【正文】 （1）液相粘度已求出精餾段的液相摩爾分數(shù)： 查不同溫度下各物料的液相粘度，用內差法求取 T=℃時物料的液相粘度：查參考書 [5] 查參考書 [5] 查參考書 [5] 查參考書 [1] 所以 得出 （2）氣相粘度已求出精餾段的氣相摩爾分數(shù) 查不同溫度下各物料的氣相粘度，用內差法求取 T=℃時物料的氣相粘度：查參考書 [5] 查參考書 [5] 查參考書 [5] 查參考書 [1] 所以 （二）提餾段粘度的計算 (1）液相粘度已求出提餾段的液相摩爾分數(shù)： 查不同溫度下各物料的液相粘度，用內差法求取 T=℃時物料的液相粘度（參考書同精餾段）： 因為乙炔含量較少，其對粘度的影響可以忽略不計，所以所以 得出 （2）氣相粘度已求出提餾段的氣相摩爾分數(shù)： 查不同溫度下各物料的氣相粘度，用內差法求取 T=℃時物料的氣相粘度（參考書同精餾段）： 所以 七、流量計算：由上面求得精餾段： 由上面求得提餾段： R= 可得精餾段流率 由泡點進料q=1 得提餾段流率從而得到 精餾段 提餾段 Ⅰ、理論塔板數(shù)與進料位置的確定：由芬克斯方程全塔理論板數(shù) 精餾段理論板數(shù) 提餾段理論板數(shù) （一）、理論塔板數(shù)的計算： 已知R=,R=∴參考書[4] 式348 Y= 解得 N=（二）、 進料位置的確定： 所以 → 解得 N=（進料位置）第六章 設備工藝尺寸的計算一、 塔徑的計算：（1）精餾段： 取板間距HT= hL= HThL= 由參考書[7]圖35得: C20= 所以 則 ，則 圓整到 則實際塔速 橫截面積（2）提餾段： 取板間距HT= hL= HThL= 由參考書[7]圖35得: C20= 所以 則 ，則 圓整到 則實際塔速 橫截面積 二、塔高的計算： Ⅱ、實際塔板數(shù)的確定：∵ 精餾段提餾段由參考書[6]朱汝瑾效率公式得 精餾段： ∴∴提餾段： ∴∴∴設計余量： 精餾段： 提餾段： 塔高：三、 板式塔形式的選取塔形式選好后則要考慮板式塔形式的選取。分凝器高沸 塔 對高沸塔作熱量衡算得：n Fi nVi n Di n Li — 　　進料、塔底上升蒸汽　塔頂出來氣體、塔底出來液體各組分的摩爾流量 ￣H Fi　HVi H Di 　H Li —　　 進料、塔底上升蒸汽　塔頂出來氣體、塔底出來液體各組分在所處條件下的摩爾焓值 Ｑ移出　— 塔頂冷凝器中由冷凝鹽水轉移的熱量（近似＝回流液體的冷凝潛熱）Ｑ損失　—　　　 精餾塔的熱損失，　取５～１０％塔底再沸氣加入熱量一、進料、塔釜、塔頂溫度的計算查參考書[3] 得：VC，C2H2 Antoine方程 ㏑P=AB/（T+C） T:K； P:mmHg： (的單位是毫米汞柱) 1. 進料溫度的求取：① 設T=20℃ （） 解得 ∴同理可得： 不符合設計要求 ②故重設T=25℃()25℃時， 根據(jù)安托尼公式解得： 不符合設計要求③故重設T=℃()T=℃時， 根據(jù)安托尼公式解得： 不符合設計要求④故重設T=℃() 根據(jù)安托尼公式解得： 所以：符合設計要求℃⑵塔釜泡點溫度的求?。孩?設T=℃ () 根據(jù)安托尼公式解得： 所以： 不符合設計要求②故重設T=℃()T=℃時根據(jù)安托尼公式解得： 所以：不符合設計要求③故重設T=℃()T=℃時， 根據(jù)安托尼公式解得： 所以：符合設計要求℃⑶塔頂露點溫度的求?。? ①設T=23℃() 設T=23℃時根據(jù)安托尼公式解得： 所以： 不符合設計要求②故重設T=℃(298K)T=℃時根據(jù)安托尼公式解得： 所以 符合設計要求即取塔頂露點溫度 T=℃二、 全塔相對揮發(fā)度的求取 ：塔頂進料塔釜取EDC的相對揮發(fā)度為1則： （1）塔頂相對揮發(fā)度 所以 同理得： （2）進料相對揮發(fā)度 （3）塔釜相對揮發(fā)度 所以全塔的相對揮發(fā)度為 列表如下:塔頂 1進料1塔釜1平均值1三、 最小回流比的確定： 查參考書[4] 得：恩特伍特公式： = +1　 其中 α —組分i的相對揮發(fā)度 q — 進料的液相分率q =L/V 進料狀態(tài)為飽和液相 q=1 Rm — 最小回流比 Xi，F(xiàn) — 進料混合物中組分i的摩爾分率 （Xi，D）m— 最小回流比下的餾出液中組分i的摩爾分率 θ — 方程的根。C 出口壓力P =（表壓）=為等溫閃蒸過程，近似認為汽液平衡常數(shù)與組成無關。C ， 由[1] 可查得此時 ∴∴n= ∴氣柜內水損失量（4）從而得到出料的摩爾流率 物料衡算表：組分堿洗塔輸入氣柜輸出w%y%w%y%VC47204720EDC9090N2120120C2H22020H2O80∑5030100100二、機前冷凝器物料衡算 () 氣柜機前冷凝器 進料 出料 冷凝水進料即氣柜出料 查查參考書[1] ：t=10176。當再沸器中液位過低時，調節(jié)閥將自動調小開度，使進入再沸器的熱水量減少，從而使液位復原；當再沸器中液位過高時，閥門開度將增大，使進入再沸器的熱水量增加，使液位降低。塔底高沸塔塔釜設有一液位計指示釜中液位，同時塔釜再沸器設有一液位指示控制儀表，與再沸器熱水進口的調節(jié)閥相連。雙管齊下保證產品質量。塔頂高沸塔塔頂設有一溫度儀表，在出口管道上設置一溫度調節(jié)閥，將溫度儀表的測溫點與調節(jié)閥用線路連接，在線路中加入一溫度指示控制儀表。（二）、高沸塔由于高沸塔塔頂物料為主要產品，采用按精餾段指標控制方案，塔頂設置一自控裝置。塔底低沸塔塔釜設有一液位計指示塔釜中液位，同時再沸器也設有一液位指示控制儀表，儀表與再沸器熱水進口的調節(jié)閥相連。同時在出口管道上設一裝有旁路閥的并聯(lián)管道，當自控失靈時可以進行手控調節(jié)，保證壓力穩(wěn)定。因此塔頂也需要一自控裝置。（一）、低沸塔由于低沸塔的塔底物料為主要產品，采用按提餾段指標控制方案，塔底設置一自控裝置。五、生產控制表自控流程設計是流程圖設計中的一個重要環(huán)節(jié)，化工生產過程中，任何單元設備對流程設計都有一定的要求，且有一定的共性。從全凝器出來的未冷凝的氣體進入尾氣冷凝器回收氯乙烯，尾氣經(jīng)過吸收裝置排空。粗氯乙烯氣體經(jīng)凈化、水洗、堿洗、機前冷卻器、水分離器，由壓縮機加壓后送至精餾工段。經(jīng)冷凝除去水分后，送下一合成工段。（1）乙炔工段粉碎為粒徑2550mm的電石小顆粒裝入吊斗中，由吊車加入發(fā)生器的貯斗中，在加電石的同時向發(fā)生器連續(xù)加水，電石遇水反應生成粗乙炔氣，送至清凈崗位并保持氣柜一定高度。 表 板式塔和填料塔的性能比較[]項目塔型板式塔填料塔壓力降壓力降一般比填料塔大壓力降小，較適于要求壓力降小的場合空塔氣速（生產能力）空塔氣速小空塔氣速大塔效率效率穩(wěn)定，大塔效率比小塔有所提高塔徑在1400mm以下效率較高，塔徑增大，效率會下降液氣比適應范圍較大對液體噴淋量有一定要求持液量較大較小材質要求一般金屬材料制作可用非金屬耐腐蝕材料安裝維修較容易較困難造價直徑大時一般比填料塔造價低直徑小于800mm，一般比板式塔便宜，直徑增大，造價顯著增加重量較輕重所以經(jīng)過對生產能力、塔效率、流動阻力、操作彈性、結構、造價、安檢等各項指標的比較，和本身計算塔徑為800mm，綜合考慮我將選擇板式塔作為精餾的主要設備。這兩類里又包括了許多不同型式的板上氣液接觸部件，如篩孔，柵條，浮閥，泡罩，浮板等。塔板又可分為有降液管和無降液管兩種，在有降液管的塔板上氣相與液相相互垂直，屬于錯流型。精密填料效率高，但尺寸也苛刻，在很多場合下其適應性就受到許多限制。圓網(wǎng)環(huán)，波紋網(wǎng)填料等屬于精密填料。填料又可分為通用型填料和精密填料兩大類。（二）主要設備形式的選擇氣液傳質設備的類型很多，特別是近年來發(fā)展尤快。但過高的溫度易使氯化汞催化劑吸附的氯化高汞升華而隨氣流帶走，降低氯化汞催化劑使用壽命。即，在此溫度范圍內，都能得到較高平衡分壓的氯乙烯產品。K）（二）物化數(shù)據(jù)見計算過程。h】；——乙炔分壓，atm；——氯化氫分壓，atm；——氯乙烯分壓，atm；T——溫度，K；R——氣體常數(shù)，（kg在130～175℃范圍內該反應動力學方程式為：式中 V——乙炔轉化反應速度，kg二、電石乙炔法合成VC的反應原理及物化數(shù)據(jù)（一）反應機理電石原料生產氯乙烯的原理是在氯化汞催化劑存在下，將電石水解精制后的乙炔氣與氯化氫加成直接合成氯乙烯: +上述反應實際上是非均相的，分五個步驟進行，其中表面反應為控制階段：① 外擴散 乙炔、氯化氫向炭的外表面擴散；② 內擴散 乙炔、氯化氫通過炭的微孔向內表面擴散；③ 表面反應 乙炔與氯化氫在氯化高汞活化中心反應生成氯乙烯；④ 內擴散 氯乙烯通過炭的微孔向外表面擴散；⑤ 外擴散 氯乙烯自炭外表面向氣流擴散。主要反應: C2H2 + HCl CH2=CHCl C2H4 + Cl2 CH2ClCH2ClCH2ClCH2Cl CH2=CHCl + HCl（3）乙烯氧氯法（平衡氧氯化法） 乙烯氧氯法以純氧為原料，成本比較低，生產裝置的伸縮性也較大，在發(fā)達國家以此法為主，主要反應：C2H4 +Cl2 CH2ClCH2ClCH2=CHCl + HClC2H4 +2HCl + O2 EDC +H2O