【正文】 . 6 3 117 8 . 1 10 . 6 3 1M mLD, ?????? 塔底：查平衡曲線，見圖 31得： 0 .0 0 1 0xx0 .0 0 5 6 ,y w11 ??? mol1 1 2 . 3 7 k g /k1 1 2 . 5 60 . 0 0 5 6 )(17 8 . 1 10 . 0 0 5 6M 39。m ???? 塔頂塔底平均溫度 ?? ，查得此溫度下苯氯苯的飽和蒸氣壓，求得此溫度下 4 . 4 95 2 . 6 42 3 6 . 3 3ppα *B*A ??? 塔頂： D1 ?? ， ? （查平衡曲線） ? ? ol7 8 . 5 9 k g / k m1 1 2 . 5 60 . 9 8 617 8 . 1 10 . 9 8 6M mV D , ?????? ? ? ol8 0 . 7 3 k g / k m1 1 2 . 5 60 . 9 2 417 8 . 1 10 . 9 2 4M mL D , ?????? 加料板： 0 . 6 3 1x0 . 8 8 1 ,y 39。 ???? （ 34） 采用圖解法求理論版 層數(shù)，如圖 31所示，求解結(jié)果為： 總理論板層數(shù) 10NT? （包括再沸器） 進料板位置 4NF? pN 選用 )( ?? 公式計算式中的 L? 為塔頂與塔底平均溫 度下液體的平均粘度為： 0 . 5 3 9 4)0 . 4 9 ( s0 . 1 8 1 m P aμxμ則s0 . 2 1 2 m P aμs,0 . 1 6 8 m P aμ0 .2 4 5LTiiL氯苯苯 ?? ????????? pN （近似取兩段效率相同） 精餾段： ??塊，取 6塊 提餾段： 1 2 . 9 7 77 / 0 . 5 3 9 4N p2 ?? 塊，取 13塊 總塔板數(shù) ： 19NNN p2p1p ??? 塊 精餾塔的工藝條件及有關(guān)數(shù)據(jù) 取每層塔板壓 降為 塔頂操作壓力 ： 1 0 5 . 3 k P a41 0 1 . 3p D ??? 加料板： 1 0 9 . 5 k P a60 . 71 0 5 . 3p F ???? 塔底操作壓力： 1 2 0 . 4 k P a190 .71 0 5 .3p W ???? 精餾段平均壓強： ? ? 1 0 7 .4 k P a/21 0 9 .51 0 5 .3p m ??? 提餾段平均壓強： 1 1 4 . 9 5 k P a1 2 0 . 4 ) / 2( 1 0 9 . 5P 39。Vn,39。Wn,39。Vn,Fn,Ln,39。在圖 31中對角線上，自點 e(,)作垂線。 、塔底產(chǎn)品的摩 爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 MA=氯苯摩爾質(zhì)量 MB=??? 9 8 1 2/??? 0 2 8 w ???? 、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 ? ? k g / k m o 1 27 0 0 F ?????? ? ? k g/ k m o D ?????? ? ? k g / k m o 1 1 20 0 0 W ?????? 釜殘夜流量為 km ol / 1060000q 3wn, ??? ?? wM 由 ｛wn,Dn,Fn,wn,Dn,Fn, qqq ???? 得： k m o l/ k m o l/ Fn, Dn, ?? 9 塔板數(shù)的確定 NT的求取 氯苯理想物系，可采用圖解法求理論版層數(shù) 查得苯 氯苯的氣液平衡數(shù)據(jù)，如表 31，繪出 xy圖，見圖 31 表 31 苯 氯苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度 ℃ (mmHg)PA? (mmHg)Pb? x y 80 85 88 90 95 98 100 105 108 110 115 118 120 125 128 130 760 877 958 1025 1170 1272 1350 1535 1660 1760 1981 2132 2250 2518 2699 2840 2900 148 173 192 205 246 272 293 342 376 400 466 510 543 624 679 719 760 1 0 1 0 塔內(nèi)壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對 y~x 平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。 8 第 3章 精餾塔工藝計算 本設(shè)計采用連續(xù)精餾分離苯 氯苯二元混合物的方法，連續(xù)精餾塔在常壓下操作，被分離的苯 氯苯二元混合物連續(xù)由精餾塔中部進入塔內(nèi)，要求年產(chǎn)純度不低于 %的 氯 苯 6萬噸，塔頂產(chǎn)品苯純度不低于 98%，原料液含氯苯為 38%（以上均為質(zhì)量 %）。 ② 溫度自動控制系統(tǒng)依據(jù)傳熱的兩側(cè)有無相變來控制不同變量，如控制載熱體流量、控制被加熱流體自身流量、控制蒸汽流量、控制冷卻劑流量等 ， 以保證工藝介質(zhì)在換熱器出口的溫度恒定在給定值上。 常用的自動控制系統(tǒng)液位、流量、溫度、壓力自動控制系統(tǒng)。 再沸器設(shè)計方案 塔底再沸器選用熱虹吸立式再沸器，加熱介質(zhì)進口為 790kPa， ℃ 的飽和水蒸氣，出口為 790kPa， ℃ 的液體水，走殼程；釜液進口為 138℃ 的液相氯苯（含少量苯），出口為 138℃ 氣相氯苯，走管程。 該換熱器用循環(huán)冷卻水冷卻，冬季操作時進口溫度會降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的壁溫和殼體壁溫 之差較大，因此初步確定選用帶膨脹節(jié)的固定管板式換熱器。 全凝器設(shè)計方案 塔頂溫度為 81℃ ，采用泡點回流。 精餾過程是組分反復(fù)汽化和反復(fù)冷凝的過程，耗能較多，如何節(jié)約和合理地利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。 ，冷凝器等附屬設(shè)備的安排 塔底設(shè)置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝至泡點后一部分回流入塔，其余部分經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲灌。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。 6 進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱 負荷都有密切的聯(lián)系。對于本設(shè)計中要求分離的苯 氯苯物系，應(yīng)采用常壓操作，常壓操作對設(shè)備要求低，操作費用低，適用于苯和氯苯這類非熱敏沸點在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣?塔的處理能力。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進行精餾。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進行考慮。由于所涉濃度范圍內(nèi)苯與氯苯的揮發(fā)度相差較大，因而無須采用特殊精餾。 本設(shè)計采用連續(xù)精餾方式，原料液連續(xù)加入精餾塔中，并連續(xù)收集塔頂、塔底產(chǎn)物。在進行工程設(shè)計時應(yīng)綜合考慮諸多影響因素， 使生產(chǎn)達到技術(shù)先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點： ① 滿足工 藝和操作的要求，即流程與設(shè)備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。 本設(shè)計主要是氯苯精制工段工藝流程設(shè)計，氯苯純度可達 %。產(chǎn)品質(zhì)量要求也 越來越嚴格。為了滿足市場的需求，對氯苯的生產(chǎn)不斷地加以改進并擴大生產(chǎn)能力，產(chǎn)品質(zhì)量得到了極大的提高，在節(jié)能降耗上取得了一定成效 [20]。幾年來，通過引入清潔生產(chǎn)的思想，干燥過程使用固體燒堿作干燥劑氯化槽前增加苯冷卻器，氯化反應(yīng)后增加氯化液冷卻器，氯化尾氣吸收沖入氮氣保護等 [16]，使氯化苯的整個生產(chǎn)面貌一 改往日被動局面，促進了形勢的好轉(zhuǎn)。 生產(chǎn)工藝流程見下 4 圖 氯苯工藝優(yōu)化 氯化苯對干整個氯堿生產(chǎn)，尤其是平衡氯氣，起著舉足輕重的作用 [15]。氯化反應(yīng)放出的尾氣經(jīng)冷卻噴淋除苯后，用水吸收制成副產(chǎn)鹽酸。 氯苯生產(chǎn)工藝流程簡介 氯苯主要生產(chǎn)工序有苯干燥、氯化、水洗中和、粗餾、精餾、尾氣吸收及多氯化物回收。并且據(jù)各外貿(mào)企業(yè)反饋的信息顯示，氯苯出口也有進一步增長趨勢。據(jù)行業(yè)數(shù)據(jù)統(tǒng)計，國內(nèi)目前供需仍保持平衡，且總產(chǎn)能仍略低于下游總需要（下游實際生產(chǎn)滿負荷開工前提下），并沒有出現(xiàn)過?，F(xiàn)象。 近年來，氯苯衍生物系列產(chǎn)品在燃料、醫(yī)藥、等行業(yè)中不斷拓展。 我國從 1950年開始生產(chǎn)氯化苯，多年來一直供不應(yīng)求，需從國外進口相當(dāng)數(shù)量的硝基氯苯來滿足國內(nèi)市場的需求，由于市場需求迫切， 90年代初國內(nèi)各地紛紛建設(shè)或擴建氯化苯裝置，目前生產(chǎn)廠家近 20家，總生產(chǎn)能力達 31萬 t/a左右 [11]。 90年代初世界總生產(chǎn)能力為 500kt/a左右，其中美國 170kt/a、西歐 125kt/a、中國 120kt/a、俄羅斯 3 40kt/a、日本 28kt/a[9]。由硝基苯加氫法制苯的工藝也于1954年建成大規(guī)模生產(chǎn)裝置，到 80年代基本穩(wěn)定在一定水平上。另外，氯苯經(jīng)硝化制得硝基氯苯和經(jīng)磺化后制得氯苯磺酸等均是較重要的有機化工中間體。 一是氯苯在溶解銅催化劑存在下用氫氧化銨水解生成苯胺，另一個是用氫氧化鈉溶液在高溫高壓下水解氯苯制苯酚 [8]。因此可以說在主要有機化工產(chǎn)品中氯苯是第一個大規(guī)模生產(chǎn)的產(chǎn)品。 1915年 Hooker 電化公司的第一個 8200t/a裝置在美國投入運行。 氯苯的市場價值 1905年首先報道用苯直接氯化制得氯苯。有毒，在體內(nèi)有積累性，逐漸損害肝、腎和其他器官， 對皮膚和粘膜有刺激性，對神經(jīng)系統(tǒng)有麻醉性，工作場所最高容許濃度為 350mg/m3。溶于大多數(shù)有機溶劑，不溶于水。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多數(shù)有機溶劑，不溶于水。密度為 ，沸點為 ℃ ，凝固點 45℃ ，折射率 (25℃ )，閃點 ℃ ，燃點 ℃ ，粘度 (20℃ )在醫(yī)藥、染料、農(nóng)藥、工程塑料等領(lǐng)域是重要的中間體，用途較廣的有機溶劑，合成高分子材料添加劑的重要原料，是有機氯中間體中規(guī)模最大、應(yīng)用領(lǐng)域最廣泛的產(chǎn)品之一，也是氯堿企 業(yè)進行氯平衡的重要產(chǎn)品之一 [4]。 本課題以優(yōu)化分離工藝，確保產(chǎn)品質(zhì)量，最大限度的 降低生產(chǎn)成本，提高產(chǎn)品的市場競爭力為目的，參考了大量文獻，按照生產(chǎn)要求進行精餾塔設(shè)計，產(chǎn)品純度可達 %。 隨著我國對、鄰硝基氯化苯工業(yè)快速發(fā)展，氯苯生產(chǎn)能力迅速提高。 以氯化苯為原料可以生產(chǎn)上百種化工產(chǎn)品 ， 其中直接消耗氯化苯的主要化工產(chǎn)品有對硝基氯化苯、鄰硝基氯化苯、二硝基氯化苯 和 二苯醚等。 distillation。同時繪制了塔設(shè)備圖和帶控制點的工藝流程圖，并設(shè)置了控制點合適的自動控制裝置。本設(shè)計主要完成了工藝計算和設(shè)備設(shè)計兩個方面的內(nèi)容， 經(jīng)物料衡算和熱量衡算 確定了塔高 、塔徑 1800mm、 板間距 500mm、 操作彈性 。由苯液相氯化法制得的氯苯中含有一定量的苯。 年產(chǎn)六萬噸氯苯精制工段工藝流程設(shè)計 Design of 6000t/a of Chlorobenzene Refining Section 目錄 摘要 ................................................................................................................................................. I Abstract ......................................................................................................................................... II 引言 ................................................................................................................................................ 1 第 1章 緒論 ............................................................................................................................. 2 ........................................................................................................................... 2 ........................................................................