6万吨年氯苯车间分离工段工艺毕业设计论文

1、题目：3.6万吨/年氯苯车间分离工段工艺设计目录第一章总论31.1 设计依据31.2 产品及原、辅材料概述31.2.1 产品规格及用途31.2.2 产品的市场发展概况31.2.3 主要原、辅材料的规格及来源4第二章生产流程和方案的确定52.1 生产方法简述和方案论证52.1.1 一般方法简介52.1.2 生产工艺改进52.2 生产工艺流程确定62.2.1 生产工艺流程的确定62.2.2 工艺流程简图6第三章生产流程简述73.1 原料预处理部分83.1.1 原料苯的冷凝83.1.2 原料苯的干燥83.1.3 氯气的预处理93.2 氯化反应部分93.2.1 氯化塔反应过程93.2.2 尾气甲苯的回

2、收过程93.3 氯化液预处理部分113.3.1 氯化液水洗过程123.3.2 氯化液碱洗过程123.3.3 氯化液干燥过程123.4 氯苯精制部分133.4.1 氯苯初储过程143.4.2 氯苯精微过程14第四章物料衡算144.1 计算框图164.2 始算基准的确定164.3 精微过程物料衡算164.4 初储过程物料衡算174.5 干燥过程物料衡算184.6 碱洗过程物料衡算184.7 水洗过程物料衡算194.8 反应系统物料衡算23第五章附图表28附表1：生产控制一览表28附表2:工艺条件一览表29附图1反应工段带控制点工艺流程30附图2精微工段带控制点工艺流程31主要参考资料32第一章总论

3、1.1 设计依据南昌市东北郊XX厂，厂内现有氯碱车间，可提供C12；且具备完善的公用工程系统。即可供最低-15C冷冻盐水，20c（平均）工业上水及0.6MPa的蒸汽。试设计30000t/年氯苯的生产工艺，年工作有效时间为每年300天算，每小时产量为5000kg/h,产品的纯度（质量分数）为99.5%,产品的回收率为93.44%。1.2 产品及原、辅材料概述表11主要的产品及原辅材料规格表Cl材料名称分子式相对分子量相对密度沸点/C规格氯苯GHsCl112.561.1004132.2>99.5%苯cn78.110.878680.1>95.5%氯气Cl271.01（空气）3.17g/L

4、-34.6>99%催化剂铁Fe55.857.862750铁环1030mm氢氧化钠NaOH40.012.1301390>30%K溶液1.2.1产品规格及用途氯化苯，简称氯苯，分子式C6HsCl,分子结构如右图所小，分子量为112.56。为无色透明油状易挥发的有机液体，有杏仁味。沸点132.2C；凝固点-45.6C；相对密度1.1004;折射率1.5248;溶解性：可溶于甲醇、乙醇、图1乙醴、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。1氯苯的结构式氯化苯的用途很广泛，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1.2.2 产品

5、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。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、邻甲醴、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）、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

6、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

7、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。1.2.3 主要原、辅材料的规格及来源苯有机化合物，是组成结构最简单的芳香烂，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78.11g/mol;密度0.8786g/mL;相对蒸气密度（空气=1）2.77。蒸汽压13.33kPa；临界压力：4.92MPq熔点

8、278.65K（5.51C）。沸点353.25K（80.1C）0在水中的溶解度0.18g/100ml水。最小点火能：0.20mJ;爆炸上限（体积分数）：8%爆炸下限（体积分数）：1.2%。燃烧热：3264.4kJ/mol。溶解性：微溶于水，可与乙醇、乙醴、乙酸、汽油、丙酮、四氯化碳和二硫化碳等有机溶剂互溶。苯的主要来源为生产企业为一些国内大型石化企业，如中国石油化工集团、中国海洋石油化工公司等。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

9、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10mm30mm的环状铁环，是很常见的原料，的来源比较方便，不再赘述。第二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。其生产流程简图如图21所示。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，应该把节能减排作为企业今后发展的重中之

10、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。尾气出口冷凝水出冷凝器氯化塔水洗塔碱洗塔干燥器酸苯回流回收苯图21氯苯生产方法流程简图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40c，在夏季最高达到50C,而常压的沸点是80C,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，致使后续蒸储系负担加重，能耗上升，产量降低。针对这一问题

11、,氯化槽前增加1台苯冷却器(用5c水冷却)，降低温度，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1.0X10-4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80C,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

12、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荷波动；还要加强工艺控制，降低苯中的水含量。(5)回收精储尾气中的氯苯和苯。精储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，采用活性炭吸附精储尾气中的苯和氯苯，为企业创

13、造了经济效益和社会效益。(6)蒸储系统冷却水改用循环水。氯苯生产中蒸储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，蒸储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。利用水蒸气蒸储、结晶、蒸储等工艺回收提纯对二氯苯和邻二氯苯。2.2 生产工艺流程确定2.2.1 生产工艺流程的

14、确定通过以上对氯苯生产工艺的一般方法和工艺的改进的讨论，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、初储和精储等六个主单元操作。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

15、冷却器；氯化尾气系统充入氮气保护；回收精储尾气中的氯苯和苯；蒸储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下图：回收苯氮气进苯高位槽吸收塔冷凝器配碱罐u水出冷凝回流冷凝回流氯化塔水洗塔碱洗塔干燥器粗福塔精福塔图22氯苯生产工艺流程简图(1)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，除去苯中的少量水；(2)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

16、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;(3)氯化塔中生成的氯化液，需进入水洗塔中进行水洗，除去大部分的氯化氢气体及未反应的氯气；(4)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；(5)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，以到达蒸储的要求；(6)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，所以先进入初储塔蒸去大量苯；(7)初储塔中的塔釜液再进行精微处理，得到的储出液即是高纯的氯化苯厂品。本工艺的突出优点是：苯的转

17、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兀。3.1.1 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。原料苯的冷凝和干燥工艺见图31。冷凝器图3-1原料苯的冷凝干燥工艺冷却水进循环苯粗苯中由于含有少量的不溶性固体杂质，所以

18、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50C,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其操作条件如下表31所小。表31冷凝操作的工艺参数操作条件进口温度（C）出口温度（C）压力(kPa)流量(kg/h)苯>40v10常压>3700冷却水<0v10常压150025003.1.2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

19、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1.0X10-4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。其操作控制条件如下表32所示。表32干燥过程的工艺参数操作条件温度（c）进口含水量出口含水量压力(kPa)流量(kg/h)苯V10<1.00<0.

20、06常压>37003.1.3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。其操作控制条件见下表3-3所示。表33氯气预处理的工艺参数操作条件温度（C）初始浓度纯化浓度含氢量a#(L/h)氯气25>70>80<3.5>1000饱和食盐水25>37>37-50003.2 氯化反应部分氯化反应部分主要包括氯化塔内的反应和尾气

21、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。氯化反应工艺见图3-2所示。3.2.1 氯化塔反应过程（1）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1：1,但实际上是要求苯过量3倍进行反应，主要反应过

22、程是：2Fe+3Cb=2FeCl3,GH+CI2FeCJGHCl+HC,GHCl+Cl2C*614cI2+HCI。冷却水出氯化反应塔I废酸出口1氯气进去水洗塔图32氯化反应部分的工艺过程图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

23、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。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。(2)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。本操作单元的条件控制如下表34所示。表3-4干燥过程的工艺参数工艺参数控制范围工艺参

24、数控制范围进塔苯含水<0.06氯化气相温度C7585进塔氯气纯度>80氯化液密度g/m3D450.925-0.965进塔氯气含氢<3.5氯化液含氯苯>25氯化反应温度C8087氯化液含多氯苯01塔内压力MPa常压氯化液流量kg/h<180003.2.2 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。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

25、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荷波动；还要加强工艺控制，降低苯中的水含量。本操作过程的工艺参数见下表35所示。表35尾气苯的回收的工艺参数操作条件温度（C）氯化尾气浓度尾气浓度回收液体压力苯<80&l

26、t;40<2>98常压氯化氢<80>50>60-常压氮气250>35-常压一冷冻盐水进口温度0-5C;出口温度5C;吸收液温度0-10C3.3 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储塔腐蚀破坏而影响蒸储过程，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、碱洗和干燥三个操作过程。氯化液预处理工艺过程见图3-3所示。来自氯被车前配碱罐纯化水进图33氯化液预处理过程工艺流程图3.3.1 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

27、，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。该工段的工艺条件控制指标见下表36。表36水洗过程工艺参数工艺参数控制范围工艺参数控制范围进塔流量kg/hv18000氯化液含HCl%<0.01出塔流量kg/hv18000副产盐酸浓度>50水用量kg/h>900副产盐酸含铁mg/L>50废酸水量kg/h<20副产盐酸含本苯<0.05塔内压力MPa常压塔内温度C403.3.2 氯化液碱洗过程氯化液在水洗过程中，由于氯化氢

28、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(20C)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流右。该工段的工艺条件控制指标见下表37。表37碱洗过程工艺参数工艺参数控制范围工艺参数控制范围进塔流量kg/hv18000氯化液含HCl%极微出塔流量kg/hv18000氯化液含水<20稀碱用里kg/h>1000废碱含氯化液<0.1废碱量kg/h>700塔内温度C40塔内压力MPa常压3.3.3 氯化液干燥过程

29、在经过水洗和碱洗之后，可能带来了大量的水分，苯在进入蒸储分离前还需除去其中含有的大部分水，如若水分过多，则将对下一步的蒸储有很大的影响，使蒸储过程复杂化，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，经内装结晶食盐颗粒的反应器干燥后，氯PH=7.5,含水量W脂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。该工段的工艺条件控制指标见表38表38氯化液干

30、燥过程工艺参数工艺参数控制范围工艺参数控制范围进塔流量kg/hv18000干燥氯化液PH值7.5出塔流量kg/hv18000氯化液含苯V68食盐结晶量L>3000氯化液含水<0.1废水量kg/h>700氯化液含氯苯>30塔内压力MPa常压塔内温度C253.4 氯苯精制部分氯苯的精制分为初储和精储两个阶段。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，所以先进入初储塔蒸去大量苯；初储塔中的塔釜液再进行精微处理，得到的储出液即是高纯的氯化苯产品。蒸储系统冷却水改用循环水。氯苯生产中蒸储系统冷凝器需要大量冷却水原来使用地下水，大量水白白

31、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。氯苯精制过程工艺流程图见图34所示。去回收苯罐.冷凝回流图34氯苯精制过程工艺流程图氯化液预热器I冷凝回流3.4.1 氯苯初储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。初储采用普通回流蒸储方法，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，储出液中的重组分再到精储塔进行分离。在进入初储塔之前，氯化液需先进行预热，以降低蒸储塔的塔板数，提高苯的浓度。塔顶要求有回流冷凝

32、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，因此采用塔釜自动控制系统。工艺控制指标见下表39所示。表39初储过程工艺参数工艺参数控制范围工艺参数控制范围进料流量kg/hv18000储出气相温度C<60-110塔釜流量kg/hv12000粗微釜气相压力MPa<0.1（表压）塔顶流量kg/h>5000粗微加热蒸汽压力MPa工0.8（表压）回流比3：1粗储预热蒸汽压力MPa工0.6（表压）塔预热温度C7120粗微分凝器出水温度C<95.0塔顶温度C70-120回收苯密度g/m3<0.880-0.920塔

33、釜温度C<130-150回收苯含氯苯量<8.03.4.2 氯苯精储过程初储得到的塔釜氯化液中主要含有氯苯和多氯苯，需通过进一步的精储才能得到高纯度的氯苯。本工艺采用的氯苯精储工艺，其特点是采用减压蒸储除高沸点提纯工艺。所述减压蒸储提纯系统由减压蒸储釜、减压蒸储塔、抽真空系统和加热系统等组成。氯化液被泵送入减压蒸储釜，减压蒸储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100c的温度要求。减压蒸储塔由液环式真空泵提供真空，可满足350450mmHg真空度要求。所述减压蒸储塔具有812块理论板的分储精确度。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

34、釜的浓度更高，因此采用塔釜自动控制系统。工艺控制指标见下表3-10所示,表310精储过程工艺参数工艺参数控制范围工艺参数控制范围进料流量kg/h>5000精微釜气相压力MPa<0.04（绝压）塔釜流量kg/h<400精微加热蒸汽压力MPa<0.06（绝压）塔顶流量kg/h<5000精微预热蒸汽压力MPa工0.8（表压）回流比4：1精微分凝器出水温度C<90塔预热温度C60-110«120)进料液中苯含量<0.15塔顶温度C95-140(0150)塔顶储出液苯的含量>99.5塔釜温度C65-110«120)塔釜储出液苯的含量极微

35、成品氯化苯纯度>99.5成品含苯量<0.15回收精储尾气中的氯苯和苯。精储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，采用活性炭吸附精储尾气中的苯和氯苯，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，蒸储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%勺二氯苯，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。利用水蒸气蒸储、结晶、蒸储等工艺回收提纯对二氯苯和邻二氯苯。第四章物料衡算氯苯生

36、产的大致流程是经过氯化反应、水洗、碱洗、干燥、初储和精储等六个主单元操作（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芸；15翔氯筮；里一多氧茨；产E；晨髓水；15-气化射；16-尾也；1T-艇及：氨纨；"一斯统成.图4-1计算框图戳诜系统衡算组分编码如下表4-1所小：表4-1系统衡算组分编码表组分名称氯苯二氯苯水HClNaOHNaClCl2编码123456784.2 始算基准的确定以3.6万吨/年为例，取年工作日300天，则小时产量36000t1y1d1000kgF13=-=5000.0000kg/hy300d24h1t根据厂方资料介绍，氯苯

37、产品厂控质量指标如下表4-2所示:表4-2氯苯产品厂控质量指标编码组分名称一级品w%二级品W%1苯<0.1500<0.30002氯苯>99.5000>99.00003二氯苯游动工0.7000取x13,1=0.0015;x13,2=0.9955;x13.3=0.0030则产品组分流量如下表4-3所示表4-3产品组分流量表编码组分名称F13j(kg/h)X13,j1苯7.50000.00152氯苯4977.50000.99553二氯苯4.16670.003025000.00001.00004.3 精储过程物料衡算图4-2精储过程示意图过程如右图4-2所示精微系统为减压操作，

38、塔顶真空度一般为350450mmHg,塔顶温度约为90110Co根据厂方资料介绍，氯苯产品厂方控质量指标如上表所小：设定：塔顶流量与进料之比约为F13/F11=0.94塔釜氯苯重量组成约为60%贝Jf=8-4+(3+1)=0F11=F13/0.94=5000.0000/0.94=5319.1489kg/h(F12=F11-F13=5319.1489-5000.0000=319.1490kg/h)F11/=F13,1=7.5000kg/hF112=0.6F2+F13,2=0.6X319.1490+4977.5000=5168.9894kg/hFh,3=0.4F12十F13,3=0.4X319.1

39、490+15.0000=142.6596kg/h将计算结果列下表表4-4表4-4精储过程计算结果表组分名称进料Fiikg/h进料组成Xii,j塔釜F12,1kg/h塔釜组成X12,j苯7.50000.1410-氯苯6168.989397.1770191.489360.0000二氯苯142.65962.5820127.659640.00005319.1489100.0000319.1489100.00004.4 初储过程物料衡算初储过程如右图4-3所示。Fj”F他1I电工Fiqj：,图4-3初储过程示意图根据资料介绍。在初储过程中：塔釜：温度135150C；压力0.30.7kg/cm2组成氯苯9

40、5%二氯苯5%塔顶：温度70120C；组成苯495%氯苯5%根据HGI81075规定，一级品苯含量W%0.15%;设定：塔顶含氯苯（W%xio,2=4%含水xi0,4=0.056%比约为:Fii,2/F9,2=0.912塔釜含纯氯苯与进料纯氯苯之按清晰分割理论：水形成恒沸物从塔顶蒸出，二氯苯从塔釜储出。WJ有：f=10-5+(4+1)=0约束式：F9,2=弓1,2/0.912=5667.7514kg/h氯苯：F10,2=F9,2-F11,2=5667.7514-5168.9893=498.7621kg/h二氯苯：F93=币3=142.6596kg/h9,311,3水：F94=0.00056(F

41、102/X102)=0.00056(9498.7621/0.04)=6.9827kg/h9,410,210,2苯：F91=巳01+511=(10.040.00056)(F102/X102)+F111,1=0.95944(498.7621/0.04)+7.5000=11970.8077kg/h将计算结果列下表4-5:表4-5初储过程计算结果表组分名称F9,jkg/hW%F10,jkg/hW%F11,jkg/hW%苯11970.807767.296311963.307795.94407.50000.1410氯苯5667.751431.8624498.76214.00005168.989397.17

42、70一氯苯142.65960.80200.00000.0000142.65962.6820水6.98270.03936.98270.05600.00000.000017788.2014100.000012469.525100.00005319.1489100.00004.5 干燥过程物料衡算根据资料介绍，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。假设：二氯苯由于含量少等原因溶解于水中的量忽略不计，则碱洗氯化液与干燥氯化液中有机物量：F71二F9Y=F9-F94=49432030-1.9396=49412634g/h表4

43、-6干燥过程计算结果表组分名称F7,jkg/hX7j%F8,jkg/hXj%F9,jkg/h苯11970.807767.25410.00000.000011970.8077氯苯5667.751431.84240.00000.00005667.7514一氯苯142.65960.80150.00000.0000142.6596水18.15530.102011.1727100.00006.982717799.3740100.000011.1727100.000017788.2014系统操作如下图4-4所示。贝Jf=5-(3=2)=0总平衡：(F7-4941.2634)/0.00102-F8=1778

44、8.2014kg/h水平衡：0.00102F7-F8=6.9827解得：F7=17799.3740kg/h;F8=11.1927kg/h将计算结果列下表4-6:碱液氯化液F?FtvXt,4=0,1020干燥器干燥氯化液F,图4-4干燥过程示意图4.6 碱洗过程物料衡算过程如图4-5所示图1-5碱洗过程示意图I碱洗用碱根据资料介绍，一般采用比重为1.081.098(20C)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流右。操作过程如右图所示：(1)加碱量计算取氯化液比重d=0.935,系统加碱量为氯化液体积流量的5%则加碱体积流量：0.05F70.05X17799.37

45、40小、年一力一上印V5=951.8382L图4-6碱洗过程不意图d0.935系统拟采用重量浓度c=8%比重d=1.087的稀碱，则系统稀碱重量流量F5=V5d=9518382<1.0871034.64期/曲则含纯碱:含水:F56=CF5=0.08X1034.64382.7718hg/F54W-F56-1034.6481-82.7718-951.8763kg/h(2)中和反应物料横算取碱洗操作温度40C,由于水量小，且苯系物在水相中溶解量小，(即F4=F7),取水洗氯化液F4中HCl质量约为碱洗氯化液F4的0.01%。则进料液中HCl流量：V5=1.7801kg/h117799.3740

46、F799999999反应式：HCl+NaOH=NaCl+H2O56.54058.5181.7801XF67Y耗碱X=1.7801X40+36.5=1.9508kg/h生成水Y=1.7801X18+36.5=0.8779kg/hF67=1.7801X58.5+36.5=2.8530kg/h系统含水总量G=F44+F54+Y=Fw+951.8763+2.8530=F44+954.7293kg/h水相中含碱量F66=F56-X=82.7718-1.9508=80.8210kg/h(3)系统物料衡算假定：碱洗分离温度为40C；水相中NaOHNaCl对苯系物在水中溶解度影响可忽略不计；过程估计算作以下处

47、理，如右图4-6所示。有机相组分同属苯系列物质，物性相近，干燥过程近似，干燥过程近似作苯水相互微溶系统处理。剧有关资料介绍苯水互溶情况如下表4-7:表4-7苯水互溶情况表温度C010203040507080水在苯中浓度W%0.0250.0360.0500.0720.1020.1470.2790.366果在水中浓度W%0.1050.1600.1750.1900.2050.2150.2750.326在碱洗温度40c条件下，出料有机相中的组成X74=0.00102水相中的有机物组成X6b=0.00205。f=7-3+(2+2)=0F44=0.00102F4B,F44即F4b=979.39125F44

48、F6B=0.00205F6BF64即F64=486.80488F6bF74F44F54Y*64F7B+F74一(F4BF6B)+(F44+F54+丫F64)F44-486.80488F6B951.87632.8530_000102一(979.39125F44-Fb)+(F44-486.80488F6b+951.8763+2.8530)一.F44-486.80488F6b954.7293446B=0.00102F6BF6BF64F6BF6B+(F44+F54+丫一F74)980.39125F44-487.80688F6b954.7293二0.00205F6BF44954.7293-18.1553

49、即6B=0.00205F6bF44936.5740解得：F44=18.1461;F6b=1.9622苯系物：F4B=F3B+F7B=1.9622+17799.3740-18.1553=1.9622+17781.2187=17783.1809kg/h水：F64=F44+F54+Y-F74=18.1461+951.8763+0.8779-18.1553=852.7450kg/h(4)苯系物分配计算按比例分配进行计算:F41_F71F4BF7B即F41=(F4B/F7B)F74=(17783.1809/17781.2187)F71=1.00011035F71=1.0001101X11970.8071

50、=11972.1287kg/h同理：F42=1.0001101F72=1.0001101乂5667.7514=5668.3768kg/hF43=1.0001101F73=1.0001101乂142.6596=142.6753kg/h贝(J有：F61=F41-F71=11972.1287-11970.8077=1.3210kg/hF62=F42-F72=5668.3768-5667.7514=0.6254kg/hF63=F43-F73=142.6783-142.6596=0.0157kg/h碱洗过程计算结果列下表4-8:表4-8碱洗过程计算结果表组分名称F4jkg/hX4j%F5jkg/hX5j

51、%F6jkg/hX6j%F7jkg/h苯11972.528767.2474-0.36630.126911970.8077氯苯5668.376831.8393-0.62540.06015667.7514二氯苯142.67530.8013-0.01570.0015142.6596水18.14610.1020264.519092.0000955.308591.753418.1553HCl1.78010.0100-NaOH-82.77188.000080.82107.7833-NaCl-2.85300.2748-E17803.1070100.00001034.6481100.00001040.8446

52、100.000017799.37404.7 水洗过程物料衡算(1)进水量的计算：氯化液比重为0.9350.950/15C。因氯化液温度大于15C,取比重d=0.935;进水量在一般情况下控制为氯化液体积流量10%由于常温下苯系物水中溶解度小，即氯化液流量与水洗氯化液流量变化不大。则过程加水量：F=(且)X0.1d2d417803.1070X0.1X10.935=1904.0756kg/h(2)HCl平衡计算假设：二氯苯由于含量少等原因溶解于水中的量忽略不计；有机相组分同属苯系列物质，物性相近，水洗过程近似作苯水相互微溶系统处理。根据资料介绍经水洗后将除去90%U上HCl,则水中含HCl量，则有

53、：F15=10曰5=10X1.7801=17.801kg/hF35=9曰5=9X17801=16.0209kg/h(3)过程物料衡算根据有关资料接撒苯水互溶情况如下表4-9所示:表4-9苯水互溶情况表温度c010203040507080水在苯中浓度W%0.0250.0360.0500.0720.1020.1470.2790.366果在水中浓度W%0.1050.1600.1750.1900.2050.2150.2750.326水洗过程如下图4-7所示。设水洗分离温度为40C;则f=8-5+(2+1)=0水平衡：F34=F2-F44=1904.0756-18.1461=1885.9295kg/h约束式：F3B1885.9295F3B=0.00205解得F3B=3.8741kg/h苯系物：氯化液3Fib.限水水洗氯