年产15万吨氯苯精制工艺设计

1、 本 科 毕 业 设 计 年产15万吨氯苯精制工艺设计The Design of 150000t/a Chlorobenzene Refining Process学院名称： 化学与环境工程学院 专业班级： 化学工程与工艺2班 学生姓名： 石晓雨 学 号： 201005010070 指导教师姓名： 路有昌 指导教师职称： 副教授 2014年5月 毕业设计原创性声明和使用授权说明原创性声明本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得安阳工学院及

2、其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。作 者 签 名： 日 期： 指导教师签名： 日期： 使用授权说明本人完全了解安阳工学院关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定，即：按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。作者签名： 日 期： 目 录摘 要······&

3、#183;·················································&

4、#183;·····IAbstract··········································

5、3;···············II引 言··································

6、;····························1第一章 绪 论····················

7、83;·································21.1 产品性质···············

8、·····································21.2 主要原、辅材料的规格及来源··········

9、························21.3 产品的市场发展概况·······················

10、3;··················3第二章 生产流程和方案的确定·····························&

11、#183;······42.1 生产方法简述和方案论证·····································42.1.1 一般方法简介·&#

12、183;············································42.1.2 生产工艺改进···&

13、#183;··········································42.2 生产工艺流程确定·····

14、·······································52.2.1 生产工艺流程的确定········&#

15、183;·······························52.2.2 工艺流程简图················&

16、#183;·····························62.2.3 精制阶段设计方案简介·················&#

17、183;····················7第三章 生产流程简述···························

18、83;··················8 3.1 原料预处理部分·····························&#

19、183;················83.2 氯化反应部分·······························

20、83;················93.3 氯化液预处理部分·······························&#

21、183;···········10 3.4 氯苯精制部分····································&

22、#183;··········11第四章 整个过程物料衡算·····································

23、;··134.1 计算框图··············································&

24、#183;····134.2 始算基准的确定···········································

25、··134.3 精馏过程物料衡算···········································144.4 初馏过程物料衡算&#

26、183;··········································154.5 氯化工段物料衡算·····

27、······································16第五章 氯苯精制工艺计算·········

28、3;·····························185.1 精馏塔的设计··················

29、3;····························185.1.1 设计方案确定···················&#

30、183;·························185.2 精馏塔的计算······················&#

31、183;·······················195.2.1 精馏塔的物料衡算 ·······················

32、83;················195.2.2 塔板数的确定·······························&

33、#183;·············195.2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算·····················225.2.4 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算·······

34、····················265.2.5 塔板工艺结构尺寸的设计与计算··························&#

35、183;··285.2.6 筛板的流体力学验算·······································325.2.7 塔板负荷性能图···

36、········································365.2.8 筛板塔精馏段的工艺设计计算结果总表······

37、;·················435.3 附属设备的计算及选型······························&

38、#183;········445.3.1 接管直径·······································&

39、#183;·········445.3.2 塔顶空间计算······································

40、;·······465.3.3 冷凝器和再沸器········································&#

41、183;··47结 论··············································

42、83;··············48致 谢··································

43、3;··························49参考文献······················

44、3;··································50附 录···············

45、;··············································51 年产15万吨氯苯精制工艺设计摘 要：本设

46、计是关于年产15万吨氯苯生产工艺，设计介绍氯苯生产的有关生产工程，对整个工艺进行了简单相关的物料衡算。本文主要对年产15万吨的氯苯的精制工段进行设计，其主要工作为设计一个精馏塔来进行苯与氯苯混合物的分离，采用连续操作的方式的筛板精馏塔。包括物料衡算，热量衡算，工艺尺寸的设计，同时对具体操作参数及结构参数进行计算，获得泡点温度，理论塔板数，实际塔板数以及最小回流比等信息。该设计的塔径3.2m，塔高17m的精馏塔，实际塔板数16块，进料板第6块，并且对附属设备进行了设计与选型，确定了合适的塔顶冷凝器和塔底再沸器等等数据。关键词：苯 ；氯苯 ；工艺流程；筛板精馏塔The Design of 1500

47、00t/a Chlorobenzene Refining Process Abstract: This plan is about the project of 150000t chlorobenzene each year. Design chlorobenzene of production are introduced engineering on the whole production process simple related material balance.In this paper,the 150000t/a of chlorobenzene refining sectio

48、n was designed.Its main job is to design a rectifying column for separation of benzene and chlorobenzene mixture,with the method of continuous operation of sieve plate column. including material balance, heat balance, the size of the design, calculation for the specific operation parameters and stru

49、cture parameters, get the bubble point temperature, the theoretical plate number, the actual plate number and minimum reflux ratio and other information. The design of the tower diameter 3.2 m, 15.4 m high tower rectification column, the actual plate number 16 pieces and feed 6 boards, and accessory

50、 equipment for the design and selection, determine the right on the top and bottom reboiler condenser and other data. Key word: benzene；chlorobenzene；production process；sieve plate column I 引 言 氯苯是重要的有机化工原料，用途很广泛，主要用作染料、医药、农药、有机合成的中间体及溶剂，在我国生物化工、精细化工、制药等众多行业都发挥着很重要的作用7。本课题采用筛板精馏塔，以常压蒸馏的方法氯苯进行精制，精馏过程

51、在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。结果使塔底的氯苯纯度大于99%，同时在塔顶获得纯度为98%的苯3，设计以物料衡算、热量衡算设备结构的相关设计资料为理论依据，主要对精馏塔进行全面设计。第一章 绪 论1.1 产品性质 氯化苯,简称氯苯,分子式C6H5Cl,分子量为112.5,为无色透明油状易挥发的有机液体,有杏仁味的无色透明、易挥发液体,密度1.105g/cm3，沸点131.6。凝固点-45。折射率1.5216(25)。闪点29.4。燃点637

52、8，折射率1.5246，粘度(20)0.799mPa·s，表面张力33.28×10-3N/m溶解度参数=9.511。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1.3-71(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒，在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性。对神经系统有麻醉性，LD502910mgkg，空气中最高容许浓度50mgm3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。与氯酸银反应剧烈15。1.2

53、主要原、辅材料的规格及来源2表1.1 主要原、辅材料的规格 材料名称分子式相对分子量相对密度沸点/规格氯 苯C6H5Cl112.561.1004132.299.5%苯C6H678.110.878680.195.5%氯气Cl271.01（空气）3.17g/L -34.699%苯有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃，在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。苯可燃，有毒，为IARC第一类致癌物。苯难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。摩尔质量 78

54、.11 g/mol ；密度 0.8786 g/mL ；相对蒸气密度(空气=1)2.77。 蒸汽压13.33kPa；临界压力：4.92MPa；熔点278.65K(5.51) 。沸点353.25 K (80.1)。在水中的溶解度0.18g/100ml水 ，溶解性：微溶于水，可与乙醇、乙醚、乙酸、汽油、丙酮、四氯化碳和二硫化碳等有机溶剂互溶11。氯气常温常压下为黄绿色气体,经压缩可液化为金黄色液态氯，是氯碱工业的主要产品之一，用作为强氧化剂与氯化剂。氯混合 5（体积）以上氢气时有爆炸危险。氯能与有机物和无机物进行取代或加成反应生成多种氯化物。氯在早期作为造纸、纺织工业的漂白剂。催化剂铁用的是直径为1

55、030mm的环状铁环，是很常见的原料，的来源比较方便，不再赘述8。1.3 产品的市场发展概况氯化苯是平衡氯碱装置氯、碱、氢的一个重要基础有机中间体，在国内主要用于合成硝基氯苯7。目前我国氯化苯生产规模、技术水平、质量指标均达到国际先进水平，其中生产能力约占全球总产能的70左右，因此不仅满足国内市场需求，近年来还有一定数量的出口，特别是其下游衍生物的大量出口尤其明显，如硝基氯苯及其下游对氨基苯酚、扑热息痛、邻苯二胺、邻甲醚、香兰素等产品。国内氯化苯生产厂家目前有18家，其中产能超过1万吨/年的就有15家，年产能超过万吨的有4家，分别是中石化南京化工厂(10万吨)、蚌埠八一化工有限公司(9万吨)、

56、扬农股份有限公司(6万吨)、武汉祥龙(7万吨)。2009年我国氯化苯生产能力已达60万吨/年，由于氯化苯的扩产主要体现在2009年下半年，因此2009年实际生产量约为50万吨左右，其中80左右产品用于合成硝基氯苯，其余用于二氯苯、农药等有机合成工业。目前纯苯市场企稳，并已出现回暖，氯化苯市场也将逐渐走稳。不过，国内氯化苯虽然已经能够满足市场需求，但是国内企业为了竞争需要，仍在继续扩大生产规模，如2009年扬农集团在仪征新区新建的一期5万吨/年(共计10万吨/年)氯化苯装置及其配套的8万吨/年氯碱装置已于2006年3月20日试车成功，于近期将陆续投产，届时国内氯化苯产量进一步增加至70万-85万

57、吨，国内氯化苯市场将进入饱和状态。尽管辽宁世星二期工程4.5万吨/年硝基氯苯建成(计划今年5月份投产试车)可重新达到新的氯化苯产销平衡点，但在硝基氯苯这个产品上，国内已经出现过剩局面。 第2章 生产流程和方案的确定2.1 生产方法简述和方案论证 2.1.1 一般方法简介目前氯苯的生产大多采用直接氯化生产氯苯:即苯与氯气在三氯化铁的催化作用下生生成氯苯和氯化氢。该办法具有生产流程短、生产工成熟等特点,国内外生产厂家大多采用此法生产。虽然该生产方法具有生产流程短、生产工成熟等特点，但是随着社会经济不断发展，国际社会对低耗能，低排放的工业生的要求日益增大，企业产品的生产对节能减排的相关措施更应该重视

58、，应该把节能减排作为企业今后发展的重中之重，把节能减排作为一种企业文化，让其深入到每一位员工工作中去，培养他们的节能减排意识。所以该工艺也有可改进的地方，应从节能减排的方向入手。所以针对于这一发展趋势，本设计就对部分工艺做了一些改进和优化。2.1.2 生产工艺改进本工艺对原有工艺做了以下改进：(1) 氯化槽前增加苯冷却器苯在进入氯化槽温度约为40,在夏季最高达到50,而常压的沸点是80,因此,在氯化反应过程中,有大连量苯挥发掉而未参加反应,使苯的转化率低,造成液中氯苯含量低,副产物增多,致使后续蒸馏系负担加重,能耗上升,产量降低。针对这一问题,氯化槽前增加1台苯冷却器(用5水冷却),降低温度,

59、增加氯化液中的氯苯含量,提高生产能达到降低苯消耗定额、提高经济效益的目的。(2) 增加苯干燥塔在苯进氯化槽前增加干燥塔,苯中含水质量分数降到1.0×10-4以下,减少副反应,避免反应液呈酸性对设备的腐蚀。(3) 增加氯化液冷却器氯化液中60% (质量)以上是苯,流出温度约为80,直接流入静止槽后,体积突然增大,苯大量挥发,使槽内压力增大影响氯化液下料,有时因压力过大而造成静止槽液位计爆炸,影响了生产的稳定运行。针对这一问题,增加了1台冷却器(用地下水冷却),降低流出氯化温度,保证氯化液下料通畅,减少苯的流失,提高了生产的均衡稳定性。(4) 氯化尾气系统充入氮气保护氯化尾气经尾气系统的

60、两段石墨冷却器和喷淋塔回收苯后,用水降膜吸收生成盐酸,尾气中氢气、氧气、苯等不凝性气体富集,易发生爆鸣,严重威胁生产的正常进行。为了防止事故的发生,在尾气进入吸收塔前充入氮气,改变尾气中各组分的含量,并且使尾气迅速排出系统。实践证明,效果非常明显,没再发生此类事故。在实际生产中要充入适量氮气,防止充入过量氮气造成生产负荷波动;还要加强工艺控制,降低苯中的水含量。(5) 回收精馏尾气中的氯苯和苯精馏尾气中含有一定量的苯和氯苯及不凝性气体,用冷凝方法不能加以回收,排入大气非常可惜。为了降低消耗定额,减少环境污染,采用活性炭吸附精馏尾气中的苯和氯苯,为企业创造了经济效益和社会效益。(6) 蒸馏系统冷

61、却水改用循环水氯苯生产中蒸馏系统冷凝器需要大量冷却水,原来使用地下水,大量水白白流失,水资源利用率低,造成水资源严重浪费。改用循环水冷却后,水消耗大幅降低,为企业创造了可观的经济效益。(7) 蒸汽冷凝液回收利用在氯苯生产中,蒸馏蒸汽尾气及冷凝水再利用,冬季用于取暖,夏季供其他装置使用,每年可节约大量的能源。(8) 副产物二氯苯的回收分离在氯苯生产中,副产品质量分数约为2.5%的二氯苯,回收二氯苯不仅是一个环保问题,也是一个降低苯消耗定额的途径。利用水蒸气蒸馏、结晶、蒸馏等工艺回收提纯对二氯苯和邻二氯苯6。2.2 生产工艺流程确定2.2.1 生产工艺流程的确定 通过以上对氯苯生产工艺的一般方法和

62、工艺的改进的讨论，可以确定其工艺流程，本工艺流程就是在原有生产方法的基础上部分改进，即可得到比较理想的生产工艺流程。氯苯生产的大致流程是经过氯化反应、水洗、碱洗、干燥、初馏和精馏等六个主单元操作。 本工艺不是采用直接氯化生产氯苯:即苯与氯气在三氯化铁的催化作用下生生成氯苯和氯化氢。而是通过对其关键的操作单元进行改进，以提高氯苯的产率、简化操作工艺、降低耗能和减少三废的排放而提高经济效益和社会效益为设计出发点，得到在技术先进性高、可靠性好、经济合理性优的产品生产方法和工艺流程。所以本工艺对原工艺进行了一下几点改进：氯化槽前增加苯冷却器；增加苯干燥塔；增加氯化液冷却器；氯化尾气系统充入氮气保护；回

63、收精馏尾气中的氯苯和苯；蒸馏系统冷却水改用循环水；蒸汽冷凝液回收利用；副产物二氯苯的回收分离。改进后的工艺流程图如图22所示。2.2.2 工艺流程简图本设计的工艺流程图见图2.1： 图2.1 氯苯生产流程简图 原料苯先进入冷凝器进行冷凝，到达规定温度后进入苯干燥器干燥，去苯中的少量水； 干燥后的苯再进入氯化塔氯化，氯气从塔底进入与苯在氯化塔内铁环的催化作用下进行反应，生成的氯苯和多氯笨以及大量未参加反应的苯在进入下一道工序，由于在反应过程中放出大量的热量使部分苯和氯化氢气体一起挥发掉，因此需要对混合蒸汽进行冷凝回收苯，回收的苯再次进入氯化塔中参加反应； 氯化塔中生成的氯化液，需进入水洗塔中进行

64、水洗，除去大部分的氯化氢气体及未反应的氯气； 从水洗塔中出来的氯化液中还含有少量水洗不能完全除去的氯化氢气体，因此还需到达碱洗塔处理，以除去微量的氯化氢； 洗去氯化氢的氯化液中还含有大量水，需对其干燥除去大部分的水，以到达蒸馏的要求； 干燥的氯化液中含有苯、氯苯、多氯苯和少量水，根据沸点高低不同，应先除去低沸点的苯和水，所以先进入初馏塔蒸去大量苯； 初馏塔中的塔釜液再进行精馏处理，得到的馏出液即是高纯的氯化苯产品。本工艺的突出优点是：苯的转化率高，回收率也高；工艺流程简单，设备数量少；能量利用率高，耗能少；三废排放少；有利于环境的保护等6。2.2.3精制阶段设计方案简介（1） 精馏方式：本设计

65、采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于在 浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。（2）操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。（3） 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。（4） 加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。（5） 由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。（

66、6） 再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐3。 第三章 生产流程简述 氯苯生产工艺系统包括原料预处理部分、氯化反应部分、氯化液预处理部分、氯苯精制部分等四个部分。3.1 原料预处理部分 原料处理部分主要包括原料苯的冷凝和干燥以及氯气的纯化三个操作单元。（1） 原料苯的冷凝 从石油化工厂运来的粗苯往往含有少量的水和其他固体杂质，所以需要对其进行预处理才能进入氯化塔进行反应，否则会造成氯化产物杂质的的增加，也会造成催化剂的破坏而失活。粗苯中由于含有少量的不溶

67、性固体杂质，所以在进行冷凝之前，需经过固体杂质的沉降方能冷凝，因此原料苯要进入原苯罐中靠固体杂质自身的重力沉降除去。由于在生产过程中，特别是夏季，气温太高，有时候苯的温度可到达50，苯又容易挥发，因此原苯罐中的的苯在进行反应之前需进行冷到规定温度才行，靠原料泵打入冷凝器中，进出冷凝器的苯需靠自动控制系统控制。（2） 原料苯的干燥 在经过固体除杂和冷凝之后，可能带来了一定量的水分，苯在进入氯化前还需除去其中含有的少量水，这些水分如若不进行除掉，将对下一步的氯化反应有很大的影响，其中最严重的是会使催化剂失活而丧失催化能力，从而使氯苯的产量带来很大的影响。同时使苯中含水质量分数降到1. 0×

68、;10-4以下,减少副反应,避免反应液呈酸性对设备的腐蚀。因此，苯须进行干燥，本工艺采用的干燥方法是利用干燥树脂对苯进行干躁的，为了能使充分的干燥以除去其水分，本方法是采用三级是干燥工艺，本方法的优点是干燥树脂可通过回收处理，反复利用，达到了节约材料，降低生产成本的目的（3） 氯气的预处理从氯碱工厂出来的氯气常常含有氯化氢等杂质气体，这些杂质的存在会影响氯化反应的进行，因此须将这些杂质气体除去。本工艺主要采用饱和食盐水将其中的氯化氢气体除掉，将氯气通入到饱和食盐水中即可除去氯化氢气体，本法是工业生产除去氯气中水溶性气体的常用方法，优点是经济实用，方便可靠。3.2 氯化反应部分氯化反应部分主要包

69、括氯化塔内的反应和尾气的冷凝回收处理两个操作单元，是本工艺最关键的工艺环节，该阶段的设计成功与否关系到整个操作工艺的成败得失，使产品产量高低的最关键的部分，因此本阶段的操作条件的控制也就至关重要了。（1）氯化塔反应过程 氯苯生产的反应原理和方法氯苯生产中的关键设备是氯化反应器,它通常叫做氯化塔。参加反应的是苯和氯气。氯化塔是立式的,底部通入苯和氯气,反应生成的氯化氢气体(含有苯蒸气)和氯化液(含有氯苯、二氯苯、苯)由反应器上部的气液分离器流出。反应器内填充铁环,铁环不仅起催化作用,而且增加苯和氯气的接触面积。氯气与苯的反应比是11，但实际上是要求苯过量3倍进行反应，主要反应过程是: 2Fe+3

70、Cl22FeCl3, C6H6 +Cl2 FeCl3 C6H5Cl+HCl, C6H5Cl+Cl2 C6H4Cl2 + HCl。 如果不能向反应器连续供苯,出现反应器断苯的情况,则反应热不能及时排出,反应器内温度急剧升高,继续通入的氯气在高温情况下剧烈反应,苯被多次氯化,直至炭化。高温的铁环与氯气反应生成三氯化铁。这时反应器的温度已经高到可以熔化铁环,并使反应器内衬瓷板脱落。多氯化物、炭化物、三氯化铁在管路的尾部及块孔式石墨冷凝器内凝聚下来,堵塞管路及块孔式石墨冷凝器,这时氯化槽内的压力大于氯气压力,氯气不能通入,反应停止,即使管路及块孔式石墨冷凝器没堵死,也会因为铁和苯反应结束而停止氯化反应

71、。可见,氯化反应器断苯、氯气继续通入反应器是氯化反应器内出现高温的两个必不可少的条件,缺一个条件都不能出现高温。 根据氯苯生产反应的原理可知，在反应过程中会产生氯化氢气体和放出大量的热量，产生的氯化氢不仅对催化剂有一定的影响，更重要的是它有很强的腐蚀性，对设备的要求相当高，因此在反应过程中，及时将产生的氯化氢气体除去是很有必要的。反应放出的大量热会使反应塔内的温度迅速升高，温度的升高会使反应的副反应增加，因此反应温度的控制也是本工艺的重点和难点之一。（2）尾气中苯的回收过程氯化塔中反应会产生大量的气体，生成的氯化氢气体(含有苯蒸气)和氯化液(含有氯苯、二氯苯、苯)由反应器上部的气液分离器流出。

72、尾气中含有的苯蒸汽需进行回收利用，将混合气体通过冷凝器和吸收塔将液体苯和氯化氢气体分开，本法可以充分的将混合气体中的苯进行回收，提高苯的利用率，回收的苯再进入原苯罐，从而得到利用。由于苯蒸汽是可燃性物质，为了操作人员的安全考虑，所以在氯化尾气系统充入氮气保护。氯化尾气经尾气系统的两段石墨冷却器和喷淋塔回收苯后,用水降膜吸收生成盐酸,尾气中氢气、氧气、苯等不凝性气体富集,易发生爆鸣,严重威胁生产的正常进行。为了防止事故的发生,在尾气进入吸收塔前充入氮气,改变尾气中各组分的含量,并且使尾气迅速排出系统。实践证明,效果非常明显,没再发生此类事故。在实际生产中要充入适量氮气,防止充入过量氮气造成生产负

73、荷波动;还要加强工艺控制,降低苯中的水含量。3.3 氯化液预处理部分 氯化反应得到的氯化液（含有氯苯、二氯苯、苯）中还含有氯化氢、氯气水的成分，为了避免这些成分对蒸馏塔腐蚀破坏而影响蒸馏过程，因此需对这些成分进行处理，尽量降低其含量。氯化液的预处理主要包括水洗、碱洗和干燥三个操过程。 （1） 氯化液水洗过程 从氯化塔得到的氯化液中含有大量氯化氢气体，利用氯化氢以易溶于水的性质，利用水洗除去大部分的氯化氢，这样可以为下一步的碱洗节约氢氧化钠的用量，达到降低成本目的。该过程可得到大量盐酸水溶液，可通过回收加以利用。水洗过程和一般的氯苯生产工艺所用的方法相同，不再赘述。（2）氯化液碱洗过程 氯化液在

74、水洗过程中，由于氯化氢在水中的溶解度有限，而且在有机相中也有部分溶解，因此碱洗过程不能除去所有的氯化氢，为此还要进行碱洗才能充分除掉全部的杂质。 碱洗用碱根据资料介绍，本工艺采用采用比重为1.081.098（20）含碱为810g/100ml的稀碱溶液。系统加碱量为氯化液体积流量的58%左右。（3）氯化液干燥过程在经过水洗和碱洗之后，可能带来了大量的水分，苯在进入蒸馏分离前还需除去其中含有的大部分水，如若水分过多，则将对下一步的蒸馏有很大的影响，使蒸馏过程复杂化，从而使氯苯的产量带来很大的影响。因此，氯化液须进行干燥。本工艺采用的干燥方法和苯干燥相似，采用内装结晶食盐颗粒进行干燥。根据资料介绍，

75、经内装结晶食盐颗粒的反应器干燥后，氯PH=7.5，含水量W%0.04%。由于系统水量少，忽略有机组分在盐水中的溶解量。也是为了能使充分的干燥以除去其水分，本方法是采用三级是干燥工艺，本方法的优点是干燥树脂可通过回收处理，反复利用，达到了节约材料，降低生产成本的目的。3.4 氯苯精制部分 氯苯的精制分为初馏和精馏两个阶段。干燥的氯化液中含有苯、氯苯、多氯苯和少量水，根据沸点高低不同，应先除去低沸点的苯和水，所以先进入初馏塔蒸去大量苯；初馏塔中的塔釜液再进行精馏处理，得到的馏出液即是高纯的氯化苯产品。 蒸馏系统冷却水改用循环水。氯苯生产中蒸馏系统冷凝器需要大量冷却水,原来使用地下水,大量水白白流失

76、,水资源利用率低,造成水资源严重浪费。改用循环水冷却后,水消耗大幅降低,为企业创造了可观的经济效益。（1）氯苯初馏过程干燥的氯化液中含有氯苯、二氯苯以及大量的未参加反应的苯，要得到高纯度的氯苯，需采用先分离低沸点的后分离高沸点的分离步骤进行分离。初馏采用普通回流蒸馏方法，在一定的条件下先将低沸点的苯蒸出，蒸汽苯再回到氯化塔重新参与反应，提高的苯的利用率，馏出液中的重组分再到精馏塔进行分离。在进入初馏塔之前，氯化液需先进行预热，以降低蒸馏塔的塔板数，提高苯的浓度。塔顶要求有回流冷凝器，控制一定的回流比，塔釜设置再沸器。本工段的操做工艺相对较复杂，应严格控制其工艺参数，因为要求塔釜的浓度更高，因此

77、采用塔釜自动控制系统。（2）氯苯精馏过程初馏得到的塔釜氯化液中主要含有氯苯和多氯苯，需通过进一步的精馏才能得到高纯度的氯苯。本工艺采用的氯苯精馏工艺，其特点是采用减压蒸馏除高沸点提纯工艺。所述减压蒸馏提纯系统由减压蒸馏釜、减压蒸馏塔、抽真空系统和加热系统等组成。氯化液被泵送入减压蒸馏釜，减压蒸馏釜由热载体导热油炉系统或远红外电热系统提供热源，可满足于100的温度要求。减压蒸馏塔由液环式真空泵提供真空，可满足350450mmHg的真空度要求。所述减压蒸馏塔具有8一12块理论板的分馏精确度。本工段的操作是该工艺最复杂工艺过程，应严格控制其工艺参数，因为要求塔釜的浓度更高，因此采用塔釜自动控制系统。

78、回收精馏尾气中的氯苯和苯。精馏尾气中含有一定量的苯和氯苯及不凝性气体,用冷凝方法不能加以回收,排入大气非常可惜。为了降低消耗定额,减少环境污染,采用活性炭吸附精馏尾气中的苯和氯苯,为企业创造了经济效益和社会效益。蒸汽冷凝液回收利用。在氯苯生产中,蒸馏蒸汽尾气及冷凝水再利用,冬季用于取暖,夏季供其他装置使用,每年可节约大量的能源。副产物二氯苯的回收分离。在氯苯生产中,副产品质量分数约为2. 5%的二氯苯,回收二氯苯不仅是一个环保问题,也是一个降低苯消耗定额的途径。利用水蒸气蒸馏、结晶、蒸馏等工艺回收提纯对二氯苯和邻二氯苯。第4章 整个过程物料衡算 氯苯生产的大致流程是经过氯化反应、水洗、碱洗、干

79、燥、初馏和精馏等六个主单元操作（见计算框图4.1）。本设计采用逆算法进行物料衡算。4.1 计算框图计算框图见图4.1 图4.1计算框图 系统衡算组分编码如下表4.1所示： 表4.1系统衡算组分编码组分名称苯氯苯二氯苯水HClCl2编码1234564.2 始算基准的确定 以15万吨/年计算，取年工作日300天，则小时产量；根据资料介绍，氯苯产品控质量指标6如下表4.2所示：表4.2氯苯产品质量指标 编 码组 分 名 称一 级 品 w% 二 级 品 W%123苯氯 苯二 氯 苯0.150099.5000游 动0.300099.00000.7000 则产品组分流量如下表4.3所示: 表4.3 产品组

80、分流量编 码组 分 名 称F13，j（kg/h）X13，j123苯氯 苯二 氯 苯31.249520739.251562.499208330.00150.99550.00301.00004.3 精馏过程物料衡算精馏系统为减压操作，塔顶真空度一般为350450mmHg，塔顶温度约为90110。根据资料介绍，氯苯产品控质量指标如上表4-2所示：设定：塔顶流量与进料之比约为 塔釜氯苯重量组成约为60% 图4.2 精馏过程示意图则 f=8-4+(3+1)=0 （4-1) 将计算结果见下表4.4： 表4.4 精馏过程计算结果组分名称进料F11，j kg/h进料组成x11，j塔釜F12，1kg/h塔釜组成

81、x12，j苯氯 苯二氯苯31.249521537.11108594.4053822162.765960.141097.17702.6820100.0000-797.8596531.90641329.76596-60.000040.0000100.0000 4.4 初馏过程物料衡算初馏过程如右图4-3所示。根据资料介绍。在初馏过程中：塔釜：温度135150；压力0.30.7kg/²； 组成 氯苯95%；二氯苯5%； 塔顶：温度70120；组成 苯95%； 氯苯5%； 根据HGZ81075规定，一级品苯含量W%0.15%；设定：塔顶含氯苯（W%） x10，2=4%； 图4.3 初馏过程示意图 含水X10,4=0.056% 塔釜含纯氯苯与进料纯氯苯之比约为： 按清晰分割理论：水形成恒沸物从塔顶蒸出，二氯苯从塔釜馏出。 则有： f=10-5+(4+1)=0 (4-2) 将计算结果见表4.5：表4.5初馏过程结果表组分名称F9，j kg/hW%F10，j kg/hW%F11，j kg/hW%苯氯 苯二氯苯水55542.5865422670.64324594.4053831.738978839.3740770.450328.75550.75390.0403100.000055511.337041133.532160.000031.73895667