对20.1万吨年聚氯乙烯悬浮聚合汽提工艺进行设计

摘要 .........................................................................................................................I Abstract ................................................................................................................. II 第一章 文献综述 .................................................................................................. 1

1.1聚氯乙烯的性质 ...................................................................................... 1 1.2聚合工艺实践方法 .................................................................................. 1 1.3聚合生产工艺的两种操作方法的比较 .................................................. 4 1.4国内外聚氯乙烯悬浮聚合的工艺进展 .................................................. 5 1.5电石法聚氯乙烯生产工艺流程及PVC生产的绿化 ............................ 8 1.6汽提塔的操作关键 ................................................................................ 14 1.7国内外聚氯乙烯的市场与生产状况 .................................................... 17 第二章 工艺流程说明 ........................................................................................ 20

2.1乙炔发生工段工艺流程 ........................................................................ 20 2.2氯乙烯合成工段工艺流程 .................................................................... 20 2.3聚合工段生产工艺流程 ........................................................................ 21 2.4料浆汽提工段工艺流程 ........................................................................ 22 2.5离心干燥工段工艺流程 ........................................................................ 22 第三章 物料衡算 ................................................................................................ 24

3.1物料衡算依据 ........................................................................................ 24 3.2物料衡算条件 ........................................................................................ 24 3.3各个设备物料衡算 ................................................................................ 26 3.4物料衡算总平衡 .................................................................................... 37 第四章 热量衡算 ............................................................................................... 40

4.1乙炔发生器的热量衡算 ........................................................................ 40 4.2聚合釜热量衡算 .................................................................................... 42 4.3汽提塔热量衡算 .................................................................................... 46 4.4气流干燥塔热量衡算 ............................................................................ 47 4.5空气加热器热量衡算 ............................................................................ 50

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毕业设计（论文） 第五章 设备选型计算 ....................................................................................... 52

5.1聚合釜的选型 ........................................................................................ 52 5.2料浆排放槽的选型 ................................................................................ 54 5.3汽提塔的选型 ........................................................................................ 54 5.4离心机的选型 ........................................................................................ 55 5.5气流干燥塔鼓风机的选型 .................................................................... 56 5.6 聚合反应的设备一览表 ........................................................................ 57 第六章 聚氯乙烯树脂生产产生的污染及其治理 ........................................... 60

6.1乙炔工段产生的污染及其治理 ............................................................ 60 6.2氯乙烯合成工段的污染及其治理 ........................................................ 61 6.3聚合工段的污染及其治理 .................................................................... 62 总结 ...................................................................................................................... 65 致 谢 .................................................................................................................... 66 参考文献 .............................................................................................................. 67

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毕业设计（论文） 摘 要

本文讲述了国内外聚氯乙烯工业生产技术的发展进程和目前状况，包括工艺流程、聚合方法等。本设计对20.1万吨/年聚氯乙烯悬浮聚合汽提工艺进行设计，主要对乙炔发生工艺、氯乙烯合成工艺、聚合生产工艺、汽提工艺、离心干燥工艺五大工艺过程进行了物料衡算、热量衡算和设备计算和选型三个方面的准确工艺计算。得出本次设计需采用九个70m3（Ⅱ型）不锈钢聚合釜并联操作，七台70m3出料槽，十三台WL-630型离心机。同时绘制了整工艺流程图、PVC聚合工段工艺流程图、聚合工段主要设备平面、立面布置图、PVC汽提工艺流程图、厂区平面布置图、以及聚合釜和汽提塔装配图等。 关键词：聚氯乙烯 悬浮法 汽提工艺 物料衡算 热量衡算

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毕业设计（论文） Abstract

This article describes the development process of domestic PVC industrial production technology and the current situation, including the process, polymerization methods. This design uses calcium carbide, suspension polymerization produce PVC. An annual output of 201,000 tons of polyvinyl chloride (PVC) whole section process design, the main process of acetylene, vinyl chloride synthesis, polymerization production processes, stripping process, centrifugal drying process conducted five process material balance, heat balance process equipment and accurate calculation and selection of the three aspects of computing base. This design requires the use of derived seven 70m3 (Ⅱtype) stainless steel polymerization reactor operated in parallel, seven 70m3 discharge chute, thirteen WL-630 centrifuge. While drawing the whole process flow diagram, PVC polymerization process flow diagram section, major equipment polymerization section plane, elevation layout, PVC stripping process flow diagram with control points, the factory floor plan, as well as the polymerization reactor and stripper assembly maps.

Keywords: PVC suspension stripping process material balance heat balance

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毕业设计（论文） 第一章 文献综述

1.1聚氯乙烯的性质

聚氯乙烯(PolyVinylChloride)简称PVC，下同。它是由氯乙烯在引发剂作用下聚合而成的热塑性树脂，是氯乙烯的均聚物。PVC树脂为无定形结构的白色粉末，支化度较小，比重1.35~1.46(20℃)，不溶于水、酒精、汽油，在醚、酮、氯化脂肪烃和芳香烃中能溶胀或溶解。在常温下可耐任何浓度的盐酸90%以下的硫酸，50~60%的及20%以下的烧碱溶液，对盐类相当稳定。具有优异的难燃性、耐磨性、抗化学腐蚀性、综合机械性、制品透明性、电绝缘性及比较容易加工等特点。工业生产的PVC相对分子量一般在5万~12万范围内，具有较大的多分散性，相对分子量随聚合温度的降低而增加；无固定熔点，80~85℃开始软化，130℃变为粘弹态，160~180℃开始转变为粘流态；有较好的机械性能，抗张强度60MPa左右，冲击强度5~10kJ/m2；有优异的介电性能。但对光和热的稳定性差，在100℃以上或经长时间阳光曝晒，就会分解而产生氯化氢，并进一步自动催化分解，引起变色，物理机械性能也迅速下降，在实际应用中必须加入稳定剂以提高对热和光的稳定性。PVC很坚硬，溶解性也很差，只能溶于环己酮、二氯乙烷和四氢呋喃等少数溶剂中，对有机和无机酸、碱、盐均稳定，化学稳定性随使用温度的升高而降低。PVC溶解在丙酮-二硫化碳或丙酮-苯混合溶剂中，用于干法纺丝或湿法纺丝而成纤维，称氯纶。具有优异的难燃性、耐磨性、抗化学腐蚀性、抗微生物并具有较好的保暖性和弹性

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1.2聚合工艺实践方法

目前，世界上PVC生产的聚合工艺主要有五种，即悬浮、本体、乳液、微悬浮及溶液聚合工艺。其中悬浮聚合工艺一直是工业生产的主要工艺，绝大部分均聚及共聚产品都是采用悬浮聚合工艺。就拿美国为例，PVC生产工艺中，悬浮聚合占87.8%，本体聚合占4.4%，乳液聚合和微悬浮聚合占6.4%，溶液聚合占1.4%。与美国相比，西欧乳液聚合和本体聚合的比例较大，而日本则悬浮

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毕业设计（论文） 聚合占的比例较大[2]。

1.2.1本体聚合生产工艺

本体聚合工艺不以水为介质，也不加入分散剂等各种助剂，而只加入氯乙烯和引发剂，因此可大大简化生产工艺。由于本体聚合过程中物料状态是由低粘液相逐渐变成粘稠而最终形成粉料，所以聚合就被分为“预聚合”和“后聚合”两个过程，预聚合是在一个有剧烈搅拌的立式反应釜中进行，加人定量的VCM单体引发剂和添加剂，经加热后在强搅拌(相对第二步聚合过程)的作用下，釜内保持恒定的压力和温度进行预聚合。反应热靠反应釜冷却水套及回流冷凝器传出。氯乙烯转化率达到7%~12%时即将物料送入后聚合釜继续反应，聚合釜在接收到预聚合的物料后，再加人一定量的VCM单体、添加剂和引发剂，在这些物料的基础上继续聚合，使物料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%~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，对未反应的氯乙烯进行回收。离开聚合釜的物料是干粉，通过气流送到PVC贮斗中，经多层振动筛分后产品送至称量包装机中包装[3]。

1.2.2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PVC增塑糊所用的的PVC糊树(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PVC胶乳，它是直径0.1~3µmPVC初级粒子在水中的悬浮乳状液。通常采用水溶性引发剂(H2O2或K2S2O8等)。把氯乙烯单体、水溶性引发剂、水、乳化剂及非离子型表面活性剂加入聚合釜中，在40~55℃下聚合达到预定转化率(85%~90%)时停止聚合反应。第二阶段将PVC胶乳，经喷雾干燥得到产品PVC糊树脂，它是初级粒子聚集而成得的直径为1~100µm，主要是20~40µm的PVC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PVC增塑糊，工业上称之为聚氯乙烯糊。

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毕业设计（论文） 1.2.3微悬浮聚合

微悬浮聚合工艺，首先将氯乙烯单体、无离子水、乳化剂、油溶性引发剂以及其它助剂按比例预混合均化，使含引发剂的氯乙烯均化成小液珠，然后将其均化料通入聚合反应釜，升温至聚合温度。待达到预定的转化率时停止反应，回收未聚合单体，聚合所得胶乳经喷雾干燥即得产品。

1.2.4溶液聚合

溶液聚合是在聚合釜中氯乙烯单体在醋酸丁酯、丙酮等各种溶剂中进行聚合。这种方法有溶剂回收和使用时氯乙烯单体污染问题，并且生产成本高，所以仅适用于特殊用途。

1.2.5悬浮聚合生产工艺

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PVC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PVC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PVC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制在600左右，在第二步聚合前加入部分新单体继续聚合。采用两步法聚合的优点是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PVC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。

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毕业设计（论文） 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。

本设计采用悬浮法PVC生产技术。

1.3聚合生产工艺的两种操作方法的比较

1.3.1连续式操作

连续聚合流程具有形成规模经济迅速等特点和优势，但存在工艺灵活性差、产品品种单一等不足。其技术开发的核心，依然是如何开发新型引发剂、分散剂、防粘釜剂以及其它助剂，以提高聚合反应速率，缩短聚合生产周期；关键工艺技术所面临的也还是传热和搅拌这两个基本问题[2]。

1.3.2间歇式操作

间歇法工艺流程具有生产品种灵活多样、工艺挖掘潜力大等诸多优点。因而具有较强的生命力。为进一步提高通用树脂、专用树脂和糊树脂的质量，提高产品的专用化、市场化水平，近年来，国内外许多PVC生产厂家在间歇法工艺的研究上，紧紧抓住生产过程中聚合温度和搅拌这两个基本问题，一方面从设备的结构、材质等方面入手，不断提高聚合釜容积。目前，大釜技术和先进

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毕业设计（论文） 的除热手段在工业生产中已经得到广泛应用，容积为200m3的聚合釜已屡见不鲜。同时，为了缩短聚合周期并使工艺运行达到最优化状态，计算机控制技术的应用也正趋广泛。这些技术的应用，使聚合周期得到相对缩短，产品质量更加稳定，生产成本也不断降低。单釜效率己达到或超过原来的3倍。

本设计采用的是间歇式操作方式。

1.4国内外聚氯乙烯悬浮聚合的工艺进展

经过长期的不懈努力，PVC生产技术已经取得了较大进展。目前，世界各地PVC厂家都已形成了各自的工艺特点和风格，并已拥有许多专利和技术，也有各自追求的工业目标[4]。

1.4.1国内聚氯乙烯悬浮聚合的工艺进展

国内PVC生产行业的发展近几年来一直呈现良好的势头。各主要厂家都在积极采用先进的生产技术，不断改进工艺控制条件和工艺配方，努力提高产品质量，缩短聚合时间。

以北京二化、山东齐鲁石化公司和上海氯碱总厂等为代表的古德利奇大釜技术、工艺计算机自控技术和防粘釜技术等，均已达到和接近国际先进水平。内蒙古亿利化学工业有限公司40万吨PVC项目采用悬浮法生产PVC，有聚合、干燥、成品三大装置。主要包括VCM和脱盐水加料、化学品配制、聚合、汽提、回收、离心干燥、包装等工序，聚合加料采用双加料技术。内蒙古君正化工有限责任公司(二部)(以下简称君正化工二部)前身为内蒙古第二通用机械厂，于1992年建成6kt/aPVC、6kt/a烧碱生产装置，对PVC生产装置进行了不断技改和持续优化，解决了一系列制约生产装置连续运行的瓶颈问题，在2010年2~5月创造了氯乙烯生产装置安全生产79天无停车的记录。

悬浮法PVC大型生产装置成套工艺技术是北京化二股份有限公司(以下简称北京化二)在消化吸收数套国外引进装置的基础上，汲取多年的生产经验并结合我国的实际情况而自主研制开发的工艺技术。该成套工艺技术主要包括聚合生产配方、密闭入料、等温水入料、高效防粘釜、中途注水、新型汽提、新型旋风干燥、粉料输送和成品混料、高压回收氯乙烯单体、全自动包装码垛和

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毕业设计（论文） DCS控制等项技术。1978年齐鲁石化率先引进信越127m3大釜，随后锦化、北二化引进古德里奇70.5m3大釜。特别是锦化与锦化机联合开发的70.5m3大釜在国内得到广泛使用，小型釜所占比重逐步下降。

目前我国的PVC生产技术与国外还有一定的差距，技术的“引进-吸收-消化-创新”是目前PVC生产的主要途径，通过对汽提技术及设备、干燥器、聚合配方、防粘釜技术等的改进，提高了我国PVC生产企业的效益，发展了我国的PVC工业。青岛海晶化工集团有限公司于2001年成功开发了一套工艺技术先进、操作简单方便、投资经济合理、居国内同行业领先水平的PVC装置，使公司PVC装置产能由4万t/a扩大至8万t/a。贵州大学开发的一种原位悬浮聚合PVC树脂的方法，提高了PVC的高抗冲性。

1.4.2国外聚氯乙烯悬浮聚合的工艺进展

古德利奇(B.F.Goodrich)公司主要采取通过提高单釜产量和延长清釜周期的方式来提高生产效率，其悬浮工艺特点是清釜和脱挥发分技术。赫斯特(Hoechst)公司的悬浮聚合技术和密闭聚合釜技术、许尔斯(WerkeHuls)公司的悬浮聚合技术以及法国阿托(ATO)化学公司悬浮聚合汽提技术目前居于世界领先地位。此外，欧洲的其他一些公司，如意大利的赛斯(Cris)公司则是在防粘釜技术方面领先。

从综合技术方面上看，日本公司具有较高的水平并各具特色。西素(Chisso)公司、吉昂(Zeon)公司等拥有先进的悬浮技术和工艺。佳友(Sumitomo)化学公司悬浮聚合树脂产品的质量品质最好。日箭(SunArrow)拥有多牌号产品的生产技术。此外，这些公司不仅在以上诸方面处于领先地位，而且在缩短聚合操作周期，提高生产效率方面也取得了较大进步。

从PVC的生产工艺层面上看，西欧一些国家采用本体法和乳液法的比重较大，而美国、日本和我国等国家和地区则以悬浮法为主，日本悬浮法所占比重最高。对于悬浮聚合工艺主要发展方向是积极开发连续悬浮聚合工艺流程，并已取得许多重要成就。

从提高生产效率层面上看，所普遍采用的技术手段是：开发和应用新型复合引发剂、发散剂；采用计算机数控技术工艺；采用多种强化传热措施(如增加

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毕业设计（论文） 回流冷凝器)等。

从防粘釜技术层面上看，意大利的赛斯(Cirs)公司居世界领先地位。其NOXOLWSW和NOXOLETH的防粘釜剂系列十分著名。该防粘釜剂无毒无害。每喷涂一次，可以连续350~500釜次不用人工清釜。美国B.F古德里(B.F.Goodrich)公司的防粘釜技术也已达到400釜次的水平。防粘釜技术的迅速发展，使聚合操作辅助时间得到大大缩短。目前，平均清釜周期多数己达100~500釜次。

韩国LG化学、日本的太阳乙烯衍生物公司、信越(Shin-Etsu)化学工业公司、金子公司和新第一塑料公司等公司开发的连续悬浮聚合工艺流程较为典型。其流程概况是：流程主体为两个或三个串联的塔式反应器。第一个反应器采用注水工艺操作，同时加入NaNO2等抑垢剂，以减少粘壁物和污垢，该反应器结构新颖。其外形特征是顶端部分较小。操作时，该结构一方面可使反应器顶部只存有少量气相物，从而减小了气液相界面；另一方面，该气相部分还具有聚合压力安全缓冲装置的作用。第一反应器的聚合反应温度为67.5℃。单体转化率控制15%~30%之间；第二反应器中的单体转化率为%~91%。第二反应器的热负荷较大，其聚合热采用冷却夹套换热方式。反应器内顶部表面温度要求低于30℃。主要目的是避免气液界面形成粘壁聚合物。该工艺生产的树脂具有相同的粒度和粒度分布，生产强度达198~259t/(m3·a)。

赫斯特(Hoechst)公司开发的连续悬浮聚合工艺、意大利阿托公司以法国Pechinen-Saint-Gobain的两段法本体合工艺，具有较为鲜明的传统技术特色。该流程主体也由三个串联的管式反应器组成，但工艺作用、工艺条件以及设备结构与日本流程有所不同。第一反应器的工艺作用是进行预聚，以粒度和粒度分布。工艺目标是获得窄的粒度分布。关键工艺指标转化率的控制范围一般5%~8%之间。第二反应器的工艺作用仅仅是为了使聚合进一步进行，单体转化率控制在30％~35%；第一反应器的长径比为10：1，采用电化抛光表面处理，材料为不锈钢。搅拌采用七层搅拌器，等距安装在中心轴上。搅拌速度为600r/min，以便于形成轴向活塞流。第二反应器的长径比为5：1，材质为碳钢搪瓷，0~20o斜卧放置。内置搪瓷桨叶搅拌器，转速为70r/min。流体为活塞流，以减少聚合物形成粘釜物和污垢。第三反应器与第一聚合釜结构及放置方

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毕业设计（论文） 式均相同，但材质为不锈钢，夹套除热，搅拌速度为50r/min。其主要功能是提供适宜的除热能力。反应时加入酒石酸、NaNO2等抑垢剂。工艺设备在连续操作500h以后，釜内粘壁物大约为15~30ppm(以聚合物计)。该流程可用于聚合温度为50~66℃的PVC生产。产品粒度分布窄，品均粒度为130~150μm。

此外，还有类似的管式反应器。其长径比一般为10~26：1。第一反应器反应温度控制为25~26℃，以获得低的单体转化率(小于1%)，防止形成粘壁物。但在实际生产中，多数控制在5％~8%。平均聚合周期约为7.5h。为了进一步缩短聚合周期，提高生产效率，清釜和密闭加料出料工艺的研究也取得了新进展。利用防粘釜技术和生产工艺计算机控制技术，目前的聚合辅助时间已经大大缩短。这些技术的应用，不仅缩短了操作周期，而且也大大减轻了劳动强度，提高了卫生等级，保护了操作人员和环境。引发剂的种类虽然依然还是偶氮化合物类、有机过氧化物类、无机过氧化类以及氧化还原体系等，但其品种的研究开发十分活跃，性能也不断得到拓展。如日本开发的非对称二酰基型引发剂类新品种，分子一侧带有分枝结构，易于生产，成本低。

1.5电石法聚氯乙烯生产工艺流程及PVC生产的绿化

1.5.1电石工段

电石生产包括石灰生产、炭材干燥和电石生产单元。采用大型机械化混烧窑生产石灰，回转干燥器干燥碳素材料，改型ElkemⅠ型大型密闭电石炉生产电石，电石炉气净化采用直接燃烧法炉气利用技术。

电石生产主要反应是碳化钙生成反应，反应如下： CaO+2C→CaC2

电石生产主要副反应如下：

CaCO3→CaO+CO2；CO2+C→2CO；H2O+C→CO+H2； MgO+C→Mg+CO；SiO2+2C→Si+2CO；R2O3+3C→2R+3CO

电石生产包括炭材干燥、配料、碳化钙生成反应、出料、冷却、破碎及炉气处理等过程[5]。

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毕业设计（论文） 1.5.2乙炔工段

1)反应原理：采用湿法乙炔生产工艺技术。电石与水反应生成乙炔，电石中的杂质也发生同样反应。

乙炔生成反应：CaC2+2H2O→C2H2+Ca(OH)2； 副反应：

CaS+2H2O→H2S+Ca(OH)2；Ca3P2+6H2O→2PH3+3Ca(OH)2； Ca3N2+6H2O→2NH3+3Ca(OH)2；Ca3As+6H2O→2AsH3+3Ca(OH)2； CaO+H2O→Ca(OH)2。

乙炔净化反应：粗乙炔中含有H2S、PH3、NH3和AsH3等杂质，采用次氯酸钠进行净化。反应式如下：

4H2S+4NaClO→H2SO4+4NaCl；PH3+4NaClO→H3PO4+4NaCl； AsH3+4NaClO→H4AsO4+4NaCl。

2)生产工艺流程：湿法乙炔生产过程包括乙炔发生、乙炔净化及干燥、电石渣浆处理等。在乙炔发生器中，电石与水反应生成乙炔，粗乙炔经水洗塔用循环水洗涤冷却、净化塔用次氯酸钠洗涤除去杂质、碱洗塔除去酸性杂质、水洗除碱、低温水冷却、变压吸附干燥后送去VCM合成。电石水解反应生成乙炔同时副产电石渣，主要成分是Ca(OH)2，并含有硫化物等杂质。每生产一吨PVC树脂，同时产生含固量10%~15%的电石渣浆约10~15吨。经压滤机过滤后，产生含固量30%~35%的电石渣浆约3吨。电石渣是乙炔法PVC生产最大的污染源和污染物。电石渣经压滤后可用做建材出售。电石渣澄清液再进行进一步处理。

1.5.3氯乙烯工段

1)反应原理：乙炔法氯乙烯生产采用乙炔与氯化氢固定床气相催化合成技术。以活性炭为载体的氯化汞为催化剂，乙炔与氯化氢反应生成氯乙烯，反应方程如下：

主反应：C2H2+HCl→CH2CHCl；

副反应：C2H2+2HCl→C2H4Cl2；

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毕业设计（论文） C2H2+H2O→CH3CHO； C3H4+HCl→C3H5Cl。

2)生产工艺流程氯乙烯生产包括原料气混合、预热、氯乙烯合成、氯乙烯净化、压缩、精馏、残液回收、尾气回收等单元。自烧碱装置氯化氢合成工序送来的氯化氢气体进入氯化氢冷却器，用5℃水间接冷却。湿乙炔气经阻火器与氯化氢气体以1：1.05~1.1的比例进入混合器中进行混合，然后进入石墨冷却器用35℃左右盐水进行冷却脱水，再经酸雾过滤器除掉气体中所夹带的酸雾后进入预热器预热，达到指定温度后进入转化器进行反应，生成粗氯乙烯气体。合成反应气经汞吸附器除去物流中的升华汞，经冷却器冷却后进入降膜吸收器经酸洗吸收大部分未反应的氯化氢，经水洗塔用水吸收残余的氯化氢，再经碱洗塔洗涤残存的酸性物质后，氯乙烯合成气压缩液化。采用两段压缩，两段冷却冷凝技术，在全凝器中，加压的合成气首先用循环水冷却冷凝，未凝气再用冷冻水进一步冷凝，得液态粗氯乙烯送球罐贮存。全凝器排出的不凝气进入尾气冷凝器，采用冷冻盐水冷凝冷却，以尽可能减少尾气中的氯乙烯。最后氯乙烯尾气采用变压吸附技术进行回收氯乙烯及乙炔。液态氯乙烯采用三塔精馏系统进行精制。低沸塔除去低沸物；高沸塔除去高沸物，高沸塔顶得到99.99%氯乙烯单体，经固碱干燥脱水得到聚合级单体送去聚合单元。高沸塔底排出的含有氯乙烯、二氯乙烷、二氯乙烯高沸物，在回收塔中回收氯乙烯返回精馏系统，釜残液装桶外运出售。

1.5.4聚氯乙烯工段

采用悬浮聚合工艺技术生产PVC。生产过程包括单体和无离子水准备、溶液配制、防粘釜剂配制及高压水清釜、聚合、单体回收、浆料汽提、离心干燥、混料和包装等单元。

1)VCM和脱盐水的贮存与加料：新鲜VCM和回收VCM经计量后，按一定的比例加入聚合釜内；根据聚合反应的初始温度要求，冷、热脱盐水按一定比例混合后送入聚合釜，发生聚合反应，反应过程中聚合釜注入卒卜充水。

2)化学品配制。

3)聚合反应：聚合釜加入VCM、各种化学品及热脱盐水。加入引发剂，聚

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毕业设计（论文） 合反应立即开始，控制聚合反应温度恒定。当达到设定的转化率时，加入终止剂终止聚合反应。然后将PVC浆料及未反应的VCM排至出料槽，在出料槽内完成未反应的VCM回收；出料槽中的浆料用浆料输送泵送至浆料缓冲槽，进行浆料汽提回收VCM。聚合釜出料结束后，对聚合釜抽真空。聚合釜需要定期清洗。

4)VCM回收：VCM的回收在出料槽中进行，回收VCM贮槽排水含有VCM。VCM回收尾气送VCM冷凝回收处理系统。

5)浆料汽提：浆料经回收VCM后送入汽提塔，VCM被汽提出来。汽提后浆料用泵送至干燥工序。

6)废水汽提：来自聚合釜涂壁冲洗水、回收VCM贮槽排水、回收压缩机密封水排水、浆料汽提塔塔顶冷凝器冷凝水收集于废水贮槽中。用废水汽提塔提出废水中所含VCM，送至冷凝系统冷凝冷却回收，回收VCM经回收VCM贮槽返回聚合系统。

7)树脂干燥：汽提浆料送入离心机进行机械脱水，再加入流化床干燥器进行干燥。干燥器尾气经两级旋风分离后通过排风机排空。干燥后的成品树脂用气力输送系统送入产品料仓或包装料仓。

1.5.5电石法生产聚氯乙烯的绿化

1)乙炔生产过程中的降耗及防污染

国内由电石生产乙炔均采用湿式发生法，耗水高，乙炔溶解于水损失大，乙炔产率低，仅为96%，电石泥处理困难，上清液污染严重，这些是抑制电石法PVC发展的主要原因之一。

a开展干式乙炔发生器的研制

干法乙炔发生是用略过理论量的水分解碳化钙，所得氢氧化钙是干的，为粉末状。过量的水被反应放出的热所蒸发，反应温度大致在100~110℃。水与碳化钙的比例为1.2：1，氢氧化钙含水量为4%~10%。干式乙炔发生器又分立式和卧式两种，卧式乙炔发生器的主要优点是电石不需粉碎，产生的氢氧化钙可以采用压缩空气进行运输。不足之处是外壳是转动的，消耗动力较多。

而立式乙炔发生器不存在上述缺点，但其增加了电石粉碎系统。立式乙炔

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毕业设计（论文） 发生器内有7~10层板架，有的靠中心部分开孔，其余周边开孔，互相交错。中心耙每3min转10转，把电石从上一层板移落至下一层。粒径小于4mm的电石经加料斗和螺旋输送机不断进入发生器上层架板。水则通过8个喷嘴把电石块喷淋湿，发生电石水解反应。生成的乙炔气经上部导管排出。生成的氢氧化钙干粉经底部螺旋输送器排出。为了防止氢氧化钙“搭桥”，另外装有机械搅动器，落下的氢氧化钙经螺旋下料机排出。发生器下部装有蒸汽伴热夹套，保持大约100℃的温度，操作压力一般为40~50kPa，电石分解率为99%，以纯碳化钙计乙炔收率>98.5%。

干法乙炔发生器的优点极为显著，生产能力大，1kg电石消耗水量1.2~1.3kg；设备占地面积小，仅为湿式发生器的25%；乙炔损失量少，收率高，废渣含水量少，便于回收利用。各企业应联合起来共同研制出干式发生器，风险同担，利益共享。

b消除乙炔工序的废液

湿法乙炔发生工艺会产生大量的废液，有中和塔出来的废碱液、清净塔出来的废次氯酸钠液、冷却塔下来的冷却水，还有电石渣上清液，后两者占乙炔发生工序用水的绝大部分。每生产1tPVC用于乙炔发生水约10t，而冷却塔用水约7t。除用于电石分解化学反应水0.62t外，其余全部为移去反应热用水。生产1tPVC可产生1.2~1.5tCa(OH)2，若以经过压滤的电石渣中含水30%计，则仍有10+7-0.62-1.2×(1/0.7-1)=15.87(t)废水可供重复使用。废碱液与废次氯酸钠液可直接打入发生器作为发生用水。上清液需经换热将温度降到35℃左右，一方面减少水的用量，降低乙炔的溶解损失；另一方面可增大Ca(OH)2在水中的溶解度，防止其在发生器入口的部位沉积出来堵塞管路。冷却塔下水也应在发生器水入口处与电石泥上清液混合，以降低Ca(OH)2的浓度，作用也是防止Ca(OH)2在发生器入口高温处沉积。有关电石渣上清液中有害杂质的累积笔者作过推导，其量可稳定在一个常数范围内，不会影响产品质量。

c电石渣的处理及应用

有关电石渣综合利用问题研究颇广，烧制水泥，用作皂化剂以部分代替石灰或烧碱以及生产漂粉液、漂粉精等的报道很多但似乎对全面解决电石渣的重复利用及普遍性方面仍有继续探索的必要。

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毕业设计（论文） 2)氯乙烯生产过程中的环境友好行为

在氯乙烯生产过程中，广大PVC工作者为保护环境、降低消耗及节省资源做了大量卓有成效的工作。在全凝器和精馏塔尾气的回收利用上采用活性炭吸附、溶剂吸收、膜法回收以及活性炭纤维吸附等，基本上将尾气中所含的VCM及乙炔全部回收再利用。将用于粗VCM洗涤的泡沫塔、水洗塔、碱洗塔结合成一个整体，水闭路循环，回收全部的HCl，所有的水不排放，并综合利用合成炉及转化器热量等，但仍然有许多工作要做。 a低挥发性汞触媒的研制

目前国内用于乙炔与HCl反应合成VCM的触媒几乎全部是氯化汞-活性炭，1吨VCM消耗约1kg，这个问题应引起全体电石法PVC生产者的关注。从环保上讲，由于氯化汞蒸气分压较高、相对密度大、扩散慢，所以对人体危害更大。它腐蚀人体黏膜，人与之接触后可引起严重恶心、呕吐、吐血、肾伤害和虚脱衰竭，甚至死亡。因此，要严格控制其挥发及排放量，氯化汞常温下部分挥发，80℃、60h失重4%，101.5℃、60h失重61.3%。从资源上讲，20世纪80年代到90年代，汞资源的形势还比较乐观。中国当时的汞储量丰富，仅次于西班牙、前苏联、前南斯拉夫和意大利，位居世界第五位。国内汞矿主要分布在黔、湘、陕、青、川、滇等省，其中贵州汞储量占全国50%以上。万山曾是世界闻名的汞矿山。近20年来，由于PVC工业、电池工业的发展，加速了汞资源的消耗，目前国内汞资源已基本枯竭。贵州万山、铜仁、丹寨、新晃和务川以及湖南等的著名汞矿山已无汞可采。现仅存陕西旬阳十几个小规模个体矿山勉强维持生产，总计有20吨/月的产量。出于对环保的考虑，国家明令不允许汞的进口，即使有进口，按目前的消耗，世界汞矿也维持不了几年。另外，氯化汞-活性炭触媒使用初期需在130~150℃下培养30天以上这对生产能力也有很大影响，且易破碎，需经常过筛；易板结，需经常翻倒，使用很不方便。

为克服上述不足，石家庄科创助剂有限公司开发了新型环保汞-分子筛催化剂，在中试中同活性炭触媒相比，该催化剂显示出极大的优越性。在200℃下对两种触媒进行了挥发性对比，5h氯化汞-活性炭汞化物损失32%，而汞-分子筛触媒仅损失6.5%，可见后者挥发性远小于前者。随后在生产装置上进行试

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毕业设计（论文） 验，反应是在具0根列管的正常生产用转化器中进行的，此转化器为后台转化器。反应从150℃开始，反应10h后将温度提到160℃，再隔10h后提到170℃、180℃…依次递增。反应器冷却水温为98℃，水量恒定，靠提高乙炔和氯化氢通量来升温度。此反应器出口设有的取样点。从150~180℃这40h的连续试验得到的结果好得惊人，在转化器出口取样中几乎全是VC而分析不出乙炔和二氯乙烷等杂质，而其他转化器出口含乙炔量平均为1.6%。但从180℃提温后的第4h尾气中的乙炔含量突然变为7%，与此转化器入口所含乙炔量基本相同，试验也因此而停止。但就其高活性、高选择性、低挥发性、高强度及耐磨、耐破碎等特性来看，该反应值得人们去探索，以查清原因，进一步完善，直至成功。 b开发大型转化器

现国内采用的转化器大都由557×3.5×3000无缝钢管用钢板胀接而成，列管根数由610根至810根不等。为充分利用触媒，转化器先串联再并联，乙炔与HCl在0.04~0.07MPa表压下通过触媒进行反应。平均单台转化器生产能力为1500~1800t。随着聚氯乙烯生产规模的不断扩大，20万t/a以上规模的装置将不在少数，以目前尺寸的转化器计，其数量将超过100台，看上去的确很壮观，但从占地面积、设备维护等方面看都十分不利，已不适应电石乙炔法聚氯乙烯的发展要求。国外曾有过触媒容量为6m3的大型高效转化器，单台VC生产能力可达8500t/a，除了在触媒容积上增大外，还有较高的操作压力，约0.45MPa，乙炔与HCl的空速也较大[6]。

1.6汽提塔的操作关键

汽提塔是悬浮法PVC树脂生产过程中的重要设备之一，其作用是在聚合反应后回收PVC浆料中溶解吸附的未反应VCM，使树脂中残留VCM含量达到规定的指标。

在生产装置确定后，控制塔工艺参数是确保残留VCM含量合格的关键。主要涉及流量负荷、浆料中VCM初始含量、操作温度与压力、浆料与蒸汽通量(停留时间)等。控制塔不同的工艺参数对环保、能耗、安全均有影响[7]。

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毕业设计（论文） 1.6.1稳定浆料流量减少负荷波动

汽提塔操作要连续与稳定。蒸汽压力与浆料流量的波动会降低汽提效率，浆料流量的变化对汽提效率也有很大的影响。

1)减少汽提塔的开停车次数。在开停车时，塔内工况连续变化、不易掌握，残留VCM含量极易超标，而且此时塔内压力急剧变化，冲水时甚至形成负压，会使塔壁和死角粘附的变色树脂受震动而脱落，影响树脂质量。

2)避免流量大起大落，否则系统温度与压力会发生变化，树脂质量会出现差异。生产中应根据聚合釜出料时间、出料槽液位、离心机供料槽液位小幅度调整流量，建议每次调整浆料流量的幅度在3~5m3/h。

3)防止因管道或设备堵塞影响流量。生产中常见的堵塞情况主要有：a汽提塔供料槽过滤器堵塞。由于前道过滤器过滤效果不佳，使少量塑化物在此积累，发生堵塞。高压水冲洗与排放过滤器不仅浪费软水，还使塔的操作发生波动，影响产品质量。生产中应尽量发挥前道过滤器的作用，减少对此过滤器的影响，稳定塔的操作工况。b螺旋板换热器堵塞。生产中螺旋板换热器曾发生堵塞，拆开检查发现换热器出塔通道完全堵塞。堵塞物有两种：一种是因塔底高温生成烧焦的红褐色树脂块，另一种是浆料出塔泵机封、叶轮与泵壳磨出的丝条状塑化物(后者占绝大多数)，该堵塞物只能用高压水进行处理。生产中应加强对相关部位的检查。c塔进料喷头与上层塔板堵塞。主要还是由少量漏网的塑化物积累(也有部分结垢物)造成堵塞。因莲喷头流通面积小，而且清理不便，格林艾普公司已将莲喷头取消，增大了塔板面积，延长了清理周期。

综上所述，只有稳定了流量，才能不断地优化调整塔的运行参数，使其达到要求[8]。

1.6.2浆料中VCM初始含量的影响

在汽提操作中，每当聚合釜出料时，出料槽的槽压升高，汽提的其他工况不变时，塔顶回收的VCM量会增多，表现为塔顶压力升高、塔顶回收自动控制阀开大甚至开足。这是因为较高的压力下浆料含有较多的VCM所致。如果VCM含量超过了塔的处理能力，产品的质量就会受到影响。所以，生产中应控

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毕业设计（论文） 制出料槽向汽提供料槽的翻料速度，使汽提供料槽处于稳定的、较低的压力下，以稳定浆料中VCM的初始含量，为稳定汽提操作提供有利条件。如发现槽压升高，应及时、合理地降低浆料流量，并调整蒸汽流量，使影响最小化。

1.6.3汽提操作的影响

当流量与浆料中VCM初始含量得到保证后，影响汽提质量的因素就是操作温度、压力、浆料与蒸汽通量(停留时间)的控制。在汽提操作过程中，主要是操作温度的控制。经研究得知：PVC中残留VCM的脱吸机理有扩散和沸腾两者同时进行的形式。沸腾降低了树脂颗粒表面的VCM浓度，促使颗粒内部的VCM向外扩散。扩散有树脂中的VCM向水相扩散、水相中的VCM向气相扩散的过程，其中VCM在固、水、气相中的平衡浓度一般为1000：100：1。要提高VCM的脱除速度，必须保持其在水中的浓度最小，这是汽提速度的控制步骤。因为提高浆料温度可以增大PVC上面VCM蒸气压，提高VCM从PVC中扩散速度，同时由于水相温度的升高，VCM溶解度降低，更促进VCM从PVC粒子中转移至水相及VCM从水相转移至气相的速度。因此操作温度越高，汽提效果越好。生产的树脂型号不同，汽提的温度也有差异。生产PVC-SG7、8型树脂熔结程度较PVC-SG3、5型树脂高，需要稍高的操作温度。但由于树脂不易长时间受热，故在满足质量的前提下，操作温度应尽可能低。操作压力也是不可忽视的工艺指标，压力越低越有利于脱吸VCM。有些厂家甚至通过提高真空度、降低沸腾温度和气相中VCM浓度来增大扩散推动力，使脱吸速率加快。浆料与蒸汽通量相互影响。进塔的一部分蒸汽用于加热浆料，释放潜热与显热后，自身化作冷凝水随浆料流向后道工序；另一部分蒸汽鼓动浆料，穿塔而过，最后成为塔顶冷凝水。实际上，人为划分的两部分蒸汽是个整体，在不同塔板上发挥着各自的作用。根据生产实践计算，对已确定的浆料(指型号、配方、工艺已定)而言，加热浆料消耗蒸汽总量有一个较稳定的值，变化范围不大；而成为塔顶冷凝水的蒸汽则随生产流量的变化有较大范围的波动。

当浆料流量过小时，蒸汽耗量会明显上升，否则难以保证产品质量；当浆料流量适中时，蒸汽耗量较理想；当浆料流量再增大时，蒸汽耗量会先减小再增大，最后塔压上升，无法正常生产。因此，应先控制浆料流量在合理的范围

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毕业设计（论文） 内，再调整蒸汽流量，并稳定工况进行生产，生产中更应极力避免低流量汽提操作。

1.7国内外聚氯乙烯的市场与生产状况

1.7.1全球聚氯乙烯的生产状况

聚氯乙烯是仅次于聚乙烯的第二大通用塑料。自1997年以来，PVC的产量以3%/a速度递增。2001年，全球PVC生产能力已达到3313万吨，消费水平比2000年略有增加，为2882万吨。2003年7月全球约有50个国家、150个厂家生产PVC，2005年全球产量达3130万吨，需求量达3117万吨。2006年世界PVC产能3562万吨，实际产量3262万吨，产量的增长主要来自中国。2007年和2008年世界PVC生产能力分别达到3810万t/a和3900万t/a，2009年世界PVC总生产能力达到约4000万t/a，主要生产能力分布见表1，其中，北美801.6万t/a，占20.2%；南美128.5万t/a，占3.2%；西欧411.5万t/a，占10.4%；东221.5万t/a，占5.6%；中东/非州81.7万t/a，占2.0%；亚太地区2330.6万t/a，占58.6%[9]。

表1-1 2009年全球主要PVC生产能力分布

地区 北美 美国 加拿大

生产商 Shintech OxyVinyls 乔治亚海湾 台塑

Westlake聚合物 OxyVinyls 乔治亚海湾

生产能力/(万t/a) 801.6 234.0 140.0 152.5 152.0 77.1 28.0 18.0

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毕业设计（论文） 1.7.2我国聚氯乙烯的市场与生产状况

据统计，2006年、2007年、2008年和2009年我国PVC生产能力分别为1158万t/a、1448万t/a、1581.5万t/a和1781万t/a，产量分别为823.8万吨、971.6万吨、881.6万吨和915万吨。

据统计，2009年年底我国有PVC生产企业104家，总生产能力为1781万t/a，其中电石法94家，生产能力为1362万t/a，占总生产能力的76.5%。2009年我国PVC总产量为915万吨，其中电石法PVC产量754万吨，占总产量的82.4%。

由于国内PVC产量不断增长，中国PVC进口量呈逐年下降趋势。2007年我国进口PVC130.4万吨，出口75.3万吨，表观消费量为1026.8万吨。2008年中国PVC进口112.7万吨(比2007年下降13.6%)，出口.6万吨(比2007年下降14.2%)，表观消费量为929.7万吨(比2007年下降9.4%)，产量/表观消费量为94.8%，进口/表观消费量为12.1%，进口依存度为5.2%(比2007年下降0.4百分点)。2009年中国PVC产量为915万吨(比5第9期钱伯章：国内外PVC行业分析综述2008年增长3.8%)，进口195.5万吨(比2008年增长73.5%)，出口27.5万吨(比2008年下降57.4%)，表观消费量为1083.5万吨(比2008年增长16.5%)，产量/表观消费量为84.4%，进口/表观消费量为18.0%，进口依存度为15.6%(比2008年增长10.4百分点)。2009年，我国累计进口PVC195.5万吨，同比大幅增长73.5%，进口量所占比例较2008年提高了5.1百分点。进口量猛增严重冲击了国内市场。

我国已经成为世界上最大的PVC生产国和消费国。然而，受全球金融危机的影响，国际市场需求低迷，贸易保护主义盛行。同时国内PVC生产能力严重过剩，全行业开工率持续走低，整个PVC行业陷入内外交困的局面。

据中国商品市场信息公司(CBI)分析人士指出：中国PVC市场正在走向自给自足，并已出现供过于求。2008年，中国拥有98套PVC生产装置，总生产能力1581万t/a，占世界总生产能力的40%。但是有些建设项目正在被搁置，预计到2012年的需求增长率将仅为4.4%/a。这是由于受到经济危机与电石法PVC生产商经济性下降的双重影响。分析人士指出：尽管中国正在实现自给自足，但预计PVC仍将继续大量进口，2009年进口量达到195.5万吨，2012年进

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毕业设计（论文） 口量仍将会保持在100万吨水平。

CBI分析人士指出：在发达国家，PVC管材约占市场的70%~80%，而中国仅占50%。预计到2012年，中国对PVC管材的需求将以10%/a的速度增长，而PVC型材的消费增长率为9%/a。随着中国经济刺激性计划的出台和城市化发展加快，预计PVC管材和型材仍将快速发展。中国也在推行某些强制性法规，这将有助于发展国内的PVC型材和塑钢门窗工业。2010年中国有望新增近500万t/a的PVC生产能力，到2010年年底中国PVC生产能力将达到约2300万t/a。但由于生产成本提高，2009年中国PVC开工率仅为50%左右，如果2010年仍维持这一水平，则2010年中国的PVC产量1100万吨左右。在需求方面，2010年中国的PVC需求增速将放缓至8%，而在2009年时达到二位数的增长速度。预计2010年中国将消费PVC近1200万吨[9]。

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毕业设计（论文） 第二章 工艺流程说明

本次设计的生产核心包括乙炔发生工艺、氯乙烯合成工艺、聚合生产工艺、汽提工艺、离心干燥工艺五大工艺过程。

下面分别给予介绍。

2.1乙炔发生工段工艺流程

桶装或袋装电石经过破碎机破碎后，由皮带机送到电石大贮斗内，再从电石大贮斗放入加料斗，经计量后借电石吊斗、电磁振动器连续加入乙炔发生器。电石水解产生的粗乙炔气由乙炔发生器顶部逸出，经喷淋预冷器、正水封进入冷却塔和乙炔气柜。来自发生器经冷却后的乙炔气，进入乙炔压缩机加压，然后经清净塔除去粗乙炔气中的PH3、H2S等杂质，再经中和塔、冷凝器等除去酸和水分。精制后的精乙炔气送往氯乙烯合成转化工序。

2.2氯乙烯合成工段工艺流程

来自乙炔工段的乙炔气经乙炔砂封与来自绿化氢工段的氯化氢气体以1：1.05~1.1配比进入混合器，混合后的气体经两组石墨冷却器冷却后进入除雾器进一步脱水，脱水后的混合气进入预热器，开温后的混合气体进入装有绿化汞触媒的一组转化器进行第一次转化，经过初步转化的混合气体再进入二组转化器，反应后的粗氯乙烯进入脱汞罐脱汞后进入除沫冷却器降温，降温后进入制酸塔，回收气体中的氯化氢进入水洗塔，然后进入碱洗塔，然后经除沫器，一部分进入气柜一部分进入压缩机，压缩后的气体进入全凝器，没有冷却的气体进入尾气回收系统达标后排放。

全凝器和尾气冷凝器冷凝下来的氯乙烯液体进入粗单体贮槽，除水后氯乙烯液体进入低沸塔，塔釜再沸器用热水加热塔顶，用0℃水降温冷却除去低沸物的粗氯乙烯液体进入高沸塔，塔釜再沸器用热水加热塔顶，用0℃水冷却气态氯乙烯进入成品冷凝器，用0℃水冷凝成液体氯乙烯，成品氯乙烯进入单体贮槽贮存再送聚合工段。

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毕业设计（论文）

2.3聚合工段生产工艺流程

先将去离子水加入聚合釜内，在搅拌下继续加入分散剂水溶液和其他助剂，后加引发剂，密闭抽真空，必要时以氮排除釜内的空气。最后加入单体，升温至预定温度进行聚合。为了缩短聚合时间，也可以将排氧后的釜内物料加热至预定温度，而后引入单体聚合。采用这一加料方案易使引发剂分散不均匀，局部过浓部分易形成透明塑化粒子，加工时产生鱼眼，为了克服这一缺点，可将引发剂配成溶液或乳液，在VCM加入后，再加入釜内。

当釜内单体转化率达到87%时，根据釜内压力下降的情况进行出料操作，釜内悬浮液液借余压压入出料槽，并于出料槽通入蒸汽升温到75℃左右，脱除的未聚合的单体借槽内压力排入气柜回收。经脱气后的料浆职出料槽底部排出，经树脂过滤器及料浆泵进入汽提阶段。

该聚乙烯聚合系统属于放热反应，聚合热约为1540KJ/kg。放出的热量由夹套中冷却水带走。放热速度与传热速度应该相等，以保证聚合温度恒定。氯乙烯聚合机理上的特点是向单体链转移显著，PVC的聚合度仅决定于温度，而引发剂浓度、转化率无关。因此，聚合温度要求控制得十分严格（如±0.2℃）。这就要求引发体系有平缓的聚合放热速度，要求聚合釜有良好的传热性能，保证及时散热。工艺流程图如下：

图2.1 聚氯乙烯悬浮聚合的工艺流程图

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毕业设计（论文）

2.4料浆汽提工段工艺流程

来自出料槽的料浆，经树脂过滤器由料浆泵送经热交换器，与汽提塔排出的高温料浆进行热交换并被升温后，进入汽提塔顶部，料浆经塔内筛板小孔流下，与塔底的直接蒸汽逆流接触，进行传热传质过程，树脂及水相中残留的单体即被上升的蒸汽汽提带逸，其中的水分在塔顶冷凝器冷凝，借管间通入冷却水冷凝后回流至塔内。塔顶排出不冷凝的氯乙烯气体借塔顶真空泵抽送至气柜回收。汽提后VCM的含量为≤13.6ppm，塔底经汽提脱除大部分残留单体后的料浆，由料浆泵抽出经热交换器降温后送入混料槽，待离心干燥处理。

图2.2 料浆气提工艺流程图

2.5离心干燥工段工艺流程

干燥工艺过程包括两个阶段：气流干燥和沸腾干燥。本工艺采用气流和沸腾两段干燥装置来完成树脂的干燥过程。

汽提后的料液由进料泵加入离心机进行分离，得到含水量为20%左右的PVC滤饼，并有螺旋输送器送入干燥器对树脂进行干燥，经筛分后得到含挥发物为0.3~0.4%的PVC树脂。

旋风干燥器是由一个带夹套的圆柱形桶体组成，内有一定角度的多层环形挡板，将干燥器分成若干室，挡板中间是导流板。高速的气流带有湿的PVC颗粒，从干燥器的切线方向进入下一个干燥室，热气流和树脂颗粒在床中高速回旋，离心力将固体颗粒与气体分开，经过在床内进行传质传热，树脂颗粒再次

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毕业设计（论文） 做旋转运动，离心力和重力作用在不同粒径的颗粒上，造成气体和颗粒之间的速度出现差异，小离子滞留时间短，大颗粒滞留时间长，这样不同的粒径都能得到良好的干燥。

沸腾干燥器是由多孔天花板把干燥器分隔成上下两个部分。热气流通过多孔花板把物料吹沸腾，不断向前移动，然后吹冷风，离心后的滤饼经机械分散起均匀进入干燥器，物料中的水分不断蒸发，被热风连续的带入大气中，从而达到干燥的目的，最后进行冷却以便过筛包装。

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毕业设计（论文） 第三章 物料衡算

3.1物料衡算依据

略去与计算无关的设备，物料平衡关系示意图如图3.1所示： M3 M4 M5 M10 M12 M13 M1 聚合釜 出料槽 汽提塔 M9 M11 M14 M2 M6 M7 M8 M15 M17 M19 M离心机 16 M气流干燥 18 M沸腾干燥 20

包装 M21

M1-氯乙烯单体 M2-去离子水 M3-引发剂（偶氮二异丁氰） M4-终止剂 M5-调节剂 M6-防粘釜剂 M7-悬浮剂 M8-二次用水

M9-聚合物混合溶液1 M10-回收VC单体1 M11-聚合物混合溶液2 M12-回收VC单体 M13-蒸汽 M14-聚合物混合溶液3 M15-母液 M16-湿物料1 M17-脱去水1 M18-湿物料2 M19-脱去水2 M20-成品1 M21-成品2

图3.1 物料平衡关系图

3.2物料衡算条件

1)明确物料发生的化学变化，写出主要的反应方程式。

a.对于单纯物料配置，无相变化和化学变化，因此不做物料衡算。 b.在聚合釜内发生反应，由引发剂引发单体进行自由基聚合，其反应式如下：nCH2CHClCH2CHCln

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毕业设计（论文） 搜集基本数据

a.生产能力：年产20.1万吨聚氯乙烯。 b.产品要求：聚氯乙烯含量≥99.95%。 c.生产周期： 300天∕年(24小时∕天)。

聚合部分属于间歇操作，每天生产3批。汽提、离心、干燥及包装部分属于连续操作。

d.相关技术指标

聚合总收率94%，总损失6%。根据生产统计数字，各步骤损失分配如表3-1所示(以聚合釜内反应生成的聚合物为准)。

表3-1 聚合分配(以SG-5型为准)技术指标

项目内容

技术指标

项目内容 聚合中损失量

技术指标

1%的聚合物生成量

聚合物后处理损6%聚合物生成的量 失率 去离子水体积 引发剂用量 分散剂用量 调节剂用量 终止剂用量 防粘釜剂用量

1.4单位体积 0.1%的单体质量 0.2%的单体质量 0.01%的单体质量 0.01%的单体质量 0.1%的单体质量

沉析的损失量 汽提中的损失量 离心中的损失量 气流干燥损失量 沸腾干燥损失量 包装损失量

1%的聚合物生成量 1%的聚合物生成量 1%的聚合物生成量 0.5%的聚合物生成量 0.5%的聚合物生成量 1%的聚合物生成量

3)如表3-2所示，可得出操作周期。

表3-2 操作周期-时间平衡表

操 作 时间/min

进水 进VC 15

15

搅拌 20

升温 30

反应 248

出料 20

清釜置换 20

共计 390

4)操作条件和控制指标 a.聚合阶段

聚合温度：56.2℃； 加料压力：0.84Mpa；出料压力：0.45Mpa； 反应转化率： 88%； 二次用水量：700m3。 b.出料阶段

出料中VCM的含量为≤456.3ppm。

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毕业设计（论文） c.汽提阶段

汽提顶温：105℃； 汽提底温：115℃；

压力：50KPa； 汽提后VCM的含量为≤30ppm。 d.离心阶段

离心后湿物料的含水量约为20%。 e.干燥阶段

气流干燥后出口含水量为5%，沸腾干燥器出口物料含水0.3%。 5)确定计算基准

间歇操作过程以kg/B为基准，连续过程以kg/h为基准。 6)计算主要原料投料量 每批应生产的聚合物数量为：

20.11041030.997=236875.kg/B

30030.94采用9釜(70m3)并联，则每釜每批投料量应为：

236875.=26319.54kg/B 9已知反应的转化率为88%，则应投入的VC单体的质量为：

26319.54=29908.57kg/B 0.883.3各个设备物料衡算

3.3.1乙炔发生段与氯乙烯合成段物料衡算

乙炔发生段和氯乙烯合成段关系示意图如图3.2所示： 水 HCl 电石 乙炔 粗氯乙烯 氯乙烯 精馏塔 发生器 混合器 图3.2 乙炔发生段和氯乙烯合成工段的流程图

电石：分子式CaC2，分子量.10。化学纯的碳化钙几乎是无色透明的结晶体，工业用电石呈灰色、棕黄色或黑色。18℃时的比重为2.22，电石比重随

6 2

毕业设计（论文） CaC2含量的减少而增加。不溶于所有有机溶剂中，熔点2300℃ (纯)电石与水作用生成乙炔和氢氧化钙。

规格： CaC2含量不小于67.17%(重量)；CaO含量不大于22.08%；C含量不大于1.0%；MgO含量不大于0.4%；H2S含量小于或等于0.15%；PH3含量小于等于0.08%；发气量：在20℃，0.1MPa压力下(760毫米汞柱)，285L/kg以上；粒度：25~200mm ，当粒度大于80mm 时，视比重为1~1.3kg /L。

氯化氢：分子式HCl，分子量36.5。它是一种无色有刺激性气体，遇到湿空气则呈白色烟雾。标准状况下比重为2.1739kg/m3，低温低压下可以成为液体，熔点为-114℃，沸点为-85.03℃。易溶于水，标准状况下，1L水可溶解525.2L气体。

乙炔又称为电石气，是最简单的炔烃，化学式C2H2。分子结构是C原子以sp杂化轨道成键、分子为直线形的非极性分子。无色无味、易燃的气体，微溶于水，易溶于乙醇、丙酮等有机溶剂。化学性质很活泼，能起加成、氧化、聚合及金属取代等反应。能使高锰酸钾溶液的紫色褪去。

乙炔的实验室制法

3CHCH10KMnO42H2O6CO210KOH10MnO2

CaC22H2OCaOH2CHCH 化学性质： 1)氧化反应：

a.可燃性：2C2H25O24CO22H2O

现象：火焰明亮且带浓烟，燃烧时火焰温度很高(>3000℃)，用于气焊和气割。其火焰称为氧炔焰。

b.被高锰化钾氧化：能使紫色酸性高锰化钾溶液褪色。

2)加成反应：可以跟Br2、H2、HX等多种物质发生加成反应。如溴水褪色或Br2的CCl4溶液褪色。所以可用酸性高锰酸钾溶液或溴水区别烯烃与烷烃。

与H2的加成：CHCHH2CH2CH2

b：与HX的加成，如：CHCHHClCH2CHCl (氯乙烯用于制聚氯乙烯)。

7 2

毕业设计（论文） 3)聚合反应：三个乙炔分子结合成一个苯分子：

由于乙炔与乙烯都是不饱和烃，所以化学性质基本相似。在适宜的条件下，三分子乙炔能聚合成一分子苯。

金属取代反应：将乙炔通入溶有金属钠的液氨里有氢气放出。乙炔与银氨溶液反应，产生白色乙炔银沉淀。因为乙炔分子里碳氢键是以sp-s重叠而成，碳氢里碳原子对电子的吸引力比较大些，使得碳氢之间的电子云密度靠近碳的一边大的得多，而使碳氢键产生极性，给出H+而表现出一定的酸性。

乙炔可以用以照明、焊接及断金属(氧化炔)，也是制造乙醛、醋酸、苯、合成橡胶、合成纤维等的基本原料。

20.1104=228409.09t/y 由上计算得知需年产单位的吨数=

0.88 x=62.52430010-6 则得n氯乙烯 =507575.76mol/h C2H2 + HCl = CH2CHCl 1 1 1 则n乙炔=n氯乙烯=507575.76mol/h

已知：乙炔/氯乙烯=95%；乙炔的转化率=98% 则需要n乙炔=517934.45mol/h n氯乙烯=534290.27mol/h

CaC2 + 2H2O = C2H2 + Ca(OH)2 36 26 74

已知电石纯度为80%，CaO10%，不计其余杂质 则需要电石量为：

507575.7610-6m==40.60 t/h

80%转化出口处(即为反应后的物质)有未反应的乙炔、氯乙烯和粗VC；则未反应的C2H2=517934.45-507575.76=10358.69mol/h

则未反应的HCl=534290.27-507575.76=26714.51mol/h

经过净化后的氯化氢含量接近为零，只含有VC和少量的高沸物、乙炔；

8 2

毕业设计（论文） 则经过精馏以后乙炔气体去变压吸附，高沸物经储罐后运出，单体到储槽中。

此过程的框架图如图3.3所示： 乙炔和 HCl

图3.3 乙炔工段的流程图 去变压吸附 精馏 混合器 转化器 净化 3.3.2聚合釜物料衡算

聚合釜物料平衡关系示意图如图3.4所示： M3 M4 M5 M1 M9 聚合M2 M6 M7 M8 M1-氯乙烯单体 M2-去离子水 M3-引发剂（偶氮二异丁氰）M4-终止剂 M5-调节剂 M6-放粘釜剂 M7-悬浮剂 M8-二次用水 M9-聚合物混合溶液1

图3.4 聚合釜物料平衡关系图

25℃时氯乙烯密度为0.9017g/cm3，水密度为0.997g/cm3。

1) 进入聚合釜内VC单体质量：M1=29908.57kg/B，据配方比可得： 去离子水质量：

M2=29908.571.40.997=46297.42kg/B

0.9017引发剂的质量：M329908.570.1%29.91kg/B 终止剂的质量：M429908.570.01%2.99kg/B 反应调节剂的质量：M529908.570.01%2.99kg/B

9 2

毕业设计（论文） 防粘釜剂的质量：M629908.570.1%29.91kg/B 分散剂的质量：M729908.570.2%59.82kg/B 二次用水的质量：M87000.997697.kg/B

M1M2M3因此， M877029.50kg/B

助剂总剂量为： M3M4M5M6M7

29.912.992.9929.9159.82125.62kg/B 2)出料

生成PVC量：29908.5788%26319.54kg/B 未反应的VC量：29908.5726319.5435.03kg/B 卸到出料槽物料量(所生成的聚合物质量)：

29908.5788%99%26056.35kg/B

损失PVC的质量：M损29908.5788%1%263.20kg/B 聚合物的混合溶液：

M9M所生成的PVCM2M3M8M未反应的PVC76766.31kg/B

对聚合釜作全物料衡算得：

M1M2M3M8M9M损

对于聚合釜的物料衡算的数据，归纳如表3-3：

表3-3 聚合釜物料平衡表

物料名称 VC 分散剂 调节剂 引发剂 终止剂 防粘釜剂

进料kg/B 29908.57 59.82 2.99 29.91 2.99 29.91

出料kg/B 35.03 59.82 2.99 29.91 2.99 29.91

0 3

毕业设计（论文） 水 二次用水 PVC 损失PVC 合计

46297.42 697. — — 77029.50

46995.31 — 26056.35 263.20 77029.50

3.3.3出料槽物料衡算

出料槽物料平衡关系示意图如图3.5所示： M10 M9 M11 出料

M9-聚合物混合溶液1 M10-回收VC单体 M11-聚合物混合溶液2

图3.5 出料槽物料平衡关系图

出料槽中损失的PVC量为：

M损29908.5788%1%263.20kg/B

出料槽中含PVC量为：26056.35263.2025793.15kg/B 由于出料槽中VCM含量为456.3ppm，

出料中VCM的量为：25793.15456.310611.77kg/B 因此回收的VCM量：M10=35.03-11.77=3577.27kg/B 聚合物混合溶液M11包括

分散剂等：125.62kg；水：46995.31kg；VC单体：11.77kg； PVC：25793.15kg；合计M11=72925.84kg 对出料槽做总物料衡算：

M9=M10+M11+M损=76766.31kg

说明物料衡算结果是正确的。 出料槽物料衡算的数据归纳如表3-4：

表3-4 出料槽物料平衡表

1 3

毕业设计（论文） 物料名称 PVC 水 助剂 VC 回收VC 损失PVC 合计

进料kg/B 26056.35 46995.31 125.62 35.03 — — 76766.31

出料kg/B 25793.15 46995.31 125.62 11.76 3577.27 263.20 76766.31

3.3.4汽提塔物料衡算

汽提塔物料平衡关系示意图如图3.6所示： M12 M13

汽提塔 M11 M14 M11-聚合物混合溶液2 M12-回收VC单体 M13-蒸汽 M14-聚合物混合溶液3

图3.6 汽提塔物料平衡关系图

从这步操作开始转入连续操作过程，计算基准相应转化为kg/h。 1)根据全年的生产任务和生产时间求出每小时PVC产量为：

20.11041032.79104kg/h

30024产品中含水0.3%，折合绝干树脂量应为：

2.7910410.3%27816.3kg/h

考虑到各步损失后，则进入汽提塔内绝干树脂量为：

27816.398%299.97kg/h

94%按出料槽出料的组成，以299.97kg/h为基准求出汽提塔进料中其他各组分相应的量，因此，进入汽提塔内的水量为：

46995.31299.9752304.43kg/h

26056.35 2 3

毕业设计（论文） 助剂量为：

125.62299.97139.81kg/h

26056.35VC单体的量为：

11.76299.9713.09kg/h

26056.351%295.92kg/h 94%PVC损失量为：

27816.3出料槽中含PVC量为：299.97295.9228704.05kg/h 已知出料中VCM含量为13.6ppm，故出料中含VCM量为：

28484.0513.61060.39kg/h

因此回收的VCM量为：

13.090.3912.70kg/h

2)求蒸汽冷凝量

条件：进入汽提塔内的物料初始温度为66℃，汽提塔内压强为0.06MPa，在此压强下水的沸点为86℃，潜热为2293.9kJ/kg，水蒸气的比热容Cp=2.31

kJ/(kg℃)。进入汽提塔蒸汽的初始温度为142℃，物料的升温以及VC向蒸汽

的扩散能由蒸汽的潜热和显热提供，而且单体的扩散能为71kJ/mol，假定在塔内有35%蒸汽冷凝，其余在塔顶冷凝，则物料升温所需热量如表3-5：

表3-5 物料热量表

物料 名称 水 VC PVC 合计

重量

kg/h

t初 ℃ 66 66 66

t终

Δt

℃

CpkJ/(kg℃)4.2 0.848 1.7

Q

℃

kJ/h 3075508.49 155.40 716183.26 3075663.

52304.43 13.09 299.97

80 80 80

14 14 14

助剂所占比例甚微并入水中一起计算。 单体的扩散能为：

12.717114438.56kJ/h 362.510

3 3

毕业设计（论文） 故所需的总热量为：

Q总3075663.14438.563090102.45kJ/h

设蒸汽的流量为V，则：

Q总2.3114286V0.35V2293.93090102.45kJ/h

得：V3314.76kJ/h

根据以上汽提塔物料衡算的数据，归纳至表3-6：

表3-6 汽提塔物料平衡表

物料名称 PVC 水 蒸汽冷凝水 助剂 未反应VC 汽化回收VC 损失PVC 合计

进料kg/B 299.97 52304.43 3314.76 139.81 13.09 ___ ___ 84772.06

出料kg/B 28704.05 55619.19 ___ 139.81 0.39 12.70 295.92 84772.06

3.3.5离心机物料衡算

离心机物料平衡关系示意图如图3.7所示： M15

离心机 M14 M16 M14-聚合物混合溶液3 M15-母液 M16-湿物料1

图3.7 离心机物料平衡关系图

离心操作中PVC的损失量为：

27816.31%295.92kg/h 94%离心脱水后湿物料内仍含水20%水份，则含水量为：

4 3

毕业设计（论文） 28704.05295.920.27102.03kg/h

0.8根据以上离心机物料衡算的数据，归纳至表3-7：

表3-7 离心机物料平衡表

物料名称 PVC 湿物料含水 母液含水 助剂 PVC损失 合计

进料kg/h 28704.05 ____ 55619.19 139.81 ____ 84463.05

出料kg/h 28408.13 7102.03 48517.16 139.81 295.92 84463.05

3.3.6气流干燥物料衡算

气流干燥物料平衡关系示意图如图3.8所示：

M17

气流干燥 M16 M18 M16-湿物料1 M17-脱去水1 M18-湿物料2 图3.8 气流干燥物料平衡关系图

PVC损失量为：

27816.30.5%147.96kg/h 94%出料PVC量为：

28408.13147.9628260.17kg/h

由于气流干燥后的含水量为5%，则含水量为：

28260.175%1487.38kg/h 95%根据以上气流干燥物料衡算的数据，归纳至表3-8：

表3-8 气流干燥物料平衡表

物料名称

进料kg/h

5 3

出料kg/h

毕业设计（论文） PVC 水 PVC损失 脱走水分 合计

28408.13 7102.03 ____ ____ 35510.16

28260.17 1487.38 147.96 5614.65 35510.16

3.3.7沸腾干燥物料衡算

沸腾干燥物料平衡关系示意图如图3.9所示： M19

沸腾干燥 M18 M20 M18-湿物料2 M19-脱去水2 M20-成品1

图3.9 沸腾干燥物料平衡关系图

PVC损失量为：

27816.30.5%147.96kg/h 94%出料PVC量为：

28260.17147.9628112.21kg/h

出料物料含水量为：

28112.210.3%84.59kg/h 99.7%根据以上沸腾干燥物料衡算的数据，归纳至表3-9：

表3-9 沸腾干燥物料平衡表

物料名称 PVC 水 PVC损失 脱走水分 合计

进料kg/h 28260.17 1487.38 ____ ____ 29747.55

出料kg/h 28112.21 84.59 147.96 1402.79 29747.55

6 3

毕业设计（论文） 3.3.8筛分包装物料衡算

筛分包装物料平衡关系示意图如图3.10所示：

包装 M20 M21 M20-成品1 M21-成品2

图3.10 筛分包装物料平衡关系图

绝干PVC损失量为：

27816.31%295.92kg/h 94%包装入库的绝干PVC量应为：

28112.21295.9227816.29kg/h

随着PVC树脂损失的相应水的量为：

295.920.3%0.kg/h 99.7%根据以上筛分包装物料衡算的数据，归纳至表3-10：

表3-10 筛分包装物料平衡表

物料名称 PVC 水 PVC损失 脱走水分 合计

进料kg/h 28112.21 84.59 ____ ____ 28196.80

出料kg/h 27816.29 83.70 295.92 0. 28196.80

3.4物料衡算总平衡

1)聚合釜及出料槽属于间歇操作，计算基准为kg/B

投入VC单体的量为29908.57kg/B，经聚合釜和出料槽减压后的量为： 35.03kg/B，出料为11.76kg/B，PVC的总损失

29908.570.882%526.39kg/B。因此，计算的总数据归纳如表3-11：

7 3

毕业设计（论文） 表3-11 间歇操作物料衡算总平衡表

物料名称 VC 水 二次用水 助剂 PVC 损失PVC 回收VC 合计

进料kg/B 29908.57 46297.42 697. 125.62 ____ ____ ____ 77029.50

出料kg/B 11.76 35420.97 ____ 125.62 25793.15 526.39 3577.27 77029.50

2)从汽提塔到筛分包装为连续操作，计算基准为kg/h

进入汽提塔的VC量为13.09kg/h，经过汽提后VC单体的量降为0.39kg/h，进入汽提塔以及在汽提塔内冷凝的水的总量为52304.433314.7655619.19kg/h。离心后母液总量为55619.197102.0348517.16kg/h，PVC损失总量为：

27816.30.041183.68kg/h。 0.94因此，计算的总数据归纳如表3-12：

表3-12 连续操作物料总平衡表

物料名称 VC 水 蒸汽冷凝水 助剂 PVC 回收VC 湿物料含水 母液 损失PVC 损失水 合计

进料kg/h 13.09 52304.43 3314.76 139.81 299.97 ____ ____ ____ ____ ____ 84772.06

出料kg/h 0.39 ____ ____ 139.81 27816.30 12.70 83.70 48517.16 1183.68 7018.33 84772.06

8 3

毕业设计（论文） 3)整理以上结果，绘制物料平衡关系示意图如图3.11所示：

VC：29908.57kg/B 水：46995.31kg/B VC：13.09kg/h 水：52304.43kg/h 助剂等：125.62kg/B PVC：299.97kg/h 助剂等：139.81kg/h 聚合釜汽 提 离塔 排放槽 心机 PV：26056.35kg/B PVC：28704.05kg/h VC：35.03kg/B 母液含水：55619.19kg/h 去液母池PVC水 PVC水 沸腾干燥 气流干筛分包装 燥 助剂：139.81kg/h PVC图3.11 物料平衡图

9 3

毕业设计（论文） 第四章 热量衡算

4.1乙炔发生器的热量衡算

4.1.1设计条件

1)电石纯度：80% 2)CaO：10% 3)反应温度：

4)乙炔时的比热容：1.85J/(g℃) 5)发生收率：98%

6)85℃时饱和水蒸汽压力：0.58atm 7)水的气化潜热：2299.5kJ/kg 8)干渣比热容：1.088J/(g℃)

不计入其余杂质的反应，此外不计热损失和电石加料等带入的热量。 碳化钙和石灰水解的平衡方程式如下所示：

1129.8kJ/mol CaC22H2OC2H2CaOH2 63.6kJ/mol?CaOH2OCaOH2 4.1.2水解反应放热

由反应式得： CaC2水热即为：

40.600.8106Q1129.86.59107kJ/h

CaO水热即为：

40.600.1106Q263.64.61106kJ/h

56

0 4

毕业设计（论文） 总放热量QQ1Q26.591074.611067.05107kJ/h 1)乙炔带走热Q3：

在温度20℃、压力760mmHg时，每吨纯度80%的电石与水反应，可得干乙炔气300m3。发生收率为98%，则可获得的乙炔质量为：

30040.602730.982613011.85kJ/h

22.223(27320)Q313011.851.85852.05106kJ/h

2)水蒸气带走热Q4

设发生器操作压力(表压)1000mmH2O1.01330.11.1133atm，则粗乙炔中水蒸气对乙炔的分压比(也即摩尔比)为：

0.581.049分子水/分子CaC2

1.11330.58则蒸发水量：

13011.851.049189449.61kJ/h

26Q49449.612299.52.17107kJ/h

3)干渣带走热Q5：

由反应式可得生成的总干渣量：

74740.81040.600.11040.600.0941040.6046736.40kJ/h 56Q546736.401.088854.32106kJ/h

因此，乙炔、水蒸气和干渣带走的热量为：

QQ3Q4Q52.051062.171074.321062.81107kJ/h

1 4

毕业设计（论文） 故乙炔工序图如图4.1所示：

溢流液 水 电石 乙炔气 乙炔气 发生器 冷却塔 水 循环水

图4.1 乙炔工序图

4.2聚合釜热量衡算

聚合过程分两个阶段，升温阶段和恒温阶段。

4.2.1升温阶段

升温阶段是物料由25℃加热至56.2℃，升温时间是0.5h。此阶段加热介质为饱和蒸汽，压力为0.4MPa，温度为142℃。此阶段升温所需总热量是釜体及釜内物料升温达到聚合条件所消耗的热量，即Q1Q2Q3Q4

其中：

Q1—水升温所需的热量(由于分散剂等含量甚微，故并入水中一起计算

Q2—VC单体升温所需的热量 Q3—釜体升温所需的热量 Q4—蒸汽所提供的热量

已知条件如表4-1：

表4-1 物料热量表

名称

重量

kg/B

t初

℃

t终

t

℃

Cp

kJ/(kg℃)

℃

水 46297.42 25

2 4

56.2 31.2 4.2

毕业设计（论文） VC 釜体

29908.57 6600

25 25

56.2 56.2

31.2 31.2

0.848 0.504

Q1：去离子水(助剂等)升温消耗热量

Q1qm1Cp1t46297.424.231.26.07106kJ/B

Q2：单体升温消耗热量

Q2qm2Cp2t29908.570.84831.27.91105kJ/B

Q3：聚合釜升温消耗热量

Q3qm3Cp3t66000.50431.21.04105kJ/B

Q4：蒸汽所提供热量

Q4Q1Q2Q36.071067.911051.041056.97106kJ/B

4.2.2恒温反应阶段

1)求总传热系数K

总传热系数K的倒数称为总热阻，与分热阻有如下关系式(1)：

111δ Kα1α2λ2式(1)中α1，α2—釜内壁和釜外液膜给热系数，W/(mk)。

δλ—釜壁导热部分的热阻，其中为厚度，为热导率。

对于搅拌内壁给热系数可用下列准数方程关系式(2)计算：

λndρ3600cμgμα1CDμλμw223130.14

2ndρ式(2)中D为釜内径，d为搅拌叶直径，ρ为密度，μ为粘度，

μ为搅

拌雷诺数，λ为热导率，c为比热容，g为重力因子，3600cμgλ为普兰特准数，μw为近壁处粘度，系数C为常数。国产70m3釜经实验标核C=0.5，将D=4m，d=1212mm，λ =0.6，ρ=998，μ=0.015p.s，n=95r/min；流体冷却时，

3 4

毕业设计（论文） 0.14μμw0.95将以上数据带入公式(2)得：

α10.50.61.5831.21299836000.50.0159.820.951562.96W/(mk)40.0150.622313对于釜外壁给热系数，采用夹套内装设螺旋倒导流板。关系式(3)如下：

α20.023dλ0.80.4RePr11.77e deR式(3)中de为螺距的当量直径，R为弯曲直径，因釜径较大，一般矫正因子

(11.77deR)的数值不大，因此可以取1.05，因为水的导热系数

λ0.65W/m2k，螺距de=0.55m，水的普拉兰特数Pr3.54，水的流速

u=2m/s，故带入以上数据于式(3)得：

0.650.55210000.42α20.0233.541.055198.68W/(mk) 60.55550100.8由于缝隙泄漏一般的实测值约为计算值的80%，因此

α'25198.6880%4158.94W/(m2k)

对于国产70m3不锈钢聚合釜而言，其釜壁热阻

18.13104W/(m2k)

1230δλ一般为：

故由式(1)知总传热系数为：

K111δα1α'2λ11111562.9158.941230590.57W/(m2k)

2)求总传热面积A

由物料衡算可知：VC的每批投量W单=29908.57kg，总转化率x=88%，反应时间θ4.5h，高峰时反应速率是平均反应速率的1.5倍，聚合反应热

2H96.3kJ/mol，反应温度T=56.2℃，总传热系数K590.57W/(mk)，冷

却水进口温度为5℃，冷却水进口温度差为5℃。氯乙烯的相对分子质量M=62.5g/mol，则平均反应速率为 ：

4 4

毕业设计（论文） ωBΔx29908.571030.88r9.36104mol/h

θM4.562.5故平均热负荷QrH9.3610496.39.01106kJ/B 反应发出的热量

22908.571030.8896.3QR3.11107kJ/B

62.5_令最大热负荷Qmax与平均热负荷之比等于热负荷分布指数RQmaxQ，

对于本聚合反应R=1.5，

故QmaxQR1.59.0110613.52106kJ/B3.76106W/B 对数平均温差为：

tmTt1Tt256.2556.21048.66℃

lnTt1Tt2ln56.2556.210又因为QmaxKAtm，则总传热面积为：

Qmax3.76106A130.84m2

Ktm590.5748.66由于最大水流量qmaxqmcpt4.2105qm13.52106kg/B 故qm6.44105kg/h

对于70m3不锈钢聚合釜，其夹套传热面积A80m2130.84m2，此传热面积不满足要求，故需增加内冷管。

整理以上计算结果，如表4-2所示：

表4-2 反应热量表

反应过程

升温阶段

Q1：水、明胶等升温吸收的热量 Q2：单体升温吸收的热量 Q3：设备升温吸收的热量

5 4

Q入，kJ/釜 Q入，kJ/釜

6.07106 7.91105 1.04105

毕业设计（论文） Q4：加热蒸汽带入的热量

3.11107 3.80107

6.97106

QR：反应放出的热量 3.11107

恒温阶段 Q：冷却水带走的热量

水

总计

3.80107

4.3汽提塔热量衡算

料浆从汽提塔上部进入，下部通入蒸汽进行汽提，并与蒸汽逸出，蒸汽在塔顶冷凝，VCM则进入回收系统。进入汽提塔内的物料初始温度为66℃，汽提塔内压强为0.06MPa，在此压强下水的沸点为86℃，潜热为2293.9kJ/kg，水蒸气的比热容Cp=2.31kJ/(kg℃)。进入汽提塔蒸汽的初始温度为142℃，物料的升温以及VC向蒸汽的扩散能由蒸汽的潜热和显热提供，而且单体的扩散能为71kJ/mol，假定在塔内有35%蒸汽冷凝，其余在塔顶冷凝，则物料升温所需热量如表4-3：

表4-3 物料热量表

物料 名称 水 VC 合计

重量

kg/h

t初℃

t终

℃

t

℃

CP

Q

kJ/(kg℃)

kJ/h 3075500.48 155.40 716183.26 3791839.14

52304.43 13.09

66 66 66

80 80 80

14 14 14

4.2 0.848 1.7

PVC 299.97

助剂所占比例甚微并入水中一起计算。 单体的扩散能为：

12.707114427.20kJ/h

62.5103故所需的总热量为：

Q总3791839.1414427.203806266.34kJ/h

设蒸汽的流量为V，则

Q总2.3114286V0.35V2293.93806266.34kJ/h

得V4082.99kJ/h

6 4

毕业设计（论文） 4.4气流干燥塔热量衡算

4.4.1设计条件

1)生产能力：干燥器每小时干燥湿物料28408.13kg

2)空气状况：进预热器温度t015℃，H00.0075kg水/kg绝干空气，离开预热器温度t1140℃，离开干燥器温度t258℃。

3)物料状况：物料初湿含量ω10.2，物料终湿含量ω20.05，物料进干燥器温度θ115℃，物料出干燥器时温度θ250℃，物料密度ρs1400kg/m3，绝干物料比热容Cs1.7kJ/(kg℃)，颗粒平均直径d0.125mm。

4.4.2设计计算

1)水分汽化量W

进、出干燥器的含水量为：

x1ω10.20.25kg/kg干料 1ω110.2ω20.050.0526kg/kg干料 1ω210.05x2绝干物料的处理量为：

Gc28408.137.kg/s

3600则水分汽化量为：

WGcx1x27.0.250.05261.56kg/s 2)空气用量L 汽化水分耗热：

Q1Wγ0Cpvt2Cωθ11.5625001.88584.19153972.06kw

物料升温耗热：

7 4

毕业设计（论文） Q2GcCpm2θ2θ1

其中Cpm2CsCωx21.74.190.05261.98kJ/kg℃ 因此Q27.1.985015546.78kw 废气带走热量：

Q3LCpH1t2t0

式中CPH1=1.01+1.88H1=1.01+1.880.0075=1.02kJ/(kg℃)因此Q3L1.02581543.86L 由热量衡算得QQ1Q2Q3

即LI1I0L160343972.06546.7843.86L 得L55.01kg干气/s 3)出口气体湿度H2 由物料衡算式

LW

H2H0

H2W1.56H00.00750.036kg/kg干气 L55.014)干燥塔直径D

采用等直径干燥塔，根据经验取干燥管入口的空气速度u=20m/s，干燥塔直径：

D4LνH πu

νH2.831034.56103Ht2732.83104.56100.00751402731.18m/kg333D455.011.182.03m

3.14205)干燥塔高度Z

干燥塔高度Zτugu0，现分别求出参数τ、ug、u0。

8 4

毕业设计（论文） a. u0—沉降速度m/s，可用试差法求得。 设Re0～1000，即属于过渡流区，则

4ρsρgdu00.655.5ρV2.17 11.4空气的物性按绝干空气在平均温度下：

tm1405899℃ 2查得：λ3.21105，ν2.313105m2/s，ρ0.946kg/m3 因此根据以上可知：

414009469.810.12510u050.655.59462.31310校核Re，可知Re范围正确，即：

32.1711.41.55103m/s

du00.1251031.55103Re0.0084

ν2.313105即u01.55103m/s为所求。

b.ug—空气流速，应为平均温度下的速度。

ug202739918m/s

273140c.τ—停留时间，物料在此时间内完成热量传递。

τQ astm其中每秒进料具有的总面积为：

s6Gc67.270.51m2/s 3dρs0.125101400tmt1θ1t2θ214015585042.56℃

lnt1θ1t2θ20.5ln140155850a20.54Reλ3.211050.5d20.540.00840.1251030.526W/m2℃

9 4

毕业设计（论文） QWrGcCSCwx1twθ1GcCpm2θ2tw1.5624197.1.74.190.2540157.1.985040 4484.43kwτ4484.430.74s

0.526270.5142.56即干燥管高度为Z0.7418.011.5510313.33m

4.5空气加热器热量衡算

本设计采用翅片式空气加热器，由气流干燥塔热量衡算中的数据可知绝干空气的流量为55.01(10.0075)54.60kg/s196560kg/h，空气进加热器空气温度为15℃，空气加热器温度为100℃，空气湿度为0.0075kg水/kg干气。

设计步骤如下：

1)翅片式空气加热器中加热蒸汽的饱和温度ts为满足传热要求，取

ts155℃

2)计算参数F

10015F(排风温度进风温度）0.60（蒸汽温度进风温度）15515

由F值查的3R型和4R型排管均适合，它们分别有3个排管和4个排管，表面风速为2.7m/s和5.5m/s，以上两种型式的排管中3R型表面风速过低，传热效果差，故选用4R型排管。

2) 根据翅片式空气加热器中空气在标准状况下的体积流量，由以下计算 管受风面积Aa=Vh

3600ua式中Aa——排管受风面积，

Vh——标准状况下湿空气的比体积流量，m3/h ua——表面风速，

因标准状况下的湿空气的比体积为

vH=(0.773+1.2440.0075)m3/kg=0.782m3/kg

0 5

毕业设计（论文） 4R型表面风速ua5.5m/s 故Aa=749.150.782=3.02m2

36005.5 根据受风面积及排管型式表由表选择合适的翅片式空气加热器查的，用S-4R-24-78，单排管数位2，散热面积为58.5m2，通风净截面积为0.936m2。

4)计算翅片式空气加热器加热湿空气所需的热量

QLCHt1t0749.151.011.880.0075 100151848.6kw36005)计算翅片式空气加热器的传热系数

对于S型翅片式空气加热器，采用蒸汽加热空气的情况，其总传热系数计算式为K=0.01977G0.608f

式中K——总传热系数， G——湿空气质量流速，kg/(m2s) f——总传热系数修正系数， Af——通风净截面积，m2

G=L(1+H0)Af，其中通风净截面积Af=0.936m2，查的4R型排管的传热

系数修正系数f=0.94，故：

G749.15(10.0075)22.86kg/(m2s)

0.936360022.860.608×0.94=0.125kw/(m2k) 则K=0.01977×6)计算传热推动力

t1551001597.5℃2

7)核算传热面积是否满足要求

湿空气在翅片式空气加热器中从15℃预热到100℃，所需的传热面积

A需=Q1848.6==151.7m2，而三台S-4R-24-78型的翅片式空气加热器的KΔt0.12597.52总传热面积Af=358.5=175.5m，则AfA需，所以该换热器能满足工艺要求。

1 5

毕业设计（论文） 第五章 设备选型计算

5.1聚合釜的选型

该聚合反应采用搅拌釜式反应器，搅拌釜式反应器对各种反应体系适应性强，操作弹性大，适应温度和压力范围广，既可以用于间歇操作也可用于连续操作。用于间歇操作时生产灵活性大，更换品种方便，适应市场能力强；用于连续操作时，反应器操作过程稳定，产品质量均一，且多釜串联连续操作产量大。

1)设计条件 日产量：

20.1104103Wd6.70105kg/d

300生产周期：ττRτa，式中τ为一个生产周期时间；τR为反应所需的时间；τa为投料、出料、升温等辅助操作时间。对于本反应τR4.5h，τa2h，则τ6.5h。装料系数φVRVT，式中VR为反应液体积m3。

24T243Bd，式中—每天生产批数，Bd 6.5此搅拌釜反应器没有起泡沸腾时，φ0.7~0.8，此反应取φ0.8。 3) 计算反应器体积及台数 查物性手册得：

VCM密度：10.9017103 kgm3

聚乙烯醇(PVA)密度：21.0002103 kgm3 水密度：30.997103 kgm3

算得混合液的密度：m0.958103 kgm3。

查阅相关资料得悬浮聚合加入的初始物料总量与最后得到的产品产量的比值接近170.2770。

2 5

毕业设计（论文）

Wd170.27τt6.70105170.276.5VR460.74m3

ρm24709582470VTVR460.74614.32m3 φ0.75由于设计任务量大，需选用多台反应器，为了便于设备的设计和制造，降低设备费，可取每个反应器体积相同。对于此反应可选用国产70m3不锈钢釜，所需台数：

nVT614.328.8台 V70因此可以取n=9台。 3)釜体外形尺寸的设计

查相关资料得标准椭圆封头的体积为0.131D3，h封=D。

4令：h为釜体直边高度、H为反应器釜体总高度，则：

H=h+2h封=h+D

2若取HD=1.5，则有：h=D

πVT=D2h+20.131D3=1.047D3

4又已知每个反应器的体积为：VT=68.9363m 则椭圆封头的直径：D=3VT68.9363=3=4.0380m 1.0471.0473虽然反应器属于非标准设备，但用于制造反应器的上下封头仍应选用标头。因为HD取得较小，所以此处按公称尺寸选定釜体直径为4m。

VT-2V封68.9363-20.13143==4.1535m 釜体的直边高度：h=0.785D20.78542釜体的实际高度为：H=h+2h封=4.1535+24=6.1535m

4取封头直边高度为50mm，釜体圆形直筒部分高度：

4.1515-20.05=4.0535m

3 5

毕业设计（论文） π反应器的实际体积为：VT实=4.424.1535+0.2624.43=68.94m3

4反应器实际长径比：H=6.1535=1.5384 D4可选用国产70m3聚合釜，查阅化工设备图册得70m3(古德里奇)型聚合釜筒体38004928，釜体高6834m，总高9111m可以满足该设计聚合釜的尺寸。

5.2料浆排放槽的选型

料浆排放槽在工艺流程中起到连接EF工序的作用，即间歇操作的聚合过程对连续操作过程的汽提离心干燥过程之间的缓冲作用。

45m3，及48m3几种规格。本根据聚合釜容积和台数，出料槽常见有18.8m3，设计的处理总体积：

2691.7735420.973V9460.47m

1000912因此可选用七台70m3出料槽。

5.3汽提塔的选型

汽提塔是处理浆料的筛板塔，为防止热敏性聚氯乙烯树脂的堵塞和沉积，为使树脂浆料在全塔范围内停留时间分布均匀，通常使用无溢流管式大孔径筛板，筛孔直径选用15~20mm，筛板有效开孔率选用8%~11%。为提高筛板的传质效率和塔的操作弹性(负荷波动范围)。也可采用大小孔径混合的双孔径筛板。

为使料浆经过处理后，残留单体降低到200104~400104以下，汽提塔内设置有20~40块筛板，筛板之间用若干拉杆螺栓和定位管固定，保持板间距在300~550mm范围。在塔的设计及制作中，应严格控制筛板与塔控制节内壁的间隙允许公差，以防止塔底上升的蒸汽与塔顶下流的浆料在该环境部位发生偏流或短路，不利于传热和传质过程。

保证气液接触时筛板上泡沫层高度的均匀，对塔板水平及塔身垂直度也有

4 5

毕业设计（论文） 严格的要求。对于所述的穿流式筛板汽提塔，空塔气速一般在0.6~1.4m/s，筛板孔速在6~13m/s范围，物料在塔内平均停留时间在4~8min范围。

汽提塔的板效率主要取决于筛板的参数选择和制造安装有筛板的开孔率n、孔径d和孔距t的关系，当采用双孔径筛板时，可以按下修正式计算：

3d小21d大2n90.7 4t4t即由选取的n、d小及d大，可算出孔距t。

5.4离心机的选型

本次设计选用卧式螺旋沉降式离心机，原因如下：

第一，单机生产能力大，适合工厂大型仪表与自动集中控制的需要，没有操作周期，连续运行连续进出料，操作方便。

第二，母液含固量少，澄清度高，因分离原理是离心沉降而不是离心过滤，当机器的分离因素大于2000时，在聚氯乙烯生产中母液中含固量可以小于52ppm，即使分离因素降到1000，也能达到其离心母液的含量在1000ppm左右，不仅较过滤式离心机减少了离心母液对物料的夹带损失，而且省略了一套对离心母液回收处理设备。

第三，结构紧凑，占地面积小，易于密封。

本设计的生产能力为84.46t/h，可选用WL-630型，其生产能力为6.5t/h(以聚氯乙烯悬浮液计)，因此采用的离心机台数n84.46台。

离心机规格如表5-1：

表5-1 WL-630型离心机

转鼓规格

型号 内径长mm 转速 分离因素 生产能力t/h

WL-630 6301065 20002200 1400/1480 6.5

6.512.99台即需要13

5 5

毕业设计（论文） 电动机

型号 功率kw 长宽高mm 重量kg

Y225M-2 45

3100×2450×1120 4048

5.5气流干燥塔鼓风机的选型

1)求管路所需的实际流量

由前面气流干燥塔计算结果可知空气用量L55.01kg/s，在140℃空气密度为ρ1400kg/m3，所以有：

L实55.0136001.61105m3/h 1.232)求管路实际分压

在空气的入口截面列伯努利方程得：

PtP2P1ρu22u122Pf

已知空气入口前的空气压力P1及出口后的压力P2均为大气，故P1P2；入口速度u10，出口速度u1度ρ101.32920m；由于出口温度t=60℃，故出口状态下的密s8.414273601.06kg/m3；设备和管路总阻力损失为

Pf2000Pa。带入上述数据得：

1.06202Pt20002212Pa

2转化为标准条件下的风压力：

Pt022121.22140Pa 1.24根据实际流量L实1.61105m3/h和标准条件下的风压Pt02140Pa，可查得4-72-16通风机合适，主要性能参数如表5-2：

6 5

毕业设计（论文） 表5-2 4-72-16型通风机

类别

名称

型号

全压范围风量范围 mmH2O

Q，m3/h

功率范输送介质最高围kw

允许温度

t，℃

一般离心离心通4-72-16 通风机

风机

20～324

991～227500 1.1～210

80

5.6 聚合反应的设备一览表

下表是关于设备的型号、规格及数量的表，即如表5-3：

表5-3 聚合反应设备一览表

序号 设备名称 1 2 3

聚合釜 汽提塔 汽提塔进料泵

设备型号及规格

直筒长：41535mm 内径：4000mm 体积V=70m

筛板开孔率：10%空气气速1.2m/s ESHK80-200(A) Q=100m3/h H=60m开式2950r/min ESHK80-200(A) Q=100m3/h H=60m开式2950r/min

DN=250 DN800 1900

DN3400600 V=60m3 400030002000

3数量 9 1 2

4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14

离心缓冲槽进料泵 汽提塔回水泵 料浆过滤器 蒸汽过滤器 单体贮槽 废液池

无离子水过滤器 文丘里 水液分离器 单体气液分离器 回收单体贮槽

1 1 5 1 1 1 2 1 1 1 1

DN9002247

219/270/200300 DN700×800×2396VN=0.58m3

VN0.3m3 DN4002670 VN0.3m3 DN4002670 7 5

毕业设计（论文） 15 回收单体进料泵

Q100m3/h ESH80200A H60m n2950r/min

VN0.38m3 DN6001500 1

16 VCM气体过滤器

过滤面积A6m

17

压缩机循环水泵

Q10.9m3/h ISG4200AJ 21

H37.7m G40011612

管数：99 管长：1.5m

2

18 19 20

列管换热器 配套板式换热器 抽风机

1 1

F30m2

Q50m3/h H163mm

B724 过滤面积24m2 有效过滤面积7.4m

型号：47216

221 空气过滤器 1

22 鼓风机 风量范围：991~227500m3/h

功率：1.1~210kw 型号：WL630

1

23 离心机 分离因素1400 生产能力6.5t/h

13

24 快料旋转筛

329616002250

减速MB22YBXW587 FN173m3 DN15004500

1

25 一级冷凝器 换热管：383.0

L3000正三角形排列 FN173m3 DN15004500

3

26 二级冷凝器 换热管：383.0

L3000正三角形排列

1

27 28

阻聚剂滴加罐 压缩机汽水分离器

VN0.014m3 DN200320 1 1

DN10002500

8 5

毕业设计（论文） 减速机XWD1171/17

29

一级螺旋输送器

速比17 4005100 减速机XWD2291/17

30

二级螺旋输送器

速比17 4575400 带变频调速器

31 32 33 34 35

中间料仓 旋风干燥塔 一级旋振筛 二级旋振筛 罗茨鼓风机

1 1

容积2.9m3 14002600

2 1 3 2 1

350019400

T202181800 T202161600

风量72.7m3/min ZMH4400 升压58.5kPa

Q95m3/h ESHK80200 36 37 38

离心机给料槽 浆料混合槽 母液沉降槽

H48m

V94m3 380012000 2 1 2

DN600040002000

9 5

毕业设计（论文） 第六章 聚氯乙烯树脂生产产生的污染及其

治理

6.1乙炔工段产生的污染及其治理

6.1.1电石渣浆

电石渣是电石法原料路线生产聚氯乙烯树脂的主要问题，含有大量氢氧化钙固体且具有强烈的碱性，并含有较高的硫化物及其微量的杂质，作为副产物，在数量上已经超过了聚氯乙烯树脂。一般，生产1吨PVC树脂可以得到10%～15%的电石渣浆1219吨，含有48%的干渣23吨，利用自然沉降法占地面积较大，如果填埋、堆放必然造成污染。

电石渣的主要成分是氢氧化钙，可以用于生产砖块、筑路、作为生产水泥的原料、电厂脱硫剂、纯碱企业代替石灰乳用于脱氨等用途。

6.1.2电石粉尘

电石粉尘是电石法生产聚氯乙烯中急需解决的污染问题，在电石储运、破碎和加料过程中将会有大量的粉尘排入到大气中，每生产1吨PVC将会有20kg电石粉尘飘落到环境中，破坏生产环境和生活环境。

目前，国内的生产装置主要从传统敞开式破碎加料改为密闭式破碎传动加料，既减少了粉尘又减少了噪声。

6.1.3上清液回用

电石渣浆经过压滤机后的上清液，或经过沉淀后即使达到“眼不见混”。但其PH值仍高达13以上，且水中的杂质含量均超过国家的“三废”排放标准，其中硫化物超出国家排放标准数百倍。

上清液回用作为乙炔发生器补充水的循环使用的关键是上清液中的硫化物、磷化物含量是否会累计而对清净工序增加负荷及安全造成隐患。

0 6

毕业设计（论文） 磷化氢在乙炔发生器温度下溶解度很低，使生成的磷化氢大部分进入乙炔气相中并在清净塔中除去。所以磷化氢在上清液中的富集不是关键问题。使用上清液回用时采用各种方法使其温度降低到40 ℃以下，保证不影响电石水解温度的控制，使本工序的废水达到零排放。

6.1.4乙炔气清净用次氯酸钠废液

乙炔清净塔使用次氯酸钠对于乙炔气体中的硫和磷等杂质进行除去，所以清净塔中含有高浓度的磷(约45mg/L)、硫(约25mg/L)离子。根据我国《污水综合排放标准》(GB 78-1996)中的规定，总磷允许排放浓度要小于0.5mg/L。由于废液中含有大约0.1%的次氯酸钠，使用生化方法无法处理。目前国内没有很好的有效治理技术。

废次氯酸钠液体目前没有很好的办法处理，很多厂家将其与上清液混合后作为电石发生的补充水。但如果电石渣用于生产水泥时，要求其氯离子的含量不能超过0.015%。所以，对于处理废次氯酸钠液体成为了目前行业重点研究课题。

6.2氯乙烯合成工段的污染及其治理

6.2.1氯化汞催化剂

氯化汞催化剂为现知的催化剂活性最高者，所以至今在氯乙烯合成的生产中都采用它。但氯化汞是一种烈性毒物，如内服0.12～0.5g即产生急性中毒而而有致命危险，在使用时要认真注意对工人的防护，对废催化剂要作妥善处理。露天堆放固然不允许，掩埋地下也不行，因为吸附在活性炭上的氯化汞会慢慢溶入地下水而渗入江河里造成污染。采用高温使废催化剂中的氯化汞升华回收的办法是可行的，但为了更优质高产和减轻环境污染，今后应研究寻找低毒高效的非汞催化剂。

1 6

毕业设计（论文） 6.2.2精馏尾气中氯乙烯的回收

在电石法氯乙烯的生产过程中，多数企业采用低、高沸塔精馏的分离工艺精馏氯乙烯，在尾气冷凝器回收后的不凝气体中，仍然含有8%～20%的氯乙烯单体，但为了保证氯乙烯单体的质量以及防止整个系统中不凝气体的积累，这部分气体必须防空，对企业造成了较大的资源浪费，同时又严重污染环境，所以对精馏尾气必须进行尾气回收利用。目前，回收精馏尾气中的氯乙烯的方法主要有活性炭吸附、膜法有机蒸汽(VOC)回收及活性炭纤维吸附和变压吸附等。

6.2.3高沸液

氯乙烯精制工序排出的高沸残液占氯乙烯产量的0.5%～0.7%，其重要主要成分是1，1-二氯乙烷、左右旋1，1-二氯乙烯、氯仿、1，2-二氯乙烷、1，1，2-三氯乙烷、四氯乙烷等乙烷氯化物。该残夜组成复杂，挥发性强，有强烈的臭味，易燃易爆，有毒。多数企业未对其进行回收利用，而是将其焚烧处理，部分企业仅回收其中的二氯乙烷，其余成分或焚烧或排放，即使对二氯乙烷回收的企业，在回收过程中形成的焦油状物质也会附着在容器器壁上，使传热无法进行，且附着层坚硬难以清除。这个不仅造成资源的浪费，对环境也造成了较大的污染。因此将残夜综合利用不仅是聚氯乙烯生产发展的需要、贯彻环境认证和清洁生产工作的要求，而且是消除污染、提高社会效益和经济效益的途径。

6.3聚合工段的污染及其治理

聚合装置的污染物排放有气相和液相。向大气排放的废气主要有回收未反应的氯乙烯的冷凝器尾气，干燥树脂的废气。废水有离心机下水、单体水环压缩机工作水的排放、聚合反应结束后的冲洗用水、回收单体槽累计水等。

2 6

毕业设计（论文） 6.3.1冷凝尾气的排放

聚合反应过程中一般控制转化率在85%左右，大约15%的氯乙烯单体未参加反应，一般通过压缩冷凝的方法将其液化后返回到聚合系统再次使用。回收的氯乙烯气体虽然在一定的压力(0.2～0.6MPa)下进行低温冷却(5℃～32℃)液化，但由于氯乙烯单体在惰性气体中总有一定的蒸汽分压，排放的惰性气体中会有大约6%～12%氯乙烯单体存在。

目前，国内这部分尾气主要处理方法有：排向回收氯乙烯气柜，与其他的氯乙烯单体一起处理；使用膜分离技术回收；活性炭高压吸附高温脱吸技术。GB 16297-1996《大气污染物综合排放标准》中规定新建装置为36mg/m³。

6.3.2干燥尾气的排放

聚氯乙烯树脂干燥过程中排放一定的废气，主要污染物含细小的聚氯乙烯粉末，国家排放标准时小于25mg/m³，现有旋风分离器必须和生产实际工况相匹配，才能达到很好的效果。

处理措施：加布袋除尘器或者水洗装置，才能达到国家标准。

6.3.3离心机母液回用

聚氯乙烯生产中聚合及冲洗用水均采用无离子水，其消耗为1.5～2.5吨(1吨PVC)，这些水原来用一次就作为离心机母液水白白排到地沟，既浪费了水资源，又增加了消耗，现在一般进行回收利用，沉淀过滤，作为聚合装置的冲洗水或者其他装置的补充水。目前国内有的厂家对于母液水单独处理，达到综合利用的目的。

6.3.4氯碱企业水污染物排放标准

北京市地方标准《水污染物排放标准》(DB11/307-2005)中规定，1，2-二氯乙烷的排放是1.5mg/L，悬浮物(SS)排放限值400mg/L，COD排放限值是400mg/L，PH值控制限值是6～9。对于氯碱厂的排放总的氯化物的排放量没有

3 6

毕业设计（论文） 具体的标准，一般控制在2500mg/L。

4 6

毕业设计（论文） 总结

本次毕业设计对20.1万吨/年聚氯乙烯悬浮聚合汽提工艺进行设计，通过二个多月的努力对乙炔发生工艺、氯乙烯合成工艺、聚合生产工艺、汽提工艺、离心干燥工艺五大工艺过程进行了物料衡算、热量衡算和设备计算和选型三个方面的准确工艺计算和优化，终于设计出一套较为完善的聚氯乙烯悬浮聚合汽提工艺。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，达到了预期的目的。总的来说，这次设计的内容不算复杂，难度也不大，按照给定的模板，弄清思路，细心计算就能完成任务。

整个过程包涵工艺流程设计、物料衡算、热量衡算、设备工艺计算、车间布置设计、反应釜设计等具体内容。得出本次设计需采用九个70m3（Ⅱ型）不锈钢聚合釜并联操作，七台70m3出料槽，十三台WL-630型离心机。聚合釜及出料槽属于间歇操作，计算基准为kg/B。投入VC单体为的量为29908.57kg/B，经聚合釜和出料槽减压后的量为：35.03kg/B。出料为11.76kg/B，PVC的总损失29908.570.882%526.39kg/B，出料为：25793.15kg/B。同时绘制了整工艺流程图、PVC聚合工段工艺流程图、聚合工段主要设备平面、立面布置图、PVC汽提工艺流程图、厂区平面布置图、以及聚合釜和汽提塔装配图等。

本次毕业设计内容虽然不是很复杂，但是通过这次课程设计，仍然学到了很多知识。首先使我们把平时所学的理论知识运用到实践中，让我们对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也让我们自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我们提供了很大的发挥空间，我们积极发挥主观能动性地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我们的认识问题、分析问题、解决问题的能力。总之，这次课程设计不仅锻炼了我们应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了我们自学，检索资料和协作的技能。

最后，我们还要感谢杨隽老师和朱薇老师在这次课程设计中给予我们的敦促和指导工作。对于设计中我们遇到的问题他们给予了认真明确耐心的指导以及对我们的严格要求。

5 6

毕业设计（论文） 致 谢

本次课程设计是在杨隽老师和朱薇老师的悉心指导下完成的。从课题的选定、开题、直至完成整个设计过程中都凝结着老师的心血。他们不仅当面对我们进行指导，而且多次为我们的论文初稿提供宝贵的意见，多次亲自修改。在此谨向杨隽老师和朱薇老师致以诚挚的谢意和崇高的敬意。

在此，我还要感谢同学们的帮助，尤其是徐君同学的帮助，感谢徐君同学对于小组进程的安排以及工作的分配，并感谢同学们在我遇到问题时给予的帮助。正是由于他们的帮助和支持，我才能克服一个一个的困难，直至本课程设计的顺利完成。谢谢你们！

6 6

毕业设计（论文） 参考文献

[1] 王志魁，化工原理.北京：化学工业出版社，2005年1月第3版 [2] 王国胜，化工原理课程设计，大连理工大学出版社

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[4] 严福英主编，聚氯乙烯工艺学[M]，北京：化学工业出版社，1~248 [5] 万振国，浅析电石法PVC生产工艺流程.科技论坛，2012.7

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[7] 张勇 李涛，10 万t/ a PVC汽提装置的运行总结. 聚氯乙烯，2005 No.11 [8] 惠正刚，汽提技术在PVC生产中的应用.聚氯乙烯，2007 No.7 [9] 钱伯章，国内外聚氯乙烯行情分析.聚氯乙烯，2010.9 Vol. 38， No. 9 [10] 刘光启，刘杰等.化学化工物性数据手册.北京：化学工业出版社，2002

年5月第1版

[11] Suspension grade poly(vinyl chloride) and hazards of its production.

polemer，2005 128~132

7 6