催化剂粒度： 0.75～6.5 mm ，载体机械强度应≥90% HgCl2含量： 10.5%～12.5% 水分的含量： 小于0.3% 松装粒度： 540～640 g/L
空 速： 25～40 m3/（m3催化剂·h）时，转化率最高。 反应温度： 新触媒，150℃：旧触媒，180℃ 反应压力： 0.05MPa 采用经验设计法[6]：
S?V?VV RV? — 原料混合气进料流量，m3 VR — 催化剂床层体积，m3 SV — 空间流速，h-1
∴ 假定空间流速SV = 30 m3/（m3催化剂·h）
表3.1 转化器的进料组分表
进料 质量/kg 物质的量/kmol C2H2 5584.579 214.7915 HCl 8456.307 231.68 O2 2.971 0.093 H2O
2.7783 0.1545 Σ
14046.64
446.7183
3.1.2数据计算
混合气的体积流量 ：V? = 446.7183×22.4 = 10006.49m3 ∴ 由①式得 ：VR = 10006.49÷30 = 333.5497 m3 选管子： Φ57×3.5 mm
∴ 管子内径d = 0.05m ，管长6m，催化剂的装填高度为5.7m。
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3-1）（3-2） （ n ?333.5497∴ 管子数：
?4? 29803 根?0.052?5.7（3-3）
每个转化器用2401根管子，则转化器为298.3÷2401可取为13个转化器。 循环水带走的传热量2448447.054kJ，由于进出口温度变化不大，即近似为恒温。
∴ ?t（110?95）?（110?75）m?2 = 25 ℃
K 取经验值100.
则，A054需?Q2448447.K?t?25= 979.3788 ㎡ m100?A实际 = 3.14ndl
= 3.14×13×2401×0.05×5.7
= 27932.5137 ㎡ ∵ A实际 ? A需要 ∴ 能满足要求。
选取： 壳体大于400mm 用钢板卷焊而成[7]，
壳体内径D取决于传热管数n，排列方式和管心距。 D = t （nC-1）+ （2～3）d。式中： t — 管心距，t = 1.25d。 d。— 换热管外径
nC — 横过管束中心线的管数，该值与管子排列有关。
本设计采用正三角形排列，则nC = 1.1n = 1.12401 = 54 t = 1.25d。 = 1.25×0.057
= 0.07125 m D = t（nC-1）+2.5d。 = 0.07125×54+2.5×0.057
= 3.9185 m 圆整到4000mm
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（3-4）
（3-5） （3-6） （3-7） （3-8） （3-9）
参考文献，为了满足及时转移反应放出的热量，采用把转化器换热分为三层，三层同时进行散热。 3.1.3手孔[8]
∵ 反应最高压力为1.5 atm ∴ 选用平焊法兰手孔。
公称压力PN0.06MPa，公称直径DN250mm，H1 = 190mm 采用Ⅱ类材料，垫片的材料采用普通的石棉橡胶板。 其标记为： 手孔Ⅱ （A.G） 250-0.6 HG/T 21529-95 3.1.4封头的选择
根据手册[6]，选用锥形封头。
由于该设备可直接看做列管式换热器，故可直接查阅手册[8]，可得在0.6MPa下，管径为4000mm的封头厚度可取14mm。
3.2精馏塔的设计与选型[6]
由碱洗塔顶部出来的粗氯乙烯气体经排水罐部分脱水后进入机前冷却器冷却至5～10℃，除去粗VC中的大部分水分、提高了气体的密度后，经氯乙烯压缩机压缩至≤0.75MPa，送机后冷却器降温至50℃左右除去部分油水进入精馏段。
氯乙烯的精馏主要是将压缩岗位送来的氯乙烯气体在0.55～0.60MPa下，在全凝器全部液化为15℃的过冷液体，VC液体进水分离器，含有不凝气体氯乙烯气体进入尾气冷凝器，用-35℃冷冻盐水进一步分离，冷凝液体也进入水分离器，由水分离器的液体VC先送至低沸塔进行一级精馏去除乙炔和氮气、氧气等低沸物，再送至高沸塔经二级精馏除去二氯乙烷等高沸物，在塔顶可得到纯度大于99.95%的精制单体送至聚合工序。 A — 轻组分 ： C2H2 沸点温度： t = -83.6℃ B — 产品VC ： CH2CHCl 沸点温度： t = -13.9℃ C — 重组分 ： CH2ClCH2Cl 沸点温度： t = 57～60℃ 以上沸点均为常压。 I已知条件：
在精馏段以前由于二氯乙烷的含量极少，故将其视为氯乙烯一同进行各种物料和热量衡算。由于此时要精制氯乙烯故将其视为单一化合物进行计算。由前面转化器的物料衡算可知，此转化器的转化率为95%，主反应的收率为94.44%，因此得：均以小时计算
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二氯乙烷的摩尔质量：21.479 kmol 氯乙烯的摩尔质量 ： 385.413 kmol 乙炔的摩尔质量 ： 22.691 kmol
总的进料量 ： F = 21.479+385.413+22.691
=214.7915 kmol （3-10） II 设计条件：
操作压力： 0.7MPa 进料热状况：泡点进料 回流比： R = 2Rmin 单板压降： ≤0.7 kpa 板效率： 30%
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率及其对应的沸点： xF = 0.05 t = 40℃ xD = 0.3 t = -5℃ xW = 0.00001 t = 50℃ III 精馏塔的物料衡算：
乙炔的摩尔质量： MA = 26 kg/kmol 氯乙烯的摩尔质量：MB = 62.5 kg/kmol 总物料衡算： 214.7915=D+W
乙炔物料衡算：214.7915×0.05=0.3D+0.00001W （3-11）
联立解得：
D = 71.597 kmol/h W = 357.986 kmol/h IV 塔板数的计算[7]： ① 理论板数NT的求取 采用图解法求理论板数：
由《聚氯乙烯工艺学》查得乙炔—氯乙烯的气液平衡数据，绘出x—y图。 ② 求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比。在x—y图中的对角点上，自点e（0.05,0.05）作垂线ef即为进
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料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 yQ = 0.2 xq = 0.05 故最小回流比为：
Rmin?xD?yqyq?xq?0.3?0.2?0.670.2?0.05（3-12）
取操作回流比为：
R = 2Rmin
= 1.34 3.2.1求精馏塔的气、液相负荷 L = RD
= 1.34×71.597
= 95.94 kmol/h V = (R+1)D
= (1.34+1)×71.597
= 167.54 kmol/h L` = L+F
= 95.94+214.7915
= 525.52 kmol/h V` = V = 167.54 kmol/h 3.2.2 求操作线方程 精馏段操作线方程为：
y?LVx?DVxD?95.9471.167.54x?597167.54?0.3?0.57x?0.128 提馏段操作线方程为：
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（3-13） （3-14） （3-15）
（3-16） （3-17）