN )( 块提 mN (二 ) 求取浓度 由 ( ) ( ) ( ) mNi r irird dww  和 wdf iii  计算 可得 ： 编号 组分 进料 Fi (kg/h) 馏出液 Di (kg/h) 釜液 Wi (kg/h) 1 VC 2 EDC 1210 3 N2 5 710 4 C2H2 5 H2O 1410 6 ∑ 可见低沸塔物料衡算按照清晰分割的假设是合理的。 33 第八节 高沸系统 一 物料 计算 塔顶气体中 EDC 浓度 ： % （ w %） 塔釜物料中 Vc 浓度 ： 20 % （ w %） 物料衡算关系 ： 按清晰分割计算： C2H2全部进入馏出液 ,H2O全部进入釜液 . 编号 组分 进料 Fi (kg/h) 馏出液 Di (kg/h) 釜液 Wi (kg/h) 1 VC 2 EDC 3 C2H2 — 4 H2O — 5 ∑ D W 得 D= kg/h W= kg/h 物料衡算如下 ： 编号 组分 进料 Fi (kg/h) 馏出液Di (kg/h) 釜液 Wi (kg/h) 1 VC 2 EDC 3 C2H2 — 4 H2O — 5 ∑ 34 第九节 产品校核 核算 PVC 产量 : 高沸塔出料 G= Kg/h， 其中 聚合率为 85 % （ w%） 聚合工段分离干燥损失： 20 KgPVC / TPVC （一年以 7200 小时计） PVC 产量为： 年/3 1 0 5 0 9 4 27 2 0 5 1 7 5 Kg 符合要求。 35 第三章 热量衡算 第一节 回流比的确定 针对低沸系统进行热量衡算， 如图： n Fi nVi n Di n Li — 进料、塔底上升蒸汽 、 塔顶出来气体 、 、 塔底出来液体各组分的摩尔流 量 ￣ H Fi HVi H Di H Li — 进料、塔底上升蒸汽 、 塔顶出来气体 、 、 塔底出来液体各组分在所处条件下的摩尔焓值 Ｑ 输出 — 塔顶冷凝器中由冷凝盐水转移的热量（近似 等于 回流液体的冷凝潜热） Ｑ 损失 — 精馏塔的热损失 ， 取５～１０％塔底再沸气加入热量 一 基准温度和相态选择 选 0℃，液态物料为基准。 二 各处温度的计算 操作压力 ： （表压） P= 106 +101325 = 611325 Pa 塔顶温度 以露点温度求之 ，进料温度和塔釜温度以泡点温度求之。 进料温度 ,塔顶温度，塔釜温度求取见第二章 第七节低沸系统。 三 回流比 R 的确定 （ 一） 由恩特伍特公式求最小回流比 1．最小回流比的计算 则由查参考书 [4] p64 得 ： 恩 特伍特公式： .( , )i i D mix = Rm+1 ., 1i i Fix q 36 其中 α — 组分 i 的相对挥发度 q — 进料的液相分率， q =L/V 进料状态为饱和液相 q=1 Rm — 最小回流比 Xi， F — 进料混合物中组分 i的摩尔分率 （ Xi， D） m— 最小回流比下的馏出液中组分 i 的摩尔分率 θ — 方程的根。 对于 c个组分的系统有 c个根。 取α LK＜ θ ＜ α HK 的一个 所用数据如下： 编号 组分 α i Xi， F Xi， D 1 VC 1 2 EDC 0 3 N2 4 C2H2 5 H2O 0 注：α i采用全塔平均相对挥发度。 ., 1i i Fix q ==0 010 0 0 0 20 0 0 2 95   用试差法求得 θ =（θ 大于 1 小于 ） 将 θ = 代入 .( , )i i D mix =Rm+1 37 mR = .( , )i i D mix 1 mR 故 mR （ 二 ） 回流比 R 计算 因为低沸塔塔顶出料流率太低，为保证气液接触良好，故选取较大的回流比。 取 R=12Rm=12 = 第二节 热量衡算 一 基础数据 R = 回流液体量： L = RD = =塔顶上升蒸汽量： V=L+D = (R+1) D=（ +1） =塔底出来液体流率 L =L+qF= RD+1 F=+=V =V+（ 1q） F = Kmol/h 衡算关系 输入的热量 =输出的热量 即 F i F i D i W i W iDin H Q n H n H Q Q       移 损加 （一） 查取数据： 液态物料摩尔焓 273TipH C dT  或 0tipH C dT 已知 进料温度 t=℃ 塔釜温度 t=℃ 塔顶温度 t=℃ 1 . 进料组分： 定性温度 t=(+0)/2= 38 查参考书 [5] p436得： Cm olcalc pvc  / 查参考书 [5] p395得 ： Cm olcalc P E D C  / 查参考书 [5] p282得 ： Cm o lca lcHpC  /5 8 5 查参考书 [6] p238得 ： Cm olcalcOpH  / 查参考书 [5] p278得： Cm olcalc PN  /2 查参考书 [6] p261得， 求液体热容 RowLinsonBondi 法： ]12 9 [14 3 )()()( 1131101   TTTTcc rrrrpp w 式中 rT — 对比温度 plC — 液体热容 0PC — 同温度下理想气体热容 ,cal/molK w— 偏心因子 查参考书 [2] p960得 ： wN ， KTC  故 rT 得 plC = cal/（ molK） 进料液体的焓值 tH piiHi  代入数据： FH ( + + + 07664+ )= 2. 釜液 定性温度 T=（ +） /2= 查参考书 [5] p436得 Cm olcalc pv c  / 39 查参考书 [5] p395得 Cm o lca lc pE D C  / 查参考书 [5] p282得 Cm o lca lc HpC  /22 查参考书 [6] p238得 Cm olca。