【正文】 (54) 塔頂液相平均表面 張力的計算 由 82?Dt ℃查 [7]得 A N / m?? B N / m?? L D m 0. 98 6 21 .0 28 0. 01 4 25 .7 38 21 .0 94 m N / m? ? ? ? ? ? 進(jìn)料液相平均表面張力的計算 由 89?Ft ℃查 [7]得 A N / m?? B N / m?? L F m 0 .7 7 9 2 2 0 .1 8 1 ( 1 0 .7 7 9 2 ) 2 5 .3 8 4 2 1 .3 3 m N / m? ? ? ? ? ? ? 塔釜液相平均表面張力的計算 由 Wt 131? ℃查 [7]得 A N / m?? B N / m?? L W m 0 .0 0 2 1 1 5 .2 1 4 ( 1 0 .0 0 2 1 ) 2 0 .3 8 3 2 0 .3 7 2 m N / m? ? ? ? ? ? ? 精餾段液相平均表面張力為：m ( ) 2 1 . 0 9 4 2 1 . 3 3 2 1 . 2 1 2 m N / m2?? ? ?精 提餾段液相平均表面張力為：m ( ) 2 1 . 3 3 2 0 . 3 7 2 2 1 . 8 5 1 m N / m2?? ? ?提 （ 6）液體平均黏度計算 液相平均粘度依下式計算，即 Lm i ilg x lg? ?? ? (55) 26 塔頂液相平均粘度的計算 由 Dt 82? ℃查 [2]得 A s? ? ? B s? ? ? ? ? ? ?L D m L D ml g 0 . 9 8 6 l g 0 . 2 9 8 2 0 . 0 1 4 l g 0 . 4 1 4 4 0 . 3 0 0 m P a s? ? ? ?? ? ? 進(jìn)料板液相平均粘度的計算 由 Ft 89? ℃查得 A s? ? ? B s? ? ? ? ? ? ?L F m L F ml g 0 . 7 7 9 2 l g 0 . 2 8 1 4 ( 1 0 . 7 7 9 2 ) l g 0 . 3 6 3 4 0 . 2 9 8 m P as? ? ? ? ? ? ? ? 塔釜液相平均粘度的計算 由 131?Wt ℃查得 A s? ? ? B s? ? ? ? ? ? ?L W m L W ml g 0 . 0 0 2 1 l g 0 . 1 9 6 6 ( 1 0 . 0 0 2 1 ) 1 g 0 . 2 9 1 1 0 . 2 9 1 m P as? ? ? ? ? ? ? ? 塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算 （ 1）精餾段的塔徑 精餾段的汽液負(fù)荷計算： 汽相摩爾流率 ? ?V R 1 D ( 1 0 . 5 6 5 ) 7 1 9 . 1 6 2 1 1 2 5 . 4 9 k m o l / h? ? ? ? ? ? 汽相體積流量 V , m 3s V , mVM 1 1 2 5 . 4 9 7 9 . 3 3V 8 . 6 7 m / s3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 8 6?? ? ??? 汽相體 積流量 33hV 8 .6 7 m /s 3 1 2 1 2 m /h?? 液相回流摩爾流率 L R D 0 . 5 6 5 7 1 9 . 1 6 2 4 0 6 . 3 3 k m o l / h? ? ? ? 液相體積流量 L , m 3s L , mLM 4 0 6 . 3 3 8 2 . 9 8 5L 0 . 0 1 1 2m / s3 6 0 0 3 6 0 0 8 3 9 . 3 0 5?? ? ??? 液相體積流量 33hL 0 .0 1 1 2 m /s 4 0 .3 2 m /h?? 初選塔板間距 TH 450mm? 及板上液層高度 Lh 60mm? ，則： TLH h m? ? ? ? 按 Smith 法求取允許的空塔氣速 maxu （即泛點氣速 Fu ） 27 0. 5 0. 5s LsVL 12 839 .305 ? ? ? ?? ? ? ? ???? ? ? ? ? ? ? ?? ? ? ? ?? ? ? ? 查 Smith 通用關(guān)聯(lián)圖得 20C ? 負(fù)荷因子 0 . 2 0 . 220 2 1 . 2 1 2C C 0 . 0 8 0 . 0 8 12 0 2 0?? ? ? ?? ? ? ?? ? ? ?? ? ? ? 泛點氣速： ? ? ? ?m a x L V Vu C / 0 . 0 8 1 8 3 9 . 3 0 5 2 . 8 6 / 2 . 8 6 1 . 3 9 1? ? ? ? ? ? ? ? ?m/s 取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 m a xu 0. 8u 0. 8 1. 39 1 1. 11 28 m / s? ? ? ? sD 4 V / u 4 8 . 6 7 / ( 3 . 1 4 1 . 1 1 2 8 ) 3 . 1 5 m? ? ? ? ? ? 圓整取 D=3200m，此時的操作氣速 S224V 4 8 .6 7u 1 .0 8D 3 .1 4 3 .2?? ? ???m/s （ 2）提餾段的塔徑 提餾段的氣、液相體積流率為 3vmSvmV 39。 9 2 2 . 4 3 . 3 9u 39。 4 8 .8 7u 39。 M 39。 （ 3）實際塔板數(shù) pN 全塔效率 TE 選用 TmE 0 .1 7 0 .6 1 6 lo g? ? ?公式計算。由于在 濃度范圍內(nèi)苯與氯苯的揮發(fā)度相差較大，因而無須采用特殊精餾。為了降低消耗定額 ,減少環(huán)境污染 ,采用活性炭吸附精餾尾氣中的苯和氯苯 ,為企業(yè)創(chuàng)造了經(jīng)濟(jì)效益和社會效益。氯苯生產(chǎn)中蒸餾系統(tǒng)冷凝器需要大量冷卻水 ,原來使用地下水 ,大量水白白流失 ,水資源利用率低 ,造成水資源嚴(yán)重浪費。氯化液的預(yù)處理主要包括水洗、堿洗和干燥三個操過程。 如果不能向反應(yīng)器連續(xù)供苯 ,出現(xiàn)反應(yīng)器斷苯的情況 ,則反應(yīng)熱不能及時排出 ,反應(yīng)器內(nèi)溫度急劇升高 ,繼續(xù)通入的氯氣在高溫情況下劇烈反應(yīng) ,苯被多次氯化 ,直至炭化。塔釜 采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐 [16]。氯苯生產(chǎn)的大致流程是經(jīng)過氯化反應(yīng)、水洗、堿洗、干燥、初餾和精餾等六個主單元操作。 (2)增加苯干燥塔 在苯進(jìn)氯化槽前增加干燥塔 ,苯中含水質(zhì)量分?jǐn)?shù)降到 104 以下 ,減少副反應(yīng) ,避免反應(yīng)液呈酸性對設(shè)備的腐蝕。氯在早期作為造紙、紡織工業(yè)的漂白劑 [10]。對神經(jīng)系統(tǒng)有麻醉性， LD502910mg／ kg，空氣中最高容許濃度 50mg／ m3。本文主要對年產(chǎn) 15 萬噸的氯苯的精制工段進(jìn)行設(shè)計，其主要工作為設(shè)計一個精餾塔來進(jìn)行苯與氯苯混合物的分離，采用連續(xù)操作的方式的篩板精餾塔。 2 產(chǎn)品性質(zhì) 3 第二章 生產(chǎn)流程和方案的確定 44 塔頂空間計算 s，表面張力 103N/m。苯的產(chǎn)量和生產(chǎn)的技術(shù)水平是一個國家石油化工發(fā)展水平的標(biāo)志之一。不過，國內(nèi)氯化苯雖然已經(jīng)能夠滿足市場需求，但是國內(nèi)企業(yè)為了競爭需要，仍在繼續(xù)擴(kuò)大生產(chǎn)規(guī)模，如 20xx 年揚(yáng)農(nóng)集團(tuán)在儀征新區(qū)新建的一期 5 萬噸 /年 (共計 10萬噸 /年 )氯化苯裝置及其配套的 8萬噸 /年氯堿裝置已于 20xx 年 3月 20日試車成功，于近期將陸續(xù)投產(chǎn)，屆時國內(nèi)氯化苯產(chǎn)量進(jìn)一步增加至 70 萬 85萬噸，國內(nèi)氯化苯市場將進(jìn)入飽和狀態(tài)。還要加強(qiáng)工藝控制 ,降低苯中的水含量。 精制階段設(shè)計方案簡介 （ 1） 精餾方式：本設(shè)計采用連續(xù)精餾方式。同時使 苯中含水質(zhì)量分?jǐn)?shù)降到 104 以下 ,減少副反應(yīng) ,避免反應(yīng)液呈酸性對設(shè)備的腐蝕。 （ 2）尾氣中苯的回收過程 氯化塔中反應(yīng)會 產(chǎn)生大量的氣體，生成的氯化氫氣體 (含有苯蒸氣 )和氯化液(含有氯苯、二氯苯、苯 )由反應(yīng)器上部的氣液分離器流出。 （ 3）氯化液干燥過程 在經(jīng)過水洗和堿洗之后，可能帶來了大量的水分，苯在進(jìn)入蒸餾分離前還需除去其中含有的大部分水，如若水分過多，則將對下一步的蒸餾有很大的影響，使蒸餾過程復(fù)雜化，從而使氯苯的產(chǎn)量帶來很大的影響。 （ 2）氯苯精餾過程 初餾得到的塔釜氯化液中主要含有氯苯和多氯苯，需通過進(jìn)一步的精餾才能得到高純度的氯苯。本設(shè)計采用逆算法進(jìn)行物料衡算。 此設(shè)計的塔型為篩板塔．篩板塔是很早出現(xiàn)的一種板式塔．五十年代起對篩板塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計方法．篩板塔的特點如下：結(jié)構(gòu)簡單、制造維修方便；生產(chǎn)能力大，比浮閥塔還高；塔板壓力降較低，適宜于真空蒸餾；塔板效率較高，但比浮閥塔稍低；合理設(shè)計 的篩板塔可是具有較高的操作彈性，僅稍低與泡罩塔；小孔徑篩板易堵塞，故不宜處理臟的、粘性大的和帶有固體粒子的料液． 首先，苯和氯苯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。 11339。 2 1 . 8 5 1C 39。 精餾段： 溢流堰長（出口堰長） wl 取 mwlD? ? ? ? 堰上溢流強(qiáng)度 ? ? ? ?33hwL / l 4 0 . 3 2 / 1 . 9 2 2 1 m / m h 1 0 0 ~ 1 3 0 m / m h? ? ? ? ?，滿足 篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度要求。 3 6 0 0 ?? ? ?? ? ? ? ? ?? 3hL 39。 塔的平均溫度為 (80+)=106℃（取塔頂?shù)椎乃阈g(shù)平均值），在此平均溫度下查化工原理附錄 11 得： A s? ? ?， B s? ? ?。 （ 4） 加料方式和加料熱狀態(tài)：設(shè)計采用泡點進(jìn)料，將原料通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。副產(chǎn)物二氯苯的回收分離。初餾采用 12 普通回流蒸餾方法，在一定的條件下先將低沸點的苯蒸出，蒸汽苯再回到氯化塔重新參與反應(yīng)，提高的苯的利用率，餾出液中的重組分再到精餾塔進(jìn)行分離。水洗過程和一般的氯苯生產(chǎn)工藝所用的方法相同，不再贅述。多氯化物、炭化物、三氯化鐵在管路的尾部及塊孔式石墨冷凝器內(nèi)凝聚下來 ,堵塞管路及塊孔式石墨冷凝器 ,這時氯化槽內(nèi)的壓力大于氯氣壓力 ,氯氣不能通入 ,反應(yīng)停止 ,即使管路及塊孔式石墨冷凝器沒堵死 ,也會因為鐵和苯反應(yīng)結(jié)束而停止 氯化反應(yīng)。 （ 1） 原料苯的冷凝 從石油化工廠運(yùn)來的粗苯往往含有少量的水和其他固體雜質(zhì)，所以需要對其進(jìn)行預(yù)處理才能進(jìn)入氯化塔進(jìn)行反應(yīng)，否則會造成氯化產(chǎn)物雜質(zhì)的的增加，也會造 成催化劑的破壞而失活。所以本工藝對原工藝進(jìn)行了一下幾點改進(jìn)：氯化槽前增加苯冷卻器；增加苯干燥塔；增加氯化液冷卻器；氯化尾氣系統(tǒng)充入氮氣保護(hù)；回收精餾尾氣中的氯苯和苯；蒸 餾系統(tǒng)冷卻水改用循環(huán)水；蒸汽冷凝液回收利用；副產(chǎn)物二氯苯的回收分離。 (4)氯化尾氣系統(tǒng)充入氮氣保護(hù) 氯化尾氣經(jīng)尾氣系統(tǒng)的兩段石墨冷卻器和噴淋塔回收苯后 ,用水降膜吸收生成鹽酸 ,尾氣中氫氣、氧氣、苯等不凝性氣體富集 ,易發(fā)生爆鳴 ,嚴(yán)重威脅生產(chǎn)的正常進(jìn)行。目前我國氯化苯生產(chǎn)規(guī)模、技術(shù)水平、質(zhì)量指標(biāo)均達(dá)到國際先進(jìn)水平，其中生產(chǎn)能力約占全球總產(chǎn)能的 70％左右，因此不僅滿足國內(nèi)市場需求，近年來還有一定數(shù)量的出口，特別是其下游衍生物的大量出口尤其明顯，如硝基氯苯及其下游對氨基苯酚、撲熱息痛、鄰苯二胺、鄰甲醚、香蘭素等產(chǎn)品。 主要原、輔材料的規(guī)格及來源 表 主要原、輔材料的規(guī)格 材料名稱 分子式 相對分子量 相對密度 沸點 /℃ 規(guī)格 氯 苯 C6H5Cl ＞ % 苯 C6H6 ＞ % 氯氣 Cl2 （空氣） ＞ 99% 苯 有機(jī)化合物 ，是組成結(jié)構(gòu)最簡單的 芳香烴 ，在常溫下為一種無色、有甜味的透明液體，并具有強(qiáng)烈的芳香氣味。 關(guān)鍵詞 ： 苯 ；氯苯 ；工藝流程；篩板精餾塔 II The Design of 150000t/a Chlorobenzene Refining Process Abstract: This plan is about the