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化工专业毕业设计1


湖南工学院
毕业设计



目: 年产 3.26 万吨聚氯乙烯生产车间工段 的设计

院 专 班

系: 材料与化学工程系 业: 化学工程与工艺 级: 化工 0801 黄金龙 李爱阳教授

学生姓名: 指导教师:

论文提交日期: 2012 年 论文

答辩日期: 2012 年

月 月

日 日

内容摘要

本文讲述了我国聚氯乙烯工业生产技术的发展进程和目前状况,包 括原料路线、工艺设备、聚合方法等。本设计采用悬浮法生产聚氯乙烯, 介绍了采用悬浮法生产 PVC 树脂工聚合机理,工艺过程中需要注意的问 题,包括质量影响因素,工艺条件及合成工艺中的各种助剂选择,对聚 合工艺过程进行详细的叙述。并且从物料衡算、热量衡算和设备计算和 选型三个方面进行准确的工艺计算,对厂址进行了选择,采取了防火防 爆防雷等重要措施,对三废的处理回收等进行了叙述,画出了整个工艺 的流程图。

关键词 :聚氯乙烯; 生产技术; 悬浮法; 乙炔法; 乙烯法; 防粘釜技术;





第一章 总论 ································································································ 2 1.1 国内外 pvc 发展状况及发展趋势 ················································· 2 1.2 单体合成工艺路线·········································································· 3 1.2.1 乙炔路线 ················································································· 3 1.2.2 乙烯路线 ················································································· 4 1.3 聚合工艺实践方法··········································································· 5 1.3.1 本体法聚合生产工艺 ······························································ 5 1.3.2 乳液聚合生产工艺 ·································································· 5 1.3.3 悬浮聚合生产工艺 ·································································· 6 1.4 最佳的配方、后处理设备的选择 ··················································· 7 1.4.1 配方的选择 ············································································· 7 1.4.2 后处理设备侧选择 ·································································· 7 1.5 防粘釜技术 ····················································································· 9 1.6 原料及产品性能 ·············································································· 9 1.7 聚合机理 ························································································ 11 1.7.1 自由基聚合机理 ····································································· 11 1.7.2 链反应动力学机理 ································································ 12 1.7.3 成粒机理与颗粒形态 ··························································· 12 1.8 影响聚合及产品质量的因素 ························································· 13 1.9 工艺流程叙述 ················································································ 14

1.10.1 加料系统 ············································································· 14 1.10.2 聚合系统 ············································································· 16 1.10.3 浆料汽提及废水汽提系统 ·················································· 17 1.10 厂址的选择 ·················································································· 18 第二章 工艺计算 ···················································································· 19 2.1 物料衡算 ························································································ 19 2.1.1 聚合釜 ··················································································· 19 2.1.2 混料槽 ·················································································· 22 2.1.3 汽提塔 ··················································································· 23 2.1.4 离心机 ··················································································· 26 2.1.5 沸腾床 ·················································································· 27 2.1.6 包装 ······················································································ 29 2.2 热量衡算 ························································································ 30 2.2.1 聚合釜 ··················································································· 30 2.2.2 沸腾床的热量计算 ································································ 35 2.3 设备的计算及选型········································································ 41 2.3.1 聚合釜 ················································································ 41 3.3.2 混料槽 ·················································································· 42 3.3.3 汽提塔 ·················································································· 43 3.3.4 离心机 ·················································································· 43 3.3.5 内热式沸腾床的计算 ···························································· 44 2.3.6 泵、鼓风机、过滤器 ···························································· 49

第三章 非工艺部分 ·················································································· 52 3.1 厂内的防火防爆措施····································································· 52 3.2 车间照明及采暖措施····································································· 52 3.3 防静电,防雷措施········································································· 53 3.4 三废处理情况 ················································································ 54 3.4.1 电石渣的处理········································································ 54 3.4.2 电石渣上清液的处理 ···························································· 54 3.4.3 热水的综合利用 ··································································· 54 3.4.4 尾气的回收利用 ···································································· 55 3.4.5 转化水洗塔水的回收利用 ···················································· 55 结束语········································································································ 56 附录············································································································ 58

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引言

引言

聚氯乙烯(PVC)是 5 大通用塑料之一,具有耐腐蚀、 电绝缘、 阻燃性和机械强度 高等优异性能,广泛用于工农业及日常生活等各个领域,尤其是近年来建筑市场对 PVC 产品的巨大需求,使其成为具备相当竞争力的一个塑料品种。 PVC 糊树脂自 20 世纪 30 年代开发以来,已有近 70 年的历史。目前全世界 PVC 糊树脂总生产能力约 200 万 t/a,其中,西欧是 PVC 糊树脂生产厂家最多、产量最大 的地区。我国聚氯乙烯工业起步于于 50 年代,仅次于酚醛树脂是最早工业化生产的 热塑性树脂,第一个 PVC 装置于 1958 年在锦西化工厂建成投产,生产能力为 3000 吨/年。此后全国各地的 PVC 装置相继建成投产,到目前为止,我国有 PVC 树脂生 产企业 80 余家,遍布全国 29 个省、市、自治区,总生产能力达 220 万吨/年 70~75 万 t/a。PVC 树脂在我国塑料工业中具有举足轻重的地位,同时 PVC 作为氯碱工业中 最大的有机耗氯产品,对维持氯碱工业的氯碱平衡具有极其重要的作用。 本设计为年产量 3.26 万吨聚氯乙烯车间聚合工段工艺。 本次设计采用了氯乙烯 单体悬浮聚合工艺。介绍了 PVC 的聚合工艺,建厂的有关事项及合成聚氯乙烯的流 程和设备,对整个生产工艺做出了详细的叙述。

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第一章 总论

第一章 总论 1.1 国内外 pvc 发展状况及发展趋势
聚氯乙烯( PVC)是五大热塑性合成树脂之一,塑料制品是最早实现工业化的 品种之一。可通过模压、层合、注塑、挤塑、压延、吹塑中空等方式进行加工,而 且具有较好的机械性能、耐化学腐蚀性和难燃性等特点,以其低廉的价格和非常突 出的性能而广泛地用于生产板材、门窗、管道和阀门等硬制品,也用于生产人造革、 薄膜、电线电缆等软制品。近年来,尽管在发达国家受到来自环保等多方面的压力, 但世界对的总需求量仍出现稳定的增长态势。 1992 年,世界 生产能力约为二千二百万吨,需求量为 1900 万吨 ;2002 年世 界总产能约为三千四百万吨,消费量约为二千八百万吨;2009 年世界生产能力已上 升到约三千九百万吨,需求量约为三千七百万吨;2010 年世界生产能力为 4300 万 吨 ,需求量 4200 万吨 。尽管目前世界对 PVC 的生产和使用存在许多争议,特别 在欧洲,对 PVC 生产和制品的环保制约政策越来越严厉,但由于性能优良,生产成 本低廉,仍具有较强的活力,特别在塑料门窗、塑料管道等建材领域。 我国聚氯乙烯(PVC)工业起步于 50 年代,仅次于酚醛树脂是最早工业化生产的 热塑性树脂,第一个 PVC 装置于 1958 年在锦西化工厂建成投产,生产能力为 3000 吨/年[1]。此后全国各地的 PVC 装置相继建成投产,到目前为止,我国有 PVC 树脂 生产企业 80 余家,遍布全国 29 个省、市、自治区,总生产能力达 220 万吨/年。 PVC 由氯乙烯(VCM)聚合而成,工业生产一般采用 4 种聚合方式:悬浮聚合、 本体聚合、乳液聚合(禽微悬浮聚合)、溶液聚合。其中悬浮法 PVC(SPVC)树脂产量 最高,占 80%,其次是乳液法 PVC(EPVC),本体法 PVC(MPVC)。VCM 悬浮聚合 是以水为介质,加入 VCM、分散剂、引发剂、pH 值调节剂等,在搅拌和一定温度 条件下进行聚合反应;VCM 本体聚合仅在 VCM 和引发剂存在下进行,无分散剂、 表面活性剂等助剂;VCM 乳液聚合在 VCM、引发剂、乳化剂、H2O 以及其他助剂 存在下进行{而 VCM 溶液聚合是在 VCM、 ;引发刘和溶剂存在下进行,这种方法有 溶剂回收和残留污染问题,并且生产成本高,该方法已逐渐被悬浮法聚合或乳液法

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第一章 总论

聚合代。目前,生产 PVC 树脂主要采用悬浮法,少量采用乳液法及本体法。 现在,国内引进 PVC 生产技术及设备的项目有二十项左右,其中生产能力最大 的两套设备是上海氯碱股份有限公司和齐鲁石化总公司的年产 20 万吨悬浮法 PVC 树脂装置,采用日本信越公司技术。北京化工二厂、锦西化工厂、福州化工二厂引 进美国 B.F 古德里奇公司悬浮法 PVC 树脂生产技术,生产高型号树脂,其它还有 引进美国西方化学公司的高型号树脂和釜式汽提技术及设备,法国阿托公司、前德 国布纳公司、日本吉昂公司、日本钟渊公司、日本三菱公司的糊树脂生产装置和技 术、法国本体聚合技术和设备等,这些技术和设备的引进,使我国 PVC 树脂的生产 技术和水平有了很大提高,产品品种有所增加,带动了我国 PVC 工业的发展[2]。 我国 PVC 树脂的消费主要分为两大类,一是软制品,约占总消费量的 37.o%, 主要包括电线电缆、各种用途的膜(根据厚度不同可分为压延膜、防水卷材、可折叠 门等)、铺地材料、织物涂层、人造革、各类软管、手套、玩具、塑料鞋以及一些专 用涂料和密封件等。二是硬制品,约占总消费量的 53.0%,主要包括各种型材、管 材、板材、硬片和瓶等。预计今后几年我国 PVC 树脂的需求量将以年均约 6.4%的 速度增长,到 2011 年总消费量将达到约 1250 万吨,其中硬制品的年均增长速度将 达到约 7.0%,而在硬制品中异型材和管材的发展速度增长最快,年均增长率将达到 约 10.1%。未来我国 PVC 树脂消费将继续以硬制品为主的方向发展[3]。 中国聚氯乙烯工业有着广阔的发展前景,中国地大物博、人口众多,为聚氯乙烯 产品提供了广大的市场。在进入 21 世纪以后,我们要学习和借鉴国外的先进技术和 发展模式,结合我国的具体情况,发展我国的聚氯乙烯工业。我们要发挥全行业的力 量,克服前进过程中的各种困难,一定能够在较短的时间内赶上世界聚氯乙烯工业的 先进水平[4]。

1.2 单体合成工艺路线
1.2.1 乙炔路线
原料为来自电石水解产生的乙炔和氯化氢气体,在催化剂氧化汞的作用下反应 生成氯乙烯。 具体工艺为:从乙炔发生器来的乙炔气经水洗一塔温度降至 35℃以下,在保证

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第一章 总论

乙炔气柜至一定高度时,进入升压机组加压至 80kpa·G 左右,加压后的乙炔气先进 入水洗二塔深度降温至 10℃以下,再进入硫酸清净塔中除去粗乙炔气中的 S、P 等 杂质。 最后进入中和塔中和过多的酸性气体,处理后的乙炔气经塔顶除雾器除去饱 和水分,制得纯度达 98.5%以上,不含 S、P 的合格精制乙炔气送氯乙烯合成工序。 乙炔法路线 VCM 工业化方法,设备工艺简单,但耗电量大,对环境污染严重。目 前,该方法在国外基本上已经被淘汰,由于我国具有丰富廉价的煤炭资源,因此用 煤炭和石灰石生成碳化钙电石、然后电石加水生成乙炔的生产路线具有明显的成本 优势,我国的 VCM 生产目前仍以乙炔法工艺路线为主。乙炔与氯化氢反应生成 可 采用气相或液 VCM 相工艺,其中气相工艺使用较多[5]。

1.2.2 乙烯路线
乙烯氧氯化法由美国公司 Goodrich 首先实现工业化生产,该工艺原料来源广 泛, 生产工艺合理, 目前世界上采用本工艺生产的产能 VCM 约占总产能的 VCM 95% 以上。 乙烯氧氯化法的反应工艺分为乙烯直接氯化制二氯乙烷(EDC) 、乙烯氧氯化制 EDC 和 EDC 裂解 3 个部分,生产装置主要由直接氯化单元、氧氯化单元、EDC 裂 解单元、EDC 精制单元和 VCM 单元精制等工艺单元组成。乙烯和氯气在直接氯化 单元反应生成 EDC。乙烯、氧气以及循环的 HCl 在氧氯化单元生成 EDC。生成的粗 EDC 在 EDC 精制单元精制、提纯。然后在精 EDC 裂解单元裂解生成的产物进入 VCM 单元,VCM 精制后得到纯 VCM 产品,未裂解的 EDC 返回 EDC 精制单元回 收, HCl 则返回氧氯化反应单元循环使用。 而 直接氯化有低温氯化法和高温氯化法; 氧氯化按反应器型式的不同有流化床法和固定床法, 按所用氧源种类分有空气法和 纯氧法;EDC 裂解按进料状态分有液相进料工艺和气相进料工艺等。具有代表性的 司的 Inovyl 工艺是将乙烯氧氯化法提纯的循环 EDC 和 VCM 直接氯化的 EDC 在裂 解炉中进行裂解生产 VCM 。HCl 经急冷和能量回收后,将产品分离出 HCl(循环 用于氧氯化) 、高纯度 VCM 和未反应的 EDC(循环用于氯化和提纯) 。来自 VCM 装 置的含水物流被汽提,并送至界外处理,以减少废水的生化耗氧量(BOD) 。采用该 生产工艺,乙烯和氯的转化率超过 98%,目前世界上已经有 50 多套装置采用该工艺

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第一章 总论

技术,总生产能力已经超过 470 万吨/年[6]。 本设计采用乙烯路线生产氯乙烯单体。

1.3 聚合工艺实践方法
目前,世界上 PVC 的主要生产方法有 4 种:悬浮法、本体法、乳液法和微悬浮法。 其中以悬浮法生产的 PVC 占 PVC 总产量的近 90%,在 PVC 生产中占重要地位,近年 来,该技术已取得突破性进展。

1.3.1 本体法聚合生产工艺
本体聚合生产工艺,其主要特点是反应过程中不需要加水和分散剂。聚合分 2 步进行,第 1 步在预聚釜中加人定量的 VCM 单体、引发剂和添加剂,经加热后在 强搅拌(相对第 2 步聚合过程)的作用下, 釜内保持恒定的压力和温度进行预聚合。 当 VCM 的转化率达到 8%-12%停止反应,将生成的“种子”送人聚合釜内进行第 2 步反 应。聚合釜在接收到预聚合的“种子”后,再加人一定量的 VCM 单体、添加剂和引发 剂,在这些“种子”的基础上继续聚合,使“种子”逐渐长大到一定的程度,在低速搅 拌的作用下,保持恒定压力进行聚合反应。当反应转化率达到 60%一 85%(根据配方 而定)时终止反应,并在聚合釜中脱气、回收未反应的单体,而后在釜内汽提,进一 步脱除残留在 PVC 粉料中的 VCM,最后经风送系统将釜内 PVC 粉料送往分级、均 化和包装工序。

1.3.2 乳液聚合生产工艺
氯乙烯乳液聚合方法的最终产品为制造聚氯乙烯增塑糊所用的的聚氯乙烯糊树 脂(E-PVC) ,工业生产分两个阶段:第一阶段氯乙烯单体经乳液聚合反应生成聚氯 乙烯胶乳,它是直径 0.1~3 微米聚氯乙烯初级粒子在水中的悬浮乳状液。第二阶段 将聚氯乙烯胶乳,经喷雾干燥得到产品聚氯乙烯糊树脂,它是初级粒子聚集而成得 的直径为 1~100 微米,主要是 20~40 微米的聚氯乙烯次级粒子。这种次级粒子与增 塑剂混合后,经剪切作用崩解为直径更小的颗粒而形成不沉降的聚氯乙烯增塑糊, 工业上称之为聚氯乙烯糊。

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第一章 总论

1.3.3 悬浮聚合生产工艺
因采用悬浮法 PVC 生产技术易于调节品种,生产过程易于控制,设备和运行费 用低,易于大规模组织生产而得到广泛的应用,成为诸多生产工艺中最主要的生产 方法。 工艺特点:悬浮聚合法生产聚氯乙烯树脂的一般工艺过程是在清理后的聚合釜 中加入水和悬浮剂、 抗氧剂,然后加入氯乙烯单体,在去离子水中搅拌,将单体分散成 小液滴,这些小液滴由保护胶加以稳定,并加入可溶于单体的引发剂或引发剂乳液, 保持反应过程中的反应速度平稳,然后升温聚合,一般聚合温度在 45~70℃之间。 使用 低温聚合时(如 42~45℃),可生产高分子质量的聚氯乙烯树脂;使用高温聚合时(一般 在 62~71℃)可生产出低分子质量(或超低分子质量)的聚氯乙烯树脂。近年来,为了提 高聚合速度和生产效率,国外还研究成功两步悬浮聚合工艺,一般是第一步聚合度控 采用两步法聚合的优点是 制在 600 左右,在第二步聚合前加入部分新单体继续聚合。 显著缩短了聚合周期,生产出的树脂具有良好的凝胶性能、模塑性能和机械强度。现 在悬浮法聚氯乙烯品种日益广泛,应用领域越来越广,除了通用型的树脂外,特殊用 途的专用树脂的开发越来越引起 PVC 厂家的关注,球形树脂、高表观密度建材专用 树脂、消光树脂、超高(或超低)分子质量树脂等已成为开发的热点[7]。 悬浮法 PVC 的发展趋: 在工业化生产 PVC 时,以悬浮法产量最大,悬浮法生产具 有设备投资少和产品成本低等优点。各种聚合方法的发展方向是逐步向悬浮法聚合 生产路线倾斜,一些过去采用其它方法生产的树脂品种已开始采用悬浮聚合工艺生 产。自从乳液聚合法工业化以后,欧洲、日本在连续悬浮聚合工艺方面开展了大量的 研究工作,目前尚未工业化生产,但连续法设备费用低,生产效率高,工艺难题少,已 引起了各国科研院所和生产厂家的重视。 另外,为进一步提高悬浮法生产的通用树脂 和专用树脂的质量,提高产品的专用化、市场化水平,国外厂家在聚合工艺的工艺条 件及配料体系等方面做了大量的研究工作,进一步提高了聚合转化率,缩短了聚合周 期,提高了生产效率,同时也开发出一系列性能好、易于加工的 PVC 专用树脂如:超 高(或超低)聚合度树脂、高表观密度树脂、无皮树脂、耐辐射树脂、医用树脂、耐 热树脂等。可见,各种专用料的开发是悬浮聚合树脂发展的标志,是提高产品使用性 能、开发新的应用领域的重要手段[8]。

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第一章 总论

本设计采用悬浮法 PVC 生产技术。

1.4 最佳的配方、后处理设备的选择 最佳的配方、
1.4.1 配方的选择
①单体: 氯乙烯纯度 99.98%以上。 ②分散剂: 主分散剂主要是纤维素醚和部分水解的聚乙烯醇。纤维素应为水溶性衍 生物,如甲基纤维素、羟乙基纤维素、羟丙基纤维素等,聚乙烯醇应由聚醋酸乙烯 酯经碱性水解得到,影响其分散效果的因素为其聚合度和水解度,而且-OH 基团为 嵌段分布时效果最好;副分散剂主要是小分子表面活性剂和地水解度聚乙烯醇。常 用非离子型的脱水山梨醇单月硅酸酯。本设计采用 88%聚乙烯醇和 72.5%的聚乙烯 醇。 ③引发剂: 由于聚乙烯悬浮聚合温度 50~60 度上下,应根据反应温度选择合适的引 发剂,其原则为在反应温度条件下引发剂的半衰期约为 2 小时最佳。常用过氧化乙 酰环己烷硫酰、过氧化二月桂酰、过碳酸二环己酯等。本设计采用过氧化二碳酸-2乙基己酯。 ④终止剂:反应结束后残余的自由基和引发剂残留在树脂内, 为了保证产品质量, 需要消除它们, 故而加入终止剂。本设计的终止剂为丙酮缩氨基硫脲。当反应出现 紧急事故时,采用紧急终止剂 ON 终止反应。 ⑤阻聚剂:本设计采用壬基苯酚作为阻聚剂。 ⑥缓冲剂: 碳酸钠、三聚磷酸钠、磷酸钠、氢氧化钠、氢氧化钙、碳酸铵。本设计 采用磷酸三钙。

1.4.2 后处理设备侧选择
① 聚合釜容积:工业化大生产使用问歇悬浮法聚合釜容量一般为 60~107 立方米。 我国已开发出 70 立方米聚合釜,样机已在锦西化工机械厂研制成功。本设计采用 76 立聚合釜。采用微机控制,提高了批次之间树脂质量的稳定性,且消耗定额低。 ②传热方式: 传热能力直接影响着聚合反应的速度和生成物的质量, 也影响着产量。

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第一章 总论

在大型聚合釜上,国外采用了体外回流冷凝器,体内增设内冷管等除热手段。近几 年,美国古德里奇公司又研制出一种薄不锈钢衬里聚合釜,以便提高釜壁的传热能 力,为使薄壁能承受反应压力,在不锈钢衬里与聚合釜套之间安装了支撑内衬套的 加强筋,这种釜的结构大大提高了聚合釜传热效率,且有较好的承压能力[9]。 ③搅拌方式 : 搅拌能力是聚合釜的关键技术指标之一, 搅拌能力直接影响着传质、 传热及树脂的粒态分布,最终影响产品的质量,而不同的工艺方法对搅拌的要求又 不尽相同。过去,PVC 聚合釜大都采用平桨和折叶桨,搅拌效果不甚理想。随着搅 拌技术的不断进步及搅拌试验手段的不断提高, 使我们有条件为 PVC 釜配备更理想 的搅拌器。大量的搅拌实验研究证明,三叶后掠式搅拌器的传质效果好,循环和剪 切性能均适合于 PVC 生产的需要,因此,本设计在 PVC 生产中采用三叶后掠式搅 拌器。 ④干燥机: 干燥器发展迅速,主要有 2 种方式, 即气流干燥和流态化干燥。我国 PVC 工业化生产最初主要用的是气流干燥器,但是随着聚合工艺技术的发展, 聚合生 产能力提高, 树脂产品也朝着疏松型发展, 气流干燥器从生产能力和干燥效果等方 面已经不能满足生产的需要,后来发展到气流干燥器, 沸腾床干燥器和冷风冷却 3 段 干燥技术。但这样动力消耗大, 产品质量不是很好。目前主要用的是旋风干燥器和 卧式内加热流化床。旋风干燥器结构简单, 投资较少, 目前很多装置都在用。卧式内 加热流化床综合能耗比旋风干燥器要低, 主要有多室沸腾床和两段沸腾床 2 种。但 在生产中发现多室沸腾床的花板容易漏料, 不同牌号切换时比较麻烦, 且生产能力 有限。两段流化床改进了, 操作稳定性好, 易于产品牌号的切换, 生床的花板产能力 较大。 本设计中采用卧式内加热流化床。 ⑤离心机:对浆料进行离心脱水,得到含水量 25%的聚氯乙烯。PVC 生产过程中需 要大量的逻辑判断和离散控制,因此本设计采用二位式控制组件,如通/断式二位开 关阀控制各种物料的传输,和二位控制的电机和泵机。 ⑥气体塔:汽提技术及设备也有改进汽提塔朝着节能、高效的方向发展。现在常用 的汽提塔主要有溢流堰筛板塔和无堰筛板塔, 有堰筛板塔传质传热仅在筛板上进行, 在板间移动时只有传热没有传质, 而无堰筛板塔在塔内一直都在传质, 目前传热。 因 此无堰筛板塔效率高于有溢流堰的塔,无堰筛板塔的塔盘设计也逐渐合理科学化,

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第一章 总论

塔盘的厚度, 开孔率在实践中逐渐优化, 并被纳入设计体系中。 很多无堰筛板塔塔盘 是整体装卸的, 随着生产能力的提高, 设备 整体装卸很不方便, 目前, 生产能力较 大的的增大汽提塔的塔盘, 可以采用可拆卸式的塔盘。汽提塔的塔顶操作压力也逐 渐从微正压操作向微负压操作发展, 使得塔顶物料沸腾温度低, 节约了蒸汽却提高 了单体脱出效率。 为了强化汽提效果, 浆料经过汽提后利用重力作用进入闪蒸罐, 进 一步汽提, 降温[10]。因此,本设计采用无堰筛板塔。

1.5 防粘釜技术
聚合釜的防粘釜是聚合生产中最重要的工序之一。防粘釜效果好的釜, 能有较 好的传热系数, 能减少因此产生的塑化片。 防粘釜一直是聚合生产的重要工作, 这方 面得到了很大的发展。首先, 聚合釜的表面抛光质量有了很大的提高且内件简单化、 圆滑化。 其次, 通过专用的设备使用高效的防粘釜剂, 实行聚合釜自动喷涂防粘釜液 和自动水冲洗釜。 釜涂布与水洗设备分开, 釜内设置双伸缩头自动喷洗高压水枪, 设 定双固定或者可伸缩涂布设备(如费阀,喷吐环等)。目前, 先进的防粘釜技术是冲洗、 喷涂与高效防粘釜剂的结合体。整个防粘技术过程全部采用 DCS 自动操作。首先打 开蒸汽进料阀喷入适量的蒸汽, 用泵将已配制成规定浓度的涂壁剂注入蒸汽管路, 借助蒸汽流速使其雾化进釜, 在釜壁形成一层均匀的疏油亲水膜, 在聚合过程中此 膜有效地防止有机相与釜壁接触, 从而起到防粘釜的作用。为了达到较好的涂壁效 果, 对于喷涂的蒸汽, 防粘釜剂的压力逐步优化, 对于防粘釜剂的量也根据釜的特 点而定。涂壁完成后, 冷却一段时间使防粘釜剂更好地粘在釜上,之后用清洗水冲釜 以彻底冲掉多余的防粘剂[11]。目前国内生产用的防粘釜剂主要有意大利黄, 美 PVC 国红, 英国蓝。 经过实践, 意大利黄在防粘釜效果和对产品白度的影响方面有利于生 产, 但价格较高。 为了生产更高质量的聚乙烯,产品本设计采用意大利黄防粘釜剂。

1.6 原料及产品性能
①氯乙烯 : CH2=CHCl 分子量 62.50 ,无色易液化的气体。液体的密度 0.912lg /cm3。沸点-13.9℃。凝固点-160℃。自燃点 472℃。临界温度 142℃。临界压力

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第一章 总论

55.2Pa。难溶于水,溶于乙醇、乙醚、丙酮和二氯乙烷。易聚合,能与丁二烯、乙 烯、丙烯、内烯腈、醋酸乙烯、两烯酸酯和马来酸酯等共聚。能与空气形成爆炸性 混合物,爆炸极限 3.6-26.4%。遇明火、高温有燃烧爆炸的危险。 无空气和水分的纯氯乙烯很稳定, 对碳钢无腐蚀作用。 有氧存在时, 氯乙烯过 氧 化物,它可与水生成盐酸从而腐蚀设备,过氧化物还可以使氯乙烯产生自聚作用。 长距离 运输时应加入阻聚剂氢醌。 ②PVC 树脂:密度 1.4 ;工业品是白色或浅黄色粉末;低分子量的易溶于酮类、酯 类和氯代烃类溶剂,高分子量的则难溶;用于制塑料、涂料和合成纤维等。根据所 加增塑剂的多少,可制成软质和硬质塑料。前者可用于制透明薄膜(如雨衣、台布、 包装材料、农膜等) 、人造革、泡沫塑料和电线套层等。后者可用于制板材、管道、 阀门和门窗等;具有极好的耐化学腐蚀性,但热稳定性和耐光性较差,在 100℃以 上或长时间阳光暴晒开始分解出氯化氢,制造塑料时需加稳定及,电绝缘性优良。 不会燃烧。 ③磷酸钙别名磷酸三钙:化学式 Ca3(PO4)2,分子量 310.18。白色无定形粉末。溶于 稀盐酸、硝酸、磷酸、乙酸、亚硫酸,生成可溶性酸式磷酸盐,也能溶于铵盐溶液。 不溶于水、乙醇和乙醚。熔点 1670℃,密度 3.14g/cm3。用于制乳色玻璃、陶瓷、涂 料、媒染剂、药物、肥料、家畜饲料添加剂、糖浆澄清剂、塑料稳定剂等。天然矿 物叫磷灰石矿, 纯品可用氰化钙和磷钠酸溶液作用或者用氢氧化钙跟磷酸作用制得。 ④聚乙烯醇:是一种高分子聚合物,无臭、无毒,外观为白色或微黄色絮状、片状 或粉末状固体。分子式为(C2H4O)n,絮状 PVA 的假比重为(0.21 ~0.30)g/cm3, 片状 PVA 的假比重为(0.47±0.06)g/cm3。 聚乙烯醇有较好的化学稳定性及良好的绝缘性、成膜性。具有多元醇的典型化 学性质,能进行酯化、醚化及缩醛化等反应。 ⑤过氧化二碳酸(2-乙基己基)酯 : 本品为无色透明液体,EHP 活性氧≥2.70%, NaCl 含量≤0.20%;相对密度 0.964。商品为 50%~65%的甲苯、二甲苯、矿物油溶液; 理论活性氧含量 4.62%。含量为 46%的 EHP 溶液的半衰期为 40℃,10.33h;50℃, 1.5h;受热或见光易分解,储运温度<-15℃,时间少于 3 个月。 ⑥丙酮缩氨基硫脲:为白色片状结晶,熔点 179-180℃。溶于酸,微溶于水和乙醇。 用途;丙酮缩氨基硫脲主要用于合成 2-(2-异亚丙基肼基)-4-取代基噻唑、2-肼基-4-

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取代基噻唑及 2-(2-取代肼基)-4-取代基噻唑系列抗菌素。如 2-(2-甲酰肼基)-4(5-硝基-2-呋喃基)噻唑,即硝呋噻唑。 ⑦对壬基苯酚:淡黄色粘稠液体。略有苯酚气味。相对密度 0.94-0.95(20/20℃) 。 沸点(95%)283-302℃。不溶于水,略溶于石油醚,溶于丙酮、四氯化碳、乙醇和 氯仿。用于制备合成洗涤剂、增湿剂、润滑油添加剂、增塑剂等。由壬烯与苯酚在 酸性催化剂存在下缩合而成。

1.7 聚合机理
1.7.1 自由基聚合机理
氯乙烯悬浮聚合反应,属于自由基链锁加聚反应,它的反应一般由链引发,链 增长,链终止,链转移及基元反应组成。 ①链引发 过氧化物引发剂受热后过氧链断裂生成两个自由基:初级自由基与

VCM 形成单体自由基。 ②链增长 单体自由基具有很高的活性,所以打开单体的双键形成自由基,新的 自由基活性并不衰减,继续与其它单体反应生成更多的链自由基。 ③链终止 聚合反应不断进行,当达到一定的聚合度,分子链己足够长,单体

的浓度逐渐降低,使大分子的活动受到限制,就会大分子失去活性即失去电子而终 止与其它氯乙烯活性分子反应。终止有偶合终止和歧化终止。 l)偶合终止 两个活性大分子自由基相遇时,两个自由基头部独立电子对配对

形成共价键所形成的饱和大分子叫偶合终止。 2)歧化终止 两个活性大分子自由基相遇时,其中一个自由基夺取另一个自由基上的氢原子而饱 和,另一个高分子自由基失去一个氢原子而带有不饱和基团,这种终止反应的方式 叫双基歧化终止。有时活性大分子自由基与金属器壁中的自由电子结合而终止,即 形成粘釜。 ④链转移 在氯乙烯聚合反应中,大分子自由基可以从单体,溶剂,一个氯原

子或氢原子而终止,失去原子的分子将成为自由基,引发剂或大分子上夺取继续进 行新的链增长反应。包括向单体的氯转移、向溶剂链转移、向引发剂链转移、向大

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分子。

1.7.2 链反应动力学机理
链反应动力学来看,根据转化率可分为三阶段: ①转化率<5%阶段。 聚合反应发生在单体相中, 由于所产生的聚合物数量甚少, 反应速度服从典型的动力学方程,聚合反应速度与引发剂用量的平方根成正比,当 聚合物的生产量增加后,则聚合速度由于kt降低而发生偏差。 ②转化率5%~65%阶段。聚合反应在富单体和聚氯乙烯——单体凝胶中间是进 行,并且产生自动加速现象。其原因在于链终止反应主要在两个增长的大分子自由 基之间进行,而他们在粘稠的聚合物——单体凝胶相的扩散速度显著降低,因而链 终止速度减慢,所以聚合速度加快,呈现自动加速现象。 ③转化率>65%阶段。转化率超过65%以后,游离的氯乙烯基本上消失,釜内压 力开始下降,此时聚合反应发生在聚合物凝胶相中,由于残存的氯乙烯逐渐消耗, 凝胶相得粘度迅速增高,因此聚合反应速度仍继续上升,大到最大值后逐渐降低。 当聚合反应速率低于总反应速率以后,使反应终止。

1.7.3 成粒机理与颗粒形态
关于氯乙烯悬浮聚合过程生成多孔性不规整的理论解释,认为成粒过程分为两 部分; ①单体在水中的分散和发生在水相和氯乙烯——水相界面发生的反应,此过程 主要控制聚氯乙烯颗粒的大小及其分布。 ②在单体液滴内和聚氯乙烯凝胶相内发生的化学与物理过程,此过程主要控制 所得聚氯乙烯颗粒的形态。 在聚合反应釜中液态氯乙烯单体在强力搅拌和分散剂的作用下,被破碎为平均 直径30~40?m的液珠分散于水相中,单体液珠与水相得界面上吸附了分散剂。当聚 合反应发生以后,界面层上的分散剂发生氯乙烯接枝聚合反应,使分散剂的活动性 和分散保护作用降低,液珠开始由于碰击而合并为较大粒子,并处于动态平衡状态。 此时单体转化率约为4%~5%。当转化率进一步提高,达到20%左右后,由于分散剂

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接枝反应的色深入,能够阻止粒子碰击合并,所以所得聚氯乙烯颗粒数目开始处于 稳定不变的状态,因而此后的搅拌速度对于产品的平均粒径不再发生影响。最终产 品的粒径在100~180?m范围,个商品牌号的粒径个有其具体范围,取决于生产的聚 氯乙烯树脂用途、分散剂类型、用量和反应起始阶段的搅拌速度等参数。通常是使 用的分散剂浓度高,则易得空隙率低(≤10%)的圆球状树脂颗粒,尤其是使用明胶 作为分散剂是,其影响最为明显。由于地孔隙率树脂的反应结束后,脱除残存的单 体较困难,而且吸收增塑剂速度慢,难以塑化所以逐渐淘汰。产品的平均粒径因不 同用途而有所不同要求:用于生产软质制品的聚氯乙烯树脂平均粒径要求低些在 100~130?m左右;用于生产硬质制品者要求在150~180?m范围;分子量较低的牌号 则要求在130~160?m范围。 此数据不能绝对化, 因工厂生产条件的不同而有所不同。 转移。

1.8 影响聚合及产品质量的因素
因素有搅拌、分散剂、聚合温度等,结合树脂的成粒过程等。 ① 搅拌:在悬浮聚合过程中,搅拌对聚氯乙烯树脂颗粒形态的影响主要表现在影响 PVC 树脂的粒径及分布、 孔隙率等,但搅拌的作用与分散剂的性质互相影响、 互相补 充。增加搅拌度将使悬浮分散体系内液滴变细,PVC 树脂平均粒子变小,但搅拌强度 过大,又将促使体系内液滴碰撞聚并,使 PVC 树脂的平均粒径变大。 PVC 树脂平均粒 径与搅拌转速的关系曲线呈马鞍形。 随着搅拌转速的增加,能使聚氯乙烯树脂的初级 直径变小,孔隙率增加,吸油率增大。 ② 分散剂:在搅拌特性固定的条件下,分散剂种类、性质和用量则成为控制树脂颗 粒性的关键因素。在聚合过程中,分散剂影树脂颗粒的宏观微观两层次的成粒。就宏 观而言,要求分散剂应具有降低单体和的界面张力,以利于 VCM 的分散和保护滴或 颗粒,减少聚并。单一分散剂较难同时满足上两方面要求,为制得颗粒规整、粒度分 布中,既疏松表观密度又适合的聚氯乙烯脂,往往将两种和两种以上分散剂复合用。 其中一分散剂以降低界面张力、提高散能力为主,另一则保证有足够的保能力。有时 为了满足特殊性能要求,在此础上再添加油溶性辅助分散剂或表面活剂,调节分散剂 在 VCM 中的分配系数,使散剂的作用深入到颗粒的微观层次[12]。

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③ 聚合温度: VC 悬浮聚合中不存在链转移剂时,聚氯乙烯的分子量几乎取决于聚 在 合温度,按照生产树脂牌号的要求,聚合温度一般在 45~65℃范围内选择。在较高温 度下聚合,树脂粒径增长减慢,最终平均粒径减小。聚合温度对聚氯乙烯树脂颗粒形 态的影响主要表现在温度对 PVC 树脂的孔隙率有影响。聚合温度低,形成的树脂结 构较疏松; 高温下聚合由于初级粒子熔合成团以及初级粒子聚集体的紧密堆砌排列, 从而制得的 PVC 树脂孔隙率较低,这是因为随着聚合温度的升高,初级粒子变少,熔 结程度加深,粒子呈球形,而聚合温较低时,则容易形成不规则的聚结体,从而使孔隙 率增加。通过以上的理论了解更加深了对聚合反应的理解。 ④ 汽提控制的影响:汽提工艺主要影响聚氯乙烯树脂中单体残留量和杂质粒子数 等指标。所谓聚氯乙烯树脂残留 VCM 的含量是指聚氯乙烯树脂之中所吸附或溶解 的未聚合的 VCM,由于 VCM 和聚氯乙烯的大分子结构,导致相互间具有较大的亲和 力,这也是残留 VCM 难以完全脱除的原因。

1.9 工艺流程叙述
1.9.1 加料系统
(1) VCM 的贮存与加料: 从 VCM 车间运送来的新鲜单体 VCM,经过过滤器(1)进入 VCM 贮槽(2) 中贮存,同时由 VCM 回收工序来的回收 VCM 贮存在回收 VCM 贮槽(7)中。用 VCM 泵(3)连续从回收贮槽抽料、并经过 VCM 加料过滤器(5a,b)过滤,循环 回收到 VCM 贮槽(7)中。目的是保留 VCM 加料的压力,使 VCM 不汽化,以避 免再加料时损坏流量计。加料时(4)泵先加回收单体, (6)泵后加新鲜单体,回收 和新鲜单体有一定配比。 (2) 脱盐水的贮存与加料: 冷脱盐水(来自界区)经计量进入冷脱盐水贮槽(13)中或热脱盐水贮槽(17) 中。冷脱盐水经加热器(15)加热到要求温度后进入热脱盐水贮槽(17)中,待加 料用,该槽有温度范围或液位低时聚合釜不能入料。 加料时,根据聚合温度的要求把冷热脱盐水混合,用冷脱盐水加料泵(14)和热 脱盐水加料泵(18)打入聚合釜中,混合温度在两泵出口汇总管处由冷、热脱盐水

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量来调节。 (3) 注入水与冲洗水的加料: 注入水泵(20) ,从冷脱盐水贮槽(13)抽水向各脱盐水用户供水,泵出口压力 2.1Pa 用于聚合釜轴封、浆料泵(46) 、块料破碎机(48)等。此泵有稳压系统,另 外该泵出口脱盐水还用于聚合釜的注入水,比保证釡内容积恒定。 冲洗水泵泵出口压力 1.1MPa,用于冲洗管理,并为助剂配制提水,同时为冲洗 水增压泵(16)提供水及设备冲洗水,冲洗水泵的水经冲洗水增压泵(16)增压后 向聚合釡(42) 、回收分离器(54) 、汽提加料槽(61)等提供 1.4 MPa 的冲洗水。 (4) 助剂的配制及加料: ① 缓冲剂系统 缓冲剂是在配制槽(37)中配制,配制时需 15~30 分钟,不设单独贮槽,加缓 冲剂时,计算机程序关闭循环线,打开充料伐,经(38)充装泵,将缓冲剂加到称 重槽(39)中到规定时间用加料泵(40)加入到聚合釜(42)中,同时重新使用循 环系统使缓冲剂配制槽中物料续循环。 ② 分散剂系统 本设计采用两种分散剂混合使用。 分散剂 A:分散剂在配制槽(31)中配制,分散剂加料时,先将分散剂打入计量 槽 (此时循环已停) 达到定量后, , 启动循环系统, 同时计量槽中分散剂用充装泵 (36) 打入聚合釜。 分散剂 B:配置过程如分散剂(I) ,然后将配制好的分散剂(II)放入分散剂贮 槽(33)中单独贮存,同样有个冷冻盐水冷却并用充装泵(34)循环。此溶液搅拌 较强烈,以防分散剂分离。 ③ 调节剂的配制 调节剂在有局部搅拌的调节剂贮槽(9)内贮存,加料时用调节剂充装泵(10) 计量加入聚合釜(42) ,此管线带压无需冲洗。 ④ 引发剂系统 引发剂在引发剂配制槽(25)中配制,配制合格后放入引发剂贮槽(26)中贮存 待用。引发剂贮槽(26)用冷却水冷却到规定的低温,搅拌并用循环泵(27)打循 环。加引发剂时,先由贮槽(26)放到引发剂称重槽(28)中,然后用加料泵(29)

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定量加入聚合釜(42)内。 ⑤ 终止剂系统 终止剂在带搅拌和排空装置的不锈钢容器(11)中配制,先将定量的脱盐水和 NaOH 加入到终止剂配制槽 (11) 开动搅拌后将定量的终止剂加入到配制槽 中, (11) 中,当聚合达到规定转化率时,需加终止剂。加终止剂时,按规定的程序,用终止 剂充装泵(12)从终止剂贮槽(11)中抽出,配方量的终止剂经计量后从注入管加 入聚合釜,加终止剂时应关闭注入水切断阀,加完终止剂后应关闭聚合釜终止剂阀 及终止剂泵出口阀,停泵。 事故终止剂 NO,在停车或停电等紧急情况下加入聚合釜、迅速终止聚反应。 ⑥ 涂壁系统 涂壁剂溶液在配制槽(22)中按规定配方进行配度和贮存。聚合出料完毕后,用 高压水(14Kg/㎝ 2 G)冲洗釜 90 秒钟,废水用浆料泵(43) ,打至废水贮罐(57) 中,洗涤后进行涂壁操作。

1.9.2 聚合系统
聚合: 若聚合釜打开过釡盖,则需抽真空真空度为 710mmHg 柱,将缓冲剂加到脱盐水总 管内,然后用脱盐水把缓冲剂带入到聚合釜。脱盐水启动后,加入 VCM、开动搅拌, 当脱盐水和 VCM 加完后,釜内温度应接近聚合温度,继续搅拌一定时间,使 VCM 液 滴在水中形成,然后加入分散剂,继续搅拌一定时间,以保证分散体系形成,最后 加入引发剂,使聚合反应开始。 聚合反应开始后, 向挡板通入冷却水并达到最大流量, 然后向夹套中通入冷却水, 并保持反应温度,冷却水流量由计算机根据聚合釜上、中、下温度控制,同时计算 机计算出反应放出的热量,并与聚氯乙烯聚合动力浮模型的理论计算值比较,计算 出 VCM 到 PVC 的转化率。 聚合反应开始后,两股注入水应加入聚合釜,以保证釡内容积恒定,一股注入水 来自聚合釜搅拌器的轴封衬套、另一股由釡顶注入。 聚合反应终点,可依据反应时温度或测定单体转化率及根据压力降来确定,通常

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按压力降来确定,当聚合反应到达终点时,定量的终止剂将自动加入到聚合釜内以 终止聚合反应。 出料结束后,用 1.4Mpa 的水冲洗后即可即可进行涂壁操作准备。

1.9.3 回收系统
(1)浆料汽提系统 由汽提塔浆料槽(47)底部来的浆料,经块料破碎机(48)破碎后,用汽提塔供给 泵(49)经板式换热器(50)与汽提完毕的浆料换热,一部分从塔顶加入汽提塔, 另一部分回流到浆料槽(47) ,同时蒸汽由汽提塔底部进入; VCM 由蒸汽汽提带走。 塔釜浆料由塔底浆料泵(46)送出,并与浆料槽(47)来的浆料换热后,一部分送到 浆料混料槽(84) ,另一部分返回塔釜液位同时防止浆料中 PVC 沉降,汽提完毕的浆 料中,VCM 残留量在 30PPm 左右,塔顶出来的含 VCM 的蒸汽,用冷凝器(53)冷凝, 由分离器(54)分离,冷凝液用分离器底泵(56)送至废水贮槽(57) ,未凝的汽提 经过滤器(55)过滤,送至 VCM 回收工序,浆料送至干燥工序。 (2)废水汽提系统 这些废水贮存在废水贮槽(57)中,由塔底泵(58)打出与废水汽提塔(61)底出 来的热水换热器(59)后,一部分由塔顶加入废水汽提塔(61)中,另一部分循环, 同时蒸汽由塔底加入与废水进行传质交换后,废水中 VCM 提出并由塔顶带走,随后 进入塔顶冷凝器(62)冷凝,不凝液去压缩机(63)压缩回收,冷凝液回收到废水 贮槽(57) ,废水汽提塔塔釜的废水用泵(60)打出,经换热器(59)换热后进入废 水池,并与离心机母液,一起排除界区。 (3)VCM 回收系统 聚合反应结束后,未反应的 VCM,一部分随浆料进入汽提塔加料槽(47) ,这部 分 VCM 从槽顶出来,经汽液分离器(54)除去水分,并经过滤器(65)过滤后用压 缩机(66)升压至 0.35Mpa 以上,送至回收冷凝器(67)中;另一部分是残留在聚 合釜中的单体,这部分未反应的单体是在聚合釜出料达 50m3 时回收,在塔顶压力大 于 0.35mPa 时,单体进入回收冷凝器(67) ,当釡顶压力小于 0.35mPa 时,启动间断 回收压缩机(66) ,把单体压缩送到冷凝器(67) ,经浆料汽提,废水汽提等来回收

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VCM。

1.9.4 干燥系统
混料槽(84)的 PVC 浆料,用浆料泵(85)送至沉降式离心机(86 a-d) ,超过 离心机能力的部分浆料返回混料槽(84) ,这两个槽有保温系统同时槽底部还有氮气 和蒸汽管路,通过槽中以便搅拌或清洗换型时用。 浆料经离心机分离,母液进入母液池沉降后排放,滤饼用螺旋输送器(87) 、破碎机 (93),破碎输送沸腾干燥床内,用热风热水来脱除树脂内部水分。干燥所用的热风 使用主风机(90)加入,主风机皆有过滤器(88、94) ,洁净的空气用加热器(91) 加热后,从沸腾床底部进入干燥器。 干燥所需冷风,由冷风机(99)经空气过滤器(100)过滤后进入沸腾床六室。 干燥好的树脂由星型加料器(96)和排风机(102)抽至旋风分离器,使气固相分离, 气相在用 2#双筒旋风分离器(110)分离,气体排空, (107) (110)两个分离器分 离出的树脂经双重阐(112)和星型加料器(109)进入圆型振动筛(111)进行筛分, 合格的成品进入中间料仓(113)然后由工人包装送至仓库。

1.10 厂址的选择
厂址选择是一项包括政治、经济、技术的综合性工作。必须贯彻国家建设的各 项方针政策,多方案比较论证,选出投资省、建设快、运营费低、具有最佳经济效 益、环境效益和社会效益的厂址。 原则:符合所在地区、城市、乡镇总体规划布局; 节约用地,不占用良田及经济效 益高的土地,并符合国家现行土地管理、环 境保护、水土保持等法规有关规定; 有 利于保护环境与景观,尽量远离风景游览区和自然保护区,不污染水源, 有利于三 废处理,并符合现行环境保护法规规定。 本设计厂址选择在沈阳经济开发区化学工业园。

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第二章 工艺计算

第二章 2.1 物料衡算
2.1.1 聚合釜
(1)物料平衡图

工艺计算

图 1 聚合釜物料平衡图

(2)已知数据

釡有效容积 V 有效=68m3 装料系数 η=0.874 转化率 x%=85% 水油比 1.3﹕1 收率=99% 热负荷分布指数 R=1.2~1.4(R 取 1.3) 夹套传热系数 K 夹套=510Kcal/ m2 hr℃ 挡板传热系数 K 挡板=946Kcal/ m2 hr℃ 夹套进出口水温:t 进=7℃ t 出=12℃

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第二章 工艺计算

挡板进出口水温:t 进=7℃ 夹套传热面积:F 夹套=80 m2 挡板传热面积:F 挡板=18 m2 注入水温度 t=20℃

t 出=15℃

聚合温度 t=57℃

假定聚合釡回收的 VCM 占未反应单体的 85% (3)计算 ① 单体及水加入量计算 单体密度 ρ60℃=0.8363g/cm3 ρ50℃=0.8564g/cm3 根据内差法求出 57℃时单体的密度: ρ57℃=[(57-60) /(50-60)]×(0.8564-0.8363)+0.8363=842.3kg/ m3 水的密度 ρ60℃=988.1kg/ m3 ρ50℃=983.2kg/ m3 用内差法求出 57℃时水的密度: ρ57℃=986.6kg/ m3 设单体加入量为 x m3/釡 水加入量为 y m3/釡 釡有效容积 V 有效=68m3,装料系数 η=0.874,水油比 1.3﹕1 列方程组 x+y=68×0.874 (ρ 水 57℃×y)/(ρ 单体 57℃×x)=1.3﹕1 解得:x=28.14 m3/釡 y=31.29m3/釡 ② 注入水用量 注入水体积 ?v=cw?ρ1ρ2×(ρ1-ρ2) 式中 c: 单体 VCM 转化率 W:VCM 加入量(质量 kg) ρ1 ρ2 分别是单体和 PVC 树脂密度 ?v=85%×28.14×842.3×(84203-1400)÷(842.3×1400)=9.53m3/釜 由已知注入水温 20℃,此时 ρ 水 20℃=998.2kg/m3 注入水量为 9.53×988.2=9512.8kg/釜 ③ 聚合反应时间 a 夹套传热量=传热面积×传热系数×?tm 夹 ?tm 夹=[(57-7)-(57-12)]/ln[(57-7)-(57-12)]=47.5℃ ∴Q 夹=510×80×47.5=1.938×106kcal/h b 同理可计挡板传热量 Q 挡=F 挡×K 挡×?tm 挡 ?tm 挡=[(57-7)-(57-15)]/ln[(57-7)-(57-15)]=45.9℃ Q 挡=946×18×45.9=7.816×105kcal/h c 注入水流量 Q 注=Cpw?t 注入水温由 20℃升到 57℃ 平均水温 t 平均=(20+57)/2=38.5℃ 注入水比热容 Cp20℃=4.183KJ/(kg℃)

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第二章 工艺计算

Cp40℃=4.174KJ/(kg℃) 其平均比热容 Cp 平均=4.180KJ/(kg℃)=0.997kmol/(kg℃) ∴Q 注=0.997×9512.8/τ 反×37=350917.679/τ 反 最大移热量 Qmax=Q 夹+Q 挡+Q 注=2719585.2+350917.679/τ 反 物料总放热量 Q 总=G×X%×?H℃ 加入总物料量 G=28.14×842.3=23702.3kg ?Hx=366kcal/kg·VCM x%为转化率 取热负荷指数 R=1.3 R=(Qmax-τ 反)/Q 总 τ 反=R·Q 总/Qmax=1.3×23702.3×0.85×366/(2719585.2+350917.679)=3.4h ④ 引发剂用量 引发剂用量 Nr=N0(1-[I]/[I0])=N0(1-e-0.693τ/τ1/2) ∴N0=Nr(1-e-0.693τ/τ1/2) 引发剂的理论消耗量取 Nr1.1mol/tvcm 引发剂的半衰期 lnτ1/2=A/T-B 式中 A=15108 B=45.484 T=273.15+57=330.154 Lnτ1/2=15108/330.15-45.484=0.277 τ1/2=1.32h N0=Nr(1-e0.6933×3.4/1.32)=1.32mol/tvcm 实际加入量 EHP 量(分子量 346) :1.32×346×842.3×28.14×106=10.83kg/釜 ⑤ 缓冲剂用量 缓冲剂=单体×3.5/104 缓冲剂用量=(3.5/104)×28.17×842.3=8.30kg/釜 ⑥ 分散剂用量 88% PVA 4.8kg 72.5% PVA 11.238kg ⑦ 终止剂(ATSC) ATSC=[I]/2=10.83/2=5.41kg/釜 出料(以釜为标准) 出料中的 PVC 量:28.14×842.3×0.85×0.99=19945.5kg 损失的 PVC 量:28.14×842.3×0.85×0.01=201.5kg 未反应 VCM:28.14×842.3×0.15=3555.3kg 脱盐水:31.29×984.7=30811.3kg 回收 VCM:28.14×842.3×0.15×0.85=3022kg 剩余 VCM:3555.3-3022=533.3kg (4)物料平衡表

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表一 物料衡算表

序号 1

品名 VCM

进料量(kg) 23702.3

出料量(kg) 回收 3022 剩余 533.3

2

PVC

19945.5 损失 201.5

3 4 5 6 7 8

脱盐水 注入水 EHP ATSC 缓冲剂 分散剂 合计

30811.3 9512.8 10.83 5.41 8.30 16.038 64066.9783

30811.34 9512.8 10.83 5.41 8.30 16.038 64066.978

2.1.2 混料槽
(1)物料平衡图

图 2 混料槽物料平衡图

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(2)已知数据 进料 PVC:19945.5kg 收率 99.5%

水、助剂: 30811.3+9512.8+10.83+5.41+8.30+16.038=40364.678kg 进料 VCM 533.3kg (3)计算 出料中的 PVC 量:19945.5×0.995=19845.77kg 损失的 PVC 量:19945.5×0.005=99.73kg 设出料中 VCM 为 Xkg X/(19845.77+40364.78+X)=7000×10-6 ∴X=422.68kg 回收 VCM:533.3-422.68=110.62kg (4)物料平衡表
表二 混料槽物料平衡图 序号 1 品名 PVC 进料量(kg) 19945.5 出料量(kg) 19845.77 损失 99.73 2 VCM 533.3 422.68 回收 110.62 3 水、助剂 合计 40364.678 40364.678 60843.478

出混料槽 VCM 含量为 7000ppm

60843.478

2.1.3 汽提塔
(1)物料平衡图

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图 3 汽提塔物料平衡图

(2)已知数据 塔顶数据: 75 ~80℃ 出汽提塔的 VCM 为 50ppm 收率:99.5% 产量为 3.26 万吨/年 PVC 含水量:0.3% 塔底温度 : t 底=110℃

年工作时间数:8000h (3)计算 ① PVC 的进料量

每小时生产纯干:3.26×107×(1-0.003)/8000=4062.8kg/h 考虑以下各步收率 汽提塔:99.5% 离心机:99% 沸腾床:99% 包装:98.5%

故汽提塔进料中含 PVC GPVC=4062.8/(0.995×0.99×0.99×0.985)=4229.57kg 以 PVC 为基准 ② 水、助剂的量 水、助剂: (4229.57/19845.77)×40364.678=8602.6kg/h ③ VCM 的量 VCM: (4229.57/19845.77)×422.68=90.08kg/h ④ 热量计算 a.取塔顶温度为 80℃,塔底温度为 110℃ 对于 VCM t 平均=(80+100)/2=95℃ 转化系数 4229.57/19845.77

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VCM 比热 Cp90℃=26.602cal/克分子℃ Cp100℃=27.19cal/克分子℃ 用内插法求得 Cp95℃=26.605cal/克分子℃=0.4257kcal/kg℃ 110℃VCM 汽化热 ?HVCM=3034cal/克分子=48.5kcal/kg 水的比热 Cp90℃=4.22J/kg℃ Cp100℃=4.208KJ/kg·℃

Cp95℃=4.214KJ/kg·℃=1.007kcal/kg·℃ b、3atm 大气压下求水蒸气的焓及温度(3atm=304Pa) 水蒸气的焓 ?H300kPa=2728.5KJ/kg ?H350kPa=2736.1KJ/kg 水蒸气的温度 t300kPa=133.3℃ 分别用内插法得 ?H3atm=2729.1KJ/kg=651.98kcal/kg C、1atm 大气压下 t3atm=133.7℃ t350kPa=138.8℃

110℃水的焓=461.34KJ/kg=110.21kcal/kg

设蒸汽冷凝放热量为 Q 放,通入蒸汽量为 ykg/h ∴Q 放=y(651.98-110.21)=541.77y 设物料吸收热量为 Q1 ∴Q 吸=Q1+Q2=Q 放 Q1=CpPVCWPVCt+CpPVCWVCMt+CpH2ot Cp=1.8422KJ/kg℃=0.44kcal/kg℃ ∴Q1=0.44×4229.57×(110-80)+0.4257×90.08×(110-80)+1.007×8602.6×(110-80) =316865.26kcal/h 设从塔顶回收 xkg/hVCM ∴Q2=48.5x ∴Q 吸=Q1+Q2=316865.26+48.5x=541.77y 汽提塔出料中 VCM 含量为 50ppm (90.08-x)/[4229.57×0.995+8602.6+(90.08-x)+y]=50×10-6 (2) 联立(1) (2) 解得: x=89.41 (1) 部分 VCM 气化吸热为 Q2

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y=592.62 ∴出料中 VCM:90.08-89.41=0.67kg/h 出料中 PVC:4229.57×0.995=4208.42kg/h 损失 PVC:4229.57-4208.42=21.15kg/h (4)物料平衡表
表三 汽提塔物料平衡表 序号 1 品名 PVC 进料量(kg) 4229.57 出料量(kg) 4208.42 损失 21.15 2 VCM 90.08 0.67 回收 89.41 3 4 水、助剂 蒸汽 合计 8602.6 592.62 13514.87 8602.6 592.62 13514.87

2.1.4 离心机
(1)物料平衡图

表4

离心机物料平衡表

(2)已知数据 收率 99% 出料 PVC 含水量 25% 助剂及少量 VCM 随母液排出, 假设在这一步,

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助剂和少量 VCM 全部除掉 (3)计算 出料中 PVC 量:4208.42×0.99=4166.34 ㎏/h 损失 PVC 量:4208.42-4166.34=42.08kg/h 设出料含水 x ㎏/h ∴x/﹙4166.34+x+0.67﹚=25% 解得:x=1389kg/h 排出水、助剂的量:8602.6+592.62-1389=7806.22 ㎏/h (4)物料平衡图
表四 离心机物料平衡表 序号 1 品名 PVC 进料量(kg) 4208.42 出料量(kg) 4166.34 损失 42.08 2 3 VCM 水、助剂 0.67 8602.6+592.62 0.67 7806.22 1389(和 PVC 结合) 合计 13404.31 13404.31

2.1.5 沸腾床
(1)物料平衡图

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表 5 沸腾床物料平衡表

﹙2﹚已知数据 收率 99% ﹙3﹚ 计算 出料中 PVC 的量:4166.34×0.99=4124.68 ㎏/h 损失 PVC 的量:4166.34-4124.68=41.66 ㎏/h 设出料中 PVC 含水量 x ㎏/h, VCM y ㎏/h PVC 含水量 0.3% 含 VCM 5ppm

﹙4166.34+x+y﹚×0.003=x y/﹙4124.68+x+y﹚=5×10﹣6 ∴解得:x=12.54 ㎏/h y=0.021 ㎏/h

排出水:1389-12.54=1376.46 ㎏/h 回收 VCM:0.67-0.021=0.649kg/h ﹙4﹚物料平衡表
表五 沸腾床物料平衡表 序号 1 品名 PVC 进料量㎏/h 4166.34 出料量㎏/h 4124.68 损失 41.66 2 VCM 0.67 0.021 回收 0.649

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3



1389

12.54﹙结合水﹚ 1376.46

合计

5556.01

5556.01

2.1.6 包装
﹙1﹚物料平衡图

表 6 包装物料平衡图

﹙2﹚已知数据 收率 98.5% ﹙3﹚计算 损失 PVC:4124.68×﹙1-0.985﹚=61.87 ㎏/h 得到的产品:4124.68-61.87=4062.81 ㎏/h 核算:4062.81×8000=32502480≈3.25 万吨 ﹙4﹚物料平衡表
表六 包装物料平衡表 序号 1 品名 PVC 进料量(㎏/h) 4124.68 出料量(㎏/h) 4062.81 损失 61.87 2 3 合计 VCM 水 4137.43 0.021 12.54 4137.43 0.021 12.54

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2.2 热量衡算
2.2.1 聚合釜
夹套传热系数的校核 已知数据: 釡内径:T=3810 ㎜ 釡内壁厚:3+33 ㎜

三叶后掠式桨叶直径:D=(0.4~0.55)T 夹套半管外径:114.3 ㎜ 夹套冷却水温度:t 进=7℃ δ 碳钢层:33 ㎜ δ 粘釡物:0.1 ㎜ t 出=12℃

δ 不锈钢:3 ㎜ δ 水垢层:≤0.2 ㎜

热量衡算取洪峰放热的数据,转化率为 70% (1)釡内壁给热系数 αi 的计算 αi =A·(λm/T)·(NRe)a·(NPr)b·(Vis)c = A·(λm/T)·(ρm·N·D2/?m)a·(Cpm·?m/λm)b(?b/?w)c 式中: A:悬浮液对壁面的传热膜系数; T:釡内径; D:搅拌桨叶直径; N:搅拌器转数; ?w:壁温下流体的粘度; λm ,Cpm,ρm,?b:分别为悬浮液在反应温度下的导热系数,恒压热容, 密度和黏度。 式中:A=0.37 a=0.67 b=0.33 c=0.14

① 悬浮液的密度 悬浮体系各组分体积如下: (转化率为 70%) 脱盐水:31.29 m3 注 入 水 量 : △v=cw/ρ1ρ2×(ρ1-ρ2)= 70%×28.14×842.3×(842.3-1400)

÷(842.3×1400)=7.85m3

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VCM 量:28.14×30%=8.44 m3 PVC 量:28.14×70%×842.3/1400=11.85 m3 则悬浮体系总体积:31.29+7.85+8.44+11.85=59.43 m3 各组分体积分率: 水:x1=(31.29+7.85)/59.43=0.659 VCM:x2=8.44/59.43=0.142 ρ2=842.3 kg/ m3 PVC:x3=11.856/59.43=0.199 ρ3=1400 kg/ m3 ∴ρm=∑xiρi=0.659×984.7+0.142×842.3+0.199×1400=1047.1kg/ m3 ② 浮液导热系数 λm 的计算 λm=λc·[2λc+λd-2φd(λc-λd)]/[ 2λc+λd+φd(λc-λd)] 式中:λc,λd 分别为连续相和分散相的导热系数 φd 为分散相体积分率 转化率达 70%的氯乙烯悬浮聚合体系,有机粒子本身可看作聚氯乙烯分散在氯乙烯 中的悬浮体系,再由有机粒子在水中构成总的悬浮体系。 a.PVC 分散在 VCM 中的悬浮体系—有机粒子的 λPVC-VCM φPVC=11.86/(11.86+8.45)=0.584 液态 VCM 导热系数公式 λVCM=A·ρVCM·C VCM·(ρVCM/M)1/3 其中:ρVCM=0.8423g/㎝ 3 M=62.5 A=1.52 C VCM=0.38 Kcal/ kg·℃ ρ1=984.7 kg/ m3

∴λPVC 连=1.52×0.8423×0.38×(0.8423/62.5)1/3 =0.1158 Kcal/ hr m℃ λPVC 分=0.14 Kcal/ hr m℃ ∴λ=0.1158×[2×0.1158+0.14-2×0.584×(0.1158-0.14)]/[2×0.1158+0.14+0.584×(0.1158-0. 14)]=0.1295 Kcal/ hr m℃ b.有机粒子分散于水中的 λm λ 水 50℃=64.78×10-2W/M℃ λ 水 60℃=65.94×10-2W/M℃

内差法得 λ 水 57℃=0.6559 W/M℃=0.5639 Kcal/ hr m℃ λm=0.5639×[2×0.5939+0.1295-2×(0.142+0.199) ×(0.5639-0.1295)]

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/[2×0.5639+0.1295+(0.142+0.199) ×(0.5639-0.1295)]=0.3856 Kcal/ hr m℃ ① 悬浮液的比热 Cm 57℃时:Cvcm=0.38 Kcal/ kg·℃ C 水 50℃=4.174kJ/kg·℃ Cpvc=0.44 Kcal/ kg·℃ C 水 60℃=4.178 kJ/kg·℃

内差法得:C 水 57℃=4.177 kJ/kg·℃=0.998 Kcal/ kg·℃ 悬浮液各组分的质量分率: VCM 质量=28.14×30%×842.3=7110.7 kg H2O 质量=(31.29+7.85)×984.7=38541.2 kg PVC 质量=28.14×70%×1400=27577.2 kg 总质量=7110.7+38541.2+27577.2=73229.1 kg ∴各组分的质量分率: xvcm=7110.7/73229.1=0.097 xpvc=27577.2/73229.1=0.377 xH2O=38541.2/73229.1=0.526 ∴Cm=∑xici=0.38×0.097+0.44×0.377+0.998×0.526 =0.728 Kcal/ kg·℃ ② 悬浮液的平均粘度 ?m ?m=(1+0.5∮s)?/(1-∮s)4 式中:∮s 为分散相体积分率 ? 水 50℃=0.5494×10-3mPa·s ? 为反应温度下水的粘度 ? 水 60℃=0.4688×10-3mPa·s

内差法得 ? 水 57℃=0.4930×10-3mPa·s ?m=(1+0.5∮s)?/(1-∮s)4 =[1+0.5(0.142+0.199)] ×0.4930×10-3/[1-(0.142+0.199)]4 =3.060×10-3mPa·s 近似认为釡内壁温度为夹套冷却水温度 t 进=7℃ ∴t 平均=9.5℃ ? 水 0℃=1.7921×10-3mPa·s 内差法得:? 水 9.5℃=1.3319×10-3mPa·s ? 水 10℃=1.3077×10-3mPa·s t 出=12℃

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?m=(1+0.5∮s)?/(1-∮s)4 =[1+0.5(0.142+0.199)] ×1.3319×10-3/[1-(0.142+0.199)]4 =8.26610-3mPa·s ③ 其它参数的确定 搅拌转数:N=97.5rPm 釡内径: T=3810mm=3.81m 取桨叶直径:D=0.5T=0.5×3.81=1.905m ∴釡内壁给热系数 αi αi= A·(λm/T)·(ρm·N·D2/?m)a·(Cpm·?m/λm)b(?b/?w)c =0.37× ( 0.3856/3.81 ) ×[1047.1× ( 97.5/60 )

×1.9052/(3.059×10-3×10-3)]0.67×(0.728×3.059×10-3×10-3×3600/0.3856)0.33×(3.059×10-3/8.2 66×10-3)0.14 =15919.6 Kcal/ hr m℃ (2) 釡外壁给热系数 α0 的计算 α0=0.023·(λ/De)·(De·ω·ρ/?)0.8(Cp·?·3600/λ)0.4·(1+1.77 De/Rj) 式中:De:螺槽的当量直径; Rj:夹套的曲率半径; ω:冷却水在夹套中的流速 ① 夹套冷却水流速 ω 的计算 Q 夹=K 夹·F 夹·△tm =510×80×47.5=1.938×106 Kcal/ hr Q 夹=W 夹·Cp·△t Cp0℃=4.212 kJ/kg·℃ (W 夹为冷却水流量) Cp10℃=4.191 kJ/kg·℃

内差法得:Cp9.5℃=4.192 kJ/kg·℃=1.001 Kcal/ kg·℃ ∴W 夹= Q 夹/ Cp·△t=1.938×106/1.001×(12-7) =0.3872×106 Kcal/ hr 9.5℃下,ρH20=999.71 kg/ m3 ∴冷却水的体积流量为:Q=0.3872×106/999.71=387.3 m3/ hr ∴冷却水的流速:ω=体积流量/截面积= Q/(πr2/2)

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=387.3/[3.14×3600×(0.1/2)2/2] =27.41m/s ② 螺槽的当量直径 De 的计算 De=4×液体流过的面积/液体润湿周边 =4×3.14×(0.1/2)2/2/2×(3.14×0.1/2+0.1)=0.0611m 夹套的曲率半径 Rj Rj=0.1143/2×2+3.81/2+(0.033+0.003)=1.9696m ③ 冷却水的 Cp,λ,? 值 Cp9.5℃=1.001 Kcal/ kg·℃ λ0℃=55.13×10-2w/m℃ ? 水 9.5℃=1.3319×10-3mPa·s λ10℃=57.45×10-2w/m℃

内差法得:λ9.5℃=57.33×10-2w/m℃=49.3×10-2 Kcal/ hr m℃ ∴釡外壁给热系数 α0 α0=0.023× ( 49.3×10-2/0.0611 ) ×[0.0611×27.41×999.71/

(1.3319×10-3×10-3)]0.8×[1.001×1.3319×3600×10-3×10-3/(49.3×10-2 )]0.4×(1+1.770.0611/ 1.9696) =584217.84 Kcal/ hr m℃ (3) 釡壁热阻的计算 碳钢层厚:δ1=33mm 不锈钢层:δ2=3mm 粘釡物: 水垢厚: δ3=0.1mm δ4≤0.2 ㎜ λ1=45 Kcal/ hr m℃ λ2=15 Kcal/ hr m℃ λ3=0.14 Kcal/ hr m℃ λ4=1.5 Kcal/ hr m℃

∑δ/λ=(33/45+3/15+0.1/0.14+0.2/1.5)×10-3 =1.78095×10-3 hr m2℃/ Kcal (4) 夹套传热系数 K 1/k=1/αi+1/α0+∑δ/λ =1/15408.15+1/584217.84+1.78095×10-3 解得:K=541.25 Kcal/ hr m2℃>510 Kcal/ hr m2℃ 综上物料衡算中的 K 取值 510 Kcal/ hr m2℃是可行的

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2.2.2 沸腾床的热量计算
(1) 内热式沸腾床示意图

图 7 内热式沸腾床

(2) 已知相关数据 湿物料进口温度:θ1=50℃(含水 25% ) 产品 PVC 出口温度:θ3=40℃(含水 0.3% ) 湿物料在第Ⅴ室的出口温度:θ2=55℃ 热风的入口温度:t1=85℃ 热风经沸腾床Ⅰ到Ⅴ室出第Ⅴ室温度:t2=60℃ 第Ⅵ室冷风温度:冬季:进口-15℃ 夏季:进口 20℃ 出口:0℃ 出口:35℃

热水入口温度:90℃,经Ⅰ到Ⅴ室出口温度:80℃ 其中:热空气提供的热量是干燥所需总热量的的 15% 热水提供的热量是干燥所需总热量的的 85% 冷风用量占热风用量的 1/5(体积流量) 第Ⅵ室通冷却水进口温度:20℃ 单位面积的风量是相等的 PVC 绝干物料进料为:4166.34 kg/ hr H2O:1389 kg/ hr 共计:4166.34+1389=5555.34 kg/ hr 厂址的气温为: 夏季平均气温:25℃ 冬季平均气温:-13℃ 平均相对湿度:65% 平均相对湿度:53% 出口温度:30℃

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(3) 热量衡算 ① 干空气用量的计算 A.被蒸发的水分质量 公式:ω=G1·(ω1-ω2)/(1-ω2) 式中:G1:湿物料进沸腾床流量 ω1:干燥前湿基含水量 ω1=25% G1=5112.23 kg/ hr

ω2 干燥后湿基含水量

ω2=0.3%

∴ω=5555.34×(25-0.3)/(100-0.3)=1376.30 kg/ hr 因由已知有 15%的热量由空气提供 ∴有 15%的水分被热风干燥 ω×15%=1376.30×0.15=206.45 kg/ hr B.空气湿度的计算 湿度公式:H0=0.622∮Ps/(P-∮Ps) 式中:∮:相对湿度; Ps:饱和蒸汽压 冬季:在-13℃时,Ps=1.486mmHg ∴H0=0.622×0.53×1.486/(760-0.53×1.486)=6.45×10-4 kg/ kg 绝干气 夏季:在 25℃时,Ps=23.76mmHg ∴H0=0.622×0.65×23.76/(760-0.65×23.76)=0.0129 kg/ kg 绝干气 C.热量计算 a.蒸发出的水分吸热公式如下: b.公式:θ=w(I2-I1) 60℃时, 50℃时, I2=622.5 Kcal/ kg I1=50.0 Kcal/ kg 其中以 P=760mmHg 计算

∴Q1=13769.30×(622.5-50)=787931.75Kcal/ hr b.物料升温 公式:θ=M·C·?t t 平均=(55+50)/2=52.5℃ Cp,PVC 平均=0.44 Kcal/kg·℃ Cp,H2O 平均=0.9974 Kcal/kg·℃ 50℃到 55℃

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QPVC=4166.34×0.44×(55-50)=9165.95Kcal/ hr QH2O=(1389-1376.30)×0.9974×(55-50)=63.33 Kcal/ hr ∴Q2= QPVC +QH2O=9165+63.33=9229.28Kcal/ hr c. VCM 升温,汽化吸热 Q=m·?H+ m·Cp·?t 式中:?H 为汽化热,Cp 为比热 50℃到 60℃, VCM 平均汽化热为 65.0 Kcal/kg

VCM 脱除为 0.601 Kcal/ hr CpH2O=0.372 Kcal/kg·℃ ∴Q3=0.756×65.0+0.756×0.372×(60-50)=51.95Kcal/ hr d.热损失 Q4(占 10%) Q4/(Q1 +Q2 +Q3+ Q4)=0.1 解得:Q4=88579.22Kcal/ hr ∴Q 总= Q1 +Q2 +Q3+ Q4=885792.2 Kcal/ hr 热风放热量为: 885792.2×15%=132868.83Kcal/ hr e.热风放热 没有 L(kg 干空气/ hr)的热风放热 CH=1.01+1.88H CH:kJ/kg 绝干气·℃

冬季:H1=6.45×10-4 kg/kg 绝干气 夏季:H1'=0.0129 kg/kg 绝干气 ∴冬季:Q=(1.01+1.88×6.45×10-4)×(85-60)·L1 =6.04 L1 ∴6.04 L1=132868.83 Kcal/ hr L1=21998.15kg 绝干气/ hr 公式 L1= ω/( H2 -H1) 式中:ω 为单位时间内水分的蒸发量 kg/ hr H2=ω/L1+ H1=206.45/21998.15+6.45×10-4=0.01003kg/kg 绝干气 夏季:Q'=(1.01+1.88×0.0129)×(85-60)·L'=6.177 L1'

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L'=132868.83/6.177=21510.25 kg 绝干气/ hr ∴H2=W/ L1


+ H1 =206.45/21510.25+0.0129 =0.0225 kg/ kg 绝干气



综上得知: 冬季绝干空气用量:21998.15 kg 绝干气/ hr 夏季绝干空气用量:21510.25 kg 绝干气/ hr 冬季热风:21998.15(1+ H1) =21998.15×(1+6.45×10-4)=22012.34 kg/ hr 夏季热风:21510.25(1+ H1' ) =21510.25×(1+0.0129)=21787.73kg/ hr ② 废气出口温度 t2 A. 湿度的计算 前五室出来的干空气为:L 冬=21998.15 kg 绝干气/ hr L 夏=21510.25 kg 绝干气/ hr 由前面计算知:H 冬 2=0.01003 kg/kg 绝干气 H 夏 2=0.0225 kg/kg 绝干气 又已知温度:t2=60℃ 由已知第六室冷风用量为热风用量的 1/5 故有:

冬季:1/5L 冬=1/5×21998.15=4399.63 kg 绝干气/ hr 夏季:1/5L 夏=1/5×21510.25=4302.05 kg 绝干气/ hr 冬:t 进=-15℃ 夏:t 进=20℃ ∴出口处湿度为: 冬:H=H1×1/6+H2×5/6 =6.45×10-4×1/6+0.01003×5/6 =0.00847 kg/kg 绝干气 夏:H= H1×1/6+ H2×5/6 =0.0129×1/6+0.0225×5/6 =0.0209 kg/kg 绝干气 B.用在各处的焓值可求得 t2 t 出=0℃ t 出=35℃

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I=[(1.01+1.88H)t+2490H]×0.2389

(1J=0.2389cal)

冬季 I1=[(1.01+1.88×0.01003)×60+2490×0.01003]×0.2389 =20.714 Kcal/kg 绝干气 I2=[(1.01+1.88×6.45×10-4)×0+2490×6.45×10-4]×0.2389 =0.3837 Kcal/kg 绝干气 I 总=5/6 I1+1/6 I2 即(5/6×20.714×1/6×0.3837)×(1/0.2389) =[(1.01+1.88×0.00847)×t21+2490×0.00847] 解得: t2'=50.13℃ 夏季: I1=[(1.01+1.88×0.0225)×60+2490×0.0225]×0.2389 =28.468 Kcal/kg 绝干气 I2=[(1.01+1.88×0.0129)×35+2490×0.0129]×0.2389 =16.32 Kcal/kg 绝干气 I 总=5/6 I1+1/6 I2 即(5/6×28.468×1/6×16.32)×(1/0.2389) =[(1.01+1.88×0.0209)×t211+2490×0.0209] ' 解得: t2' =55.89℃ ' 冬季出口温度:t2 =50.13℃ ' 夏季出口温度:t2' =55.89℃ ③ 冷却水用量: 冷却水:t 进=20℃ t 出=30℃ 湿物料在第Ⅴ室出口温度:θ2=55℃ 产品出口温度:θ3=40℃ PVC 放热量为:Q= m·C·△t 在 40℃到 55℃时:Cp,pvc 平均=0.275 Kcal/kg·℃ Cp,H2O 平均=0.997 Kcal/kg·℃ QPVC=4166.34×0.275×(55-40)=17186.15kcal/ hr QH2O=(1389-1376.3)×0.997×(55-40)=189.93 Kcal/ hr Q 放热= QPVC+ QH2O=17186.15+189.93=17376.08 Kcal/ hr 冷却水的焓值:20℃ I1=20.04 Kcal/kg 30℃ I2=30.02 Kcal/kg 冷风带走的热量: 冷风的焓值: 冬季:I1= [(1.01+1.88H 知)t+2490H 知]×0.2389 =[(1.01+1.88×6.45×10-4)×(-15)+2490×6.45×10-4]×0.2389 =-3.24 Kcal/kg 绝干气 夏季:I1=[(1.01+1.88×0.0129)×20+2490×0.0129]×0.2389 =12.62 Kcal/kg 绝干气 冬季:I2=[(1.01+1.88×6.45×10-4)×0+2490×6.45×10-4]×0.2389 =0.3837 Kcal/kg 绝干气

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夏季:I2=[(1.01+1.88×0.0129)×35+2490×0.0129]×0.2389 =16.32 Kcal/kg 绝干气 冷风用量: 冬季:4399.63kg 干空气/ hr 夏季:4302.05kg 干空气/ hr ∴冷风带走的热量如下: 冬季:Q=L 冬×(I2 冬-I1 冬) =4399.63×(0.3837+3.24) =15942.94Kcal/ hr 夏季:Q=L 夏×(I2 夏-I1 夏) =4302.05×(16.32-12.62) =15917.59 Kcal/ hr 冷却水带走的热量:Q=M(30.02-20.04)=9.98 M 冬季:9.98 M=17376.08-21908.75 解得 M=143.60kg/ hr 夏季:9.98 M=17376.08-15917.59 解得 M=146.14kg/ hr ④ 热水用量的计算 由前面计算得:Q 总=885792.2Kcal/ hr 热水提供的热量= Q 总×85% =885792.2×85% =752923.37 Kcal/ hr 热水: t 进=90℃ t 出=80℃ I=376.81kJ/kg=90.02 Kcal/kg I=334.94kJ/kg=80.02 Kcal/kg

∴G(90.02-80.02)=752923.37 解得热水用量 G=75292.34kg/ hr ⑤ 预热空气蒸汽用量 设循环水使用中无热量损失 蒸汽为 3atm,温度为 133.74℃,I=651.87 Kcal/kg 100℃的水,I=100.12 Kcal/kg 冬季:I85℃-I-13℃=(1.01+1.88H 冬)×0.2389×(85+13)=23.67 Kcal/kg L 冬(I85℃-I-13℃)=21998.15×23.67=G(651.87-100.12) 解得:G=943.72 kg/ hr 夏季:I85℃-I25℃=(1.01+1.88H 夏)×0.2389×(85-25)=14.82 Kcal/kg L 夏(I85℃-I-13℃)=21510.25×14.82=G(651.87-100.12) 解得:G=577.77 kg/ hr ⑥ 沸腾床干燥热效率

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干燥热效率:η=蒸发水分所需热量/向干燥系统输入总热量×100% η=Q/Q 总=787931.75/885792.2×100%=88.95% ⑦ 气流输送用的空气量 G 从沸腾床出来的 PVC 树脂经星形加料器采用气力输送进入旋风分 器,混合比取 R=7 R 为单位质量气体所输送的固体质量:R=Gs/G Gs=4124.68kg/ hr(由物料衡算得) ∴G= Gs/R=4124.68/7=589.24 kg/ hr

2.3 设备的计算及选型
2.3.1 聚合釜
(1)釡外型尺寸及内部构件辅助设备 釡有效容积:68 m3 釡内径:3810mm 直筒高度:4923mm 釡壁厚度:33+3mm;(碳钢层:33mm;不锈钢层:3mm) 釡内设计压力:2.1Mpa 釡设计温度:93℃ 夹套形式:半管螺旋式夹套 夹套半管外径:114.3mm 夹套半管内径:100mm 夹套传热面积:80 m2 内冷挡板传热面积:18 m2 挡板形式:四根圆形底部固定,内部有套管的挡板 密封形式:双端面机械密封 搅拌器形式:F 传动底伸式,两层三叶后掠式搅拌器 搅拌桨叶尺寸:桨叶直径:d=0.57=1905mm

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桨叶宽度:b=0.057=190.5mm 上挠角:ν=15° 后掠角:β=50° 搅拌器的转数:N=97.5rpm; 搅拌电机功率:P=150kw; (2) 聚合釜台数及设备后备系数的计算 加料时间:水,30min 出料时间:30min 排空时间:30min 清釜时间:30min 冷凝搅拌时间:30min ∴聚合辅助时间:ta=30×7=210min=3.5 hr ∴每釡聚合时间:tτ=tR+ta=3.4+3.5=6.9 hr 故每釡生产的产品量=每釡加入的单体量×单体转化率×全部工艺流程总的单程收率 =(28.14×842.3)×85%×(99%×99.5%×99.5%×99%×99%×98.5%)=19063.3 kg/釡次 每年生产的釡次:8000/6.9=1159.4 釡次/年 ∴每年可以生产 PVC 量(绝干) :19063.3×1159.4=22101990.02 kg/年 对于本设计要求的 3.26 万吨/年(含水 0.3%)的产量应需 70.4 m3 聚合釜台数为: 3.26×107×(1-0.3%)/22101990.02=1.47 ∴实际取两台聚合釜 釡后备系数=(实际釡台数-理论台数)/理论台数=(2-1.47)/1.47=36.05% 单体:30min 助剂:30min

3.3.2 混料槽
几何尺寸: (1) 汽提塔加料槽(一台) 容积:131.2 m3 设计压力:16.5kgf/cm2 型号:ф4700×8350 (2)浆料混料槽(二台)

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型号:ф5500×10050 容积:120 m3

3.3.3 汽提塔
塔形:穿流式无溢流管的筛板塔 (1)塔尺寸及塔特性参数 塔径:1300mm 塔高:19175mm 塔板数:20 块 板间距:610mm 孔间距:50mm(筛孔呈三角形排列) (2)操作工艺条件 塔顶温度:110℃ 塔底温度:114℃ 塔底压力范围:0.024—0.224Mpa 浆料流量范围:8.3-40 m3/ hr

3.3.4 离心机
类型:卧式螺旋卸料沉降离心机 型号:LW520XIZ74-N

直径:520mm

转鼓

转数:2750rpm

分离因数:2202

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离心机外形尺寸:3550×2730×900 机器总重:4500kg

型号:YB280M-4A

电动机

转数:1480rpm

功率:90KW 螺旋差转数:56rpm 选离心机生产能力为:1800kg/ hr 由物料衡算知:进料量为 4208.42 kg/ hr ∴离心机台数:4208.42/1800=2.34 台 ∴取三台离心机

3.3.5 内热式沸腾床的计算
(1) 适宜操作气速的计算 ① 临界流化气速的计算(?mf) 公式:?mf=4.08·Dp1.82(ρs-ρf)0.94/(Z0.88-ρf0.06) 式中:Dp:颗粒平均直径,以 100 目计算 ρs,ρf:固体粒子和流体的密度 kg/ m3 ρs=1400 kg/ m3 由已知挡风进出口温度:t1=85℃ ρf85℃=0.986 kg/ m3 t2=60℃

ρf60℃=1.06 kg/ m3

内差法得 ρf72.5℃=1.023 kg/ m3 Z85℃=2.13×10-2cp Z60℃=2.01×10-2cp

内差法得 Z72.5℃=2.07×10-2cp ∴临界流化气速 ?mf 为: ?mf=4.08×(147×10-6)1.82×(1400-1.023)0.94/[(2.07×10-2)0.88×(1.023)0.06]

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=0.01183 m/s 按 Rep,mf =(Dp·?mf·ρf)/?f =(147×10-6×0.01183×1.023)/(2.07×10-2×10-3) =0.086<10 故不需进行校正 ∴?mf=0.01183 m/s ② 最大流化气速 ?tп 公式:?t= dp2(ρs-ρf)·g/(18?f) 其中:dp:最小颗粒粒度 dp=dmin=120 目=121.1?m ?t=(121.1×10-6)2×(1400-1.023)×9.8/(18×2.07×10-5) =0.5396 m/s 校核:Rep=(dp·?t·ρf)/?f =(121.1×10-6×0.5396×1.023)/2.07×10-5 =3.23>0.4 ∴上述公式在本设计中不适用。假定 0.4<Rep<500 公式:?t=[(4/225)·(1400-1.023) 2×9.82/(1.023×2.07×10-5)]1/3×121.1×10-6 =0.6544 m/s 校核: Rep=(dp·?t·ρf)/?f =(121.1×10-6×0.6544×1.023)/2.07×10-5=3.92 满足条件 0.4<Rep=3.92<500 (Rep≤0.4)

综上得最大流化气速 ?t=0.6544 m/s ③ 适宜操作气速 ? 的计算 ?mf<?<?t 流化数 Fn=操作速度/临界流化速度=?/?mf 本设计中:Fn=47~50 在 Fn=47 时,?=47?mf=47×0.01183=0.557 m/s Fn=50 时,?=50?mf=50×0.01183=0.593 m/s

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∴取操作气速 ?=0.575 m/s 此时:Fn=0.575/0.01183=48.5 (2)分布板结构设计 ① 分布板面积的计算 分布板的长宽比=2.5~2.7﹕1 ﹕ (本设计取 a﹕b=2.6﹕1) ﹕ ﹕

比容:VH=(0.772+1.244H)×(273+t)/273×1.013×105/p 式中:VH: m3 湿空气/kg 绝干气 ; Z:气体粘度 冬季:H=6.45×10-4 kg/kg 绝干气 G=21998.15 kg 干空气/ hr 85℃时,VH=(0.772+1.244×6.45×10-4)×(273+85)/273 =1.0134 m3 湿空气/kg 绝干气 夏季:H=0.0129 kg/kg 绝干气 G=21510.25kg 绝干气/ hr 85℃时,VH=(0.772+1.244×0.0129)×(273+85)/273 =1.0334 m3 湿空气/kg 绝干气 又 V=G·VH 式中:G:绝干空气量 VH:比容 kg 干空气/ hr

m3 湿空气/kg 绝干气

∴V 冬热=21998.15×1.0134=22292.93 m3/ hr V 夏热=21510.25×1.0334=22228.69 m3/ hr 由已知冷风用量为热风用量的 1/5,∴F 冷=1/5 F 热 (又 a/b=2.6) ∴V 热=5/6ab·?·3600(以冬季热风流量为基准) 22292.93=5/6×2.6b2×0.575×3600 ∴b=[22292.93/(5/6×2.6×0.575×3600)]1/2=2.229 m ∴a=2.6b=2.6×2.229=5.780 m 则沸腾床分布板的面积为: ab=5.780×2.229=12.88 校核: 冬季:u1=22292.93/(5/6×12.88×3600)=0.576 m/s

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夏季:uf=21510.25/(5/6×12.88×3600)=0.558 m/s 两者均在 0.557 和 0.593 之间,所以合理 ② 布置 ∵F 冷=1/5 F 热 ∴加热区长:5/6a=5/6×5.578=4.648 m 冷却区长:1/6a=1/6×50578=0.930m 加热区面积:F 热=5/6×12.88=10.73 m2 冷却区面积:F 冷=1/6×12.88=2.15m2 ③ 开孔率和开孔数 已知: 孔径 d0=0.6mm 孔速 u0=20 m/s

开孔数:n=空气流量/(孔速×孔面积)=V/(3600×u0×πr2) 即 n=6×22292.93/[3600×20×3.14×(0.6×10-3/2) 2×5) =1314752(个) 开孔率:ф=空面积/分布板面积 =1314752×3.14×(0.6×10-3/2) 2/12.28 =3.03% (3)挡板高度的计算 ① 静床的高度 H0 H0=ut 式中: u—操作气速 m/s; t—物料在沸腾床内的停留时间 s(本设计 t=2s) ; 又 u=0.575 m/s ∴静床高度 H0=ut=0.575×2=1.15m ② 床层的膨胀比 R R=膨胀的体积/自然堆积时体积 =Vf/Vk=Lf/Lmf=(1-εmf)/(1-εf) 式中:Lmf—临界流化床层高度; Lf—流化床层高度; ρk—堆积密度(ρk=500~600 kg/m3,本设计取 ρk=550 kg/m3) ; ρs—颗粒密度 kg/m3;
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εmf—临界流化床空隙率(εmf=1-ρk/ρs) ; εf—流化床空隙率。 εf=1.7×[u3ufρk/dp3g2(ρs-ρf)2]1/9.3 其中:u—适宜操作气速 m/s; uf—空气粘度 kg·s/ m2; dp—PVC 平均直径 m。 εf=1.7×[0.5753×(2.07×10-5/9.8)×1.023/(147×10-6)3×9.82×(1400-1.023)2]1/9.3=0.775 εmf=1-ρk/ρs=1-550/1400=0.607 ∴R=(1-εmf)/ (1-εf)=(1-0.607)/(1-0.775)=1.75 故取整数膨胀比取 R=2.0 ③ 浓相段高度 H H1=H0R=1.15×2.0=2.3m ④ 挡板高度 H2= H1+0.2=2.3+0.2=2.5 m (4)溢流板高度 H3= H1-0.2=2.3-0.2=2.1 m (5)稀相段高度 H4=1.2 m (6)顶盖处高度(顶高) :500mm (7)出料室高度:1.25 m (8)床底进风处高度:1 m (9)通风净截面积 f=G/3600V

式中:G:空气流量 kg/hr; V:空气质量流速(V=8~12kg/ m2·s,本设计取 11 kg/ m2·s) ; 以冬季为准:G=22012.34 kg/ hr ∴f 净=22012.34/(3600×11)=0.556m3 (10)空气预热器装置 据通风净截面积选 SRL 型翘片式散热器 其规格尺寸如下所示

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表 7 空气预热器装置表 散热面积 ㎡ 49.9 17×70 尺寸㎜ A 718 A1 752 A2 777 B 1750 B1 1790 B2 1816 n 7 N 700 m 17 M 1700 规格 通风净截 面积㎡ 0.788 热媒通过 截面积㎡ 0.0063 3 管排数 螺旋翘片 管根数 33 连接管 (φ) 0.5 2" 重量㎏ 1.87

校核 重量流速:υ=G/3600 f 净=22012.34/3600×0.556=11.00 合理 (11)组数 传热系数公式 式中: K=12.3Vr0.510

Vr:空气重量流量 Vr=22012.34/3600×0.556=11.00kg/m2·s

∴K=12.3×11.000.510=41.78kcal/m2hr℃ Q=K·F?tm(以冬季为准) 3atm 蒸汽温度:133.74℃ 空气温度:-13℃ 100℃ 85℃

?tm=[133.74-(-13)-(100-85)]/ln[(133.74-(-13)/(100-85)] =57.77 又由数量横算 Q=21498.15×23.67=520696.21kcal/hr ∴传热面积 F=Q/K?tm=520696.21/41.88×57.77=215.73m2 散热器组数:n=F/F'=215.73/49.90=4.32 取5组

2.3.6 泵、鼓风机、过滤器 鼓风机、
(1)泵 废水汽提塔塔底泵 规格型号:25AFB―25 功率:3.0kw

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第二章 工艺计算

级数:2 流量:3.6m3/hr 废水进料泵 规格型号:65AFB―40 级数:2 流量:28.3m3/hr 汽提塔冷凝液泵 规格型号:50/40AID 级数:2 流量:5m3/hr 引发剂加料泵 规格型号:15/5325 级数:4 流量:4.5m3/hr 缓冲剂加料泵 规格型号:50/40AIV 流量:2.3m3/hr PVA 循环泵 规格型号:2G―MF 级数:2 流量:2.3m3/hr 终止剂加料泵 规格型号:25I 热水循环泵 规格型号:200R―45 涂壁液加料泵 规格型号:P―INRB 级数:2 流量:1.2m3/hr

转速:2880rpm 扬程:25

功率:7.5kw 转数:1900rpm 扬程:40m

功率:3.0kw 转数:2860rpm 扬程:3.6m

功率:3.7kw 转数:14.20rpm 扬程:14.84m

功率:5.5kw

功率:1.8kw 转数:464rpm

功率:2.3kw 转数:1858rpm 扬程:14.4m

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第二章 工艺计算

轴封水泵 1#2# 规格型号:50/40AID 级数:2 流量:8.6m3/hr 冷脱盐水加料泵 规格型号:150/100ACI 真空泵 规格型号:CL―102 级数:4 (2)过滤器 空气过滤器选用 YEG 型 规格:31770B―13863 ⑶鼓风机
表 8 鼓风机表 型号 L5.5 590 80/2 转速 rpm 排气量 m3/min 80 外形尺寸 2378*1500*2008 压力 MPa 0.2 重量 4000 轴功率 kw 230 冷却水耗量 g/hr 200

功率:3.7kw 转数:2860rpm 扬程:27m

功率:72kw 流量:850m3/hr

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第三章 非工艺部分

第三章 非工艺部分 3.1 厂内的防火防爆措施
可燃物质达到了它的燃点就能引起燃烧。 而导线及各种电气设 备的绝缘大都是 可燃材料。电气设备过热以及电火花、电弧甚至静电都能引起火灾。 设备过热大致有以下几种: (1) 短路电力网中的火灾大都是由短路引起的。短路后电流急剧增加可达正常值 的几百倍引起过热。造成短路的原因,一是电气设备或导线失去应有的绝缘能力, 二 是在安装检修或操作使用中工作疏忽引起短路。 前者有因绝缘老化或局部磨损腐蚀失 去绝能力。 (2) 过载线路或设备长期国负荷运行。 过载后电流增加, 时间一长也会引起火灾。 扑灭电气火灾的方法切断电源切断电源就切除了电气火灾的来源,同时也减少了 救火人员触电的危险,切断电源后还可采用普通的灭火器灭火。切除电源时应尽量做 到以下几点电气设备如水淋、 烟熏后绝缘程度下降,切断电源时应使用绝缘工具,以防 触电。操作时应先断开接触器或断路器切断电深再拉开隔离开关或刀开关。如果采取 剪断电线的方法切除 电源时,应做到正确剪线。 如果条件限制 ,必须带电灭火时应注 意做到电气设备起火 ,不能用普通的泡沫灭火剂,只能用干砂覆盖,或用二氧化碳, 二 氧二溴甲烷或干粉灭火剂,防止人员触电。用四氯化碳灭火器,要防止中毒。因四氯化 碳受热,与空气中的作用,会生成有毒的光气 COCl2 和 Cl2,要打开门窗或戴上防毒面 具。用二氧化碳灭火时 ,要注意防止冻伤和室息。因二氧化碳是液态的,喷射后,大量 吸热可形成达一 78.5℃的低温,并隔绝氧气[13]。

3.2 车间照明及采暖措施
照明用电是工厂企业最为基本的电力需求, 照明质量的好坏对生产安全、 劳动生 产率、产品质量和劳动卫生都有直接关系。采用高效节能电光源及其照明电器附件。 电光源种类繁多, 用途各异, 但均要求三高, 即: 高发光效率、高寿命、高显色 性。 因此在工厂照明中, 应优先选用高强度气体放电灯( 高压钠灯和金属卤化物灯) ,

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第三章 非工艺部分

尤其是金属卤化物灯是第3代光源中的佼佼者, 是光色和显色指数要求较高的仪表装 配车间、机加车间、汽机房运转层等工业厂房的首选光源。当一种光源不能满足色温 或显色性要求时, 也可采用两种光源的混光光源, 混光光源能充分发挥高强气体放 电灯的优点, 达到节约能耗、提高照度, 改善光色的照明效果。 照明电器附件推广使用低损耗、性能优的光源电子附件( 包括电子镇流器、电子 变压器、电子触发器等) 。 选用高效率、 配光合理的照明灯评价灯具的关键指标是灯具效率, 灯具的效率及配光 曲线取决于灯具反射面的材质、加工精度及外形。抛光铝对可见光的反射率最高, 在 工厂照明设计中宜优先采用。 灯具外型要求: 第一, 配光曲线适中, 一般选用介于深 照和广照之间的宽口灯具最为合适; 第二, 灯具的外形不应是单抛物面反射型, 因 为这样会将大部分的光能发射回灯泡,引起电压上升和功率增加, 缩短灯的寿命。在 工厂照明设计中, 灯具的选用应根据使用方法和使用环境的不同, 在满足眩光和配 光要求条件下, 选用高效且安装维护方便的灯具,同时还应达到与建筑相协调一致目 的[13]。

3.3 防静电,防雷措施 防静电,
为预防雷电、 静电对被保护物的破坏 ,必须将防雷防静电设施看成是一个系统工 程 ,全方位地进行防范。 低压线路全线采用 电缆直接埋地敷设供电系统 ,在人户端上是否将电缆的金属外 皮,钢管接到防雷电感应的接地装置上 。 采用局部埋地敷设的低压线路 ,检查埋地长度是否与在电缆与架空线连接处是否已 装设避雷器以及避雷器 、电缆金属外皮 、钢管和绝缘子铁脚 、金属架等是否连在 一起接地 ,接地电阻是否小于 10 欧姆。 检查架空金属管道在进 出建筑物处 ,是否每 隔 左右接地一次 埋地或地沟内的金属管道 ,在进出建筑物处是否与防雷电感应的 接地装置相连。

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第三章 非工艺部分

3.4 三废处理情况
3.4.1 电石渣的处理
电石渣是 PVC 生产中排放量最大的污染物,大多数厂家在排放前未对其进行处 理,给环境造成极大污染。电石渣的处理有几种方法,如把滤去水的干渣堆积起来, 风干后用于建筑(但现在许多城市已禁止电石渣直接用于建筑)、 生产次氯酸钙或生产 水泥。我公司用电石渣代替石灰石生产水泥,把从发生器产生的渣浆,用泵送至水泥 分厂,经过沉淀、压滤、混合之后,经立窖烧制、研磨而制成水泥。这样不但解决了 废渣的排放, 也收到了极好的经济效益。 目前电石渣的处理还可用于其它产品的开发, 有些已经取得了成功。

3.4.2 电石渣上清液的处理
电石渣浆经沉淀之后,上层的液体叫上清液。上清液经过进一步分离之后,再经 过喷射风冷冷却到 25℃左右备用。其主要用于乙炔工段发生器的补充用水及发生系 统冲洗用水,或用于转化工段水洗塔用水,用其独特的偏碱性水来除去 VC 中杂带的 HCI 效果较好。实践证明从水洗塔出来的水的 pH 值由原来的 14 降为 7 左右,从而 减轻了碱洗塔的负担,提高了碱洗塔的运行周期。除了以上两种途径之外,剩余的上 清液可加入氯气用以调节 pH 值至中性之后,把上清液中大部分 S 卜除去,再经水处 理车间统一处理。

3.4.3 热水的综合利用
热水来自 HCI 合成炉夹套热水、固定床循环热水、成品散热器疏水器产生的热 水。此热水在给高、低塔釜升温、聚合釜升温之外,还有多余的热量不能利用,只能 加凉水来降低温度。为此,结合我公司地处北方的特点,我们加了 1 台泵专将一部分 热水用于冬季供暖, 节省了取暖蒸汽。 又在成品工段蒸汽散热器之前加了 1 组散热器, 用来消耗一定量热水,节约部分蒸汽。热水的供给量视转化固定床水温而定,既节约 了能源也解决了天热时热水无法平衡需加凉水的问题。

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第三章 非工艺部分

3.4.4 尾气的回收利用
PVC 生产的尾气主要产生于转化工段的尾凝器。从尾凝器排放出来的气体,其 主要成分为氢气、氮气、乙炔气及氯乙烯气体,其中氯乙烯含量在 10%(体积分数)左 右。现在尾气处理的主要方法是采用活性炭,低温吸附其中的氯乙烯,其余的氢气、 氮气、乙炔气因不被吸附而放空。然后再将吸附的氯乙烯解吸出来达到回收氯乙烯的 目的,氛乙烯回收率在 85%左右‘但在解吸过程中需要大量的蒸汽来加热脱吸,同时 在脱吸之后又要用热风干燥活性炭所吸收的水分,然后用一 15℃盐水冷却活性炭。 这样就使这种方法操作较复杂,而且其中的乙炔气不能回收。另外一种方法是离子膜 分离法。其原理中国氛碱 2003 年第 1 期是利用离子膜对分子有选择性,从而达到对 氯乙烯、乙炔气体、氢气、氮气进行分离。经离子膜分离后,含氯乙烯 20%(体积分 数)的气体回到氯乙烯气柜;含乙炔较多的气体可根据需要回到转化器重新反应或放空; 而氢气与氮气被分离出来放空[14]。这种方法的优点是操作简单、维护费用较少,其缺 点是回收气体含量较低,从而增加了尾凝器、压缩机及制冷的负担及处理量。如能将 这两种方法结合起来,将有可能是今后处理尾气的方向。

3.4.5 转化水洗塔水的回收利用
由于在转化过程中氯化氢与乙炔的配比在 1.05 一 1.15:1, 甚至更高。 采用吸收塔 吸收多余的 HCI 制酸之后,再用水洗塔水洗,然后碱洗。现在采用水洗塔用水再循 环技术。在水的循环过程中,将一部分水加人 HCI 吸收塔代替制酸用水,同时在水 罐中再补加同量的水来保证循环量。这样,由于氯乙烯在盐酸中的溶解度比在水中的 溶解度小一半,不但节约用水,而且还减少了氯乙烯的流失,每吨树脂可降低 2kg 电石耗,效益相当可观[15]。

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结束语

结束语
四年的大学生活就快走入尾声,我们的校园生活就要划上句号,心中是无尽 的难舍与眷恋。从这里走出,对我的人生来说,将是踏上一个新的征程,要把所学的 知识应用到实际工作中去。 回首四年,取得了些许成绩,生活中有快乐也有艰辛。感谢老师四年来对我孜 孜不倦的教诲,对我成长的关心和爱护。 学友情深,情同兄妹。三年的风风雨雨,我们一同走过,充满着关爱,给我留下了值 得珍藏的最美好的记忆。 在我的十几年求学历程里,离不开父母的鼓励和支持,是他们辛勤的劳作,无 私的付出,为我创造良好的学习条件,我才能顺利完成完成学业,感激他们一直以来 对我的抚养与培育。 最后,我要特别感谢于智老师、徐军老师。是他们在我毕业的最后关头给了我 们巨大的帮助与鼓励,使我能够顺利完成毕业设计,在此表示衷心的感激。 于老师认真负责的工作态度, 严谨的治学精神和深厚的理论水平都使我收益匪浅。 她无论在理论上还是在实践中,都给与我很大的帮助,使我得到不少的提高,这对于 我以后的工作和学习都有一种巨大的帮助,感谢她耐心的辅导。 再毕业设计过程中于老师也给予我很大的帮助,帮助解决了不少的难点,使得系 统能够及时开发完成,这里一并表示真诚的感谢。

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参考文献

参考文献
[1] 邴涓林,李承志. 2008 年中国 PVC 产业动态及分析 [J].聚氯乙烯,2009,37 (5) :1 - 14. [2] 薛之化. 国内聚氯乙烯生产技术的进展 [J ]. 中国氯碱,2005,(5):1 – 9. [3] 薛之化,发展 PVC 工业的可行性研究,聚氯乙烯,2005,(2):12. [4] 谭恺,刘岭梅.悬浮法 VCM 聚合生产的新经验 [J].聚氯乙烯,2006,34 4 :14 - 15. [5] 时钧,汪甲鼎,余国琼,陈敏恒.化学工程手册(第二版),北京,化学工业出版社,1996. [6] 李雅丽.氯乙烯生产技术进展概述[J].中国化工信息.2006,(9:15-23). [7] 邮涓 林, 朱平 ,金 永利 , 李承 志. 国内 Pvc 大 型 聚合 釜技 术发 展动 态[J]. 聚氯 乙 烯,2005(1):23 一 28. [8] [美 L].I 纳斯聚氯乙烯大全化学工业出版社,9,1983. [9] 刘岭梅. 悬浮法聚氯乙烯生产技术研究要点 [J ]. 中国氯碱,2005,5:9 - 12. [10] 何明万. 30 m 聚合釜反应期的体积收缩和注水工艺 [J ].聚氯乙烯,2004,32( 2) :1 - 14. [11] L.I.纳斯.聚氯乙烯大全[M].化学工业出版社,1983:12-28. [12] 蓝凤祥,柯竹平等.聚氯乙烯生产与加应用工手册[M].化学工业出版社,1996: 35-47. [13] 潘祖仁,邱文豹,王贵恒.塑料工业手册,聚氯乙烯 [M ].北京:化学工业出版社,1999. [14] 王福顺,大型化工项目厂址比选的基本原则与方法,中国工程咨询,2008 年第 3 期,总第 29 期. [15] 严富英,李玉和等.聚氯乙烯工艺学.北京:化学工业出版社,1990:77.

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附录

附录

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