年生产10万吨氯乙烯工艺设计项目设计方案

年产10万吨氯乙烯工艺设计项目设计
方案
第一章绪论
1.1 聚氯乙烯
1.1.1 聚氯乙烯性质和用途[1]
常温常压下，氯乙烯（vinyl chloride，CH2=CHCl）是无色气体，具有微甜气味，微溶于水，溶于烃类，醇，醚，氯化溶剂和丙酮等有机溶剂中，氯乙烯沸点-13.9℃，易聚合，并能与乙烯、丙烯、醋酸乙烯酯，偏二氯乙烯、丙烯腊、丙烯酸酯等单体共聚，而制得各种性能的树脂，加工成管材、面膜、塑料地板、各种压塑制品、建筑材料、涂料和合成纤维等。

近年来世界和中国聚氯乙烯树脂消耗比例分别见表1.1和表1.2。

表1.1近年来世界聚氯乙烯树脂消耗比例
品种比例/% 品种比例/%
PVC 硬制品
管材33
PVC
软
制
品
薄膜片材13 护墙板8 地板地砖 3 薄膜和片材8 合成皮革 3 吹塑制品 5 电线电缆8 其他 6 其他13 合计60 合计40
表1.2近年来中国聚氯乙烯树脂消耗比例
品种比例/% 品种比例/%
PVC 硬制品管材14
PVC
软
制
品
薄膜片材11 护墙板18 地板地砖8 薄膜和片材15 合成皮革7 吹塑制品 5 电线电缆 4 其他 5 其他13 合计57 合计43
1.2 氯乙烯VC
1.2．1氯乙烯在国民经济中的地位和作用
自1835年法国化学家V.Regnault首先发现了氯乙烯，于1838年他又观察到聚合体，这就是最早的聚氯乙烯。

聚氯乙烯自工业化问世至今，六十多年来仍处不衰之势。

占目前塑料消费总量的29%以上。

到上世纪末，聚氯乙烯树脂大约以3%的速度增长。

这首先是由于新技术不断采用，产品性能亦不断地得到改进，品种及牌号的增加，促进用途及市场的拓宽。

其次是制造原料来源广、制造工艺简单。

产品质量好。

在耐燃性、透明性及耐化学药品性能方面均较其它塑料优异。

又它是氯碱行业耗“氯”的大户，对氯碱平衡起着举足轻重的作用。

从目前世界主要聚氯乙烯生产国来说：一般耗用量占其总量的20～30%。

特别是60年代以来，由于石油化工的发展，为聚氯乙烯工业提供廉价的乙烯资源，引起了人们极大的注意，因而促使氯乙烯合成原料路线的转换和新制法以及聚合技术不断地更新，使聚氯乙烯工业获得迅猛的发展。

1.2.2我国VC的产需状况及预测
1998年我国PVC产量和表观需求量分别为160万吨和317万吨。

在世界上产量仅次于美国（639万吨）、日本（263万吨）居第三位。

2000年前后，计划新建和扩建PVC能力至少为88万吨/年，估计此期间大量没有竞争能力的电石法小厂将闲置，所以总产能有可能达220万吨/年水平，其中乙烯法将达134.6万吨/年，从目前占31%上升到61%。

1.3氯乙烯制取方法
1835年法国人V.勒尼奥用氢氧化钾在乙醇溶液中处理二氯乙烷首先得到氯乙烯。

20世纪30年代，德国格里斯海姆电子公司基于氯化氢与乙炔加成，首先实现了氯乙烯的工业生产。

初期，氯乙烯采用电石，乙炔与氯化氢催化加成的方法生产，简称乙炔法。

以后，随着石油化工的发展，氯乙烯的合成迅速转向以乙烯为原料的工艺路线。

1940年，美国联合碳化物公司开发了二氯乙烷法。

为了平衡氯气的利用，日本吴羽化学工业公司又开发了将乙炔法和二氯乙烷法联合生产氯乙烯的联合法。

1960年，美国氏化学公司开发了乙烯经氧氯化合成氯乙烯的方法，并和二氯乙烷法配合，开发成以乙烯为原料生产氯乙烯的完整方法，此法得到了迅速发展。

乙炔法、混合烯炔法等其他方法由于能耗高而处于逐步被淘汰的地位。

1.4 氯乙烯的合成[2]
氯乙烯是由乙炔与氯化氢在升汞催化剂存在下的气相加成的。

1.4.1 反应机理
l l 2l g 222
CHC CH HC H C C H −−→−+ + 124．8kJ/mol （1-6）
上述反应实际上是非均相的，分5个步骤来进行，其中表面反应为控制阶段。

I 外扩散 乙快、氯化氢向碳的外表面扩散；
II 扩散 乙炔、氯化氢经碳的微孔通道向外表面扩散；
III 表面反应乙炔、氯化氢在升汞催化剂活化中心反应发生加成反应生成氯乙烯； IV 扩散 氯乙烯经碳的微孔通道向外表面扩散； V 外扩散 氯乙烯自碳外表面向气流中扩散。

1.4.2 催化剂的选取[15] 载体活性炭 ，升汞
对于HCl 与C2H2化合生成氯乙烯的反应,要求使用的催化剂具有高活性和高选择性。

目前,电石法生产氯乙烯常用的催化剂是以活性炭为载体(孔隙率即吸苯率>=30%,机械强度>90%)浸渍吸附质量分数为10%~12%的氯化汞制备而成的,其具体标准参见(YS/T31-1992氯化汞触媒技术标准)。

1.5氯乙烯生产工艺流程简述
1.5.1生产工艺流程
图1.1 生产工艺流程
由乙炔工段送来的精制乙炔气，经乙炔砂封，与氯化氢工序送来的氯化氢气体经缓冲罐通过孔板流量计调节配比（乙炔/氯化氢=1/1.05～1.1）在混合器中充分混合，进入石墨冷却器，用-35℃盐水间接冷却，冷却到-14℃±2℃，乙炔氯化氢混合气在此温度下，部分水分以40%盐酸排出，部分则夹带于气流中，进入串联的酸雾过滤器中，由硅油玻璃棉捕集器分离，然后混合气经石墨冷却器，由流量计控制进入串联的第一组转化器，在列
管中填装吸附于活性炭上的升汞催化剂，在催化剂的作用下使乙炔和氯化氢合成转化为氯乙烯，第一组出口气有20～30%未转化的乙炔，再进入第二级转化器继续转化，使出口处未转化的乙炔控制在3%以下，第二组转化器填装活性较高的新催化剂，第一组则填装活性较低的，即由第二组转化器更换下来的旧催化剂即可。

合成反应放出的热量通过离心泵送来的95～100℃左右的循环水移去。

粗氯乙烯在高温下带逸的氯化汞升华物，在填活性炭吸附器中除去，接着粗氯乙烯进入水洗泡沫塔回收过量的氯化氢。

泡沫塔顶是以高位槽低温水喷淋，一次（不循环）接触得20%盐酸，装大贮槽供罐装外销，气体再经碱洗泡沫塔，除去残余的微量氯化氢后，送至氯乙烯气柜，最后去精馏工段。

1.5.2主要原料和产物的物化性质
I 氯化氢
分子式：HCl 分子量：36.5
性质：无色有刺激性气味的气体。

标准状态下密度为1.00045克/升，熔点-114.80℃，沸点-85℃。

在空气中发白雾，溶于乙醇、乙醚，极易溶于水，标准状况下，1升水可溶解525.2升的HCl气体。

规格：纯度≥93%水分≤0.06%
II乙炔
分子式：C
2H
2
分子量：26
性质：在常温常压下为无色气体，具有微弱的醚味，工业用乙炔因含有氯化氢、磷化氢等杂质而具有特殊的刺激性臭气。

规格：纯度：≥98.5%不含硫、磷、砷等杂质。

III 氯乙烯
分子式：CH
2
＝CHCl 分子量：62.50
沸点：-13.9℃熔点：-160.0℃
蒸汽相对密度：2.15(空气为1) 液体相对密度：0.9121（20℃)
爆炸极限：在空气中3.6～26.4%(体积)
第二章工艺计算
2.1 物料衡算
由于各化工单元操作连续，故采用倒推法，根据转化率或者损失率计算出原料的投入量，再按顺序对各个单元操作进行衡算。

2.1.1计算依据
I计算基准
年产能力：年产100kt的氯乙烯
年工作日：以330天计算
日产量： 100×106÷330=3.0455×105 kg （2-1）小时产量： 3.0455×105÷24=12689.5 kg （2-
2）
即，每小时要合成氯乙烯12689.5kg ，以下计算均以1 h 为基准。

II 化学反应式： 主反应：
l l 2HgCl 222
CHC CH HC H C −−→−+ （2-3） 副反应： 232l l l CHC CH HC CHC CH −→−
+ （2-4）
l g l l g 2
HgCl 22
2C CHH HCC C H H C −−→−+ （2-5） 222l g l l g l g l C H CH CHC C H C CHCHH C +−→−
+ （2-6）
III 倒推法计算：
精馏（氯乙烯的收率[1]：99.5%）：12689.5÷99.5%=12753.26 kg = 204.052 kmol （2-7） 转化器（乙炔的转化率：95%）： 204.052÷95%=214.7915 kmol （2-8） 因此，进气中C 2H 2需214.7915 kmol 2.1.2 各单元的物料衡算 （1）混合器的物料衡算
图2.1 混合器的物料衡算简图
C 2H 2和HCl 的最适宜的摩尔比是：1:1.05～1.1[2] 本设计选取：nC 2H 2 : nHCl = 1:1.08 I 进料气组成：
表2.1 进料气组成
进料气 组分 含量/% 乙炔气
C 2H 2
99.5
H 2O
0.5 氯化氢
HCl 99.95 H 2O
0.01 惰性气体（以O 2计算）
0.04
因此，进料气所需乙炔气： 214.7915÷99.5% = 215.871 kmol （2-9）
进料气所需的氯化氢气体：214.7915×1.08÷99.95% = 232.091 kmol （2-10）即，
C 2H
2
： 214.7915 kmol （5584.579 kg）
HCl ： 231.975 kmol （8467.0875 kg）
O
2
： 232.091×0.04% = 0.0928 kmol （2.971 kg）（2-11）
H
2
O ： 232.091×0.01%+215.871×0.5% = 1.1025 kmol （19.845 kg）（2-1
2）II 出料气组成：
极少量的水分以浓盐酸的形式流出，此时课忽略流出的浓盐酸量。

C 2H
2
: 214.7915 kmol
HCl ： 231.975 kmol
O
2
： 0.0928 kmol
H
2
O ： 1.1025 kmol
III混合器的物料衡算表
表2.2 混合器的物料衡算表进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/% C2H25584.579 39.679 C2H25584.579 39.679 HCl 8467.0875 60.159 HCl 8467.0875 60.159 O2 2.971 0.000211 O2 2.971 0.000211 H2O 19.845 0.1410 H2O 19.845 0.1410 Σ14074.4825 100 Σ14074.482
5
100 （2）石墨冷却器
图2.2 石墨冷却器的物料衡算简图
由于在石墨冷却器中，用-35℃盐水间接冷却，混合气中水分一部分则以40%盐酸的形式排出，部分则混合在气流中。

查阅相关资料，即设混合器中水分以40%盐酸排出的量占水总量的30%[2]。

I 进料气组成：
C 2H 2 : 214.7915 kmol （5584.579kg ） HCl ： 231.975 kmol （8467.0875kg ） O 2 ： 0.0928 kmol （2.971kg ） H 2O ： 1.1025kmol （19.845kg ） II 出料气组成：
C 2H 2 : 214.7915 kmol （5584.579kg ） O 2 ： 0.0928 kmol （2.971kg ） H 2O ： 1.1025×（1-30%）
=0.7718 kmol =13.8915 kg （2-13） ∵
40%
100%m m m 2l HCl
=⨯+O
H HC
（2-14）
∴ l m HC = （0.4÷0.6） O H 2m
= （0.4÷0.6）×（9.9225-13.8915） =3.969kg （2-15）
HCl ： 8467.0875-3.969=8463.1185 kg =231.8665 kmol （2-16） 盐酸：3.969+（19.845-13.8915）=9.9225 kg （2-17）
III 石墨冷却器的物料衡算
表2.3 石墨冷却器的物料衡算表
进料 质量/kg
W/%
出料
质量/kg
W/%
C 2H 2 5584.579 39.679 C 2H 2 5584.579 39.679
HCl 8467.0875 60.159 HCl 8463.1185 60.131 O 2
2.971 0.000211 O 2
2.971
0.000211
H 2O 19.845 0.1410 H 2O 13.8915 0.000987
盐酸 9.9225 0.000745 Σ
14074.4825
100 Σ
14074.4825
100
（3）多筒过滤器
由相关资料查得，在多筒过滤器中，采用3～5%憎水性有机硅树脂的5～10um 细玻璃纤维，可将大部分酸雾分离下来，以盐酸的形式排出。

假设盐酸为38%，出水量为80%。

I 进料气组成：
C 2H 2 : 214.7915 kmol （5584.579kg ） HCl ： 231.975 kmol （8463.1185kg ） O 2 ： 0.0928 kmol （2.971kg ） H 2O ： 0.7718kmol （13.8915kg ） II 出料气组成：
C 2H 2 : 214.7915 kmol （5584.579kg ） O 2 ： 0.0928 kmol （2.971kg ） H 2O ： 13.8915×（1-80%）=2.7783 kg ∵ 盐酸为38%，
O H HC 2m m m l HCl
×100% = 38% （2-18）
∴
HCl
m = （0.38÷0.62）×
O
H 2m
=（0.38÷0.62）×13.8915
=6.8115 kg （2-19） HCl ： 8463.1185-6.8115=8456.307 kg （2-20） 盐酸：6.8115+13.8915×80%=17.9247 kg （2-2
1）
III 多筒过滤器的物料衡算
表2.4 多筒过滤器的物料衡算表
进料 质量/kg W/% 出料 质量/kg W/% C 2H 2 5584.579 39.707 C 2H 2 5584.579 39.707 HCl 8463.1185 60.172 HCl 8456.307 60.125 O 2 2.971 0.000211 O 2 2.971 0.000211 H 2O
13.8915
0.000988
H 2O
2.7783
0.000198
盐酸17.9247 0.00127 Σ14064.56 100 Σ14064.56 100
（4）石墨预热器
此时无质量交换，即进出口各物料量不变。

表2.5石墨预热器物料衡算表
进料/出料质量/kg W/%
C2H25584.579 39.757
HCl 8456.307 60.202
O2 2.971 0.000212
H2O 2.7783 0.000198
Σ14046.64 100
（5）转化器
图2.3 转化器物料衡算简图
由前面的叙述知，此转化器转化率为95%[3]。

I进料气组成：
C 2H
2
: 5584.579 kg （214.7915 kmol）
HCl ： 8456.307 kg （231.68 kmol）
O
2
： 2.971 kg
H
2
O ： 2.7783 kg
II 出料气组成：
CH2CHCl ：214.7915×95%×62.5 = 12753.245 kg （2-22）C2H2 : 5584.579×（1-95%）= 279.229 kg （2-23）HCl ： 8456.307-214.7915×95%×36.5 = 1008.4117kg （2-2
4）O2 ： 2.971 kg
H2O ： 2.7783 kg
III 转化器的物料衡算：
表2.6 转化器的物料衡算表
进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/%
C2H25584.579 39.757 CH2CHCl 12753.245 90.792
HCl 8456.307 60.202 C2H2279.229 0.0199
O2 2.971 0.000212 HCl 1008.4117 7.179
H2O 2.7783 0.000198 O2 2.971 0.000212
H2O 2.7783 0.000198
Σ14046.64 100 Σ14046.64 100
（6）除汞器
由于汞含量极少，实际操作中课忽略其影响，即物料进、出组分相同。

∴除汞器的物料衡算：
表2.7 除汞器的物料衡算表
进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/%
CH2CHCl 12753.245 90.792 CH2CHCl 12753.245 90.792
C2H2279.229 0.0199 C2H2279.229 0.0199
HCl 1008.4117 7.179 HCl 1008.4117 7.179
O2 2.971 0.000212 O2 2.971 0.000212
H2O 2.7783 0.000198 H2O 2.7783 0.000198
Σ14046.64 100 Σ14046.64 100
（7）石墨冷却器
表2.8 石墨冷却器物料衡算表
进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/%
CH2CHCl 12753.245 90.792 CH2CHCl 12753.245 90.792
C2H2279.229 0.0199 C2H2279.229 0.0199
HCl 1008.4117 7.179 HCl 1008.4117 7.179
O2 2.971 0.000212 O2 2.971 0.000212
H2O 2.7783 0.000198 H2O 2.7783 0.000198
Σ14046.64 100 Σ14046.64 100
（8）水洗泡沫塔[4]
查阅相关文献可知，水洗泡沫塔用来回收过量的氯化氢，泡沫塔是以高位槽低温水喷淋，一次（不循环）接触可得20%的盐酸。

假如回收盐酸的回收率为98%，加入的水量为3955 kg。

I进料气组成：
CH
2
CHCl ： 12753.245 kg
C 2H
2
: 279.229 kg
HCl ： 1008.4117kg
O
2
： 2.971 kg
H
2
O ： 2.7783 + 3955 = 3957.7783kg （2-25）
II 出料气组成：
CH2CHCl ： 12753.245 kg
C2H2 : 279.229 kg
回收的盐酸： 1008.4117×98%÷20% = 4941.22 kg （2-26）HCl ： 1008.4117×（1-98%）= 20.168 kg （2-27）O2 ： 2.971 kg
H2O ： 3955+2.7783-4941.22×0.8 = 4.8023 kg （2-28）III 泡沫水洗塔的物料衡算:
表2.9 泡沫水洗塔的物料衡算表
进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/%
CH2CHCl 12753.245 0.708 CH2CHCl 12753.245 0.708
C2H2279.229 0.0155 C2H2279.229 0.0155
HCl 1008.4117 0.056 HCl 20.168 0.00112
O2 2.971 0.000165 O2 2.971 0.000165
H2O 3957.7783 0.22 H2O 4.8023 0.000264
盐酸4941.22 0.274
Σ18001.635 100 Σ18001.635 100
（9）碱洗泡沫塔
图2.4 碱洗泡沫塔物料衡算简图
I进料气组成：
CH2CHCl ： 12753.245 kg
C2H2 : 279.229 kg
HCl ： 20.168 kg
O2 ： 2.971 kg
H2O ： 4.8023 kg
II 出料气组成：
HCl被碱液吸收，从而出料气中不含HCl气体。

CH2CHCl ： 12753.245 kg
C2H2 : 279.229 kg
O2 ： 2.971 kg
H2O ： 4.8023 kg
III碱洗泡沫塔的物料衡算
表2.10 碱洗泡沫塔的物料衡算表
进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/% CH2CHCl 12753.245 0.976 CH2CHCl 12753.245 0.976 C2H2279.229 0.0214 C2H2279.229 0.0214
HCl 20.168 0.00154 HCl （除去的） 20.168 0.00154
O 2 2.971 0.000227 O 2 2.971 0.000227 H 2O
4.8023 0.000364 H 2O 4.8023
0.000364 Σ
13060.415 100 Σ 13060.415 100
2.2 热量衡算
2.2.1 热量衡算式
54321Q Q Q Q Q +=++ （2-29）
Q 1 : 物料带入热
Q 2 : 加热剂或冷却剂带入热 Q 3 : 过程热效应 Q 4 : 物料带出热 Q 5 : 热损失 假设Q 5 是Q 2的5%
此衡算式中，“+”表示放热，“-”表示吸热。

设混合物的平均比热容近似等于各组分热容与质量分数乘积之和，即 i i W C C P ∑=，含量少的物质对混合体系热容的影响可忽略不计。

同种物质的平均比热容 212
1ln
P P P P P C C C C C -=
（2-30）
2.2.2有关物化数据表[5]
表2.11物化数据表
项目 温度/℃ 比热/kcal/（kg·℃）
乙炔
25 0.428 75
0.45
110 0.455
HCl
25 0.204 75 0.208 110 0.2085
水蒸气
25 0.45 75 0.451 110 0.46
O2
25 0.234 75 0.24 110 0.244
氯乙烯
25 0.846 75 0.8327 110 0.868
盐酸（40%）-35 3.214
2.2.3 相应各个设备的热量衡算
（1）石墨冷却器
表2.12 石墨冷却器的物料衡算表
进料质量/kg W/% 出料质量/kg W/%
C2H25584.579 39.679 C2H25584.579 39.679
HCl 8467.0875 60.159 HCl 8463.1185 60.131
O2 2.971 0.000211 O2 2.971 0.000211
H2O 19.845 0.1410 H2O 13.8915 0.000987
盐酸9.9225 0.000745
Σ14074.4825 100 Σ14074.4825 100
进料温度： t
1
= 25℃
出料温度： t
2
= -13℃
以进料温度t
1
= 25℃为计算基准：
C
乙炔
=1.792 kJ/（kg·℃）
C
水蒸气
=1.8842 kJ/（kg·℃）
C
氯化氢
=0.8541 kJ/（kg·℃）
C
氧气
=0.9798 kJ/（kg·℃）
C
水（l）
=4.175 kJ/（kg·℃）
γ
水（冷凝热）
= -2229.4636 kJ/（kg·℃）
C
40%盐酸
=3214 kJ/（kg·℃）
计算：
Q
1
: 进料温度为25℃，即Q1 =0
Q 3 : Q
3
= Q
3.1
+ Q
3.2
（2-31）
Q
3.1
：生成40%的盐酸时，HCl的水溶液生成的热，35430 kcal/kmol[5]
则冷却器只能中HCl溶于水放出的热量为：
148345.4×（8467.0875-8463.1185）÷ 36.5 = 16131.04 kJ （2-32）
Q
3.2
：水液化放出的热，2435.0×（19.845-13.8915）= 14496.7725 kJ （2-33）
Q
3 = Q
3.1
+ Q
3.2
= 16131.04+14496.7725 = 30627.8125 kJ （2-34）
Q 4 : Q
4
= Q
乙炔
＋Q
氯化氢
＋Q
氧气
＋Q
水蒸气
＋Q
盐酸
= 5584.579×1.792×（-13-25）+8467.0875×0.8541×（-13-25）+2.971×
0.9798×（-13-25）+1.884×13.8915×（-13-25）+9.9225×3214×（-13-25）
= -380287.4916-274806.0985-110.6175-994.5.77
= -1868053.498 kJ （2-35）
Q 2 : 5% ×Q
2
=Q
5
∵ Q
1
＋Q
2
＋Q
3
=Q
4
＋Q
5
（2-32）
∴ 0+ Q
2
+30627.8125 = -1868053.498+0.05Q
2
（2-36）
∴ Q
2
= -1998611.906 kJ
Q
5
： Q
5
= Q
2
×5% = -99930.5953 kJ （2-37）
表2.13 石墨冷却器热量衡算表
物料入口/kJ 物料出口/kJ
C2H20 C2H2-380287.4916 HCl 0 HCl -274806.0985 O2 0 O2 -110.6175
H2O 0 H2O -994.5202
冷凝热30627.8125 盐酸-1211854.77 盐水吸热-1998611.906 损失-99930.5953 Σ-1967984.093 Σ-1967984.093 （2）石墨预热器
进料温度： t
1
= -13℃
出料温度： t
2
= 75℃
以进料温度t
1
= -13℃为计算基准：
C
乙炔
=1.80 kJ/（kg·℃）
C
水蒸气
=1.884 kJ/（kg·℃）
C
氯化氢
=0.858 kJ/（kg·℃）
C
氧气
=0.9798 kJ/（kg·℃）
C
氯乙烯
=0.8502 kJ/（kg·℃）计算：
Q 1 : 进料温度为75℃，即Q
1
=0
Q
3
: 由反应式，
Q 4 : Q
4
= Q
乙炔
＋Q
氯化氢
＋Q
氧气
＋Q
水蒸气
= 5584.579×1.8×（75+13）+8456.307×0.858×（75+13）+2.971×0.9798 ×（75+13）+2.7783×1.884×（75+13）
= 884597.3136+638485.0037+256.1667+460.62 = 1523799.104kJ （2-
38）
Q 2： Q
5
= Q
2
×5%
∵ Q
1
＋Q
2
＋Q
3
= Q
4
＋Q
5
∴ 0+ Q
2
+0 =1523799.104+0.05 Q
2
∴ Q
2
=1603999.057 kJ
Q 5： Q
5
= Q
2
×5%
=1603999.057×0.05
=80199.9528kJ （2-39）
表2.14 石墨预热器热量衡算表
物料入口/kJ 物料出口/kJ
C2H20 C2H2884597.3136
HCl 0 HCl 638485.0037
O2 0 O2 256.1667
H2O 0 H2O 460.62
蒸汽加热1603999.057 损失80199.9528
Σ1603999.057 Σ1603999.057
（3）转化器
由前面计算可知，转化器的物料核算
此处的热损失为1.5%。

进料温度： t
1
= 75℃
出料温度： t
2
= 110℃
以进料温度t
1
= 75℃为计算基准：
C
乙炔
= 1.884 kJ/（kg·℃）
C
水蒸气
= 1.888 kJ/（kg·℃）
C
氯化氢
= 0.871 kJ/（kg·℃）
C
氧气
= 1.005 kJ/（kg·℃）
C
氯乙烯
= 0.8502 kJ/（kg·℃）
计算：
Q 1 : 进料温度为75℃，即Q
1
=0
Q
3
: 由反应式，
Q
3
= 124.8×214.7915×103
= 2840660.546 kJ （2-4
0）
Q 4 : Q
4
= Q
氯乙烯
+Q
乙炔
＋Q
氯化氢
＋Q
氧气
＋Q
水蒸气
= 12753.245×0.8502×（110-75）+279.229×1.884×（110-75）+1008.4117×0.871×（110-75）+2.7783×1.888×（110-75）+2.971×1.005×（110-75） = 379498.3115+18412.3603+30741.4307+183.5901+104.5049
= 428940.1974 kJ （2-4
1）
Q 2 ： Q
5
= Q
2
×1.5%
∵ Q
1
＋Q
2
＋Q
3
= Q
4
＋Q
5
∴ 0+ Q
2
+2840660.546 = 428940.1974+0.015 Q
2
∴ Q
2
= -2448447.054 kJ
Q 5 ： Q
5
= Q
2
×5%
= -2448447.054×0.015
= -36726.7058 kJ
表2.15 转化器热量衡算表
物料入口/kJ 物料出口/kJ
C2H20 CH2CHCl 379498.3115 HCl 0 C2H218412.3603 O2 0 HCl 30741.4307 H2O 0 O2 104.5049
反应热2840660.546 H2O 183.59010 循环水-2448447.054 损失-36726.7058 Σ392213.4916 Σ392213.4916 （4）石墨冷却器
进料温度： t
1
= 110℃
出料温度： t
2
= 25℃
以进料温度t
1
= 110℃为计算基准：
C
乙炔
= 1.905 kJ kJ/（kg·℃）
C
水蒸气
= 1.926 kJ kJ/（kg·℃）
C
氯化氢
= 0.873 kJ kJ/（kg·℃）
C
氧气
= 1.021 kJ kJ/（kg·℃）
C
氯乙烯
= 0.857 kJ kJ/（kg·℃）
计算：
Q 1 : 进料温度为110℃，即Q
1
=0
Q 3 : Q
3
= 0 （无反应或冷凝热产生）
Q 4 : Q
4
= Q
氯乙烯
+Q
乙炔
＋Q
氯化氢
＋Q
氧气
＋Q
水蒸气
= 12753.245×0.857×（25-110）+279.229×1.905×（25-100）+1008.4117×0.873×（25-100）+2.7783×1.926×（25-100）+2.971×1.021×（25-100） = -946354.5452-45214.1558-74829.1902-454.8355-257.8382
= -1067110.565 kJ （2-4
2）
Q 2 ： Q
5
= Q
2
×1.5%
∵ Q
1
＋Q
2
＋Q
3
= Q
4
＋Q
5
∴ 0+ Q
2
+0= -1067110.565+0.05 Q
2
∴ Q
2
= -1123274.279 kJ
Q 5 ： Q
5
= Q
2
×5%
= -1123274.279×0.05 = -56163.7140 kJ
表2.16 石墨冷却器热量衡算表
进料入口/kJ 物料出口/kJ
CH2CHCl 0 CH2CHCl -946354.5452 C2H20 C2H2-45214.1558 HCl 0 HCl -74829.1902 O2 0 O2 -257.8382
H2O 0 H2O -454.8355
循环水-1123274.279 损失-56163.7140 Σ-1123274.279 Σ-1123274.279 （5）冷却水消耗：
I 盐水：
已知：盐水用于石墨冷却器除去水气，
进料温度： t
1
= -35℃
出料温度： t
2
= -20℃
40%盐水的比热容：C
盐水
= 3.214 kJ/（kg·℃）
∴ Q = mC
P (t
2
-t
1
)=1998476.924
m = 1998476.924÷(15×3.214)
= 41453.5765 kJ （2-4
3）II 循环水：
在石墨预热器中，
进料温度： t
1
= 110℃
出料温度： t
2
= 95℃
95℃时： C
水
= 4.214 kJ/（kg·℃）
110℃时：C
水
= 4.238 kJ/（kg·℃）
C
平均
= （4.214+4.238）÷2
= 4.226 kJ/（kg·℃）（2-4
4）
Q =1603999.057 kJ
∴需水量：m =1603999.057÷（4.226×15）=25303.6608 kg （2-45）
①在转化器中，
进料温度： t
1
= 95℃
出料温度： t
2
= 110℃
Q = 2448447.054 kJ
∴需水量： m =2448447.054÷4.226÷（110-95）
= 38625.131 kg （2-46）②在石墨冷却器中，
进料温度： t
1
= 15℃
出料温度： t
2
= 95℃
95℃时： C
水
= 4.214 kJ/（kg·℃）
15℃时： C
水
= 4.187 kJ/（k g·℃）
C
平均
= （4.214+4.187）÷2
= 4.2 kJ/（kg·℃）（2-
47）
Q = 1123274.279 kJ
∴需水量： m = 1123274.279÷4.2×（95-15）= 3343.0782 kg
（2-48）
表2.17 水消耗综合表
物料相应设备热量/kJ 质量/kJ
盐水石墨冷却器1998476.924 41453.5765
循环水石墨预热器1603999.057 25303.6608 转化器2448447.054 38625.131 石墨冷却器1123274.279 3343.0782
∵石墨预热器中的水可由转化器出来的水来提供。

石墨冷却器中出来的水又可以提供给转化器
∴实际用水38625.131 kg
第三章 主要设备及管道管径设计与选型
3.1 转化器的设计与选型
3.1.1 已知条件[1]
此处的转化器为列管式固定床反应器。

催化剂粒度： 0.75～6.5 mm ，载体机械强度应≥90% HgCl 2含量： 10.5%～12.5% 水分的含量： 小于0.3% 松装粒度： 540～640 g/L
空 速： 25～40 m3/（m3催化剂·h ）时，转化率最高。

反应温度： 新触媒，150℃：旧触媒，180℃ 反应压力： 0.05MPa 采用经验设计法[6]：
R
V V V S
（3-1） V — 原料混合气进料流量，m3 R V — 催化剂床层体积，m3 S V — 空间流速，h-1
∴ 假定空间流速S V = 30 m3/（m3催化剂·h ）
表3.1 转化器的进料组分表
进料 质量/kg 物质的量/kmol C 2H 2 5584.579 214.7915 HCl 8456.307 231.68 O 2 2.971 0.093 H 2O
2.7783 0.1545 Σ
14046.64
446.7183
3.1.2数据计算
混合气的体积流量 ： V = 446.7183×22.4 = 10006.49m3 （3-2） ∴ 由①式得 ：R V = 10006.49÷30 = 333.5497 m3
选管子： Φ57×3.5 mm
∴ 管子径d = 0.05m ，管长6m ，催化剂的装填高度为5.7m 。

∴ 管子数：
根
29803 7
.505.04
5497
.333n 2=⨯⨯=
π
（3-3）
每个转化器用2401根管子，则转化器为298.3÷2401可取为13个转化器。

循环水带走的传热量2448447.054kJ ，由于进出口温度变化不大，即近似为恒温。

∴ 27511095110t m ）
（）（-+-=∆
（3-4）
= 25 ℃
K 取经验值100. 则，25
100054
.2448447t m ⨯=∆=
K Q A 需= 979.3788 ㎡ （3-5） A 实际 = 3.14ndl
= 3.14×13×2401×0.05×5.7
= 27932.5137 ㎡ （3-6）
∵ A 实际 › A 需要 ∴ 能满足要求。

选取： 壳体大于400mm 用钢板卷焊而成[7]，
壳体径D 取决于传热管数n ，排列方式和管心距。

D = t （n C -1）+ （2～3）d 。

式中： t — 管心距，t = 1.25d 。

d 。

— 换热管外径
n C — 横过管束中心线的管数，该值与管子排列有关。

本设计采用正三角形排列，则n C = 1.1n = 1.12401 = 54 （3-7） t = 1.25d 。

= 1.25×0.057
= 0.07125 m （3-8） D = t （n C -1）+2.5d 。

= 0.07125×54+2.5×0.057
= 3.9185 m （3-9）圆整到4000mm
参考文献，为了满足及时转移反应放出的热量，采用把转化器换热分为三层，三层同时进行散热。

3.1.3手孔[8]
∵反应最高压力为1.5 atm
∴选用平焊法兰手孔。

公称压力PN0.06MPa，公称直径DN250mm，H
1
= 190mm
采用Ⅱ类材料，垫片的材料采用普通的石棉橡胶板。

其标记为：手孔Ⅱ（A.G） 250-0.6 HG/T 21529-95
3.1.4封头的选择
根据手册[6]，选用锥形封头。

由于该设备可直接看做列管式换热器，故可直接查阅手册[8]，可得在0.6MPa下，管径为4000mm的封头厚度可取14mm。

3.2精馏塔的设计与选型[6]
由碱洗塔顶部出来的粗氯乙烯气体经排水罐部分脱水后进入机前冷却器冷却至5～10℃，除去粗VC中的大部分水分、提高了气体的密度后，经氯乙烯压缩机压缩至≤0.75MPa，送机后冷却器降温至50℃左右除去部分油水进入精馏段。

氯乙烯的精馏主要是将压缩岗位送来的氯乙烯气体在0.55～0.60MPa下，在全凝器全部液化为15℃的过冷液体，VC液体进水分离器，含有不凝气体氯乙烯气体进入尾气冷凝器，用-35℃冷冻盐水进一步分离，冷凝液体也进入水分离器，由水分离器的液体VC先送至低沸塔进行一级精馏去除乙炔和氮气、氧气等低沸物，再送至高沸塔经二级精馏除去二氯乙烷等高沸物，在塔顶可得到纯度大于99.95%的精制单体送至聚合工序。

A —轻组分： C
2H
2
沸点温度： t = -83.6℃
B —产品V
C ： CH
2
CHCl 沸点温度： t = -13.9℃
C —重组分： CH
2ClCH
2
Cl 沸点温度： t = 57～60℃
以上沸点均为常压。

I已知条件：
在精馏段以前由于二氯乙烷的含量极少，故将其视为氯乙烯一同进行各种物料和热量衡
算。

由于此时要精制氯乙烯故将其视为单一化合物进行计算。

由前面转化器的物料衡算可知，此转化器的转化率为95%，主反应的收率为94.44%，因此得：均以小时计算
二氯乙烷的摩尔质量：21.479 kmol
氯乙烯的摩尔质量： 385.413 kmol
乙炔的摩尔质量： 22.691 kmol
总的进料量： F = 21.479+385.413+22.691
=214.7915 kmol （3-1
0）II 设计条件：
操作压力： 0.7MPa
进料热状况：泡点进料
回流比： R = 2R
min
单板压降：≤0.7 kpa
板效率： 30%
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率及其对应的沸点：
x
= 0.05 t = 40℃
F
= 0.3 t = -5℃
x
D
x
= 0.00001 t = 50℃
W
III 精馏塔的物料衡算：
乙炔的摩尔质量： M
= 26 kg/kmol
A
= 62.5 kg/kmol
氯乙烯的摩尔质量：M
B
总物料衡算： 214.7915=D+W
乙炔物料衡算：214.7915×0.05=0.3D+0.00001W （3-11）
联立解得：
D = 71.597 kmol/h
W = 357.986 kmol/h
IV 塔板数的计算[7]：
的求取
①理论板数N
T
采用图解法求理论板数：
由《聚氯乙烯工艺学》查得乙炔—氯乙烯的气液平衡数据，绘出x —y 图。

② 求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比。

在x —y 图中的对角点上，自点e （0.05,0.05）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 y Q = 0.2 x q = 0.05 故最小回流比为：
67
.005
.02.02
.03.0x y y x q
q q D min =--=
--=R
（3-12）
取操作回流比为：
R = 2R min
= 1.34 （3-13） 3.2.1求精馏塔的气、液相负荷 L = RD
= 1.34×71.597
= 95.94 kmol/h （3-14） V = (R+1)D
= (1.34+1)×71.597
= 167.54 kmol/h （3-15）
L` = L+F
= 95.94+214.7915
= 525.52 kmol/h （3-16） V` = V = 167.54 kmol/h 3.2.2 求操作线方程 精馏段操作线方程为：
0.1280.57x 0.354.167597.71x 54.16794.95x x y +=⨯+=+=
D V D V L （3-17） 提馏段操作线方程为：
6108.6`x 137.300001.052.525986.357x 54.16752.525x `x````y -⨯-=⨯-=-=
W V W V L （3-18） 图解法求理论板数
采用图解法求理论板数，求解结果为： 精馏段板数=1.7 块 提馏段板数=5块
由于乙炔与氯乙烯属于非同类化合物，与理想溶液的拉乌尔定律有较大误差，故取板效率为30%，即
精馏段实际板数=1.7/0.3=5.667≈6 块 提馏段实际板数=5/0.3=16.67≈17块 即第6块板为进料板。

3.2.3塔径的计算[8] I 已知条件
操作压力： 0.7MPa
操作温度： 塔顶温度： t D = -5 ℃ 进料板温度： t F = 40 ℃ 精馏段平均温度： t m = （40-5）/2 = 17.5 ℃ II 平均摩尔质量
塔顶平均摩尔质量的计算： M VD = 0.3×26+（1-0.3）×62.5
= 51.55 kg/mol （3-19） 进料板平均摩尔质量的计算： M VF ≈ 62.5 kg/mol
∴ 精馏段的平均摩尔质量： M Vm = （51.55+62.5）/2
= 57 kg/mol （3-20） 取 M Vm ≈M Lm
III 平均密度
气相平均密度的计算： 由理想气体状态方程计算，即
3
/51.16)
15.2735.17(314.857
700m kg RT PM m
Vm Vm =+⨯⨯=
=
ρ
（3-21）
液相平均密度的计算： 液相平均密度依下式计算，即
∑=i
i m /a /1ρρL
（3-22）
塔顶液相平均密度的计算： 由t D = -5℃，由手册[6]查得：
3
m 33m /kg 38.726948/7.0470/3.01
m /kg 948m /kg 470=+=
==LD B A ρρρ
（3-23）
进料板液相平均密度计算 由tF = 40℃，由手册查得：
3
m 3
3m /kg 890a m /kg 890m /kg 230===LF B B A ρρρ教大，故可近似为此处由于
精馏段液相平均密度为：
3m m /kg 19.8082/38.726890=+=）（L ρ （3-24） IV.液体表面力的计算：
液相平均表面力可依下式计算，即
∑=i
i Lm x δδ
（3-25）
由手册查得，液相平均表面力近似为2.567 mN/m V 塔径的计算：
精馏段的气、液相体积流率为：
s /m 61.101
.516360057
4.516736003m
m =⨯⨯=
=V V S VM V ρ
（3-26）
s /m 0188.009
.1808360057
4.99536003m
m =⨯⨯=
=L L S LM L ρ （3-27）
由V
V
L C
ρρρ-=max u （3-28） 式中C 由手册查图得，图的横坐标为:
082.0)1.5169.1808(360061.10360000188.00)(2
/12
/1n h =⨯⨯=
V
L V L ρρ （3-29）
取板间距H T =0.4m,板上液层高度h L =0.06m 则，H T -h L =0.4-0.06=0.34m 再由图得C 20=0.068
s
/m 12.301
.5161
.516-9.1808451.00u 451.002067.5268.00)20
(
max .2
0.2
020==⎪
⎭
⎫ ⎝⎛⨯==L C C δ
（3-30）
取安全系数为0.7，则空塔气速为 u=0.7u max
= 0.7×0.312 （3-31） = 0.218 m/s
m 7.9018.2061
.104u
4=⨯⨯=
=ππS V D （3-32）
按标准塔径圆整后为D = 1.0m 塔截面积为：
22
2
m 85.7014
4
=⨯=
=π
π
D A T
（3-33）
实际空塔气速：
s
m /205.0785.0161
.0u ==
（3-34） 3.2.4精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为：
精精（-1）（6-1）0.45m
T Z N H ==⨯=
（3-35）
提留段有效高度为：
提提（-1）（17-1）0.412.4m
T
Z N H ==⨯=
（3-36）
在进料板上方开一人孔，其高度为0.6m 故精馏塔的有效高度为：
精提0.6
512.40.618m
Z Z Z =++=++=
（3-37）
塔板结构设计
根据塔径和液体的流量，选用弓形降液管，不设进口堰，塔板采用单溢流和分块式组装。

①溢流装置
a.堰长W l ：取0.660.6610.66W l D m m ==⨯=
b.溢流堰高度W h ：
由公式W L OW h h h =-进行计算，并且采用平直堰，堰上液层高度OW h ，按照公式
2/3
2.841000h OW
W L h E l ⎛⎫= ⎪⎝⎭
（5-19）计算，可近似取E=1，因0.66W l m = 3
0.001883600 6.768/h L m h =⨯=，故2/3
2.84 6.76810.013410000.66OW
h m ⎛⎫=⨯⨯= ⎪⎝⎭
取板上清液层高度：0.06L h m = 0.060.01340.0466W L OW h h h m =-=-= c.弓形降液管宽度d W 和面积f A
由/0.66W l D =，查《化工原理及设备课程设计》[17]图2-6得： /0.0722f T A A = /0.124d W D =
故 20.07220.660.048f A m =⨯=；0.12410.124d W m =⨯= 依据公式:36003~5f T
h
A H L θ=
≥（5-20）
验证液体在降液管中的停留时间是否合理，即
360036000.0480.4
10.1456.768
f T
h
A H s s L θ⨯⨯=
=
=>，故可用。

d.降液管底隙高度O h 根据公式：'
3600h O W L h l u =
（5-21），取'
0.08/u m s =，则 '
0 6.768
0.0392360036000.600.08
h O W L h m l u =
==⨯⨯ 则0.04660.03920.00740.006W O h h m m -=-=> 故降液管底隙高度设计合理。

②塔板布置及筛孔计算与排列 a.塔板的分块
因为800D mm ≥，故通过查塔板溢流类型图可得，适合采用3块式塔板 b.边缘区域宽度的确定
根据经验，取'0.065s s W W m ==，0.035c W m = c.开孔区面积的计算
开孔区面积a A
按照如下公式计算：22arcsin 180a r x A r π⎡⎤=⎢⎥⎣
⎦（5-22）
()()1.00
0.1350.0650.3122d s D x W W m =
-+=-+=（5-23） 1.0
0.0350.46522
c D r W m =-=-=（5-24）
故
222
2arcsin 180 3.140.4650.3120.31arcsin 1800.4653.140.21620.3140.1781800.518a r x A r m π⎡⎤=⎢⎥
⎣
⎦⎛⎫⨯=⨯ ⎪⎝
⎭⨯⎛⎫
=⨯⨯ ⎪
⎝⎭
= d.筛板计算及其排列
本设计所处理的物系属于无腐蚀性体系，可选用3mm δ=碳钢板，取筛孔直径
05d mm =。

筛孔按照正三角形排列，取孔中心距t 为：
033515t d mm mm ==⨯=
取筛孔数目n 为
22
1.155 1.1550.518
26600.015a A n t ⨯===（个）（5-25） 开孔率为
2
2
00.0050.9070.90710.1%0.015d t φ⎛⎫⎛⎫
==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭（5-26）
气体通过筛孔的气速为 000.161
3.084/0.1010.518
s V u m s A =
==⨯ ③筛板的流体力学性能
精馏段塔板压降p p ∆
精馏塔塔板压降计算公式如下：p p L p h g ρ∆=（5-27），p h 为精馏段塔板总压力，其计
算公式为：p c l h h h h σ=++
a.干板阻力c h 干板阻力c h 的计算公式为
22
0000.0511V c L a u A h c A ρρ⎡⎤
⎛⎫⎛⎫⎛⎫⎢⎥=- ⎪ ⎪ ⎪⎢⎥⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎣⎦
（5-28）
通常，筛板的开孔率10.1%15%φ=≤，故公式可简化为2
000.051V c L u h c ρρ⎛⎫⎛⎫
= ⎪ ⎪⎝⎭
⎝⎭
由于010d mm <，所以0c 可以通过干筛孔的流量系数图查得，0/8 1.67d =，00.775c =
2
2
00 3.08416.510.0510.0510.01680.775808.19V c L u h m c ρρ⎛⎫⎛⎫⎛⎫
==⨯⨯= ⎪ ⎪ ⎪
⎝⎭⎝⎭
⎝⎭ b.气体通过板上液层的阻力l h 气体通过液层的阻力l h 由如下公式计算： ()l L W OW h h h h ββ==+（5-29）
式中β为充气系数，其可以通过计算气相阻力动能因子0F 由充气系数关联图来查得 气相动能因子0F 计算如下：0.161
0.221/0.7850.0567
s a T f V u m s A A =
==--（5-30）
00.2210.90/F u m s ===（5-31）
由00.90/F m s =查充气关联系数图得，充气系数0.65β=，故气体通过液层的阻力为
()0.650.060.039l L W OW h h h h m ββ==+=⨯=
c.液体表面力造成的阻力h σ 阻力h σ的计算公式如下：
3
044 2.567100.000259808.199.810.005L L h m gd σσρ-⨯⨯===⨯⨯（5-32）
总之，气体通过精馏段每层塔板的总阻力为
0.01680.0390.0002590.0560p c l h h h h m σ=++=++= 则气体通过精馏段每层塔板的总压降为
0.0560808.199.81444.1070.4440.7p p L p h g Pa kPa kPa ρ∆==⨯⨯=≈< 故该设计满足设计允许条件。

④精馏塔液沫夹带现象的验证
精馏段液沫夹带
液沫夹带量计算公式如下：
3.2
65.710a
V L T f
u e H h σ-⎛⎫
⨯=
⎪ ⎪-⎝⎭
（5-33） 2.5 2.50.060.15f L h h m ==⨯= 故
3.2
3.2
6
635.710 5.7100.2212.567100.40.150.00150()/()0.1()/()a V L T f u e H h kg kg kg kg σ---⎛⎫⨯⨯⎛⎫==⨯ ⎪ ⎪ ⎪-⨯-⎝⎭⎝⎭=<⎡⎤⎡⎤⎣⎦⎣⎦
液气液气 故本设计中液沫夹带量V e 在允许围。

⑤精馏塔液泛现象验证
精馏段液泛现象
为了防止塔发生液泛，降液管液层高度d H 应服从如下关系： ()d T W H H h ϕ≤+（5-34）
三氯氢硅-四氯化硅物系具有一定的挥发性能，因而取其安全系数0.5ϕ=，即
()()0.50.40.04660.223T W H h m ϕ+=⨯+=
降液管液层高度d H 计算公式：d p L d H h h h =++ 由于板上不设进口堰，d h 可由如下公式计算：
'2
20
0.1530.1530.080.000979d h u m ==⨯= 0.05600.060.0009790.117d p L d H h h h m =++=++= 由()d T W H H h ϕ≤+，故精馏段不会发生液泛的现象。

⑥精馏塔漏液现象验证
精馏段漏液现象
筛板塔漏液点气速0,min u 计算公式如下：
0,min 4.44.42.025/u C m s
==⨯= （5-35）
实际孔速00,min 3.084u u =>，稳定系数为00,min
3.084
1.523 1.5
2.025
u K u ==
=< 故本设计过程中不会出现漏液现象。

3.2.5管径的计算
二氯乙烷的摩尔质量：99kg /A M kmol = 氯乙烯：62.5kg /B M kmol = 乙炔：26kg /C M kmol =
二氯乙烷的密度：31235kg /A m ρ= 氯乙烯的密度：31380kg /B m ρ= 乙炔的密度：3620kg /C m ρ= （1）进料管径的计算
摩尔分率：二氯乙烷 0.045 氯乙烯 0.897 乙炔 0.058
所以0.0459962.50.8970.0582662.03kg /M kmol =⨯+⨯+⨯= （3-38）
12350.04513800.8976200.0581329.4/kg m ρ=⨯+⨯+⨯= （3-39）
所以 -⨯==⨯⨯33,214.791562.03
2.7810/1329.43600v v q m s
（3-40）
取=0.8/u m s
所以=
=67D mm
（3-41） 所以选用733mm ϕ⨯的无缝钢管，其径为67D mm =
重新核算流速：-⨯⨯==⨯3
2
4 2.7839100.79/3.14(0.067)u m s
（3-42） （2）塔顶蒸汽管径
摩尔分率：乙炔 0.3 氯乙烯 0.7
所以 62.50.70.32651.55kg /M kmol =⨯+⨯= （3-43）
31.293 2.150.7 1.2930.910.3 2.30/kg m ρ=⨯⨯+⨯⨯= （3-44）
所以⨯=
=⨯3,83.752151.55
0.52/2.303600v v q m s
（3-45）
取=12.5/u m s
所以=
=230D mm
（3-46） 所以选用2453mm ϕ⨯的无缝钢管，其径为239D mm =
重新核算流速：⨯=
=⨯2
40.52
11.63/3.14(0.239)u m s
（3-47） （3）回流管径
经计算得： -⨯=
=⨯⨯33,35.791562.5
0.4510/13803600v v q m s
（3-48）
取=1/u m s
所以 =
=24D mm
（3-49） 所以选取323mm ϕ⨯的无缝钢管，其径为26D mm =
重新核算流速：-⨯⨯==⨯3
2
40.45100.85/3.14(0.026)u m s
（3-50） （4）塔釜出口管径
氯乙烯的摩尔分率：0.749 二氯乙烷的摩尔分率：0.251
所以62.50.7490.2519971.66kg /M kmol =⨯+⨯= （3-51）
313800.74812350.2511343.6/kg m ρ=⨯+⨯= （3-52）
所以-⨯=
=⨯⨯33,17971.66
2.6510/134
3.63600v v q m s
（3-53）
取=0.9/u m s
所以=
=61D mm
（3-54） 所以选取683mm ϕ⨯的无缝钢管，其径为62D mm =
重新核算流速：-⨯⨯==⨯3
2
4 2.65100.88/3.14(0.062)u m s
（3-55）
3.3 主要管道管径的计算与选型
根据书册[9]，采用最经济管径的选择：
管道投资费用与克服管道阻力所消耗的动力费用有关，管径越大，管道的投资越大，但动力消耗可以降低；管径小，管道的投资降低，但动力消耗增加，因此，选择管径时，应将管道投资费用与动力消耗（即生产费用）同时考虑，并使二者费用之和最低，对于长距离管道或大直径管道应根据最经济管径选择；对于较小直径的管道，往往根据经验决定也可用计算式，近似地估算经济管径。

其计算式为：
37
.052.0G 282D -ρ=最佳 （3-56）
最佳D ——最经济管径，mm
G —流量，kg/s
ρ—密度，kg/m 3
T 273
T P 4.22M ⨯
⨯=
ρ
（3-57） P —压力，atm 3.3.1 HCl 进料管
M 平均 = ∑Mx i
= 99.95%×36.5+0.01%×18+0.04%×32 = 36.482+0.00018+0.0128
= 36.50 g/mol （3-58）
3
36.51273
1.493/2
2.41298
8467.0875 2.352/3600kg m G kg s
ρ=
⨯⨯===
（3-59）
0.520.37
0.520.37282282 2.352 1.493379.31mm D G ρ--==⨯⨯=最佳
（3-60） 圆整到380mm 查文献，选型：
选用Φ402×10，材料：Ti 9Ni 18Cr 1的无缝钢管。