40m 3/h溶解乙炔生产工艺设计
The Process Design of Dissolved-acetylene of 40m3/h
目 录
摘要 . ................................................................................................................................................ I Abstract ........................................................................................................................................ II 引 言 ........................................................................................................................................... 1
第1章 绪论 ............................................................................................................................. 2
1.1 乙炔的制法 ..................................................................................................................... 2
1.1.1 烃类裂解法 .................................................................................................................. 2
1.1.2 由煤直接制取法 .......................................................................................................... 2
1.1.3 电石法 . ......................................................................................................................... 3
1.2 电石法制乙炔的发展及现状 ......................................................................................... 3
1.3 产品的发展前景 ............................................................................................................. 3
第2章 工艺方案的比较与选择 . ....................................................................................... 4
2.1 乙炔发生工艺的比较与选择 ......................................................................................... 4
2.2 设计压力的比较与选择 ................................................................................................. 5
2.3 溶解乙炔工艺的选择 ..................................................................................................... 6
第3章 工艺设计说明书 . ..................................................................................................... 8
3.1 原料规格及产品要求 ..................................................................................................... 8
3.1.1 原料规格 ...................................................................................................................... 8
3.1.2 产品规格要求 .............................................................................................................. 8
3.2 设计任务书及本设计主要工艺技术指标 ..................................................................... 8
3.2.1 设计任务书 .................................................................................................................. 8
3.2.2 湿法乙炔生产原理 ...................................................................................................... 8
3.2.3 工艺流程 .................................................................................................................... 10
3.2.4 主要工艺技术指标 .................................................................................................... 11
3.3 主要公式、物性数据来源及计算公式 ....................................................................... 13
3.4 环保及安全要求 ........................................................................................................... 14
第4章 设计计算书 ............................................................................................................. 16
4.1 物料衡算 . ...................................................................................................................... 16
4.1.1 电石加料量 ................................................................................................................ 16
4.1.2 NaClO 的消耗量 . ....................................................................................................... 16
4.1.3 碱消耗量的计算 ........................................................................................................ 18
4.1.4 顺洗流程逐个设备展开计算 .................................................................................... 18
4.2 主要设备的计算 ........................................................................................................... 21
4.2.1 发生器计算 ................................................................................................................ 21
4.2.2 填料层的压降计算 .................................................................................................... 23
4.2.3 气相传质单元数计算 ................................................................................................ 23
4.2.4 气相总传质单元高度计算 ........................................................................................ 24
4.2.5 填料塔高度计算 .......................................................................................................... 24
4.2.6 持液量计算 ................................................................................................................ 24
4.2.7 支承板选择 ................................................................................................................ 25
4.2.8 液体分布器 ................................................................................................................ 25
4.2.9 发生器、中和塔数据一览表 .................................................................................... 26 结 论 ......................................................................................................................................... 27 致 谢 ......................................................................................................... 错误！未定义书签。 参考文献 .................................................................................................................................... 28
40m 3/h溶解乙炔生产工艺设计
摘要：溶解乙炔是将碳化钙与水作用制得粗乙炔气，经净化、压缩、干燥、再充装至有多孔填料的溶剂（一般采用丙酮）的钢瓶内，使乙炔气体溶解于丙酮中，当使用时将乙炔气体再从丙酮中释放出来。它广泛用于金属的切割、焊接、及各种火焰加工，能满足科研、施工等特殊用户需求。本设计对产量为40m 3/h乙炔生产进行了工艺设计，通过对乙炔生产工艺的比较，最终选定了以湿法工艺作为此次设计的工艺生产方法。本文介绍了湿法电石生产乙炔的原理以及设计工艺流程，并进行了物料衡算和对主要设备的工艺计算，最终完成了设备尺寸的确定，绘制了乙炔生产工艺流程图和乙炔发生器设备图。
关键词：电石 乙炔 湿法工艺
The Process Design of Dissolved-acetylene of 40m3/h
Abstract: Calcium carbide reacts with water to produce crude acetylene gas. The gas is purified, compressed, dried and then filled to the porous packing solvent (acetone), thus the acetylene gas is dissolved in acetone. The gas is called Dissolved-acetylene. The acetylene gas will be released from acetone if used. It is widely used for metal cutting, welding and flame processing, and be able to meet the needs of scientific research, construction, etc.. On the yield, the paper is about the 40m3/h of acetylene production process design. By comparison of the acetylene production methods, the wet acetylene is the final selection of the design production process. This article describes the principle of production of acetylene with wet calcium carbide and the process design, material balance and the calculation of process of major equipment. The size of the equipment is determined and the diagram of acetylene production process and acetylene generating equipment are drawn in the finally.
Keywords: calcium carbide; acetylene; wet production process
引 言
乙炔分子式为C 2H 2，英文名称为Acetylene ，分子量为26.04。纯乙炔为无色、无味、易燃的气体，微溶于水，易溶于乙醇、丙酮等有机溶剂。而电石制的乙炔因混有硫化氢、磷化氢、砷化氢，而带有特殊的臭味。熔点-81.8℃，沸点-84℃，相对密度（水=1）0.62，蒸汽压（16.8℃）4053kPa ，燃烧热1298.4kJ/mol。在15℃和1.5MPa 时，乙炔在丙酮中的溶解度为237g/L，溶液是稳定的。因此，工业上是在装满石棉等多孔物质的钢瓶中，使多孔物质吸收丙酮后将乙炔压入，以便储存和运输。
溶解乙炔具有贮存运输安全、使用方便、节约能源、减少污染等优点，在当今迅猛发展的国民经济中占有及其重要的地位，是国家发展和推广的一项产品。自从国外引进新型硅酸钙填料以后，溶解乙炔气瓶得到迅猛发展。国家劳动人事部于1992年发文通知各省、市、自治区，要求在全国普及，推广使用溶解乙炔气瓶取代落后的移动式乙炔发生器。从而为溶解乙炔生产开创了非常广阔的发展前景。所以近十几年来溶解乙炔由过去的十几家发展到几百家，而且都获得了显著的经济效益。目前在各主管部门统一规划下从城市到乡镇呈现继续发展的趋势，以服务于建设中不断增长的需求。我国经过多年的生产实践证明，溶解乙炔的工艺流程日益成熟，设备性能越来越安全可靠[1]。
第1章 绪论
1.1 乙炔的制法
生产乙炔的方法比较多，归纳起来主要包括烃类裂解法、由煤直接制取乙炔法、电石乙炔法等[2]。
1.1.1 烃类裂解法
裂解天然气生产乙炔是工业上最早采用的烃类裂解生产乙炔工艺。20世纪60年代以后发展为用石油烃类裂解联产乙炔、乙烯的方法。由于烃类裂解制取乙炔是一个强吸热反应，并且生成的乙炔在高温下极易发生分解和聚合，所以需要在极短的时间内供给大量的反应热。通常采用的供热方式有在气体中放电、高温固体表面辐射供热和原料烃部分燃烧，因此将裂解方法分为电裂解法、蓄热炉裂解法和氧化裂解法，其中氧化裂解法又分为完全燃烧法和部分氧化裂解法。
1.1.2 由煤直接制取法
1963年British Coal Utilization Research Associ-ation(英国煤炭利用研究所，简称BCURA) 报道，用氩等离子体或加氢的氩等离子体，可以将煤直接转化为乙炔。其等离子体弧温度达80000～150O0K ，煤在氩等离子体中约有20%转化为乙炔；若在氩等离子体中加入10%的氢，则可以有40%的煤转化为乙炔。研究还发现，当煤中挥发物增加、煤的粒度减小时，乙炔的产率增大；BCURA 研究出另一种浸没电弧法，使溶于蒽油中的煤转化为乙炔。当用蒽油中溶解25%(质量分数) 的煤作原料时，所得乙炔浓度为29%；当用蒽油作原料时，乙炔浓度达33%；当用液体石腊作原料时，则有60%转化为乙炔。Little-wood 曾报道，通过改进试验装置，在H 2+Ar等离子体中热解煤得到的乙炔产率高达74%。德国矿业公司用3OkW 的反应器，将氢氩混合气(Ar10%)引入电弧高温区，加入的煤粉或煤的粒度应小于5～100μm ，在 25000℃的反应区，在0.004的时间内生成乙炔，用氢淬冷。
该工艺制取1kg 乙炔需消耗煤3kg ，耗电折算为煤约3.9kg ，共耗煤6.9kg 。所以其消耗是非常低的，是一种很有竞争力的乙炔生产方法。国内，近年来中科院等离子体研究所、中科院山西煤化所、太原理工大学等单位对等离子体裂解煤制乙炔的研究比较多。中科院等离子体研究所与俄罗斯科学院西伯利亚分院合作，由浙江巨化集团、新疆天业集团等单位参与的煤加氢等离子体制乙炔中试装置正在建设中。
1.1.3 电石法
电石法制乙炔，即通过电石与水反应制取乙炔气体。该法是乙炔行业应用最早的工业方法，其主要反应为:
θ-1CaC 2+2H 2O →C 2H 2↑+Ca （OH ）2 ∆H m =130kJ ⋅m o l
根据用水量的多少，电石法制乙炔工艺可分为湿法工艺和干法工艺两种[3]。
1.2 电石法制乙炔的发展及现状
电石工业始于19世纪末，直到20世纪60年代乙炔还是重要的化工原料，因此电石曾享有过“有机合成工业之母”的美称。可是到了70年代，由于石油化学工业的发展以及有机合成工业技术的进步，电石乙炔化工受到严重冲击，有的甚至被淘汰。如汞盐催化水合制乙醛的工艺路线因能耗高、汞中毒与环境污染严重等问题而被淘汰。在工业发达国家中，以乙炔为原料的化工产品降到仅占百分之几。
由于石油资源储量的有限和高速消费，世界能源结构和消费结构将在不远的将来再次转向以煤为主体，因此人们开始重新重视电石乙炔化工的发展。基于这一长远目的，人们积极探索，开发出各种电石生产的新工艺、新技术、新装备以降低乙炔生产成本外，也开发出了许多乙炔类精细化学品和特殊化学品，使其下游产品大幅度增值。我国乙炔特殊化学品及衍生物的研究和生产还处在初级阶段，基于富煤少油这一国情，发展乙炔化工将具有现实和深远意义[4]。
1.3 产品的发展前景
电石乙炔是通过电热法燃烧煤和石灰石得到碳化钙，再与水反应而得。
3C +CaO →CaC 2+CO
CaC 2+2H 2O →C 2H 2+Ca (OH )2
从乙炔出发得到许多基础化工产品，有的已成为历史，如乙醛；有的仍占主导，如丁二醇，世界生产能力的90%以上是以乙炔为原料生产的。
乙炔广泛的应用于基础有机化工合成和三大合成材料。如丁醇、辛醇、乙醛、醋酸、二氯乙烯、三氯乙烯、四氯乙烯、1,4-丁二醇、丙烯酸等。合成树脂中的聚氯乙烯，合成纤维单体中的丙烯腈、聚乙烯醇，合成橡胶中的氯丁橡胶等。乙炔还可以用作许多精细化工产品的原料。
当然，乙炔作为工业气体也有很广的用途，如金属的切割、焊接、及各种火焰加工，能满足科研、施工等特殊用户需求。
第2章 工艺方案的比较与选择
2.1 乙炔发生工艺的比较与选择
基于我国煤多油气少这一国情，发展电石乙炔化工将具有现实和深远意义。而且在安阳周边也有以电石为原料生产乙炔的公司，如安阳县安濮乙炔气有限责任公司。因此，本设计采用电石法制乙炔工艺。
电石法制乙炔，即通过电石与水反应制取乙炔气体。该法是乙炔行业应用最早的工业方法，其主要反应为：
θ-1CaC 2+2H 2O →C 2H 2↑+Ca （OH ）2 ∆H m =130kJ ⋅m o l
根据用水量的多少，电石法制乙炔工艺可分为湿法工艺和干法工艺两种。
①湿法乙炔工艺
湿法乙炔工艺是传统的电石法乙炔工艺，该工艺的技术核心是湿法乙炔发生器，一般来说湿法乙炔发生器共有的优点是结构简单、操作简便且便于维护。然而，在生产过程中湿法乙炔发生器耗水量大，一吨电石耗水量约为7吨左右。反应放出的热量大部分被水吸收。其杂质为石灰乳，水澄清后返回发生器使用。渣浆用泵送至排渣场。
②干法乙炔工艺 [6]
国外早在20世纪初便开始了对干法乙炔发生装置的探索与研究，并逐渐开发出了一系列具有不同结构特点的干法乙炔发生器，这些发生装置采用雾化水为气化剂，喷洒在一定粒度的电石上，反应完毕后，生成的氢氧化钙废渣以干态从反应器中排出。干法生产使用的电石粒度小（小于5mm ），其渣为干的粉末，容易处理，但设备复杂，移动设备多，严密性高，操作技术要求高。
③湿法与干法乙炔工艺的比较 [7]
自然界没有天然的乙炔存在，目前我国乙炔的生产主要采用天然气和电石两种路线，其中电石工艺占据主导地位。以电石为原料生产乙炔主要有湿法和干法两种工艺方法。
两者在电石收率、生产能力、生产成本、技术要求以及设备要求等方面存在诸多差异。两者之间的具体比较见表2.1[5]。
表2.1 湿法和干法乙炔发生的比较
序号
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17 项目 电石质量及粒度 操作法 发生器生产能力 发生器温度 发生器压力 经清净后的乙炔纯度 电石收率 电石消耗 使用水量 用氮气量 工时 沉淀池 操作技术 设备要求 安全性 经济性 环保性 干法 粉末状 连续 大 90～100℃ 定压 良 97% 略大 少 少 少 不需 要求高 复杂 高 好 好 湿法 不能用低级品及粉末 间歇式半连续 小 80 5℃ 定压 良 94～96% 小 多 多 多 需要大的 一般 简单 一般 一般 不好
虽然干法乙炔的电石收率高，生产能力大，可以节约生产成本，但技术要求高，设备复杂，操作要求高，在国内干法的工艺还不够成熟。故本设计采用湿法乙炔发生工艺。
2.2 设计压力的比较与选择
国内溶解乙炔工艺流程，从压力上看有中压和低压之别[8]。
低压流程是：
（发生器压力为500mm 水柱左右） H 2O
中压流程是：
（发生器压力为0.07-0.1MPa ） H 2O
两种流程相比，低压的优点是：采用机械上料装置，可实现自动控制加料，劳动强度较低，密封加料乙炔纯度较高。相反中压流程人工加料频繁，劳动强度大。低压流程的唯一缺点是一次性投资大，但为了追求安全、高效、可靠的原则，增加投资是值得的，因此决定选择低压流程。
2.3 溶解乙炔工艺的选择
通过从各方面考虑，本设计溶解乙炔工艺[9]。其优点为：
节约能源：据调查：切割焊使用移动式发生器，每瓶氧气需耗电石14kg 左右，使用瓶装乙炔，每瓶乙炔平均按3kg 乙炔气计算。电石消耗为4.02kg/kg乙炔。共消耗电石12.06kg ，按氧、乙炔消耗比为3:1计算，使用瓶装乙炔，每瓶氧气耗电石为12.06/3=4.2kg。这和移动式发生器每瓶氧消耗电石7kg 相比，节约电石约40%。
安全可靠：使用移动式发生器，起火爆炸事故时有发生，造成人员伤亡和财产损失。而改用溶解乙炔瓶则可彻底解决爆炸的危险。据日本、瑞典介绍，该两国采用硅酸钙填料的乙炔瓶。近十年来没有发生一次爆炸事故，我国自1997年升始采用这种填料的乙炔瓶以来，没有发生过事故。
减少公害：使用溶解乙炔气，污水澄清可重复使用，废渣集中处理，可做建筑材料，减少了使用移动式发生器所造成的环境污染和公害。
使用方便：移动式发生器，每天需要加水、加电石、搬运不方便，增加劳动强度，非常麻烦。而使用溶解乙炔气瓶，同氧气瓶一样，可用简易推车搬运，使用时打开，不用时关闭，压力可随工作的的要求任意调节，既能提高焊接量和工作效率又十分方便。
第3章 工艺设计说明书
3.1 原料规格及产品要求
3.1.1 原料规格
电石的学名为碳化钙，分子式CaC 2，分子量为64.10。化学纯碳化钙几乎是无色透明的晶体。极纯的碳化钙结晶是蓝色的晶体，其颜色与淬火的钢相似，不溶于任何溶剂中。化学纯的碳化钙只能在实验室中用直接加热金属钙和纯炭的方法制得。通常所说的电石是指工业碳化钙而言，其中主要有碳化钙外，还含有少量其他杂质。含85.3%碳化钙的电石组成如表3.1所示。
表3.1 含85.3%碳化钙的电石组成
序号 1 2 3 4 5 6 7
组分 碳化钙 氧化钙 二氧化硅 氧化铁 氧化铝 氧化镁 碳
分子式 CaC 2 CaO SiO 2 Fe 2O 3 Al 2O 3 MgO C
组成（%）
85.3 9.5 2.1 1.45 0.1 0.35 1.2
3.1.2 产品规格要求
本项目生产乙炔的纯度为99%，产量为40m 3/h，年工作日为300天，每天24小时；乙炔气冷却、清净等工艺的回收率为95%。
3.2 设计任务书及本设计主要工艺技术指标
3.2.1 设计任务书
以电石为原料，采用湿法工艺对产量为40m 3/h乙炔进行工艺设计。年工作日为300天，每天24小时，连续操作。 3.2.2 湿法乙炔生产原理 3.2.2.1 乙炔发生
电石遇水生成乙炔气和氢氧化钙，同时放出大量的热。因工业电石不纯，其中杂质遇水后也能起反应，生成相应的杂气。其主副反应如下：
主反应
CaC 2+2H 2O →C 2H 2↑+Ca (OH )2 （3-1） 副反应
CaO +H 2O →Ca (OH )2 （3-2） CaS +2H 2O →Ca (OH )2+H 2S ↑ （3-3） Ca 3P 2+6H 2O →3Ca (OH )2+2P H 3↑ （3-4） Ca 3N 2+6H 2O →2Ca (OH )2+2N H 3↑ （3-5） Ca 2S i +6H 2O →2Ca (OH )2+Si H 4↑ （3-6） CaAs 2+6H 2O →3Ca (OH )2+2A s 3 H ↑ （3-7）由于发生上述副反应，故在粗乙炔气体中含有PH 3、H 2S 、NH 3、SiH 4、AsH 3等杂质。 影响乙炔发生的因素主要有：电石的纯度、粒度、电石在发生器内的停留时间以及反应温度等。电石纯度越高，水解速度越快，单位发气量越大，反之则越慢。电石水解反应是液—固相反应，电石粒度越小，则与水接触表面积越大，反应速度越快。但粒度也不宜过小，否则水解过快，使反应热不能及时移走，发生局部过热而引起分解爆炸危险。粒度过大，则电石反应慢，在排渣时容易带走未反应的电石，造成电石耗量上升。电石在发生器内的停留时间主要是由发生器的结构所决定的。对一定粒度的电石必须保证其完全水解的停留时间，并能很好地更新电石表面，使电石表面的氢氧化钙及时移走，以便电石与水有良好的接触。不同粒度的电石在不同温度下水解速度的区别是较大的。随温度的升高，水解速度加快，小粒度电石更为显著。同时，随着反应温度的上升，乙炔在电石渣中的溶解度下降，显著的降低电石消耗。因此，适当提高反应温度是比较有利的。 3.2.2.2 乙炔气的压缩
水环压缩机又叫水环泵，泵的外壳为圆形中有偏心安装的转子，转子上有叶版，泵内以水充满到一定高度，当转子转速是形成水，由于具有偏心距，此水封将叶板封着，而使叶板间形成许多小室。在旋转的前半周，这些小室增大，由于通过进口处将气体吸入，在旋转的后半周，小室的体积缩小，于是将气体压缩，迫使气体从压出口排出，往返连续进行，即乙炔连续压缩的过程。
3.2.2.3 乙炔清净
乙炔清净主要是除去乙炔中对后面工序正常生产有害的杂质气体，即PH 3、H 2S 、NH 3、SiH 4、AsH 3、水、二氧化碳等。采用次氯酸钠的净化原料也就是采用强氧化剂次氯酸钠把还原性化合物PH 3、H 2S 、NH 3、SiH 4、AsH 3等氧化成相应的酸，然后用碱液中和酸并除去二氧化碳，最后用低温水洗除去碱沫和乙炔中的水分。 3.2.3 工艺流程
本设计采用的是湿法乙炔生产工艺，工艺流程图见图3.1。
图3.1 乙炔生产工艺流程图
将破碎成一定粒度的电石投入到装有水的发生器中，电石进入后发生水解反应。发生器底部的电石渣，定期经排渣口排至渣浆池。反应产生的乙炔气体导出后，进入冷却塔与生产上水进行逆流接触，冷却塔设有喷淋装置。使乙炔冷却至40℃。然后从冷却塔顶部导出，通过管路大部分直接去乙炔水环压缩机进行压缩，然后进入乙炔清净装置；少部分进入乙炔气柜。当发生器供气不足时，气柜的气体起补充作用；当发生器供气过量时，气柜起储存作用。进入清净塔的粗乙炔气体含有PH 3、H 2S 、NH 3、SiH 4、AsH 3、水、二氧化碳等杂质。通过向清净塔内投加强氧化剂次氯酸钠可把还原性化合物PH 3、H 2S 、NH 3、SiH 4、AsH 3等氧化成相应的酸，然后用碱液中和酸并除去二氧化碳，最后用低温水洗除去碱沫和
乙炔中的水分后，安全保存起来，以备后续之用。 3.2.4 主要工艺技术指标
表3.2 主要工艺技术指标
序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21
控制点 电石破碎机 氮气总管 氮气总管 氮气总管 一贮斗 一贮斗 发生器中部 发生器顶部 发生器 气柜 正水封 逆水封 安全水封 压缩机进口管 冷却器出口管 次钠贮槽 次钠贮槽 洗涤塔 清净塔 中和塔 乙炔总管
控制项目 电石粒度 氧气含量 纯 度 压 力 加料排氮压力 加料前氮气置换时间
发生器温度 发生器压力 发生器液位 气柜高度 正水封液位 逆水封液位 安全水封液位 压缩机进口温度 机后冷却器出口温度 次钠含有效氯
pH 值 洗涤塔液位 清净塔 中和塔液位 乙炔含硫、磷
控制指标
控制人
≥200mm 破碎工 ＜3% ＞97% ≥0.2MPa 40～60mmHg
分析工 分析工 加料工 加料工 加料工 发生工 发生工 发生工 发生工 发生工 发生工 发生工 清净工 清净工 清净工 清净工 清净工 清净工 清净工 清净工
2min
70℃左右 7.0KPa 以内 1/2～2/3 400～600m 3 500mmH 2O 600mmH 2O 2000mmH 2O ＜40℃ ＜40℃ 0.06～0.12%
7～8 1/2～2/3 1/2～2/3 1/2～2/3 无
①原料的加入
在电石分厂破碎成200mm 以内粒度的原料电石，装在吊斗内，称重后用电石运输小车从导轨运至本工序。
将电石吊斗推到提升口，由电动葫芦吊斗到乙炔发生器上部的电石加料斗上。然后进
入用氮气置换合格后的第一贮斗内，并继续通入I 气，将随电石带入的空气置换掉，再进入用氮气置换合格后的第二贮斗。在仓壁振动器和电磁振动给料机的协助，均匀的把电石加入发生器中。
②发生
发生器内盛有四分之三体积的水，电石进入后发生水解反应。水是用来自废水高位槽的废水，井补充适当的生产上水，并不断加入室温水和不断由溢流管排出带有石灰乳的水溶液，带出大部分反应热，以保持生产的正常进行和发生器温度控制在70℃左右。发生器的液位是靠溢流来保证的。
③冷却与调节
乙炔气自正水封导出后，进入冷却塔与生产上水进行逆流接触，冷却塔设有喷淋装置。使乙炔冷却至40℃，然后从冷却塔之顶部等出，通过管路大部分直接去乙炔水环压缩机进行压缩然后进入乙炔清净装置。少部分进入乙炔气柜。当发生器供气不足时，气柜的气体起补充作用，当发生器供气过量时，气柜起贮存作用。
④次氯酸钠的配制
贮罐场来的45%浓碱进入浓碱槽，靠位差自流进稀碱槽，与水配成15%的稀碱液。通过碱泵打到稀碱高位槽后，经流量计自流到次氯酸钠配制槽顶部文丘里混合器之进口。
氯气从氯气钢瓶出来，经氯气缓冲罐，经流量计进入文丘里混合器氯气进口。水自外管经流量计进入文丘里水进口，三者在文丘里棍合器中，进行化学反应得到次氯酸钠溶液，贮入次氯酸钠配制槽中供清净塔使用。
在配制槽溶液出口处，设取样点，随时分析次氯酸钠的组成，调节碱液、氯气、水的进料比，保证次氯酸钠的工艺控制指标。
⑤清净
从冷却塔和气柜一导出的粗乙炔，经水环式压缩机加压到0.55～0.1MPa 左右后，进入第一、第二清净塔，次氯酸钠溶液由泵打到第二清净塔顶部，从塔底流出再由泵打至第一清净塔顶。该塔为分段填料塔，填料采用拉西瓷环。气液两相在拉西瓷环上充分接触进行氧化反应，除去PH 3、H 2S 、NH 3、SiH 4、AsH 3等有害杂质。次氯酸钠溶液大部分循环使用，从次氯酸钠贮槽内不断补充新鲜溶液至循环液中，从塔的溢流管不断排出一部分废液至废液池以保证循环液中有效氯的浓度和PH 值在规定范围内。废水池之废液经废水泵打至废水高位槽供发生使用。
水环压缩机附设有气液分离器、冷却水泵和循环水冷却器。以满足压缩机的封液及温
度要求，保证压缩效率。封液使用软水补充。
⑥碱洗和干燥
从清净塔导出的乙炔气中含有微量的硫酸、磷酸、及二氧化碳等酸性物质需碱洗除去。清净后的乙炔进入中和塔的下部，来自稀碱槽的15%的氢氧化钠水溶液经碱泵从塔的中部加入，通过逆流接触，除去乙炔中残有的酸性物质。
3.3 主要公式、物性数据来源及计算公式
本设计主要为乙炔发生的物料衡算以及主要各设备的设计，设计中主要公式有埃克通用关联图的横、纵坐标、塔径、填料层高度、填料层的压强降等; 主要涉及的物性数据有水的饱和蒸汽压等。具体计算公式及物性数据见表3.3[10]、表3.4[11], 表3.5[12]以及图3.2[13]。
表3.3 主要计算公式
序号 1
物理量
埃克通用关联图横坐标
公式
ωL ⎛ρV ⎫
⎪ ωV ⎝ρL ⎪⎭
0. 2φψρv μL u
g ρL 2F
0. 5
2 埃克通用关联图纵坐标
3
平方推动力∆Y m
∆Y m =
∆Y 1-∆Y 2
⎛∆Y 1⎫ln ∆Y ⎪⎪⎝2⎭
4
气相总传质单元N OG
N O G =
Y 1-Y 2
∆Y m G K G a
5
气相总传质单元高度H OG
填料层高度Z
表3.4 水的饱和蒸汽压
序号 1 2 3
温度（℃）
20 40 45
H OG =
6
Z =H OG ⋅N OG
蒸汽压（KPa ）
2.33346 7.376 9.584
4 80
表3.5 其他物性数据
47.345
序号 1 2 3 4
物性数据 碱液的密度 液相校正系数 碱的黏度 总传质系数
符号 数值 1045 1.004 0.8 0.040
单位
ρL Kg/m3
ψ
μL K c a
mPa ⋅s
Kmol/m 3⋅s
()
图3.2埃克通用关联图
3.4 环保及安全要求
一般湿法发生器排出的电石渣浆含量在5～15%。对于电石渣浆的处理，除将电石渣
浆增稠到40～50%的糊状物用于建筑行业外，电石污水送到污水处理站，经清污分流后，与其它分厂的酸性水进行中和处理后排出。
生产乙炔主要的废水来源是经清净后的NaClO 废液，其主要成分是水，由于含有硫酸根、磷酸根等阴离子，而呈酸性(PH=3～4) ，并含有少量氯离子。由于溶解有大量的乙炔气，直接排入下水道，既污染了环境，又增加了电石消耗。本设计将废NaClO 引入废水回收槽，再用泵输送到发生器，作为发生器的补充水而代替了补充的大部分工业水。这样既减少了新鲜工业水的用量，同时又减少了乙炔的损失。
从生产的角度看，工业安全有两个方面。一个是以防火、防爆为主要的安全措施；另一个是防止污染扩散形成的暴露源对人身造成的健康危害。有害和有毒物质对于人身健康的危害有时虽然是急性的，但大多数是属于慢性的。急性健康危害容易引起人们的重视，慢性健康危害却常常被人们忽视。但是由于化工行业人员吸取过去的经验教训和在安全方而所做的不懈努力，生产中的不安全因素正在逐渐被克服。
第4章 设计计算书
4.1 物料衡算
乙炔生产中各反应器的具体物料守衡情况见图4.1。
图4.1物料守衡示意图
M1：电石量；M2：发生器加水量；M3：电石渣浆量；M4：发生器出口粗乙炔量；M5：水；M6：经冷却的乙炔量；M7：水；M8：经压缩的粗乙炔量；M9：新鲜NaClO 的量；M10：废NaClO 的量；M12：NaOH 加入量；M13：废NaOH 量；M14：中和后的乙炔的量；M15：水；M16：精乙炔气体；R1：发生器；T1：混合式冷却塔；V1：气液分离器；T2：清净塔；T3：中和塔；E1：冷却器 4.1.1 电石加料量
产量为40m 3/h乙炔气体，以300个工作日计算，每工作日24小时，纯度为99%。乙炔气冷却、清净等的收率为95%。20℃电石发气量为250Kg/L，不计回收乙炔。
电石加料量=
40
=0.170t/h
250⨯99%⨯95%
4.1.2 NaClO 的消耗量
粗乙炔标准体积（20℃）0.170×250=42.5m3/h
粗乙炔气中PH 3含量为0.08%，H 2S 含量为0.10%；精乙炔PH 3含量为0.0037%，H 2S 含量为0.0039%，配制的NaClO 溶液的浓度为1.2g/L，总乙炔的流量42.5m 3/h。
要除掉的PH 3实际量0.08%-0.0037%=0.0763% 要除掉的H 2S 实际量0.10%-0.0039%=0.0961%
每小时要从原料乙炔中除去的PH 3体积为42.5×0.0763%=0.0324m3=32.4L 根据反应式计算NaClO （100%）的消耗量
4NaClO +H 3P →H 3PO 4+4NaCl 22.4 x 32.4 x=
4⨯32.4
=5.7861mol 22. 4
同理，每小时从原料乙炔中除去的H 2S 体积为： 42.5×0.0961%=0.04084m3=40.84L
根据反应式计算NaClO （100%）的消耗量
4NaClO +H 2S →H 2SO 4+4NaCl
22.4 y 48.84 y=
4⨯48.84
=8.721mol 22. 4
NaClO 的分子量为74.5，X=（5.786+8.721）×74.5=1080.77g 换算到每小时补加溶液量：
1080.77
=900.64L/h=9.01m 3/h 1. 2
因为在生产中不只有PH 3、H 2S ，所以实际消耗要比理论量要大，取损耗系数为1. 3，则实际消耗NaClO 量=9.01×1.3=11.713m3/h
氯气的消耗量
2NaOH +Cl 2→NaClO +NaCl +H 2O
74.5 x 11.713
x =
71⨯11.713
=11.163kg/h
74. 5
日耗氯气：24×11.163=267.912kg/h
若使用氯气为800kg/瓶，则一瓶氯气所使用的天数：4.1.3 碱消耗量的计算
800
=2. 986d
267.912
假设清净后产生的硫酸和磷酸都进入中和塔中和，则中和硫酸和磷酸的需碱量为：
0.04084⎫⎛0.0324⨯3+⨯2⎪⨯40=0.319kg/h
22. 4⎝22. 4⎭
粗乙炔气中含二氧化碳为0.09%，其他酸性气体不考虑。 二氧化碳总量为：42.5×0.09%=0.03825m3/h
CO 2+2NaOH →Na 2CO 3+H 2O 22.4 80 需碱量为：
0.03825⨯2⨯40
=0.1366kg/h
22. 4
换算为6%的比重为1.045的碱液时：
0.319+0.1366
=7.204L/h=6.894kg/h
6%⨯1. 054
取碱的损耗系数为1.5，则实际消耗碱量为：6.894×1.5=10.341kg/h 即碱洗塔一天的消耗量为10.341kg/h。 4.1.4 顺洗流程逐个设备展开计算 4.1.4.1 发生器
加水量（包括所用废水）在5.53吨水/吨电石左右，所以 M2=5.53×M1=5.53×28.94=160.0382t/h 粗乙炔气中：
CO 2=7235×0.09%=6.5115m3/h=0.29kmol/h=12.76kg/h H 2S=7235×0.10%=7.235m3/h=0.323kmol/h=10.982kg/h PH 3=7235×0.08%=5.788m3/h=0.258kmol/h=8.5kg/h C 2H 2=7235×（1-0.09%-0.1%-0.08%）=7215.466m3/h
=322.119kmol/h=8375.094kg/h 反应消耗的水：
322.119×2+0.323×2+0.258×3+
28940⨯22. 08%
=759.76kmol/h
56
=13675.75kg/h
发生器出口温度80℃，压力7mm 水柱，即6.865kPa ，该温度下水的饱和蒸汽压为
47.345kPa ，则水蒸气的量：
47. 3457235
=141.344kmol/h=2544.193kg/h ⨯
6. 865+101. 32522. 4
M4=8375.094+12.76+10.982+8.5+2544.19=10951.526kg/h 电石渣浆：
剩余水=160038.2-13675.75-2544.193=143818.257kg/h 电石渣（差量法） 28940+
28940⨯22. 08%
×18+0.323×2+0.258×40
56
+322.119×10-12.76=34213.31kg/h M3=143818.257+34213.31=178031.567kg/h
M4+M3-M1=10951.526+178031.567-28940=160043.093kg/h
与M2相差4.893kg/h，数值差距是由于尾数保留差异所致，可认为两者相等。说明物料衡算是正确的。 4.1.4.2 冷却塔
塔I 出口温度45℃，该温度下水的饱和蒸汽压9.584kPa ，则剩余水蒸气的量：
9. 584⎛7235⎫
⨯ +141. 344⎪=41. 133Kmol/h=740. 395kg/h
6. 865+101. 325⎝22. 4⎭
被冷却的水蒸气的量=2544.19-740.395=1803.795kg/h
塔II 出口温度40℃，水饱和蒸汽压7.376kPa ，则出口乙炔气中水蒸气的量：
7. 376⎛7235⎫
⨯ +41.133⎪=24.825Kmol=446.84kg/h
6. 865+101. 325⎝22. 4⎭
被冷却的水蒸气的量=740.395-446.84=293.555kg/h M5=1803.795+293.555=2097.35kg/h
M6=8375.094+12.76+10.982+8.5+446.84=8854.176kg/h M5+M6=2097.35+8854176=M4 说明物料衡算是正确的。 4.1.4.3 气液分离器
粗乙炔量为：322.119+0.29+0.323+0.258=322.99kmol/h
水压机的出口压力60kPa ，温度40℃，根据饱和蒸汽压求得出口乙炔气中含水蒸气的量：
7. 376
⨯(322. 99+24. 825)=15.903kmol/h=286.25kg/h
60+101. 325
M7=446.84-286.25=160.59kg/h
M8=8375.094+12.76+10.982+8.5+286.25=8693.586kg/h M7+M8=160.59+8693.586=M6 说明物料衡算是正确的。 4.1.4.4 清净塔
假定清净后生成的H 2SO 4和H 3PO 4极少量到中和塔进行中和，质量衡算不予考虑，则 M9+
5. 7885. 52
×98+×98=M10 （4-1） 22. 422. 4
⎛5. 7885. 52⎫M9×0.07%=4× 35.5+M10×0.03% （4-2） +⎪×
⎝22. 422. 4⎭由式（4-1）、（4-2）得M9=4840.104kg/h、M10=4889.577kg/h 清净后PH 3、H 2S 的含量：
7235⨯0. 0039%7235⨯0. 0037%
⨯34+⨯34=0.8346kg/h
22. 422. 4
M11=8375.094+12.76+286.25+0.8346=8674.9386kg/h M11+M10-M9=8674.9386+4889.577-4840.104=8693.4116kg/h
与M8相差0.1744kg/h，数据差距是由于尾数保留差异所致，可认为两者相等。说明物料衡算是正确的。 4.1.4.5 中和塔
M12=19414kg/h M13=
6. 5115
×44+19414=19426.79kg/h 22. 4
M14=0.8346+286.25+8375.094=8662.1786kg/h
M14+M13-M12=8662.1786+19426.79-19414=8662.1786kg/h
与M11相差0.575kg/h，数值差距是由于尾数保留差异所致，可认为两者相等。说明物料衡算是正确的。 4.1.4.6 冷却塔
乙炔气进口温度40℃，出口温度20℃，设计压力0.06MPa ，20℃水的饱和蒸汽压为2.3346kPa ，则精乙炔气中含水量：
2. 3346⎛0.8346⎫
⨯ +322. 119+15.903⎪=4.892kmol/h=88.056kg/h
60+101. 325⎝34⎭
M15=286.25-88.056=198.194kg/h
M16=0.8346+88.056+8375.094=8463.9846kg/h M15+M16=198.194+8463.9846=8662.1786kg/h=M14 说明物料衡算是正确的。 4.1.4.7 全物料衡算
对整个乙炔工序做全物料衡算，进行校核。由物料守衡定律应有， M1+M2+M12=28940+160038.2+19414=208392.2kg/h
M3+M5+M7+M10+M15+M16=178031.567+2097.35+160.59+4889.577+198.194+8463.9846=208392.2626
进出物料相差0.0626kg/h，数值差距是由于尾数保留差异所致，可认为两者相等。说明物料衡算是正确的。
4.2 主要设备的计算
4.2.1 发生器计算
清净后的乙炔气体
⎛0. 8346⎫
+322. 119+15. 903+0.29⎪=7578.739m 3/h V s =22.4×
⎝34⎭
气体的质量流量ωv =8674.9386kg/h 进塔气体的密度ρv =
8674. 9386
=1.145kg/m 3
7578. 739
碱液的密度ρL =1.045×103kg/m 3 碱液的质量流量ωL =19414kg/h
0. 5
ωL ⎛ρV ⎫19414⎛1. 145⎫ ⎪则，⎪=8674. 9386 1045⎪=0.074 ωV ρ⎝⎭⎝L ⎭
0. 5
根据图3-2埃克通用关联图中乱堆填料泛点线可查出，横坐标为0.074时的纵坐标数
0. 2
φψρv μL
值为0.16，即u =0.16
g ρL
2F
50mm×50mm×5mm 陶瓷拉西环（乱堆）的填料因子Φ=177m-1见表4.1[14]。
表4.1陶瓷拉西环的性能参数
序号 1 2 3 4 5 6 7
性能参数 公称直径 外径×高×厚 比表面积 空隙率 个数 堆积密度 干填料因子
符号
数据 50 50×50×5 93 81 6400 465 177
单位 mm mm
D N
d×h×δ a ξ n
m 2/m 3
%
m -3
kg/m3
ρP
Φ
m -1
液相校正系数Ψ=1000/996=1.004 碱的黏度μL =0.8mPa⋅s 所以
u F =
0. 16g ρL
0. 2
φψρv μL
=
0. 16⨯9. 81⨯1045
=2.9m/s 0.2
177⨯1. 004⨯1. 145⨯0.8
取空塔气速为泛点气速的70%，即 u=0.7u F =0.7×2.9=2.03m/s，则
4⨯
8674. 9386
=1.23m π⨯2.03
D=
圆整塔径取D=1.4m 再计算空塔气速u=
2
D 4
V s
=
4⨯7578. 739
=1.368m/s
3600⨯π⨯1. 42
安全系数
u 1. 368==47.17% 2. 9u F
核对操作条件下的喷淋密度是否大于最小喷淋密度 因填料为50mm×50mm×5mm ，填料尺寸小于75mm ，故取
(L w )min =0.08m 3⋅m -1⋅h -1
93=7.44m U min =(L w )min σ=0.08×操作条件下的喷淋密度U=
3
m ⋅h )
2
19414÷8674. 9386
4
(0. 3)
=31.76m
3
2
m ⋅h )>U
2
min
4.2.2 填料层的压降计算
纵坐标
0. 2
φψρv μL 2u =(0. 4717)×0.16=0.0356
g ρL 2
横坐标
0. 5
ωL ⎛ρV ⎫19414⎛1. 145⎫ ⎪⎪=8674. 9386 1045⎪=0.074 ωV ρ⎝⎭⎝L ⎭
0. 5
根据横、纵坐标的数值在图埃克特通用关联图中确定塔的操作点，该点位于∆p/Z=200（Pa/m）到∆p/Z=300（Pa/m）两条等压线之间，用内差法估值可求得每米填料层的压降约为250Pa 。
4.2.3 气相传质单元数计算
进塔空气的摩尔流量
⎛0. 8346⎫V= +322. 119+15. 903⎪=338.047kmol/h ⎝34⎭设气体的吸收率为95%，则
0. 29
=0.00086
338. 047+0. 290. 00086
=0.00086 Y 1=
1-0. 00086y 1=
（1-0.95）=0.000043 Y 2=Y 1(1-ϕA )=0.00086×
X 2=0.00001
在填料塔的吸收过程中吸收掉的CO 2气量：
V （Y 1-Y 2）=338.047（0.00086-0.000043）=0.143kmol/h
由化学平衡式知，1kmolCO 2与2kmol NaOH 反应，所以理论消耗的NaOH 的量 2×0.143=0.286kg/h 则用6%的NaOH ：
0. 286⨯40
=190.67kg/h
0. 06
6%碱的平均分子质量为
100
=18.6kg/kmol
694+4018
所以，L=
190. 67
=10.25kmol/h 18. 6
取碱的用量为理论计算用量的1.8倍，则：L=10.25×1.8=18.45kmol/h 已知V （Y 1-Y 2）=L (X 1-X 2)，则X 1-X 2=0.143/18.45=0.00775
所以通过物料衡算得出进出塔的液、气组成为：X 1=0.00776；X 2=0.00001；
Y 1=0.00086；Y 2=0.000043；V=338.047kmol/h；L=10.25kmol/h。
查得X-Y 平衡关系式：Y *=0.036X-0.00000035 0.00776-0.00000035=0.000279 Y 1*=0.036×
0.00001-0.00000035=0.00000001 Y 2*=0.036×
∆Y 1=Y 1-Y 1*=0.00086-0.000279=0.000581
∆Y 2=Y 2-Y 2*=0.000043-0.00000001=0.000043
∆Y m =
0. 000581-0. 000043
=0.000207
⎛0. 000581⎫ln ⎪⎝0. 000043⎭
气相总传质单元数
N OG =
Y 1-Y 2
=3.95 ∆Y m
4.2.4 气相总传质单元高度计算
338. 047+0.29
2
G 3600⨯π1.4气相总传质单元高度H OG ===0.38
0. 040K G a
4.2.5 填料塔高度计算
Z=N OG ×H OG =3.95×0.38=1.501m
Z 实际=1.4Z=1.4×1.501=2.101m
4.2.6 持液量计算
0. 6
⎛L ⎫
Lexa 关联式：H t =0.143 d ⎪⎪
⎝e ⎭
H t ：总持液量，m 3液体/m3填料 L ：液相流率，m 3⋅m 2⋅h -1
d e ：填料当量直径，m
ε0. 81=0.035m σ9310. 3=0.00163m 3⋅m 2⋅h -1 L=
π1. 42d e =4
⎛0. 00163⎫33
H t =0.143× ⎪=0.023m 液体/m填料
⎝0.035⎭
0. 6
4.2.7 支承板选择
填料支承板应满足3个基本条件：①使持液能顺利通过，设计时应取尽可能大的自由截而。②要有足够的强度承受填料的重量，并考虑填料孔隙中的持液重量。③要有一定的耐腐蚀性能。填料支承板的作用是支承塔内的填料，支承板的种类很多，常用的有升气管型。升气管型可以是圆筒形、圆锥形或将板冲制成瓦楞形。本设计采用瓦楞形。 4.2.8 液体分布器
液体分布装置的作用是均匀分布液体，以避免发生沟流现象。液体分布装置的种类多样，有喷头式、盘式、管式、槽式及槽盘式等。本设计采用的是莲蓬式喷洒器。
11取莲蓬头直径d=D=×1.4=0.35m
44
球面半径为0.8d=0.8×0.35=0.28m 喷射角取75°
喷洒外圈距塔壁80mm
莲蓬高度取0.75D=0.75×1.4=1.05m 小孔直径取d 0=6mm，孔数n n=
L
2
φ(0. 78d 0
2P 2-P 110
r L
6
Φ：流量系数，取0.7
L ：液相流量m 3/s
P 2-P 1=0.01～0.1MPa ，取0.05MPa
r L =0.996×103kg/m 3
L=n=
10. 0223
m =0.010/s 3
0. 996⨯10
0. 01
0. 7⨯0. 785⨯0. 0062
(2⨯0. 05⨯100. 996⨯103
6
=51个
4.2.9 发生器、中和塔数据一览表[15]
通过对中和塔进行设计计算以及对乙炔发生器在工厂中实际应用的考察和参考得出相关数据，汇总数据见下表4.2和表4.3。
表4.2中和塔数据一览表
项目 设计温度 设计压力 塔径
气相总传质单元高度 气相总传质单元数 填料层高度 持液量
符号 T P D H OG N OG Z H t
表4.3发生器数据一览表
项目 设计温度 设计压力 生产能力 直径 高度
符号 T P Q D H
单位 ℃ KPa m 3/h m m
数据 80 6.9 40 1.5 2.83
单位 ℃ KPa m m m
m 3液体/m3填料
数据 40 80 0.3 0.65 3.059 2.783 0.134
结 论
毕业设计题目为40m 3/h溶解乙炔生产工艺设计，在介绍乙炔的性质、用途以及比较乙炔生产工艺的基础上选择湿法工艺作为此次设计的生产工艺。通过查阅文献资料、收集有关数据、选用相关公式，对乙炔工段进行较为详细的物料衡算以及对主要设备进行了反应器和中和塔径、塔高、压降的计算，最后绘制了乙炔生产工艺流程图和发生器设备图。
参考文献
[1] 高建兵. 乙炔生产方法及技术进展[J].天然气化工，2005, 30(1): 63-66.
[2] 邴涓林，李承志. 中国PVC 产业快速发展10回顾与2010年动态分析[J].聚氯乙烯，2011, 39(05): 1-8 [3] 李铁云. 电石法PVC 乙炔生产工艺的比较[J].内蒙古石油化工，2011, 21(6): 42-43. [4] 熊谟远. 电石生产及其深加工产品. 北京[M]:化学工业出版社,1985.
[5] 廖勇. 胡永琪. 干法乙炔生产过程研究及开发[D].河北科技大学，2009年5月.
[6] 赵宝山，廖勇，商素平，张向京，杜振雷，胡永琪. 干法乙炔发生器的现状[J].河北工业科技，2008, 25(3): 23-26.
[7] 关刚. 干法乙炔装置运行总结[J].聚氯乙烯，2011, 39(8): 6-7. [8] John A Lerch.Dry acetylene generator.US，4451268, 1984-03-29.
[9] Kenneth M.Foster,Arlington N.J Method of and appararing generating acetylene.US,3498767, 1970-03-03 [10] 陈敏恒，从德滋，方图南，等. 化工原理[M].北京：化学工业出版社，2006. [11] 徐克勋. 精细有机化工原料及中间体手册[M].北京:化学工业业出版社，1998. [12] 刘光启，马连湘，刘杰. 化学化工物性数据手册[M].北京：化学工艺出版社，2002. [13] 刁玉玮，王立业，喻健良. 化工设备机械基础[M].大连：大连理工大学出版社，2006. [14] 刁玉玮，王立业，喻健良. 化工设备机械基础[M].大连：大连理工大学出版社，2006. [15] GeorgeE.Heilig,Portland,Orylime acetylene generator.US,286205, 1958-12-02.
40m 3/h溶解乙炔生产工艺设计
The Process Design of Dissolved-acetylene of 40m3/h
目 录
摘要 . ................................................................................................................................................ I Abstract ........................................................................................................................................ II 引 言 ........................................................................................................................................... 1
第1章 绪论 ............................................................................................................................. 2
1.1 乙炔的制法 ..................................................................................................................... 2
1.1.1 烃类裂解法 .................................................................................................................. 2
1.1.2 由煤直接制取法 .......................................................................................................... 2
1.1.3 电石法 . ......................................................................................................................... 3
1.2 电石法制乙炔的发展及现状 ......................................................................................... 3
1.3 产品的发展前景 ............................................................................................................. 3
第2章 工艺方案的比较与选择 . ....................................................................................... 4
2.1 乙炔发生工艺的比较与选择 ......................................................................................... 4
2.2 设计压力的比较与选择 ................................................................................................. 5
2.3 溶解乙炔工艺的选择 ..................................................................................................... 6
第3章 工艺设计说明书 . ..................................................................................................... 8
3.1 原料规格及产品要求 ..................................................................................................... 8
3.1.1 原料规格 ...................................................................................................................... 8
3.1.2 产品规格要求 .............................................................................................................. 8
3.2 设计任务书及本设计主要工艺技术指标 ..................................................................... 8
3.2.1 设计任务书 .................................................................................................................. 8
3.2.2 湿法乙炔生产原理 ...................................................................................................... 8
3.2.3 工艺流程 .................................................................................................................... 10
3.2.4 主要工艺技术指标 .................................................................................................... 11
3.3 主要公式、物性数据来源及计算公式 ....................................................................... 13
3.4 环保及安全要求 ........................................................................................................... 14
第4章 设计计算书 ............................................................................................................. 16
4.1 物料衡算 . ...................................................................................................................... 16
4.1.1 电石加料量 ................................................................................................................ 16
4.1.2 NaClO 的消耗量 . ....................................................................................................... 16
4.1.3 碱消耗量的计算 ........................................................................................................ 18
4.1.4 顺洗流程逐个设备展开计算 .................................................................................... 18
4.2 主要设备的计算 ........................................................................................................... 21
4.2.1 发生器计算 ................................................................................................................ 21
4.2.2 填料层的压降计算 .................................................................................................... 23
4.2.3 气相传质单元数计算 ................................................................................................ 23
4.2.4 气相总传质单元高度计算 ........................................................................................ 24
4.2.5 填料塔高度计算 .......................................................................................................... 24
4.2.6 持液量计算 ................................................................................................................ 24
4.2.7 支承板选择 ................................................................................................................ 25
4.2.8 液体分布器 ................................................................................................................ 25
4.2.9 发生器、中和塔数据一览表 .................................................................................... 26 结 论 ......................................................................................................................................... 27 致 谢 ......................................................................................................... 错误！未定义书签。 参考文献 .................................................................................................................................... 28
40m 3/h溶解乙炔生产工艺设计
摘要：溶解乙炔是将碳化钙与水作用制得粗乙炔气，经净化、压缩、干燥、再充装至有多孔填料的溶剂（一般采用丙酮）的钢瓶内，使乙炔气体溶解于丙酮中，当使用时将乙炔气体再从丙酮中释放出来。它广泛用于金属的切割、焊接、及各种火焰加工，能满足科研、施工等特殊用户需求。本设计对产量为40m 3/h乙炔生产进行了工艺设计，通过对乙炔生产工艺的比较，最终选定了以湿法工艺作为此次设计的工艺生产方法。本文介绍了湿法电石生产乙炔的原理以及设计工艺流程，并进行了物料衡算和对主要设备的工艺计算，最终完成了设备尺寸的确定，绘制了乙炔生产工艺流程图和乙炔发生器设备图。
关键词：电石 乙炔 湿法工艺
The Process Design of Dissolved-acetylene of 40m3/h
Abstract: Calcium carbide reacts with water to produce crude acetylene gas. The gas is purified, compressed, dried and then filled to the porous packing solvent (acetone), thus the acetylene gas is dissolved in acetone. The gas is called Dissolved-acetylene. The acetylene gas will be released from acetone if used. It is widely used for metal cutting, welding and flame processing, and be able to meet the needs of scientific research, construction, etc.. On the yield, the paper is about the 40m3/h of acetylene production process design. By comparison of the acetylene production methods, the wet acetylene is the final selection of the design production process. This article describes the principle of production of acetylene with wet calcium carbide and the process design, material balance and the calculation of process of major equipment. The size of the equipment is determined and the diagram of acetylene production process and acetylene generating equipment are drawn in the finally.
Keywords: calcium carbide; acetylene; wet production process
引 言
乙炔分子式为C 2H 2，英文名称为Acetylene ，分子量为26.04。纯乙炔为无色、无味、易燃的气体，微溶于水，易溶于乙醇、丙酮等有机溶剂。而电石制的乙炔因混有硫化氢、磷化氢、砷化氢，而带有特殊的臭味。熔点-81.8℃，沸点-84℃，相对密度（水=1）0.62，蒸汽压（16.8℃）4053kPa ，燃烧热1298.4kJ/mol。在15℃和1.5MPa 时，乙炔在丙酮中的溶解度为237g/L，溶液是稳定的。因此，工业上是在装满石棉等多孔物质的钢瓶中，使多孔物质吸收丙酮后将乙炔压入，以便储存和运输。
溶解乙炔具有贮存运输安全、使用方便、节约能源、减少污染等优点，在当今迅猛发展的国民经济中占有及其重要的地位，是国家发展和推广的一项产品。自从国外引进新型硅酸钙填料以后，溶解乙炔气瓶得到迅猛发展。国家劳动人事部于1992年发文通知各省、市、自治区，要求在全国普及，推广使用溶解乙炔气瓶取代落后的移动式乙炔发生器。从而为溶解乙炔生产开创了非常广阔的发展前景。所以近十几年来溶解乙炔由过去的十几家发展到几百家，而且都获得了显著的经济效益。目前在各主管部门统一规划下从城市到乡镇呈现继续发展的趋势，以服务于建设中不断增长的需求。我国经过多年的生产实践证明，溶解乙炔的工艺流程日益成熟，设备性能越来越安全可靠[1]。
第1章 绪论
1.1 乙炔的制法
生产乙炔的方法比较多，归纳起来主要包括烃类裂解法、由煤直接制取乙炔法、电石乙炔法等[2]。
1.1.1 烃类裂解法
裂解天然气生产乙炔是工业上最早采用的烃类裂解生产乙炔工艺。20世纪60年代以后发展为用石油烃类裂解联产乙炔、乙烯的方法。由于烃类裂解制取乙炔是一个强吸热反应，并且生成的乙炔在高温下极易发生分解和聚合，所以需要在极短的时间内供给大量的反应热。通常采用的供热方式有在气体中放电、高温固体表面辐射供热和原料烃部分燃烧，因此将裂解方法分为电裂解法、蓄热炉裂解法和氧化裂解法，其中氧化裂解法又分为完全燃烧法和部分氧化裂解法。
1.1.2 由煤直接制取法
1963年British Coal Utilization Research Associ-ation(英国煤炭利用研究所，简称BCURA) 报道，用氩等离子体或加氢的氩等离子体，可以将煤直接转化为乙炔。其等离子体弧温度达80000～150O0K ，煤在氩等离子体中约有20%转化为乙炔；若在氩等离子体中加入10%的氢，则可以有40%的煤转化为乙炔。研究还发现，当煤中挥发物增加、煤的粒度减小时，乙炔的产率增大；BCURA 研究出另一种浸没电弧法，使溶于蒽油中的煤转化为乙炔。当用蒽油中溶解25%(质量分数) 的煤作原料时，所得乙炔浓度为29%；当用蒽油作原料时，乙炔浓度达33%；当用液体石腊作原料时，则有60%转化为乙炔。Little-wood 曾报道，通过改进试验装置，在H 2+Ar等离子体中热解煤得到的乙炔产率高达74%。德国矿业公司用3OkW 的反应器，将氢氩混合气(Ar10%)引入电弧高温区，加入的煤粉或煤的粒度应小于5～100μm ，在 25000℃的反应区，在0.004的时间内生成乙炔，用氢淬冷。
该工艺制取1kg 乙炔需消耗煤3kg ，耗电折算为煤约3.9kg ，共耗煤6.9kg 。所以其消耗是非常低的，是一种很有竞争力的乙炔生产方法。国内，近年来中科院等离子体研究所、中科院山西煤化所、太原理工大学等单位对等离子体裂解煤制乙炔的研究比较多。中科院等离子体研究所与俄罗斯科学院西伯利亚分院合作，由浙江巨化集团、新疆天业集团等单位参与的煤加氢等离子体制乙炔中试装置正在建设中。
1.1.3 电石法
电石法制乙炔，即通过电石与水反应制取乙炔气体。该法是乙炔行业应用最早的工业方法，其主要反应为:
θ-1CaC 2+2H 2O →C 2H 2↑+Ca （OH ）2 ∆H m =130kJ ⋅m o l
根据用水量的多少，电石法制乙炔工艺可分为湿法工艺和干法工艺两种[3]。
1.2 电石法制乙炔的发展及现状
电石工业始于19世纪末，直到20世纪60年代乙炔还是重要的化工原料，因此电石曾享有过“有机合成工业之母”的美称。可是到了70年代，由于石油化学工业的发展以及有机合成工业技术的进步，电石乙炔化工受到严重冲击，有的甚至被淘汰。如汞盐催化水合制乙醛的工艺路线因能耗高、汞中毒与环境污染严重等问题而被淘汰。在工业发达国家中，以乙炔为原料的化工产品降到仅占百分之几。
由于石油资源储量的有限和高速消费，世界能源结构和消费结构将在不远的将来再次转向以煤为主体，因此人们开始重新重视电石乙炔化工的发展。基于这一长远目的，人们积极探索，开发出各种电石生产的新工艺、新技术、新装备以降低乙炔生产成本外，也开发出了许多乙炔类精细化学品和特殊化学品，使其下游产品大幅度增值。我国乙炔特殊化学品及衍生物的研究和生产还处在初级阶段，基于富煤少油这一国情，发展乙炔化工将具有现实和深远意义[4]。
1.3 产品的发展前景
电石乙炔是通过电热法燃烧煤和石灰石得到碳化钙，再与水反应而得。
3C +CaO →CaC 2+CO
CaC 2+2H 2O →C 2H 2+Ca (OH )2
从乙炔出发得到许多基础化工产品，有的已成为历史，如乙醛；有的仍占主导，如丁二醇，世界生产能力的90%以上是以乙炔为原料生产的。
乙炔广泛的应用于基础有机化工合成和三大合成材料。如丁醇、辛醇、乙醛、醋酸、二氯乙烯、三氯乙烯、四氯乙烯、1,4-丁二醇、丙烯酸等。合成树脂中的聚氯乙烯，合成纤维单体中的丙烯腈、聚乙烯醇，合成橡胶中的氯丁橡胶等。乙炔还可以用作许多精细化工产品的原料。
当然，乙炔作为工业气体也有很广的用途，如金属的切割、焊接、及各种火焰加工，能满足科研、施工等特殊用户需求。
第2章 工艺方案的比较与选择
2.1 乙炔发生工艺的比较与选择
基于我国煤多油气少这一国情，发展电石乙炔化工将具有现实和深远意义。而且在安阳周边也有以电石为原料生产乙炔的公司，如安阳县安濮乙炔气有限责任公司。因此，本设计采用电石法制乙炔工艺。
电石法制乙炔，即通过电石与水反应制取乙炔气体。该法是乙炔行业应用最早的工业方法，其主要反应为：
θ-1CaC 2+2H 2O →C 2H 2↑+Ca （OH ）2 ∆H m =130kJ ⋅m o l
根据用水量的多少，电石法制乙炔工艺可分为湿法工艺和干法工艺两种。
①湿法乙炔工艺
湿法乙炔工艺是传统的电石法乙炔工艺，该工艺的技术核心是湿法乙炔发生器，一般来说湿法乙炔发生器共有的优点是结构简单、操作简便且便于维护。然而，在生产过程中湿法乙炔发生器耗水量大，一吨电石耗水量约为7吨左右。反应放出的热量大部分被水吸收。其杂质为石灰乳，水澄清后返回发生器使用。渣浆用泵送至排渣场。
②干法乙炔工艺 [6]
国外早在20世纪初便开始了对干法乙炔发生装置的探索与研究，并逐渐开发出了一系列具有不同结构特点的干法乙炔发生器，这些发生装置采用雾化水为气化剂，喷洒在一定粒度的电石上，反应完毕后，生成的氢氧化钙废渣以干态从反应器中排出。干法生产使用的电石粒度小（小于5mm ），其渣为干的粉末，容易处理，但设备复杂，移动设备多，严密性高，操作技术要求高。
③湿法与干法乙炔工艺的比较 [7]
自然界没有天然的乙炔存在，目前我国乙炔的生产主要采用天然气和电石两种路线，其中电石工艺占据主导地位。以电石为原料生产乙炔主要有湿法和干法两种工艺方法。
两者在电石收率、生产能力、生产成本、技术要求以及设备要求等方面存在诸多差异。两者之间的具体比较见表2.1[5]。
表2.1 湿法和干法乙炔发生的比较
序号
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17 项目 电石质量及粒度 操作法 发生器生产能力 发生器温度 发生器压力 经清净后的乙炔纯度 电石收率 电石消耗 使用水量 用氮气量 工时 沉淀池 操作技术 设备要求 安全性 经济性 环保性 干法 粉末状 连续 大 90～100℃ 定压 良 97% 略大 少 少 少 不需 要求高 复杂 高 好 好 湿法 不能用低级品及粉末 间歇式半连续 小 80 5℃ 定压 良 94～96% 小 多 多 多 需要大的 一般 简单 一般 一般 不好
虽然干法乙炔的电石收率高，生产能力大，可以节约生产成本，但技术要求高，设备复杂，操作要求高，在国内干法的工艺还不够成熟。故本设计采用湿法乙炔发生工艺。
2.2 设计压力的比较与选择
国内溶解乙炔工艺流程，从压力上看有中压和低压之别[8]。
低压流程是：
（发生器压力为500mm 水柱左右） H 2O
中压流程是：
（发生器压力为0.07-0.1MPa ） H 2O
两种流程相比，低压的优点是：采用机械上料装置，可实现自动控制加料，劳动强度较低，密封加料乙炔纯度较高。相反中压流程人工加料频繁，劳动强度大。低压流程的唯一缺点是一次性投资大，但为了追求安全、高效、可靠的原则，增加投资是值得的，因此决定选择低压流程。
2.3 溶解乙炔工艺的选择
通过从各方面考虑，本设计溶解乙炔工艺[9]。其优点为：
节约能源：据调查：切割焊使用移动式发生器，每瓶氧气需耗电石14kg 左右，使用瓶装乙炔，每瓶乙炔平均按3kg 乙炔气计算。电石消耗为4.02kg/kg乙炔。共消耗电石12.06kg ，按氧、乙炔消耗比为3:1计算，使用瓶装乙炔，每瓶氧气耗电石为12.06/3=4.2kg。这和移动式发生器每瓶氧消耗电石7kg 相比，节约电石约40%。
安全可靠：使用移动式发生器，起火爆炸事故时有发生，造成人员伤亡和财产损失。而改用溶解乙炔瓶则可彻底解决爆炸的危险。据日本、瑞典介绍，该两国采用硅酸钙填料的乙炔瓶。近十年来没有发生一次爆炸事故，我国自1997年升始采用这种填料的乙炔瓶以来，没有发生过事故。
减少公害：使用溶解乙炔气，污水澄清可重复使用，废渣集中处理，可做建筑材料，减少了使用移动式发生器所造成的环境污染和公害。
使用方便：移动式发生器，每天需要加水、加电石、搬运不方便，增加劳动强度，非常麻烦。而使用溶解乙炔气瓶，同氧气瓶一样，可用简易推车搬运，使用时打开，不用时关闭，压力可随工作的的要求任意调节，既能提高焊接量和工作效率又十分方便。
第3章 工艺设计说明书
3.1 原料规格及产品要求
3.1.1 原料规格
电石的学名为碳化钙，分子式CaC 2，分子量为64.10。化学纯碳化钙几乎是无色透明的晶体。极纯的碳化钙结晶是蓝色的晶体，其颜色与淬火的钢相似，不溶于任何溶剂中。化学纯的碳化钙只能在实验室中用直接加热金属钙和纯炭的方法制得。通常所说的电石是指工业碳化钙而言，其中主要有碳化钙外，还含有少量其他杂质。含85.3%碳化钙的电石组成如表3.1所示。
表3.1 含85.3%碳化钙的电石组成
序号 1 2 3 4 5 6 7
组分 碳化钙 氧化钙 二氧化硅 氧化铁 氧化铝 氧化镁 碳
分子式 CaC 2 CaO SiO 2 Fe 2O 3 Al 2O 3 MgO C
组成（%）
85.3 9.5 2.1 1.45 0.1 0.35 1.2
3.1.2 产品规格要求
本项目生产乙炔的纯度为99%，产量为40m 3/h，年工作日为300天，每天24小时；乙炔气冷却、清净等工艺的回收率为95%。
3.2 设计任务书及本设计主要工艺技术指标
3.2.1 设计任务书
以电石为原料，采用湿法工艺对产量为40m 3/h乙炔进行工艺设计。年工作日为300天，每天24小时，连续操作。 3.2.2 湿法乙炔生产原理 3.2.2.1 乙炔发生
电石遇水生成乙炔气和氢氧化钙，同时放出大量的热。因工业电石不纯，其中杂质遇水后也能起反应，生成相应的杂气。其主副反应如下：
主反应
CaC 2+2H 2O →C 2H 2↑+Ca (OH )2 （3-1） 副反应
CaO +H 2O →Ca (OH )2 （3-2） CaS +2H 2O →Ca (OH )2+H 2S ↑ （3-3） Ca 3P 2+6H 2O →3Ca (OH )2+2P H 3↑ （3-4） Ca 3N 2+6H 2O →2Ca (OH )2+2N H 3↑ （3-5） Ca 2S i +6H 2O →2Ca (OH )2+Si H 4↑ （3-6） CaAs 2+6H 2O →3Ca (OH )2+2A s 3 H ↑ （3-7）由于发生上述副反应，故在粗乙炔气体中含有PH 3、H 2S 、NH 3、SiH 4、AsH 3等杂质。 影响乙炔发生的因素主要有：电石的纯度、粒度、电石在发生器内的停留时间以及反应温度等。电石纯度越高，水解速度越快，单位发气量越大，反之则越慢。电石水解反应是液—固相反应，电石粒度越小，则与水接触表面积越大，反应速度越快。但粒度也不宜过小，否则水解过快，使反应热不能及时移走，发生局部过热而引起分解爆炸危险。粒度过大，则电石反应慢，在排渣时容易带走未反应的电石，造成电石耗量上升。电石在发生器内的停留时间主要是由发生器的结构所决定的。对一定粒度的电石必须保证其完全水解的停留时间，并能很好地更新电石表面，使电石表面的氢氧化钙及时移走，以便电石与水有良好的接触。不同粒度的电石在不同温度下水解速度的区别是较大的。随温度的升高，水解速度加快，小粒度电石更为显著。同时，随着反应温度的上升，乙炔在电石渣中的溶解度下降，显著的降低电石消耗。因此，适当提高反应温度是比较有利的。 3.2.2.2 乙炔气的压缩
水环压缩机又叫水环泵，泵的外壳为圆形中有偏心安装的转子，转子上有叶版，泵内以水充满到一定高度，当转子转速是形成水，由于具有偏心距，此水封将叶板封着，而使叶板间形成许多小室。在旋转的前半周，这些小室增大，由于通过进口处将气体吸入，在旋转的后半周，小室的体积缩小，于是将气体压缩，迫使气体从压出口排出，往返连续进行，即乙炔连续压缩的过程。
3.2.2.3 乙炔清净
乙炔清净主要是除去乙炔中对后面工序正常生产有害的杂质气体，即PH 3、H 2S 、NH 3、SiH 4、AsH 3、水、二氧化碳等。采用次氯酸钠的净化原料也就是采用强氧化剂次氯酸钠把还原性化合物PH 3、H 2S 、NH 3、SiH 4、AsH 3等氧化成相应的酸，然后用碱液中和酸并除去二氧化碳，最后用低温水洗除去碱沫和乙炔中的水分。 3.2.3 工艺流程
本设计采用的是湿法乙炔生产工艺，工艺流程图见图3.1。
图3.1 乙炔生产工艺流程图
将破碎成一定粒度的电石投入到装有水的发生器中，电石进入后发生水解反应。发生器底部的电石渣，定期经排渣口排至渣浆池。反应产生的乙炔气体导出后，进入冷却塔与生产上水进行逆流接触，冷却塔设有喷淋装置。使乙炔冷却至40℃。然后从冷却塔顶部导出，通过管路大部分直接去乙炔水环压缩机进行压缩，然后进入乙炔清净装置；少部分进入乙炔气柜。当发生器供气不足时，气柜的气体起补充作用；当发生器供气过量时，气柜起储存作用。进入清净塔的粗乙炔气体含有PH 3、H 2S 、NH 3、SiH 4、AsH 3、水、二氧化碳等杂质。通过向清净塔内投加强氧化剂次氯酸钠可把还原性化合物PH 3、H 2S 、NH 3、SiH 4、AsH 3等氧化成相应的酸，然后用碱液中和酸并除去二氧化碳，最后用低温水洗除去碱沫和
乙炔中的水分后，安全保存起来，以备后续之用。 3.2.4 主要工艺技术指标
表3.2 主要工艺技术指标
序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21
控制点 电石破碎机 氮气总管 氮气总管 氮气总管 一贮斗 一贮斗 发生器中部 发生器顶部 发生器 气柜 正水封 逆水封 安全水封 压缩机进口管 冷却器出口管 次钠贮槽 次钠贮槽 洗涤塔 清净塔 中和塔 乙炔总管
控制项目 电石粒度 氧气含量 纯 度 压 力 加料排氮压力 加料前氮气置换时间
发生器温度 发生器压力 发生器液位 气柜高度 正水封液位 逆水封液位 安全水封液位 压缩机进口温度 机后冷却器出口温度 次钠含有效氯
pH 值 洗涤塔液位 清净塔 中和塔液位 乙炔含硫、磷
控制指标
控制人
≥200mm 破碎工 ＜3% ＞97% ≥0.2MPa 40～60mmHg
分析工 分析工 加料工 加料工 加料工 发生工 发生工 发生工 发生工 发生工 发生工 发生工 清净工 清净工 清净工 清净工 清净工 清净工 清净工 清净工
2min
70℃左右 7.0KPa 以内 1/2～2/3 400～600m 3 500mmH 2O 600mmH 2O 2000mmH 2O ＜40℃ ＜40℃ 0.06～0.12%
7～8 1/2～2/3 1/2～2/3 1/2～2/3 无
①原料的加入
在电石分厂破碎成200mm 以内粒度的原料电石，装在吊斗内，称重后用电石运输小车从导轨运至本工序。
将电石吊斗推到提升口，由电动葫芦吊斗到乙炔发生器上部的电石加料斗上。然后进
入用氮气置换合格后的第一贮斗内，并继续通入I 气，将随电石带入的空气置换掉，再进入用氮气置换合格后的第二贮斗。在仓壁振动器和电磁振动给料机的协助，均匀的把电石加入发生器中。
②发生
发生器内盛有四分之三体积的水，电石进入后发生水解反应。水是用来自废水高位槽的废水，井补充适当的生产上水，并不断加入室温水和不断由溢流管排出带有石灰乳的水溶液，带出大部分反应热，以保持生产的正常进行和发生器温度控制在70℃左右。发生器的液位是靠溢流来保证的。
③冷却与调节
乙炔气自正水封导出后，进入冷却塔与生产上水进行逆流接触，冷却塔设有喷淋装置。使乙炔冷却至40℃，然后从冷却塔之顶部等出，通过管路大部分直接去乙炔水环压缩机进行压缩然后进入乙炔清净装置。少部分进入乙炔气柜。当发生器供气不足时，气柜的气体起补充作用，当发生器供气过量时，气柜起贮存作用。
④次氯酸钠的配制
贮罐场来的45%浓碱进入浓碱槽，靠位差自流进稀碱槽，与水配成15%的稀碱液。通过碱泵打到稀碱高位槽后，经流量计自流到次氯酸钠配制槽顶部文丘里混合器之进口。
氯气从氯气钢瓶出来，经氯气缓冲罐，经流量计进入文丘里混合器氯气进口。水自外管经流量计进入文丘里水进口，三者在文丘里棍合器中，进行化学反应得到次氯酸钠溶液，贮入次氯酸钠配制槽中供清净塔使用。
在配制槽溶液出口处，设取样点，随时分析次氯酸钠的组成，调节碱液、氯气、水的进料比，保证次氯酸钠的工艺控制指标。
⑤清净
从冷却塔和气柜一导出的粗乙炔，经水环式压缩机加压到0.55～0.1MPa 左右后，进入第一、第二清净塔，次氯酸钠溶液由泵打到第二清净塔顶部，从塔底流出再由泵打至第一清净塔顶。该塔为分段填料塔，填料采用拉西瓷环。气液两相在拉西瓷环上充分接触进行氧化反应，除去PH 3、H 2S 、NH 3、SiH 4、AsH 3等有害杂质。次氯酸钠溶液大部分循环使用，从次氯酸钠贮槽内不断补充新鲜溶液至循环液中，从塔的溢流管不断排出一部分废液至废液池以保证循环液中有效氯的浓度和PH 值在规定范围内。废水池之废液经废水泵打至废水高位槽供发生使用。
水环压缩机附设有气液分离器、冷却水泵和循环水冷却器。以满足压缩机的封液及温
度要求，保证压缩效率。封液使用软水补充。
⑥碱洗和干燥
从清净塔导出的乙炔气中含有微量的硫酸、磷酸、及二氧化碳等酸性物质需碱洗除去。清净后的乙炔进入中和塔的下部，来自稀碱槽的15%的氢氧化钠水溶液经碱泵从塔的中部加入，通过逆流接触，除去乙炔中残有的酸性物质。
3.3 主要公式、物性数据来源及计算公式
本设计主要为乙炔发生的物料衡算以及主要各设备的设计，设计中主要公式有埃克通用关联图的横、纵坐标、塔径、填料层高度、填料层的压强降等; 主要涉及的物性数据有水的饱和蒸汽压等。具体计算公式及物性数据见表3.3[10]、表3.4[11], 表3.5[12]以及图3.2[13]。
表3.3 主要计算公式
序号 1
物理量
埃克通用关联图横坐标
公式
ωL ⎛ρV ⎫
⎪ ωV ⎝ρL ⎪⎭
0. 2φψρv μL u
g ρL 2F
0. 5
2 埃克通用关联图纵坐标
3
平方推动力∆Y m
∆Y m =
∆Y 1-∆Y 2
⎛∆Y 1⎫ln ∆Y ⎪⎪⎝2⎭
4
气相总传质单元N OG
N O G =
Y 1-Y 2
∆Y m G K G a
5
气相总传质单元高度H OG
填料层高度Z
表3.4 水的饱和蒸汽压
序号 1 2 3
温度（℃）
20 40 45
H OG =
6
Z =H OG ⋅N OG
蒸汽压（KPa ）
2.33346 7.376 9.584
4 80
表3.5 其他物性数据
47.345
序号 1 2 3 4
物性数据 碱液的密度 液相校正系数 碱的黏度 总传质系数
符号 数值 1045 1.004 0.8 0.040
单位
ρL Kg/m3
ψ
μL K c a
mPa ⋅s
Kmol/m 3⋅s
()
图3.2埃克通用关联图
3.4 环保及安全要求
一般湿法发生器排出的电石渣浆含量在5～15%。对于电石渣浆的处理，除将电石渣
浆增稠到40～50%的糊状物用于建筑行业外，电石污水送到污水处理站，经清污分流后，与其它分厂的酸性水进行中和处理后排出。
生产乙炔主要的废水来源是经清净后的NaClO 废液，其主要成分是水，由于含有硫酸根、磷酸根等阴离子，而呈酸性(PH=3～4) ，并含有少量氯离子。由于溶解有大量的乙炔气，直接排入下水道，既污染了环境，又增加了电石消耗。本设计将废NaClO 引入废水回收槽，再用泵输送到发生器，作为发生器的补充水而代替了补充的大部分工业水。这样既减少了新鲜工业水的用量，同时又减少了乙炔的损失。
从生产的角度看，工业安全有两个方面。一个是以防火、防爆为主要的安全措施；另一个是防止污染扩散形成的暴露源对人身造成的健康危害。有害和有毒物质对于人身健康的危害有时虽然是急性的，但大多数是属于慢性的。急性健康危害容易引起人们的重视，慢性健康危害却常常被人们忽视。但是由于化工行业人员吸取过去的经验教训和在安全方而所做的不懈努力，生产中的不安全因素正在逐渐被克服。
第4章 设计计算书
4.1 物料衡算
乙炔生产中各反应器的具体物料守衡情况见图4.1。
图4.1物料守衡示意图
M1：电石量；M2：发生器加水量；M3：电石渣浆量；M4：发生器出口粗乙炔量；M5：水；M6：经冷却的乙炔量；M7：水；M8：经压缩的粗乙炔量；M9：新鲜NaClO 的量；M10：废NaClO 的量；M12：NaOH 加入量；M13：废NaOH 量；M14：中和后的乙炔的量；M15：水；M16：精乙炔气体；R1：发生器；T1：混合式冷却塔；V1：气液分离器；T2：清净塔；T3：中和塔；E1：冷却器 4.1.1 电石加料量
产量为40m 3/h乙炔气体，以300个工作日计算，每工作日24小时，纯度为99%。乙炔气冷却、清净等的收率为95%。20℃电石发气量为250Kg/L，不计回收乙炔。
电石加料量=
40
=0.170t/h
250⨯99%⨯95%
4.1.2 NaClO 的消耗量
粗乙炔标准体积（20℃）0.170×250=42.5m3/h
粗乙炔气中PH 3含量为0.08%，H 2S 含量为0.10%；精乙炔PH 3含量为0.0037%，H 2S 含量为0.0039%，配制的NaClO 溶液的浓度为1.2g/L，总乙炔的流量42.5m 3/h。
要除掉的PH 3实际量0.08%-0.0037%=0.0763% 要除掉的H 2S 实际量0.10%-0.0039%=0.0961%
每小时要从原料乙炔中除去的PH 3体积为42.5×0.0763%=0.0324m3=32.4L 根据反应式计算NaClO （100%）的消耗量
4NaClO +H 3P →H 3PO 4+4NaCl 22.4 x 32.4 x=
4⨯32.4
=5.7861mol 22. 4
同理，每小时从原料乙炔中除去的H 2S 体积为： 42.5×0.0961%=0.04084m3=40.84L
根据反应式计算NaClO （100%）的消耗量
4NaClO +H 2S →H 2SO 4+4NaCl
22.4 y 48.84 y=
4⨯48.84
=8.721mol 22. 4
NaClO 的分子量为74.5，X=（5.786+8.721）×74.5=1080.77g 换算到每小时补加溶液量：
1080.77
=900.64L/h=9.01m 3/h 1. 2
因为在生产中不只有PH 3、H 2S ，所以实际消耗要比理论量要大，取损耗系数为1. 3，则实际消耗NaClO 量=9.01×1.3=11.713m3/h
氯气的消耗量
2NaOH +Cl 2→NaClO +NaCl +H 2O
74.5 x 11.713
x =
71⨯11.713
=11.163kg/h
74. 5
日耗氯气：24×11.163=267.912kg/h
若使用氯气为800kg/瓶，则一瓶氯气所使用的天数：4.1.3 碱消耗量的计算
800
=2. 986d
267.912
假设清净后产生的硫酸和磷酸都进入中和塔中和，则中和硫酸和磷酸的需碱量为：
0.04084⎫⎛0.0324⨯3+⨯2⎪⨯40=0.319kg/h
22. 4⎝22. 4⎭
粗乙炔气中含二氧化碳为0.09%，其他酸性气体不考虑。 二氧化碳总量为：42.5×0.09%=0.03825m3/h
CO 2+2NaOH →Na 2CO 3+H 2O 22.4 80 需碱量为：
0.03825⨯2⨯40
=0.1366kg/h
22. 4
换算为6%的比重为1.045的碱液时：
0.319+0.1366
=7.204L/h=6.894kg/h
6%⨯1. 054
取碱的损耗系数为1.5，则实际消耗碱量为：6.894×1.5=10.341kg/h 即碱洗塔一天的消耗量为10.341kg/h。 4.1.4 顺洗流程逐个设备展开计算 4.1.4.1 发生器
加水量（包括所用废水）在5.53吨水/吨电石左右，所以 M2=5.53×M1=5.53×28.94=160.0382t/h 粗乙炔气中：
CO 2=7235×0.09%=6.5115m3/h=0.29kmol/h=12.76kg/h H 2S=7235×0.10%=7.235m3/h=0.323kmol/h=10.982kg/h PH 3=7235×0.08%=5.788m3/h=0.258kmol/h=8.5kg/h C 2H 2=7235×（1-0.09%-0.1%-0.08%）=7215.466m3/h
=322.119kmol/h=8375.094kg/h 反应消耗的水：
322.119×2+0.323×2+0.258×3+
28940⨯22. 08%
=759.76kmol/h
56
=13675.75kg/h
发生器出口温度80℃，压力7mm 水柱，即6.865kPa ，该温度下水的饱和蒸汽压为
47.345kPa ，则水蒸气的量：
47. 3457235
=141.344kmol/h=2544.193kg/h ⨯
6. 865+101. 32522. 4
M4=8375.094+12.76+10.982+8.5+2544.19=10951.526kg/h 电石渣浆：
剩余水=160038.2-13675.75-2544.193=143818.257kg/h 电石渣（差量法） 28940+
28940⨯22. 08%
×18+0.323×2+0.258×40
56
+322.119×10-12.76=34213.31kg/h M3=143818.257+34213.31=178031.567kg/h
M4+M3-M1=10951.526+178031.567-28940=160043.093kg/h
与M2相差4.893kg/h，数值差距是由于尾数保留差异所致，可认为两者相等。说明物料衡算是正确的。 4.1.4.2 冷却塔
塔I 出口温度45℃，该温度下水的饱和蒸汽压9.584kPa ，则剩余水蒸气的量：
9. 584⎛7235⎫
⨯ +141. 344⎪=41. 133Kmol/h=740. 395kg/h
6. 865+101. 325⎝22. 4⎭
被冷却的水蒸气的量=2544.19-740.395=1803.795kg/h
塔II 出口温度40℃，水饱和蒸汽压7.376kPa ，则出口乙炔气中水蒸气的量：
7. 376⎛7235⎫
⨯ +41.133⎪=24.825Kmol=446.84kg/h
6. 865+101. 325⎝22. 4⎭
被冷却的水蒸气的量=740.395-446.84=293.555kg/h M5=1803.795+293.555=2097.35kg/h
M6=8375.094+12.76+10.982+8.5+446.84=8854.176kg/h M5+M6=2097.35+8854176=M4 说明物料衡算是正确的。 4.1.4.3 气液分离器
粗乙炔量为：322.119+0.29+0.323+0.258=322.99kmol/h
水压机的出口压力60kPa ，温度40℃，根据饱和蒸汽压求得出口乙炔气中含水蒸气的量：
7. 376
⨯(322. 99+24. 825)=15.903kmol/h=286.25kg/h
60+101. 325
M7=446.84-286.25=160.59kg/h
M8=8375.094+12.76+10.982+8.5+286.25=8693.586kg/h M7+M8=160.59+8693.586=M6 说明物料衡算是正确的。 4.1.4.4 清净塔
假定清净后生成的H 2SO 4和H 3PO 4极少量到中和塔进行中和，质量衡算不予考虑，则 M9+
5. 7885. 52
×98+×98=M10 （4-1） 22. 422. 4
⎛5. 7885. 52⎫M9×0.07%=4× 35.5+M10×0.03% （4-2） +⎪×
⎝22. 422. 4⎭由式（4-1）、（4-2）得M9=4840.104kg/h、M10=4889.577kg/h 清净后PH 3、H 2S 的含量：
7235⨯0. 0039%7235⨯0. 0037%
⨯34+⨯34=0.8346kg/h
22. 422. 4
M11=8375.094+12.76+286.25+0.8346=8674.9386kg/h M11+M10-M9=8674.9386+4889.577-4840.104=8693.4116kg/h
与M8相差0.1744kg/h，数据差距是由于尾数保留差异所致，可认为两者相等。说明物料衡算是正确的。 4.1.4.5 中和塔
M12=19414kg/h M13=
6. 5115
×44+19414=19426.79kg/h 22. 4
M14=0.8346+286.25+8375.094=8662.1786kg/h
M14+M13-M12=8662.1786+19426.79-19414=8662.1786kg/h
与M11相差0.575kg/h，数值差距是由于尾数保留差异所致，可认为两者相等。说明物料衡算是正确的。 4.1.4.6 冷却塔
乙炔气进口温度40℃，出口温度20℃，设计压力0.06MPa ，20℃水的饱和蒸汽压为2.3346kPa ，则精乙炔气中含水量：
2. 3346⎛0.8346⎫
⨯ +322. 119+15.903⎪=4.892kmol/h=88.056kg/h
60+101. 325⎝34⎭
M15=286.25-88.056=198.194kg/h
M16=0.8346+88.056+8375.094=8463.9846kg/h M15+M16=198.194+8463.9846=8662.1786kg/h=M14 说明物料衡算是正确的。 4.1.4.7 全物料衡算
对整个乙炔工序做全物料衡算，进行校核。由物料守衡定律应有， M1+M2+M12=28940+160038.2+19414=208392.2kg/h
M3+M5+M7+M10+M15+M16=178031.567+2097.35+160.59+4889.577+198.194+8463.9846=208392.2626
进出物料相差0.0626kg/h，数值差距是由于尾数保留差异所致，可认为两者相等。说明物料衡算是正确的。
4.2 主要设备的计算
4.2.1 发生器计算
清净后的乙炔气体
⎛0. 8346⎫
+322. 119+15. 903+0.29⎪=7578.739m 3/h V s =22.4×
⎝34⎭
气体的质量流量ωv =8674.9386kg/h 进塔气体的密度ρv =
8674. 9386
=1.145kg/m 3
7578. 739
碱液的密度ρL =1.045×103kg/m 3 碱液的质量流量ωL =19414kg/h
0. 5
ωL ⎛ρV ⎫19414⎛1. 145⎫ ⎪则，⎪=8674. 9386 1045⎪=0.074 ωV ρ⎝⎭⎝L ⎭
0. 5
根据图3-2埃克通用关联图中乱堆填料泛点线可查出，横坐标为0.074时的纵坐标数
0. 2
φψρv μL
值为0.16，即u =0.16
g ρL
2F
50mm×50mm×5mm 陶瓷拉西环（乱堆）的填料因子Φ=177m-1见表4.1[14]。
表4.1陶瓷拉西环的性能参数
序号 1 2 3 4 5 6 7
性能参数 公称直径 外径×高×厚 比表面积 空隙率 个数 堆积密度 干填料因子
符号
数据 50 50×50×5 93 81 6400 465 177
单位 mm mm
D N
d×h×δ a ξ n
m 2/m 3
%
m -3
kg/m3
ρP
Φ
m -1
液相校正系数Ψ=1000/996=1.004 碱的黏度μL =0.8mPa⋅s 所以
u F =
0. 16g ρL
0. 2
φψρv μL
=
0. 16⨯9. 81⨯1045
=2.9m/s 0.2
177⨯1. 004⨯1. 145⨯0.8
取空塔气速为泛点气速的70%，即 u=0.7u F =0.7×2.9=2.03m/s，则
4⨯
8674. 9386
=1.23m π⨯2.03
D=
圆整塔径取D=1.4m 再计算空塔气速u=
2
D 4
V s
=
4⨯7578. 739
=1.368m/s
3600⨯π⨯1. 42
安全系数
u 1. 368==47.17% 2. 9u F
核对操作条件下的喷淋密度是否大于最小喷淋密度 因填料为50mm×50mm×5mm ，填料尺寸小于75mm ，故取
(L w )min =0.08m 3⋅m -1⋅h -1
93=7.44m U min =(L w )min σ=0.08×操作条件下的喷淋密度U=
3
m ⋅h )
2
19414÷8674. 9386
4
(0. 3)
=31.76m
3
2
m ⋅h )>U
2
min
4.2.2 填料层的压降计算
纵坐标
0. 2
φψρv μL 2u =(0. 4717)×0.16=0.0356
g ρL 2
横坐标
0. 5
ωL ⎛ρV ⎫19414⎛1. 145⎫ ⎪⎪=8674. 9386 1045⎪=0.074 ωV ρ⎝⎭⎝L ⎭
0. 5
根据横、纵坐标的数值在图埃克特通用关联图中确定塔的操作点，该点位于∆p/Z=200（Pa/m）到∆p/Z=300（Pa/m）两条等压线之间，用内差法估值可求得每米填料层的压降约为250Pa 。
4.2.3 气相传质单元数计算
进塔空气的摩尔流量
⎛0. 8346⎫V= +322. 119+15. 903⎪=338.047kmol/h ⎝34⎭设气体的吸收率为95%，则
0. 29
=0.00086
338. 047+0. 290. 00086
=0.00086 Y 1=
1-0. 00086y 1=
（1-0.95）=0.000043 Y 2=Y 1(1-ϕA )=0.00086×
X 2=0.00001
在填料塔的吸收过程中吸收掉的CO 2气量：
V （Y 1-Y 2）=338.047（0.00086-0.000043）=0.143kmol/h
由化学平衡式知，1kmolCO 2与2kmol NaOH 反应，所以理论消耗的NaOH 的量 2×0.143=0.286kg/h 则用6%的NaOH ：
0. 286⨯40
=190.67kg/h
0. 06
6%碱的平均分子质量为
100
=18.6kg/kmol
694+4018
所以，L=
190. 67
=10.25kmol/h 18. 6
取碱的用量为理论计算用量的1.8倍，则：L=10.25×1.8=18.45kmol/h 已知V （Y 1-Y 2）=L (X 1-X 2)，则X 1-X 2=0.143/18.45=0.00775
所以通过物料衡算得出进出塔的液、气组成为：X 1=0.00776；X 2=0.00001；
Y 1=0.00086；Y 2=0.000043；V=338.047kmol/h；L=10.25kmol/h。
查得X-Y 平衡关系式：Y *=0.036X-0.00000035 0.00776-0.00000035=0.000279 Y 1*=0.036×
0.00001-0.00000035=0.00000001 Y 2*=0.036×
∆Y 1=Y 1-Y 1*=0.00086-0.000279=0.000581
∆Y 2=Y 2-Y 2*=0.000043-0.00000001=0.000043
∆Y m =
0. 000581-0. 000043
=0.000207
⎛0. 000581⎫ln ⎪⎝0. 000043⎭
气相总传质单元数
N OG =
Y 1-Y 2
=3.95 ∆Y m
4.2.4 气相总传质单元高度计算
338. 047+0.29
2
G 3600⨯π1.4气相总传质单元高度H OG ===0.38
0. 040K G a
4.2.5 填料塔高度计算
Z=N OG ×H OG =3.95×0.38=1.501m
Z 实际=1.4Z=1.4×1.501=2.101m
4.2.6 持液量计算
0. 6
⎛L ⎫
Lexa 关联式：H t =0.143 d ⎪⎪
⎝e ⎭
H t ：总持液量，m 3液体/m3填料 L ：液相流率，m 3⋅m 2⋅h -1
d e ：填料当量直径，m
ε0. 81=0.035m σ9310. 3=0.00163m 3⋅m 2⋅h -1 L=
π1. 42d e =4
⎛0. 00163⎫33
H t =0.143× ⎪=0.023m 液体/m填料
⎝0.035⎭
0. 6
4.2.7 支承板选择
填料支承板应满足3个基本条件：①使持液能顺利通过，设计时应取尽可能大的自由截而。②要有足够的强度承受填料的重量，并考虑填料孔隙中的持液重量。③要有一定的耐腐蚀性能。填料支承板的作用是支承塔内的填料，支承板的种类很多，常用的有升气管型。升气管型可以是圆筒形、圆锥形或将板冲制成瓦楞形。本设计采用瓦楞形。 4.2.8 液体分布器
液体分布装置的作用是均匀分布液体，以避免发生沟流现象。液体分布装置的种类多样，有喷头式、盘式、管式、槽式及槽盘式等。本设计采用的是莲蓬式喷洒器。
11取莲蓬头直径d=D=×1.4=0.35m
44
球面半径为0.8d=0.8×0.35=0.28m 喷射角取75°
喷洒外圈距塔壁80mm
莲蓬高度取0.75D=0.75×1.4=1.05m 小孔直径取d 0=6mm，孔数n n=
L
2
φ(0. 78d 0
2P 2-P 110
r L
6
Φ：流量系数，取0.7
L ：液相流量m 3/s
P 2-P 1=0.01～0.1MPa ，取0.05MPa
r L =0.996×103kg/m 3
L=n=
10. 0223
m =0.010/s 3
0. 996⨯10
0. 01
0. 7⨯0. 785⨯0. 0062
(2⨯0. 05⨯100. 996⨯103
6
=51个
4.2.9 发生器、中和塔数据一览表[15]
通过对中和塔进行设计计算以及对乙炔发生器在工厂中实际应用的考察和参考得出相关数据，汇总数据见下表4.2和表4.3。
表4.2中和塔数据一览表
项目 设计温度 设计压力 塔径
气相总传质单元高度 气相总传质单元数 填料层高度 持液量
符号 T P D H OG N OG Z H t
表4.3发生器数据一览表
项目 设计温度 设计压力 生产能力 直径 高度
符号 T P Q D H
单位 ℃ KPa m 3/h m m
数据 80 6.9 40 1.5 2.83
单位 ℃ KPa m m m
m 3液体/m3填料
数据 40 80 0.3 0.65 3.059 2.783 0.134
结 论
毕业设计题目为40m 3/h溶解乙炔生产工艺设计，在介绍乙炔的性质、用途以及比较乙炔生产工艺的基础上选择湿法工艺作为此次设计的生产工艺。通过查阅文献资料、收集有关数据、选用相关公式，对乙炔工段进行较为详细的物料衡算以及对主要设备进行了反应器和中和塔径、塔高、压降的计算，最后绘制了乙炔生产工艺流程图和发生器设备图。
参考文献
[1] 高建兵. 乙炔生产方法及技术进展[J].天然气化工，2005, 30(1): 63-66.
[2] 邴涓林，李承志. 中国PVC 产业快速发展10回顾与2010年动态分析[J].聚氯乙烯，2011, 39(05): 1-8 [3] 李铁云. 电石法PVC 乙炔生产工艺的比较[J].内蒙古石油化工，2011, 21(6): 42-43. [4] 熊谟远. 电石生产及其深加工产品. 北京[M]:化学工业出版社,1985.
[5] 廖勇. 胡永琪. 干法乙炔生产过程研究及开发[D].河北科技大学，2009年5月.
[6] 赵宝山，廖勇，商素平，张向京，杜振雷，胡永琪. 干法乙炔发生器的现状[J].河北工业科技，2008, 25(3): 23-26.
[7] 关刚. 干法乙炔装置运行总结[J].聚氯乙烯，2011, 39(8): 6-7. [8] John A Lerch.Dry acetylene generator.US，4451268, 1984-03-29.
[9] Kenneth M.Foster,Arlington N.J Method of and appararing generating acetylene.US,3498767, 1970-03-03 [10] 陈敏恒，从德滋，方图南，等. 化工原理[M].北京：化学工业出版社，2006. [11] 徐克勋. 精细有机化工原料及中间体手册[M].北京:化学工业业出版社，1998. [12] 刘光启，马连湘，刘杰. 化学化工物性数据手册[M].北京：化学工艺出版社，2002. [13] 刁玉玮，王立业，喻健良. 化工设备机械基础[M].大连：大连理工大学出版社，2006. [14] 刁玉玮，王立业，喻健良. 化工设备机械基础[M].大连：大连理工大学出版社，2006. [15] GeorgeE.Heilig,Portland,Orylime acetylene generator.US,286205, 1958-12-02.