3.6万吨年氯苯车间分离工段工艺设计

课程设计说明书

题目： 3.6万吨/年氯苯车间分离工段工艺设计学院：环境与化学工程系：化学工程

专业班级：制药071班

学号： 5 8 0 1 3 0 7 0 3 0

学生姓名：晏金华

指导教师：杜军职称：副教授

起讫日期：2011-01-03 ~ 2011-01-14

目录

第一章总论 (3)

1.1 设计依据 (3)

1.2 产品及原、辅材料概述 (3)

1.2.1 产品规格及用途 (3)

1.2.2 产品的市场发展概况 (3)

1.2.3 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 (5)

2.1 生产方法简述和方案论证 (5)

2.1.1 一般方法简介 (5)

2.1.2 生产工艺改进 (5)

2.2 生产工艺流程确定 (6)

2.2.1 生产工艺流程的确定 (6)

2.2.2 工艺流程简图 (7)

第三章生产流程简述 (8)

3.1 原料预处理部分 (8)

3.1.1 原料苯的冷凝 (8)

3.1.2 原料苯的干燥 (9)

3.1.3 氯气的预处理 (9)

3.2 氯化反应部分 (9)

3.2.1 氯化塔反应过程 (9)

3.2.2 尾气中苯的回收过程 (9)

3.3 氯化液预处理部分 (11)

3.3.1 氯化液水洗过程 (12)

3.3.2 氯化液碱洗过程 (12)

3.3.3 氯化液干燥过程 (12)

3.4 氯苯精制部分 (13)

3.4.1 氯苯初馏过程 (14)

3.4.2 氯苯精馏过程 (14)

第四章物料衡算 (14)

4.1 计算框图 (16)

4.2 始算基准的确定 (16)

4.3 精馏过程物料衡算 (16)

4.4 初馏过程物料衡算 (17)

4.5 干燥过程物料衡算 (18)

4.6 碱洗过程物料衡算 (18)

4.7 水洗过程物料衡算 (19)

4.8 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 精馏工段带控制点工艺流程 (31)

主要参考资料 (32)

Cl

第一章 总论

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Cl 2；且具备完善的公用工程系统。即可供最低-15℃冷冻盐水，20℃(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1—1 主要的产品及原辅材料规格表

材料名称 分子式 相对分子量

相对密度

沸点/℃

规格

氯 苯 C 6H 5Cl 112.56 1.1004 132.2 ＞99.5% 苯 C 6H 6 78.11 0.8786 80.1 ＞95.5% 氯气 Cl 2 71.01 （空气）3.17g/L

-34.6 ＞99% 催化剂铁 Fe 55.85 7.86 2750 铁环10～30mm 氢氧化钠

NaOH 40.01 2.130 1390 ＞30%水溶液

1.2.1 产品规格及用途

氯化苯，简称氯苯，分子式C 6H 5Cl ，分子结构如右图所示，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 132.2℃；凝固点 -45.6℃ ；相对密度 1.1004；折射率 1.5248；溶解性：可溶于甲醇、乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。

图1—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)、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。

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 78.11 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0.18 g/ 100 ml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、乙醚、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10mm~30mm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2—1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。

原料本进口

回收苯酸水

酸苯回流

蒸汽苯

尾气出口

冷凝水

冷凝水出

氯气进

氯化液

水洗

废酸水

碱洗

碱洗废液

废水

干燥氯化液

粗氯苯

精氯苯

多氯苯回收苯

冷凝器

氯化塔

水洗塔碱洗塔

干燥器粗馏塔

精馏塔

图2—1 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,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。

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2—2所示。 2.2.2 工艺流程简图

本设计的工艺流程图见下图：

氮气进

精馏塔

粗馏塔

干燥器

碱洗塔水洗塔氯化塔

吸收塔 冷凝器原苯罐

苯干燥器

干苯罐

苯高位槽

碱洗液高位槽

配碱罐

多氯苯罐

氯苯罐

原料苯

循环苯

回收苯

废液出口

酸水出口

氯气进

蒸汽苯

废水出废碱液

冷凝回流

冷凝回流

净化水

图2—2 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，以到达蒸馏的要求；

（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，所以先进入初馏塔蒸去大量苯；

（7）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

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。

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3—1。

冷凝器

一级二级三级

去氯化塔

冷却水进

冷凝水出

循环苯原料苯

干苯罐

三级式苯干燥器

原苯罐

图3—1 原料苯的冷凝干燥工艺

粗苯中由于含有少量的不溶性固体杂质，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其操作条件如下表3—1所示。

表3—1 冷凝操作的工艺参数

操作条件

进口温度（℃) 出口温度（℃）

压力(kPa)

流量(kg/h)

苯 ＞40 ＜10 常压 ＞3700 冷却水

＜0

＜10

常压

1500~2500

3.1.2 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. 0×10-4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。

其操作控制条件如下表3—2所示。

表3—2 干燥过程的工艺参数

操作条件温度（℃) 进口含水量% 出口含水量% 压力(kPa)流量(kg/h) 苯＜10 ≤1.00 ≤0.06 常压＞3700

3.1.3 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3—3 氯气预处理的工艺参数

操作条件温度（℃) 初始浓度% 纯化浓度% 含氢量%流量(L/h) 氯气25 ≥70 ≥80 ≤3.5 ＞1000

饱和食盐水25 ≥37 ≥37 - 5000

3.2 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，主要反应过程是:

2Fe+3Cl

2＝2FeCl

3

,

C 6H

6

+Cl

2

FeCl3 C

6

H

5

Cl+HC,

C 6H

5

Cl+Cl

2

C

6

H

4

Cl

2

+HCl。

进

气氮蒸汽苯

氯气进

酸水出口

苯高位槽

去原苯罐

废酸出口

冷冻盐水进

冷却水出

气体混合器

去水洗塔

氯化反应塔

接干燥塔

液氮罐

图3—2 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3—4所示。

表3—4 干燥过程的工艺参数

工艺参数

控制范围

工艺参数

控制范围

进塔苯含水% ≤0.06 氯化气相温度℃ 75—85

进塔氯气纯度% ≥80 氯化液密度g/m 3 965.0925.0D 154

进塔氯气含氢% ≤3.5 氯化液含氯苯% ≥25 氯化反应温度℃ 80—87 氯化液含多氯苯% ≤1 塔内压力MPa

常压

氯化液流量kg/h

＜18000

3.2.2 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3—5所示。

表3—5 尾气苯的回收的工艺参数

操作条件

温度（℃) 氯化尾气浓度% 尾气浓度% 回收液体%

压力

苯 ≤80 ≤40 ≤2 ≥98 常压 氯化氢 ≤80 ≥50 ≥60 - 常压 氮气

25

≥35

-

常压

冷冻盐水进口温度≤-5℃；出口温度≥5℃；吸收液温度≤-10℃

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、碱洗和干燥三个操作过程。氯化液预处理工艺过程见图3—3所示。

碱洗液高位槽

配碱罐

来自氯碱车间

接氯化塔

废酸水

废碱液

废水

去初馏塔

水洗塔

碱洗塔

三级干燥塔

氯液储罐

碱液进

纯化水进

图3—3 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，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3—6。

表3—6 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/h ＜18000 氯化液含HCl% ＜0.01

出塔流量kg/h ＜18000 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℃≈40

3.3.2 氯化液碱洗过程

氯化液在水洗过程中，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1.08～1.098（20℃）含碱为8～10g/100ml的稀碱溶液。系统加碱量为氯化液体积流量的5～8%左右。该工段的工艺条件控制指标见下表3—7。

表3—7 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/h ＜18000 氯化液含HCl% 极微

出塔流量kg/h ＜18000 氯化液含水% ≤20

稀碱用量kg/h ≥1000 废碱含氯化液% ≤0.1

废碱量kg/h ≥700 塔内温度℃≈40

塔内压力MPa 常压

3.3.3 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，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。

该工段的工艺条件控制指标见表3—8。

表3—8 氯化液干燥过程工艺参数

工艺参数

控制范围

工艺参数

控制范围

进塔流量kg/h ＜18000 干燥氯化液PH 值 7.5 出塔流量kg/h ＜18000 氯化液含苯% ＜68 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℃

≈25

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,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3—4所示。

冷凝回流

冷凝回流

氯苯罐

多氯苯罐

粗馏塔

精馏塔

接干燥器

氯化液预热器

再沸器

再沸器

去回收苯罐

图3—4 氯苯精制过程工艺流程图

3.4.1 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，因此采用塔釜自动控制系统。工艺控制指标见下表3—9所示。

表3—9 初馏过程工艺参数

工艺参数控制范围工艺参数控制范围

进料流量kg/h ＜18000 馏出气相温度℃≤60－110

塔釜流量kg/h ＜12000 粗馏釜气相压力MPa≤0.1（表压）塔顶流量kg/h ＞5000 粗馏加热蒸汽压力MPa≤0.8（表压）回流比3∶1 粗馏预热蒸汽压力MPa≤0.6（表压）塔预热温度℃7－120粗馏分凝器出水温度℃≤95.0

塔顶温度℃70－120回收苯密度g/m3≤0.880－0.920

塔釜温度℃≤130－150回收苯含氯苯量%≤8.0

3.4.2 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350~450mmHg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。工艺控制指标见下表3—10所示。

表3—10 精馏过程工艺参数

工艺参数控制范围工艺参数控制范围

进料流量kg/h ＞5000 精馏釜气相压力MPa ≤0.04（绝压）塔釜流量kg/h ＜400 精馏加热蒸汽压力MPa ≤0.06（绝压）塔顶流量kg/h ＜5000 精馏预热蒸汽压力MPa ≤0.8（表压）回流比4∶1 精馏分凝器出水温度℃≤90 塔预热温度℃60－110（≤120）进料液中苯含量% ＜0.15

塔顶温度℃95－140（≤150）塔顶馏出液苯的含量% ≥99.5

塔釜温度℃65－110（≤120）塔釜馏出液苯的含量% 极微

成品氯化苯纯度% ≥99.5 成品含苯量% ≤0.15

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。

第四章 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 系统衡算组分编码表

组分名称

苯

氯苯

二氯苯

水

HCl

NaOH

NaCl

Cl 2

编码

1

2

3

4

5

6

7

8

4.2 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

h /kg 0000.50001t 1000kg

24h 1d 300d 1y y 36000t F 13=???=

根据厂方资料介绍，氯苯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 ≤0.3000

2 氯 苯 ≥99.5000 ≥99.0000 3

二 氯 苯

游 动

≤0.7000

0030

.0x 9955.0 x 0.0015x 3.1313,213,1===；；取

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

F 13，j （kg/h ）

X 13，j

1 苯 7.5000 0.0015

2 氯 苯 4977.5000 0.9955

3 二 氯 苯

4.1667 0.0030 Σ

5000.0000

1.0000

4.3 精馏过程物料衡算

过程如右图4-2所示

精馏系统为减压操作，塔顶真空度一般为350~450mmHg ，塔顶温度约为90~110℃。根据厂方资料介绍，氯苯产品厂方控质量指标如上表所示：

设定：塔顶流量与进料之比约为

94

.0F /F 1113=

塔釜氯苯重量组成约为60% 则 f=8-[4+(3+1)]=0

图4-2 精馏过程示意图

/h 142.6596kg

15.0000319.1490×0.4F 0.4F F h /kg 9894.51685000.4977319.1490×0.6F 0.6F F h

/7.5000kg F F /h 319.1490kg 5000.0000-5319.1489F -F F h /kg 1489.531994.0/0000.500049.0/F F 13,31211,313,21211,213,111,11311121311=+=+==+=+=========）（

将计算结果列下表表4-4

表4-4 精馏过程计算结果表

组分名称 进料F 11，j kg/h 进料组成x 11，j 塔釜F 12，1kg/h

塔釜组成x 12，j

苯 7.5000 0.1410 - - 氯 苯 6168.9893 97.1770 191.4893 60.0000 二氯苯 142.6596 2.5820 127.6596 40.0000 ∑

5319.1489

100.0000

319.1489

100.0000

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135~150℃；压力0.3~0.7kg/㎝2

组成 氯苯≮95%；二氯苯≯5%； 塔顶：温度70～120℃；

组成 苯≮95%； 氯苯≯5%； 根据HGZ —810—75规定，一级品苯含量W%≤0.15%；

设定：塔顶含氯苯（W%） x 10，2=4%；含水x 10,4=0.056%

塔釜含纯氯苯与进料纯氯苯之比约为：

912.0F /F 9,211,2= 图4-3 初馏过程示意图

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

h

/kg 8077.119705000.704.0/7621.4980.95944 ⑤ F X /F 00056.004.01F F F ④h /kg 9827.60.049498.7621/0.00056X /F 0.00056F ③ h /kg 142.6596F F ② /h 498.7621kg 5168.9893-5667.7514F -F F ① kg/h 7514.5667912.0/F F 11,110,210,211,110,19,110,210,29,411,39,311,29,210,211,29,2=+=+--=+===========）（））（（苯：）（）（水：二氯苯：苯：氯约束式：

将计算结果列下表4-5：

表4-5 初馏过程计算结果表

组分名称

F 9，j kg/h

W%

F 10，j kg/h

W%

F 11，j kg/h

W%

苯 11970.8077 67.2963 11963.3077 95.9440 7.5000 0.1410 氯 苯 5667.7514 31.8624 498.7621 4.0000 5168.9893 97.1770 二氯苯 142.6596 0.8020 0.0000 0.0000 142.6596 2.6820 水 6.9827 0.0393 6.9827 0.0560 0.0000 0.0000 ∑

17788.2014

100.0000

12469.525

100.0000

5319.1489

100.0000

4.5 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：

k g /h

2634.49419396.12030.9434F -F F F 9,499Y 7,1=-===

系统操作如下图4-4所示。 则 f=5-(3=2)=0

总平衡：

① h /kg 2014.17788 F ]00102.0/)2634.4941[(F 87=--

水平衡：0.00102F 7-F 8=6.9827 ②

解得： F 7=17799.3740kg/h ； F 8=11.1927kg/h

将计算结果列下表4-6：

图4-4 干燥过程示意图

表4-6 干燥过程计算结果表

组分名称

F 7，j kg/h

X 7j %

F 8，j kg/h

X 8j %

F 9，j kg/h

苯 11970.8077 67.2541 0.0000 0.0000 11970.8077 氯 苯 5667.7514 31.8424 0.0000 0.0000 5667.7514 二氯苯 142.6596 0.8015 0.0000 0.0000 142.6596 水 18.1553 0.1020 11.1727 100.0000 6.9827 ∑

17799.3740

100.0000

11.1727

100.0000

17788.2014

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