年产3万吨氯苯的工艺设计

设计总说明

本设计按设计任务书要求，遵循技术上先进，工艺上可靠，经济上合理，系统最优的原则完成。本设计采用苯与氯气在FeCl3催化下连续氯化得氯化液，再经水洗、中和、粗馏、精馏除去过量苯和多氯苯而得到成品氯化苯。反应放出的氯化氢用水吸收制成盐酸；多氯苯回收为邻，对位二氯苯。本设计说明书的主要内容包括：生产方法的论证、能量衡算、主体设备设计、主要设备的选型和工艺尺寸的计算、车间的设备布置，以及技术经济指标分析。

氯苯是化学工业，尤其是石油化学工业中重要的有机原料和产品之一，它被广泛用于医药中间体、食品添加剂、化妆品及化工产品(如苯酚、硝基氯苯)的工业生产中。目前，氯苯在国内外的需求都比较大，我国氯化苯的快速发展实际上是与下游产品硝基氯苯的不断扩建和新建有关系，目前国内氯化苯消费量的80%用于合成硝基氯苯，所有硝基氯苯生产企业都要配套建设氯化苯装置，可以说硝基氯苯市场及变化与氯化苯休戚相关。加上环境保护、可持续发展的倡导，对工艺生产提出了更高的要求。

氯苯的工业生产主要有两种，工艺上主要有苯液相氯化法和苯气相氯化法。苯液相氯化法以脱水后的干苯和电解氯为原料，在路易斯型催化剂（如FeCl3、MnCl2或SnCl4）存在下，经催化而得。本设计采用苯液相空气氯化法的原因：其工艺生产环境友好，是一种绿色环保工艺，三废少，而且反应条件温和，从经济可行性上面分析，生产工艺简单，生产成本较低，价格更便宜，成本低，收率高，安全性好等优点，在国外内应用比较广泛，已经实现了大规模的工业生产，是目前生产氯苯的主要方法。所以，综合考虑，采用苯液相氯化法作为本设计的最终设计方案。

通过物料衡算计算出反应器各物质的流速，通过物料衡算计算出气液分离器、精馏塔等塔釜各物质的流速。通过热量衡算计算出各相阶段的热负荷以及产生的蒸汽量。通过热量衡算计算出废热锅炉取出的热量和产生的蒸汽的量。通过热量衡算计算出各物质的进出塔的热量以及进出塔温度。通过热量衡算计算出各换热器的热负荷以及冷冻水或者蒸汽的流速。最后对主要设备进行详细地设计以及电子绘图。

本项目符合国家产业政策，符合地区发展规划和环境规划，符合清洁生产及循环经济要求。工程建设可采取有效的污染控制措施，建成后三废可以实现达标排放，可以满足总量控制要求，实现地区环境质量不变，经济上属于附加值较高的经济性产业。从环境保护的角度看，本项目的建设是可行的。

在设计过程中，我们查阅了大量的资料，对氯苯的生产工艺有了一定的了解，掌握工艺设计的方法和设备设计的要求并对其阶段进行的一系列的详细的设计，使自己的理论知识得到更深刻的理解和更广泛的应用，由于整个设计比较复杂，不但可以培养我们自己动手的能力，还可以养成做事细心的好习惯，同时，养成了吃苦耐劳的精神，对以后的工作和学习打下了一定的基础。在设计过程中，使自己

I

的各项指示和能力都得到了培养和提高，为以后独立的承担类似的工作做准备打下了一定的基础。

关键词：氯苯；苯液相空气氯化法；氯化器；精馏塔；设备设计

II

DESIGN INSTRUCTION

The design always explained this design according to design project description request, in deference technology advanced, in craft reliable, in economy reasonable, the principles of system optimization. This design uses benzene and chlorine in FeCl3 catalysis under continuous chloride chloride liquid, water-washing, neutralization, distillation, distillation, removing excess benzene and chlorobenzene and refined benzene chloride. Reaction to release hydrogen chloride water absorption into hydrochloric acid; multiple chlorobenzene recovery for ortho-two chlorobenzene and para-two chlorobenzene. This design instruction booklet primary coverage includes: The production method proof, the energy graduated arm calculate, the main body equipment design, the main equipment shaping and the craft size computation, the workshop arrangement of equipment, as well as technical economic indicator analysis.

Chlorobenzene is an important organic raw material and also one of the products in the chemical industry, especially in the petrochemical industry, it is widely used in pharmaceutical intermediates, food additives, cosmetics and chemical products (such as phenol, Nitrochlorobenzene) industrial production. At present, the chlorobenzene is greatly demanded at home and abroad, China 's rapid development of chlorinated benzene is actually and downstream products of nitrochlorobenzene continues to extend and build a relationship, the current domestic chlorinated benzene consumption 80% used in the synthesis of nitrochlorobenzene, all nitrochlorobenzene production enterprises will be supporting the construction of chlorinated benzene device, can say nitrochlorobenzene market and change and benzene chloride be bound together in a common cause.Coupled with environmental protection, advocacy for sustainable development, a higher requirement on the production process is proposed.

There are mostly four ways to produce chlorobenzene in industry, The process mainly benzene liquid phase chlorination of benzene gas chlorination. Benzene liquid chloride in dry benzene dehydration and electrolytic chlorine as raw materials, Lewis catalyst (such as the presence of FeCl3, MnCl2, SnCl4), catalyticderived. This design uses benzene liquid-phase air chlorination method to produce chlorobenzene, because the production process environment is good, and is green technology. Also it wastes less and it has mild reaction conditions; analyze from the economic feasibility, for instance, simple production technology, low production cost, high yield, good safety and so on, and it is widely used in domestic and overseas and benzene liquid-phase air chlorination method is current main method of producing chlorobenzene. So, after full considering, we select benzene liquid-phase air chlorination method as the final design scheme of the design.

III

Calculate the material flow velocity in the reactor by material balance calculation, and calculate the material flow velocity in the gas-liquid separator, in the distillation column reactor, as well as in other towers. Calculate the heat load and the quantity of generated steam in various phases by heat balance calculation. Calculate the removed heat from the waste heat boiler and the quantity of generated steam by heat balance calculation. Calculate the heat and the temperature in and out of the tower by heat balance calculation. Calculate the heat load of the heat exchanger and flow rate of chilled water or steam. Finally, we should design in detail for the major equipment and do the electronic drawing.

This project conforms to the country industrial policy, conforms to the local development plan and the environment plan, and also conforms to the clean production and the circulation economy request. The engineering construction may take the effective contamination control measure, after completes the three wastes to be possible to realize the standards emissions, may satisfy the total quantity control request, realize the area environment quality to be invariable, in the economy belongs to the added value high efficient industry. Looked from the environmental protection angle that, this project construction is feasible.

In the design process, we might through consult the massive materials, had certain understanding to the chlorobenzene production craft, the request and a series of detailed designs which the grasping technological design method and the equipment designed which carried on to its stage, enable own theory knowledge to gain a more profound understanding and more widespread application, because the entire design quite was complex, not only might raise ability which we began, but also might foster works the careful good custom, simultaneously, has fostered the spirit which bore hardships and stood hard work, has built certain foundation to later work and the stud. In the design process, caused own each instruction and ability all obtained the raise and the enhancement, for later independent undertook the similar work to prepare to build certain foundation.

Keywords: chlorobenzene；benzene liquid-phase air chlorination method; chlorinators; distillation

column; equipment design

IV

目 录

设计总说明 ............................................................................................................................ I DESIGN INSTRUCTION ................................................................................................... III 目录 ..................................................................................................... 错误！未定义书签。 1 前言 ................................................................................................................................... 1

1.1概述 ......................................................................................................................... 1 1.2 设计依据和设计要求 ............................................................................................. 1 2 工艺流程的选择 ............................................................................................................... 3

2.1 生产方法的选择 ..................................................................................................... 3

2.1.1 苯气相氯化化法 ......................................................................................... 3 2.1.2 苯液相氯化法（间歇法） ......................................................................... 3 2.1.3 苯气相氯化法（连续法） ......................................................................... 4

2.2 氯苯生产工艺流程 ................................................................................................. 4 3 厂址的选择 ....................................................................................................................... 8 4 物料衡算和热量衡算 ....................................................................................................... 9

4.1 小时生产能力 ......................................................................................................... 9 4.2 物料衡算 ................................................................................................................. 9

4.2.1 计算依据 ..................................................................................................... 9 4.2.2 苯干燥器的物料衡算 ................................................................................. 9 4.2.3 氯化器的物料衡算 ..................................................................................... 9 4.2.4 粗馏塔物料衡算 ....................................................................................... 10 4.2.5 副产物冷凝塔物料衡算 ........................................................................... 10 4.2.6 副产物吸收塔物料衡算 ........................................................................... 10 4.2.7 整个反应系统的物料衡算 ....................................................................... 10 4.3 热量衡算 ............................................................................................................... 11

4.3.1 换热器的热量衡算 ................................................................................... 11 4.3.2 氯化反应器的热量衡算 ........................................................................... 11 4.3.3 冷凝器的热量衡算 ................................................................................... 13 4.3.4 第一精馏塔的热量衡算 ........................................................................... 13 4.3.5 全冷凝器的热量衡算 ............................................................................... 13 4.3.6 苯冷却器的热量衡算 ............................................................................... 14

V

4.3.7 精馏塔的热量衡算 ................................................................................... 14

5 主要设备的选型及工艺尺寸的计算 ............................................................................. 18

5.1 精馏塔的设计 ....................................................................................................... 18

5.1.1 全塔的物料衡算 ....................................................................................... 18 5.1.2 塔板数的确定 ........................................................................................... 18 5.1.3 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据计算 ................................... 21 5.1.4 精馏段气液负荷计算 ............................................................................... 23 5.1.5塔和塔板主要工艺结构尺寸计算 ............................................................ 24 5.1.6塔板上的流体力学验算 ............................................................................ 26 5.1.7 塔板负荷性能 ........................................................................................... 29 5.2冷凝器的设计 ....................................................................................................... 32 5.3 反应釜的设计 ....................................................................................................... 33

5.3.1 反应釜釜体的工艺设计 ........................................................................... 34

5.3.2 其它部分的设计与选择 ........................................................................... 36 6 管路设计与计算 ............................................................................................................. 37

6.1 废热锅炉的管路设计与计算 ............................................................................... 37

6.1.1 进料管 ....................................................................................................... 37 6.1.2 热载体DM进口 ....................................................................................... 37 6.1.3 热载体DM出口 ....................................................................................... 38 6.2 氯化反应器的管路设计与计算 ........................................................................... 38 6.3 冷凝器器的管路设计与计算 ............................................................................... 38

6.3.1 冷凝器器料液进口 ................................................................................... 38 6.3.2 冷凝器出口 ............................................................................................... 38 6.3.3 冷却水进口 ............................................................................................... 39 6.3.4 冷却蒸汽出口 ........................................................................................... 39 6.4 精馏塔的管路设计与计算 ................................................................................... 40

6.4.1 进料口 ....................................................................................................... 40 6.4.2 塔顶冷凝器E102进口 ............................................................................. 40 6.4.3塔顶冷凝器E102出口 .............................................................................. 40

6.4.4 出料口 ....................................................................................................... 40 7 经济核算 ......................................................................................................................... 41

7.1 基本投资 ............................................................................................................... 41 7.2 生产成本的核算 ................................................................................................... 41

7.2.1 原材料的消耗 ........................................................................................... 41 7.2.2 公有工程的消耗 ....................................................................................... 41

VI

7.2.3 维修费用 ................................................................................................... 41 7.2.4 车间折旧费 ............................................................................................... 43 7.2.5 车间管理费 ............................................................................................... 43 7.2.6 车间成本费 ............................................................................................... 43 7.2.7 工厂折旧费 ............................................................................................... 43 7.2.8 企业管理费 ............................................................................................... 43 7.2.9 工厂的成本 ............................................................................................... 43 7.2.10 工厂的利润 ............................................................................................. 43 7.3 主要经济指标 ....................................................................................................... 43 7.4 盈亏平衡点 ........................................................................................................... 43

7.4.1 盈亏平衡产量点 ....................................................................................... 43 7.4.2 盈亏平衡销售价格点 ............................................................................... 43

7.4.3 经营安全率 ............................................................................................... 43 8 车间布置 ......................................................................................................................... 45

8.1 设计依据 ............................................................................................................... 45 8.2 车间布置 ............................................................................................................... 45 8.3 车间布置的技术问题 ........................................................................................... 45 8.4 各类设备布置 ....................................................................................................... 47

8.4.1 反应釜 ....................................................................................................... 47

8.4.2贮罐 ............................................................................................................ 47 9 安全技术及三废处理 ..................................................................................................... 48

9.1 建筑措施方面 ....................................................................................................... 48 9.2 工艺及设计操作方面 ........................................................................................... 48 9.3 安全防范技术和措施 ........................................................................................... 48

9.3.1 设计 ........................................................................................................... 48 9.3.2 生产操作要求 ........................................................................................... 48 9.3.3 安全生产管理措施 ................................................................................... 49 9.4 三废处理 ............................................................................................................... 49

9.4.1 废气的处理 ............................................................................................... 49 9.4.2 废水的处理 ............................................................................................... 49

9.4.3 废渣的处理 ............................................................................................... 50 参考文献 ............................................................................................................................. 51 致谢 ..................................................................................................................................... 52 附录 ..................................................................................................................................... 53

VII

VIII

1 前言

1.1概述

氯苯(Chlorobenzene)，是无色透明易挥发的液体，有苦杏仁味。分子式C6H5Cl，熔点-45.6℃，沸点131.6℃，相对密度1.107（20/4℃），折光率1.5248，闪点23℃，自燃点637.78℃，易燃。在空气中爆炸极限为1.83～9.23%（体积）。不溶于水，易溶于醇、醚、苯和氯仿等。氯苯为无色透明液体，气味有点像苯[2]。 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。易燃，遇明火、高热或与氧化剂接触，有引起燃烧爆炸的危险。与过氯酸银、二甲亚砜反应剧烈[5]。

氯苯对皮肤和上呼吸道有刺激作用。抑制中枢神经，具有麻醉作用。对肝脏、肾脏及造血系统有不良影响。慢性中毒引起头痛、头晕、精神不振、消化不良等症状。工作场所最高容许浓度为350mg/m3。推荐通风设计浓度50ppm，嗅觉阀浓度0.21ppm，最大排放浓度为150 mg/m3。

氯苯的应用

氯化苯是一种重要的基本有机合成原料，用作染料、医药、农药、有机合成中间体。

染料、医药工业用于制造苯酚、硝基氯苯、苯胺、硝基酚等有机中间体。橡胶工业用于制造橡胶助剂。农药工业用于制造DDT, 涂料工业用于制造油漆。 轻工工业用于制造干洗剂和快干油墨。化工生产中用作溶剂和传热介质。分析化学中用作化学试剂。 主要事项

健康危害：对中枢神经系统有抑制和麻醉作用；对皮肤和粘膜有刺激性。急性中毒：接触高浓度可引起麻醉症状，甚至昏迷。脱离现场，积极救治后，可较快恢复，但数日内仍有头痛、头晕、无力、食欲减退等症状[9]。液体对皮肤有轻度刺激性，但反复接触，则起红斑或有轻度表浅性坏死。慢性中毒：常有眼痛、流泪、结膜充血；早期有头痛、失眠、记忆力减退等神经衰弱症状；重者引起中毒性肝炎，个别可发生肾脏损害。

环境危害：对环境有严重危害，对水体、土壤和大气可造成污染。 燃爆危险：该品易燃，具刺激性。

1.2 设计依据和设计要求

设计项目：年产3万吨氯苯的生产车间。

设计依据：厂址不限，但应建立在适合的地方，生产工艺不限，但应立足于国内，其设备、原料、均应考虑国内实际情况。

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设计要求：在完成设计的过程中，要求在综合研究各种已有工艺的基础上，通过比较，设计出一条更加合理的工艺生产路线，确定出具体的工艺操作。在严格计算的基础上，确定设备的选型及操作条件。在完成以上设计的基础上，绘制出工艺流程图，主要设备图，车间布置图，并附有详细的工艺操作说明图书。最后对成本进行估算，明确安全技术要求及工业三废的处理。

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2 工艺流程的选择

氯苯1909年由英国的United Alkali公司开始工业化生产。1915年Hooker电化公司的第一个8200 t/a 装置在美国投入运行。同年Dow化学公司在美国也开始工业化生产氯苯。因此可以说在主要有机化工产品中氯苯是第一个大规模生产的产品。氯苯的工业生产方法主要有3种，分别为氯苯气相氯化法，氯苯液相氯化法（连续法），氯苯液相氯化法（间歇法）。

2.1 生产方法的选择

2.1.1 苯气相氯化法

C6H6 + HCl +1/2O2 → C6H5Cl +H2O

工艺过程为：将苯蒸气、空气、氯化氢气体混合物加热升温至210℃，通入氯化反应器，在迪肯型催化剂（CuCl2、FeCl3负载在三氯化铝上）存在下进行氯化。反应温度300℃，苯单程转化率为10%-15%，氯化氢转化率为98%，生成物含多氯苯6%。此过程是拉西法苯酚生产的一部分，成本高于液相法，因此，该法主要用于生产苯酚。由于拉西法苯酚被淘汰，此法已不发展。 2.1.2 苯液相氯化法（间歇法）

苯液相氯化法以脱水后的干苯和电解氯为原料，在路易斯型催化剂（如FeCl3、

[6]

MnCl2或SnCl4）存在下，经催化而得，其反应如下：

+Cl2FeCl3Cl+HCl

把干燥的苯装入氯化反应器中，再加入相当于苯量1%的铁屑作为催化剂。氯气的加入速度以能维持反应温度在40-60℃为宜，温度过高有利于多氯苯的生成。氯气鼓泡通入苯中至料液的相对密度达到1.280（15℃）。反应放出的氯化氢用苯或氯苯洗除有机雾滴，再用水吸收得到盐酸。氯化物料用10%的NaOH中和，并经干燥、蒸馏，得到下列馏分（以100%氯化料计）：苯和水（3%），苯和氯苯（10%），此二馏分返回系统；氯苯（75%）；作为产品：氯苯和二氯苯（10%）高沸物（2%），此二馏分用于分离邻、对二氯苯。氯化产品的组成决定于氯化温度，氯化速率，氯化深度和采用的催化剂。一般氯化产品组成为氯苯80%、对二氯苯15%、邻二氯苯和多氯苯5%。

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2.1.3 苯气相氯化法(连续法)

氯化在苯的沸腾温度下进行，氯化器装有催化剂（铁屑或无水氯化铁）反应

热由苯和少量氯苯气化带出。

经过干燥的苯经转子流量计计量后加入氯化器底部，与经过计量的干燥氯气顺流进氯化反应器反应。反应副产的盐酸气及部分苯和氯苯蒸汽经石墨冷凝器冷凝，再经吸收塔用粗氯苯喷淋吸收。当吸收液含苯量到32~36%时，混入酸性氯化液去中和，而气体吸收成31%的副产盐酸[1]。

氯化器流出的酸性氯化液经水洗后，用液碱中和除去残余的酸及三氯化铁，再经盐干燥器，预热至一定温度后加入粗馏塔，从塔顶取出苯，塔釜的粗氯苯连续加入精馏塔，从塔顶得到氯苯，塔釜残液间断放出，回收其中的二氯苯。

因为间歇法生产力小，连续法成本较低，积存的可燃物较小，生成的二氯苯较少，所以本设计选用液相连续法作为生产方法。

2.2 氯苯生产工艺流程

我们选用液相连续法作为生产方法。

工艺条件：

投料比：n(苯): n(氯气)=1.5:1(注：所用氯气浓度为65%) 反应温度：液相 80~85℃ 气相 78~83℃ 反应压力：<20Kpa (氯化器顶部) 反应类型：放热反应

副产物：主要有氯化氢、多氯苯等。 下图为氯苯的生产工艺流程图：

生产工艺:

氯苯液相连续法的生产过程包括三个部分：反应、产品精制、氯苯和副产物回收以及三废治理。

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具体工艺流程为：

原料的干燥

氯气由氯干燥系统（或液氯液化后的废气）送来，经氯气缓冲器，并跨过一定的高度经阀门控制从下部进入氯化反应器。

纯苯首先进入原苯计量槽，经苯干燥器脱去其中水分进入干苯贮槽，由干苯泵打入干苯高位槽，利用位差，经转子流量计控制从下部进入氯化反应器。

苯的干燥曾使用过两种方法：共沸蒸馏法；食盐﹑氯化钙，固碱干燥法，共沸蒸馏法，即利用苯中少量水可在沸腾同时汽化蒸出釜内存留物中含苯较低的原理进行脱水干燥的。此法可加苯后进行间断蒸馏，也可中部进料连续蒸馏，预馏出的苯水混合物经过冷凝后进入苯水分离器沉降分离，苯返回原苯贮槽，干苯含水可达0.02%以下，此法所得干苯质量好，其特点是耗蒸汽，需一套设备，操作麻烦，而且回收苯不能进行干燥[4]。因此现同行均采用食盐，氯化钙，固碱干燥法，利用某些无机盐及金属氧化物有从苯中回收水分的能力，它是根据干燥剂只溶于水不溶于苯的性质，将需要干燥的苯按序从充满干燥剂的容器中通过，苯的含水被干燥剂表面吸附，干燥剂溶解后聚积成盐水颗粒，盐水颗粒比重远大于苯，沉降至容器底部被间断排放，使经干燥后的苯中含水显著降低。

苯的氯化

苯的氯化为高温沸腾连续氯化，自苯高位槽下来的干苯，经苯转子流量计进入氯化器之底部；通过缓冲器的氯气，经π型管进入氯化器底部与苯并流而上，通过铁环层，进行氯化反应。氯化器内苯和氯气有三氯化铁催化剂（苯中的三氯化铁浓度达到0.01%，就可达到氯化反应的需要）的催化作用发生取代反应生成氯化液含苯，氯苯，氯化氢和少量的多氯苯，保持苯过量以使氯化反应完全并抑制多氯苯的生成。氯化器为钢制，内衬瓷砖，装带铁环作触媒[7]（约7m），氯化为放热反应，氯化器自下而上，温度逐渐升高，液相温度控制在70~ 85℃ 之间，反应温度的调节，借助于干苯流量的调节而实现，热量由蒸发出苯的汽化潜热带出，从而实现温度的控制，生成物氯化液由氯化器上部侧面溢流出来，进入液封（此液封高度约5m）。其目的是阻止盐酸气体随氯化液带出，一般情况下，氯化液的密度控制在0.03~0.95/15℃范围内，重量组成约含氯化苯25~35%，每班并定期从氯化器底部放酸水至缓冲器。生成的氯化氢气体连同蒸汽从氯化器顶部的升气管引出，经过一段，二段，三段石墨冷凝器，冷凝下来的苯经酸苯分离器返回氯化器重新反应，为使苯完全脱除，进一步使用深冷降膜吸收脱去气相中的苯，最后尾气中氯化氢气体经水吸收转化为盐酸，其余气体经水流喷射泵抽吸放空。

尾气的吸收

氯化反应生成的气相部分主要有未反应的大量苯，氯化氢等，所以氯化苯的尾气吸收包括两部分，即尾气中盐酸气的吸收。

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气体吸收是根据气体混合物各组分在某种溶剂中的溶解度的不同而达到分离的目的。气体在液体中的溶解度与温度有关，温度越低气体溶解越大。由于液体吸收气体的速度较慢，为了提高吸收率，必须选择适当的吸收剂，增加液体与气体的接触面积，并选择适宜的吸收流程和操作条件。

氯苯生产中，经过三段冷凝的尾气含苯量已大大减少，工艺上用低温次氯苯吸收的方法从盐酸气中最后分离出苯蒸汽。尾气吸收塔一般采用降膜，填料或板式吸收塔，可选其中的一种或各选一种组成一套，其原理基本都是利用气体混合物中某一组分在液体吸收剂中具有较大溶解度的特点，通过降温和充分接触，使溶解度较大的物质不断转入溶剂中。

氯化液的中和

[9]

氯化反应生成的氯化液中含有氯化氢，三氯化铁等无机杂质，这些杂质影响下道粗、精馏生产设备及管道，产生腐蚀及结焦，所以需要中和处理，溶解无机物，为进一步除去残余的氯化氢及三氯化铁，再加碱中和，确保氯化液中性或微碱性，即PH=7~8，反应方程式为：

HCl+NaOH→NaCl+H2O

FeCl3+3NaOH→Fe(OH)3↓+3NaCl

因为氯化氢和三氯化铁在水中的溶解度很大，先进行水洗，可除去大量的氯化氢，减少生产过程中的碱用量，而且可以把氯化液中大量的三氯化铁溶解于水中进行分离，以免碱性过程中产生大量的氢氧化铁絮状物沉淀，在流动的液体中不能很好地沉降分离，可随氯化液进入蒸馏工序，影响生产。碱洗起把关作用，把水洗后氯化液中的未能分离的氯化氢和三氯化铁经碱洗中和除去，使氯化液中的氯化氢，三氯化铁含量达标。工艺为：首先通过加水来稀释氯化液中的酸性，将酸性氯化液与稀NaOH溶液经泵充分混合，将可溶性铁离子，氯离子等随废水排出，再将中性氯化液用食盐干燥为合格氯化液。

氯化液的分离

通过中和干燥后的氯化液是由苯，氯苯，多氯苯三个组分组成，所以需采用两台精馏塔，才能得到分离。前者分离出苯，习惯上称为粗馏塔；后者分离出成品氯化苯，习惯上称为精馏塔。第一步精馏是将氯化液加热至泡点状态，进入粗馏塔，经过常压精馏分离，由塔顶得到较纯的苯蒸汽，经冷凝冷却成为常温液相苯，再供氯化生产氯化液。塔釜中物料为氯苯，二氯苯及不到0.1%的苯成为粗氯苯，从粗馏塔釜直接连续进入第二步精馏塔，经过减压精馏分离，由塔顶得到符合工艺要求的较纯的氯苯蒸汽，再经过冷凝得到液相氯化苯，塔釜液为氯苯和多氯苯的混合物，其出料量小，可间断排放送二氯苯蒸馏。

精馏是分离互溶液体混合物最常用的方法，可将液体混合物分离来达到提纯或回收有用组分。液体均具有挥发而成为蒸汽的能力，但各种液体的挥发性各不相同，因

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此液体混合物部分汽化所生成的汽相组成与液体组成就有区别。根据这一差别，采取适当的措施可将液体混合物加以分离，精馏操作是将液体混合物加热沸腾，使之部分汽化，所得的气相中易挥发组分A（轻组分）与难挥发组分B（重组分）的浓度之比必然大于原混合物中A与B浓度之比，由此可见，精馏操作是藉混合物中各组分挥发性的差异而达到分离的目的。

混合物从预热器进入精馏塔内，一部分汽化，随塔内气相部分一起穿过塔板形成上升气流；未汽化部分则随塔内液相部分一起经降液管下降形成板上滞留液体，上升气体与下降液体在塔板上进行传质和传热。由塔釜的加热蒸汽提供热量，由塔顶的分凝器冷却水提供冷量，实现轻重组分的分离。

常压精馏是指在一个大气压（常压）下操作的精馏过程[10]。当被分离的混合物在常压下有较大的相对挥发度，并且塔顶物料可用水冷凝冷却，塔釜物料可用水蒸汽加热，而物料再此过程中化学性质稳定，则可用常压精馏，热剂和冷剂都易获得。

减压精馏是指在减压，即低于一个大气压的压力下进行操作的精馏过程。对真空度较高的减压蒸馏也称真空蒸馏。减压精馏适用于高沸点物质的混合物，以及在高温下物料易聚合或分解的混合物。因氯苯和二氯苯沸点较高，有机化合物又容易产生热分解和炭化结焦，为避免使用高热深和防止炭化结焦，精馏塔采用真空减压操作。

表2.1 精馏塔粗馏塔设计指标

粗馏塔 精馏塔

30块塔板 34块塔板

86个浮阀 37个浮阀

1m塔径 700mm塔径

釜加热F=70m 釜加热F=35m

22顶分凝器F=53m 顶分凝器F=17m

22加热器均采用虹吸式列管换热器。

精馏釜残的回收

定期将精馏釜残压入多氯物受槽，再用真空将多氯物插入二氯苯填料塔釜加热，一部分被汽化通过塔内填料（瓷环）间隙上升，并与分凝器流下的液体进行传质传热作用，此时低沸点组分一氯苯不断汽化向上流动，而高沸点二氯苯则被冷凝向下流动直到塔釜，其原理与精馏相反，由塔内上升的气体进入分凝器中，一部分被冷凝返回塔内，另一部分自塔顶进入全凝器而后流入次品贮槽，用于降膜吸收塔作吸收液，二馏分倒入二氯苯受槽，包装销售。

二氯苯蒸馏塔为碳钢填料塔，采用瓷环填料，减压操作，加热形式为内加热（釜内装盘管），间断蒸馏，因系统物料不含水，温度和常压相比也较低，故腐蚀性也较小，对二氯苯分离较有利，但真空管道易被二氯苯堵塞[12]。

- 7 -

3 厂址的选择

厂址的选择是工业基本建设的一个重要环节[13],是一项政策性和技术性很强的工作，合理的选择厂区和厂址，对于工程项目建设的成功与否有很大的影响。在现在条件下，选择厂区、厂址，首先应该服从经济布局规划，在此基础上，还应考虑如何使生产费用最低，此外，还有以下因素要考虑：

(1) 厂址选择的位置必须符合国家工业布局，城市或地区的规划要求，厂址选择应尽量接近原料产地，便于生产上协作，生活上方便。

(2) 选厂应注意节约用地，不占耕地，厂区的大小、形状和其他条件应满足工艺流程合理布置的需要，并应留有以后发展的可能性。

(3) 能源供应要有充分保证，厂址宜选择在原料、燃料供应和产品销售便利的地区，并在存储、运输、机修、公用工程和生活设施等方面有良好基础的协作单位条件地区。

(4) 要交通运输便利：即厂址尽可能靠近原有交通线。

(5) 厂址尽可能靠近热电供应站，一般地说，厂址应考虑电源的可靠性，并尽可能利用热电站的蒸汽供应，以便减少新建工厂的热力和供电方面的投资。

(6) 化工厂为大量用水的企业，故厂址应选择在供应水充足、水质量好的水源地，当有城市水、地下水和地面水三种供水条件时，应该进行经济技术比较选用。

(7) 选厂因注意当地自然环境条件，并对工厂投产后对环境可能造成的影响做出预测。

(8) 厂址选择时还有考虑所选厂区、厂址是否有合适条件处理三废，满足环境保护的要求。

(9) 厂址应不妨碍或破坏农业水利工程。

(10) 厂址应避离低于洪水位或采取措施后仍不能确保不被水淹的地段，厂址的自然地形应有利于厂房和管线的布置，内外交通联系和场地的排水。

(11) 厂址应避免在地震烈度九级以上的地区，地形复杂，矿藏区，国家自然及历史文物保护区及自然疫区等。

(12) 劳动力来源、各种法律的限制、地理特点、社会因素等也必须加以考虑。

- 8 -

4 物料衡算和热量衡算

4.1 小时生产能力

要求设计年产苯甲酸3万吨，按年工作日300天计算，设计裕量5%，苯甲酸的生产能力为：

30000?1.05?1000?4375kg/h

300?24摩尔流量为：

4375?35.86kmol/h 1224.2 物料衡算

4.2.1 计算依据

(1)反应方程式：

+Cl2FeCl3Cl+HCl

(2)氯苯的产量4375kg/h，约35.86kmol/h

(3)投料比：n(苯): n(氯气)=1.5:1 (注：所用氯气浓度为65%)

(4)反应温度：液相 80~85℃ 气相 78~83℃ (5)反应压力：<20Kpa (氯化器顶部) 4.2.2 干燥器的物料衡算

从苯库来的原苯进入原苯计量罐，以标尺计量体积并测定原苯温度，根据体积和温度计算出苯重量，记入原始数据中。原苯计量罐装有保温夹套，以备冬天通入热水进行保温，防止苯冻结。启动泵将原苯、回收苯从原苯计量罐，回收苯罐抽出，经原苯冷凝器，打入原苯干燥器，原苯干燥内装食盐（食盐定期补加），经食盐干燥脱水成含水0.06wt%的干苯[11]。干苯进入干苯罐备用。 原苯流量1000~2500 L/h 温度 常温 压力 ≤0.3MPa

- 9 -

4.2.3 反应器的物料衡算

(1) 反应器的原料各组分的流量

氯气流量200~375kg/h 干苯流量1000~2500L/h 反应苯流量250L/h~600L/h 循环苯流量750~1800L/h

因为苯氯化反应的单程收率约为40%，即甲苯的加入量与循环量之比为4：6。 氯化液组分： 比 重0.935~0.945 含量： 氯气 25~32%

苯 64~74%

多氯苯：<1%

(2) 干燥阶段各组分的流量 酸性氯化液1000~2500L/h 加水量100~250L/h （10%） 加碱量60~150L/h （3%）

（氯化液水洗中和后 pH=8~11 2氯化液干燥后含水 ≤0.06%） 4.2.4 精馏部分的物料衡算

(1)料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率

苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol。

xF?62/78.11?0.702

62/78.11?38/112.6198/78.11xD??0.986

98/78.11?2/112.610.2/78.11xW??0.00288

0.2/78.11?99.8/112.61(2)平均摩尔质量

MF?78.11?0.702??1?0.702??112.61?88.39kg/kmol

MD?78.11?0.986??1?0.986??112.61?78.59kg/kmol

??112.61?112.5kg/kmol MW?78.11?0.00288??1?0.00288(3)料液及塔顶底产品的摩尔流率

依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：W?30000t/a=4166.7kg/h，

- 10 -

全塔物料衡算：

F??D??W? ?

0.38F??0.02D??0.998W?F?22638.88/88.39?256.12kmol/hF??22638.88kg/h.55/78.59?182.03kmol/ hD??14305.55kg/h D?1430W?8333.323./51?174.07khmol/W??8333.33kg/h4.3 热量衡算

4.3.1 换热器的热量衡算

F=3.11m3/h t1=-5℃ t1’=40℃

苯:Cp=31.65 kcal/(kmol℃) 10℃ Cp= 35.77 kcal/(kmol℃) 氯苯:Cp=35.42 kcal/(kmol℃) 90℃ Cp=38.99kcal/(kmol℃) 进口: Cp苯? Cp氯苯?31.65?35.7733.71?33.71kcal/?kmol?℃???1.806kJ/?kg?℃? 278.11?0.238935.42?38.9937.205?37.205kcal/?kmol?℃???1.384kJ/?kg?℃?

2112.56?0.2389Q?Whcph?T1?T2??1?0.05?441910.7kJ/h?122.8kw 89.2?5?tm?159.0?()?111.9℃ K?455~102w0/m2?℃

2?78.11?21.84?1.806?8.892?112.56?1.384??89?5?

??S?Q122.8?1000??2.47m2 K?tm455?111.94.3.2 氯化反应器的热量衡算

80℃原△H1 78℃原H2 △△H 图4.1 △H 85℃反应△H3 83℃反应 (1)

- 11 -

?H1??nCpm?t

= [76.84?29.359+32.93?29.121+121.97?103.8]?(165-200+273) = 3778334.05KJ/h (2) ?H2

?H2为反应放热，此反应的热效应为： ?H2=35.86×(-326.1)×1000=-11693946KJ/h

(3) ?H3

?H3??nCpm?t??n?HV

= [85.38?103.8+35.86?145.2+35.86?33.577+23.05?29.359+32.93?29.121]

?(230-165+273) + 85.38?362 + 35.86?2295 =5828470.8KJ/h (4) ?H

?H??H1??H2??H3=3778334.05-11693946+5828470.8=-2087141.2 KJ/h (5) 热损失Q2

按设计要求，热损失为反应器向外放出总热量的5%

Q2?0.05?H=0.05 × (-2087141.2)=-104357.06KJ/h

(6) Q1

Q1??H?Q2=-1982784.14KJ/h

Q1为负值，说明需要热载体从反应器中取走热量，其值为-1982784.14KJ/h 选道热姆为热载体，夹套进口温度为100℃，出口温度为160℃， 平均温度为

?tm??230?100??(230?160)?100

2根据经验传热系数K=2000KJ/(m2 ·℃)

传热面积A，见公式：

A?1982784.14Q1?9.9m2 =

K?tm2000?100冷却剂用量W

- 12 -

W?Q1 (4-1)

Cpm(t2?t1)式中 W——冷却剂用量，kg/h；

Cpm——冷却剂比热容，J·K-1·mol-1； t2——冷却剂出口温度；℃ t1——冷却剂进口温度；℃

W?1982784.14?11104.3kg/h

2.976(160?100)4927.69?11104.3?12.75m3/h 871V??4.3.3 再沸器的热量衡算

蒸发量V’=44.38kmol/h 在130℃左右，氯苯汽化热

8469r?8469kcal/kmol??35450kJ/kmol

0.2389V?r44.38?35450??1.656?106kJ/h?460.02kw 热损失按5%计算 Q?1?5%0.95 总传热系数k取600W/m2℃ ?tm=158.7-131.5=27.2℃

S?Q460.02?1000??28.2m2K?tm600?27.2

S=1.5S=42.3 m2 S取S?45m2 4.3.4 氯苯冷却器的热量衡算

冷却量W?8.892kmol/h

大约131℃下，氯苯的汽化热 r?8469kcal/kmol?热损失5%， Q?8469?35450kJ/kmol

0.2389Lr8.892?35450??3.31812?105kJ/h?92.17kw

1?5%0.95总传热系数K?600w/m2?℃ ?tm?131?90?41℃ 4.3.5 全冷凝器的热量衡算 冷凝量V?44.38kmol/h

??

- 13 -

大约80℃下，苯的汽化热 r?7353kcal/kmol?热损失5%， Q?7353?30778kJ/kmol

0.2389Vr44.38?30778??1.44?106kJ/h?400kw

1?5%0.95总传热系数K?1000w/m2?℃ ?tm?82?50?32℃

??S?

Q400?1000??12.5m2 取S?15m2 K?tm1000?324.3.6 苯冷却器的热量衡算 冷却量D?21.84kmol/h

大约80℃下，苯的汽化热 r?7353kcal/kmol?热损失5%， Q?7353?30778kJ/kmol

0.2389Dr21.84?30778??7.0757?105kJ/h?196.54kw

1?5%0.95总传热系数K?1000w/m2?℃ ?tm?50?10?40℃

??S?Q196.54?1000??4.9135m2 取S?5m2 K?tm1000?404.3.7 精馏塔的热量衡算

图4.2 精馏塔热量示意图

式中：QF——进塔物料带入热，KJ/h；

QR——回流液带入热，KJ/h； QW——塔釜液带出热，KJ/h；

- 14 -

QV——塔顶上升蒸汽带出热，KJ/h

QL——热损失，KJ/h

(1) 塔进料液带入热QF 塔进料为165℃的饱和液体，以0℃为基准计算 QF??nCp?t (4-2)

QF= 35.86?145.2?(165-0+273) = 2280609.94KJ/h

(2) 塔底产品带出热QW 塔底产品的温度为180℃，以0℃为基准计算

QW??nCp?t (4-3)

QW= 35.86?145.2?(180-0+273) = 2358713.01 KJ/h

(3) 回流液带入热QR 回流液为20℃液体，以0℃为基准计算

QR??nCp?t (4-4)

KJ/h QR?1266.1?4.2?18??20?0??1914343QV等于99.5℃(4) 塔顶上升蒸汽带出热QV 按照本题所取的基准，的塔顶上升蒸

汽与0℃的同组成液体的焓差?H，为了方便，假设如下的热力学途径计算?H，如图4.2。

0℃，组成与上升蒸汽相同的液体 △H △H1 99.5℃，组成与上升蒸汽相同的液体 △H2 99.5℃，上升蒸汽 图4.3 假设的热力学循环途径

塔顶上升蒸汽与馏出液的组成相同。99.5℃组成与上升蒸汽相同的液体的汽化热为

?HV??nHV (4-5)

?HV=QW= 35.86?145.2?1000=5206872 KJ/h

99.5℃、组成与上升蒸汽相同的液体的焓差?H1

?H1??nCp?t (4-6)

- 15 -

?H1=QW=35.86?145.2?(99.5-0+273) = 1939559.82 KJ/h

QV??R?1???HV??H1? (4-7)

QV= (35.86+1)?(5206872+1939559.82) = 7146431.8 KJ/h

(5) 忽略热损失，QL＝0。 (6)

表4.1 生产工艺指标

工序 泵

原苯干燥1000~2500 L/h

常温

≤0.3MPa

干燥后原苯含水量

<0.06%

氯化

(1)氯气流量200~375kg/h

(2)干苯流量1000~2500L/h(其反应苯

250L/h~600L/h) (3)氯化反应： 中部温度 顶部温度 槽压 尾气

中和

酸性氯化液1000~2500L/h

加水量（10%）100~250L/h

加碱量（3%）60~150L/h

氯化液加料量 A. Ф1000粗馏塔3000~10000L/h B. Ф700粗馏塔

85~95℃ 138~146

控制项目 温度 压力 物质成分组成

80~87℃ 78~85℃

≥0.05MPa

≤0.04MPa <0.02MPa

氯化液组分：

比 重 0.935~0.945 含量：25~32% 64~74% 多氯苯：<1%

30~50℃

1氯化液水洗中和后

pH=8~11

2氯化液干燥后含水

≤0.06%

- 16 -

粗馏

2000~5000L/h C.预热温度 塔釜温度 塔顶温度 塔釜压力 塔釜加热蒸汽 分凝器出口温度 回收苯温度

℃ 78~86℃

60~80℃ <40℃

<0.05MPa 0.44~0.7MPa

Ф1000塔含氯苯

<10% Ф700塔<5%

精馏

粗氯苯加料量600~2500L/h

塔釜真空度 塔顶真空度 塔釜温度 塔顶温度 成品一氯苯的比重

加热蒸汽 分凝器出口温度

120~155℃ 80~100℃ 65~90℃

0.054~0.072MPa 0.076~0.006MPa

0.2~0.5MPa

1.1118~1.1135(15℃) 组分：一级品 二级

品 氯苯： ≥99.5% ≥99.0% 含苯： ≤0.15% ≤0.3%

多氯苯：游动<0.7%

副产

副产盐酸浓度 副产盐酸温度 尾气真空度 废水含酸

40~80℃

≤0.014MPa

≥31%

酸度≤0.001mg/L

- 17 -

5 主要设备的选型及工艺尺寸的计算

5.1 精馏塔的设计

5.1.1全塔的物料衡算

(1)料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率

苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol。

xF?62/78.11?0.702

62/78.11?38/112.6198/78.11xD??0.986

98/78.11?2/112.610.2/78.11xW??0.00288

0.2/78.11?99.8/112.61(2)平均摩尔质量

MF?78.11?0.702??1?0.702??112.61?88.39kg/kmol MD?78.11?0.986??1?0.986??112.61?78.59kg/kmol

??112.61?112.5kg/kmol MW?78.11?0.00288??1?0.00288(3)料液及塔顶底产品的摩尔流率

t/a?8333.3kg/h，依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：W??60000全塔物料衡算：

F??D??W? ?

0.38F??0.02D??0.998W?F?22638.88/88.39?256.12kmol/hF??22638.88kg/h.55/78.59?182.03kmol/ hD??14305.55kg/h D?1430W?8333.323./51?174.07khmol/W??8333.33kg/h5.1.2塔板数的确定

(1)理论塔板数NT的求取

苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取NT，步骤如下： 1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x~y

- 18 -

?? x?pt?pB/p?A?pB (5-1)

???? y?p?Ax/pt (5-2)

???依据x?pt?pB/p?A?pB，y?pAx/pt，将所得计算结果列表如下：

????表5.1 两相摩尔分率

温度，（℃）

p

?i80 760 148 1 1

90 1025 205

100 1350 293

110 1760 400

120 2250 543

130 2840 719

131.8 2900 760 0 0

苯 氯苯 x y

两相摩尔分率

0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071

塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对x~y平衡关系的影响完全可以忽略。

2.确定操作的回流比R

将1.表中数据作图得x~y曲线及t?x~y曲线。在x~y图上，因q?1，查得

ye?0.935，而xe?xF?0.702，xD?0.986。故有： Rm?Rm?xD?ye (5-3) ye?xe0.986?0.935?0.219

0.935?0.702考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：R?2Rm?2?0.219?0.438

3.求理论塔板数 精馏段操作线： y?xRx?D?0.30x?0.69 (5-4) R?1R?1?和?0.702,0.901?两点的直线。 ,0.00288提馏段操作线为过?0.00288

- 19 -

图5.1 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解

1401301201101009080700.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0

图5.2 苯-氯苯物系的温度组成图

图解得NT?12.5?1?11.5块（不含釜）。其中，精馏段NT1?4块，提馏段NT2?7.5块，第5块为加料板位置。

- 20 -

(2)实际塔板数Np 1.全塔效率ET

选用ET?0.17?0.616logμm公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa·s的烃类物系，式中的μm为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。

塔的平均温度为0.5(80+131.8)=106℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：μA?0.24mPa?s，μB?0.34mPa?s。

?m??AxF??B?1?xF? (5-5)

?m?0.24?0.702?0.34??1?0.702??0.270

ET?0.17?0.616log?m?0.17?0.616log0.270?0.52 2.实际塔板数Np（近似取两段效率相同） 精馏段：Np1?4/0.52?7.7块，取Np1?8块 提馏段：Np2?7/0.52?13.5块，取Np2?14块 总塔板数Np?Np1?Np2?22块。

5.1.3塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算

(1)平均压强pm

取每层塔板压降为0.7kPa计算。 塔顶：pD?101.3?4?105.3kPa 加料板：pF?105.3?0.7?8?110.9kPa 平均压强pm??105.3?110.9?/2?108.1kPa (2)平均温度tm

查温度组成图得：塔顶为80℃，加料板为89℃。 tm??80?89?/2?84.5℃

- 21 -

(3)平均分子量Mm

塔顶： y1?xD?0.98，6x1?0.940（查相平衡图）

MVD,m?0.986?78.11??1?0.986??112.61?78.59kg/kmol MLD,m?0.940?78.11??1?0.940??112.61?80.18kg/kmol

加料板：yF?0.935，xF?0.702（查相平衡图）

MVF,m?0.935?78.11??1?0.935??112.61?80.35kg/kmol MLD,m?0.702?78.11??1?0.702??112.61?88.39kg/kmol

精馏段：MV,m??78.59?80.35??79.47kg/kmol

ML,m??80.18?88.39?/2?84.29kg/kmol

(4)平均密度ρm 1.液相平均密度ρL,m

塔顶：ρLD,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?80?817.0kg/m3

ρLD,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?80?1039.1kg/m3 1ρ?aA?aB?0.98?0.02?ρLD,m?820.5kg/m3LD,mρ LD,AρLD,B817.01039.1进料板：?LF,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?89?806.34kg/m3

?LF,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?89?1029.55kg/m3

1??aA?aB?0.62LF,m?LF,A?LF,B.34?0.381029.55??LF,m?878.7kg/m3806精馏段：?L,m??820.5?878.7?/2?849.6kg/m3 2.汽相平均密度ρV,m

?V,mV,m?pmMRT m- 22 -

(5-6)

?V,m?108.1?79.47?2.890kg/m3

8.314??273?84.5?(5)液体的平均表面张力σm

塔顶：σD,A?21.08mN/m；σD,B?26.02mN/m（80℃）

???A?B?D,m????? (5-7)

??AxB??BxA?D??21.08?26.02?D,m???21.08?0.014?26.02?0.986???21.14mN/m

进料板：?F,A?20.21mN/m；?F,B?25.26mN/m（89℃）

???A?B?F,m????x??x?? ?ABBA?F??.26?F,m??20.21?25?20.21?0.298?25.26?0.702???21.49mN/m

精馏段：?m??21.14?21.49?/2?21.32mN/m (6)液体的平均粘度μL,m

塔顶：查化工原理附录11，在80℃下有：

μLD,m??μAxA?D??μBxB?D?0.315?0.986?0.445?0.014?0.317mPa?s 加料板：?LF,m?0.28?0.702?0.41?0.298?0.390mPa?s 精馏段：?L,m??0.317?0.319?/2?0.318mPa?s

5.1.4精馏段的汽液负荷计算

汽相摩尔流率V??R?1?D?1.438?182.03?261.76kmol/h 汽相体积流量VVMV,m47s?3600??261.76?79.V,m.890?1.999m33600?2/s

汽相体积流量V?1.999m3/s?7196.4m3h/h

液相回流摩尔流率L?RD?0.438?182.03?79.73kmol/h

- 23 -

(5-8)

液相体积流量Ls?LML,m3600?L,m?79.73?84.29?0.00220m3/s

3600?849.63液相体积流量Lh?0.00220m3/s?7.920m/h

冷凝器的热负荷Q?Vr??261.76?78.59??310?/3600?1771.45kW

5.1.5塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算

(1)塔径

1.初选塔板间距HT?550mm及板上液层高度hL?70mm，则：

HT?hL?0.55?0.07?0.48m

2.按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）

?Ls??V?s???L???????V????0.5?0.00220??849.6??????1.9992.890????0.5?0.01887

查Smith通用关联图得C20?0.0925

???负荷因子C?C20???20?泛点气速：

0.2?21.32??0.0925??20??0.2?0.0937

umax?C??L??V?/?V (5-9)

umax?0.0937?849.6?2.890?/2.890?1.604m/s

3.操作气速

取u?0.7umax?1.12m/s 4.精馏段的塔径

D?4Vs/?u?4?1.999/3.14?1.12?1.508m

圆整取D?1600mm，此时的操作气速u?0.995m/s。 (2)塔板工艺结构尺寸的设计与计算 1.溢流装置

采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。

- 24 -

(1)溢流堰长（出口堰长）lw 取lw?0.7D?0.7?1.6?1.12m

堰上溢流强度Lh/lw?7.920/1.12?7.701m3/?m?h??100~130m3/?m?h?，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。

(2)出口堰高hw

hw?hL?how (5-10)

对平直堰how?0.00284E?Lh/lw?2/3

2.5由lw/D?0.7及Lh/lw查化工原理P111图5-5得E?1.01，?7.920/1.122.5?5.966，

于是：

how?0.00284?1.01?7.920/1.12?2/3?0.0106m?0.006m（满足要求）

hw?hL?how?0.07?0.0106?0.0594m (3)降液管的宽度Wd和降液管的面积Af

由lw/D?0.7，查化原下P112图5-7得Wd/D?0.14,Af/AT?0.09，即：

Wd?0.224m，AT?0.785D2?2.01m2，Af?0.181m2。 液体在降液管内的停留时间

??AfHT/Ls?0.181?0.55/0.00220?45.25s?5s（满足要求）

(4)降液管的底隙高度ho

液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速

??0.08m/s，则有： uoho?Ls0.00220??0.0246m（ho不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求） ?1.12?0.08lwuo2.塔板布置

(1)边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws

边缘区宽度Wc：一般为50~75mm，D >2m时，Wc可达100mm。

- 25 -

安定区宽度Ws：规定D?1.5m时Ws?75mm；D?1.5m时Ws?100mm； 本设计取Wc?60mm，Ws?100mm。 (3)开孔区面积Aa

π2x??Aa?2?xR2?x2?Rsin?1?180R??π0.476?? ?2?0.4760.742?0.4762??0.742sin?1?1800.740???1.304m2式中：x?D/2??Wd?Ws??0.8??0.224?0.100??0.476m

R?D/2?Wc?0.8?0.060?0.740m 3.开孔数n和开孔率φ

取筛孔的孔径do?5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ?3mm，且取

t/do?3.0。故孔心距t?3?5?15mm。

?1158?103??1158?103???每层塔板的开孔数n??2??Aa???152??1.304?6711（孔） t????每层塔板的开孔率φ?0.907?t/do?2?0.907?0.101（φ应在5~15%，故满足要求） 23每层塔板的开孔面积Ao?φAa?0.101?1.304?0.132m2 气体通过筛孔的孔速uo?Vs/Ao?1.999/0.132?15.14m/s 4.精馏段的塔高Z1

Z1??Np1?1?HT??8?1??0.55?3.85m

5.1.6塔板上的流体力学验算

(1)气体通过筛板压降hp和Δpp的验算

hp?hc?hl?hσ (5-11)

1.气体通过干板的压降hc

- 26 -

?uo?hc?0.051?C?o??V?15.14?2.890??0.051?0.0621m ????0.8849.6???L22式中孔流系数Co由do/δ?5/3?1.67查P115图5-10得出，Co?0.8。 2.气体通过板上液层的压降hl

hl???hw?how???hL?0.57?0.07?0.040m 式中充气系数β的求取如下：

气体通过有效流通截面积的气速ua，对单流型塔板有：

ua?Vs1.999??1.093m/s

AT?Af2.01?0.181动能因子Fa?ua?V?1.0932.890?1.858

查化原P115图5-11得??0.57（一般可近似取β?0.5~0.6）。 3.气体克服液体表面张力产生的压降hσ

4?4?21.32?10?3h????0.00205m

?Lgdo849.6?9.81?0.0054.气体通过筛板的压降（单板压降）hp和Δpp

hp?hc?hl?h??0.0621?0.040?0.00205?0.104m

?pp??Lghp?849.6?9.81?0.104?866.8Pa?0.867kPa?0.7kPa（不满足工艺要求，需重新调整参数）。

现对塔板结构参数作重新调整如下： 取Wc?50mm，Ws?75mm。 开孔区面积Aa

π2x??Aa?2?xR2?x2?Rsin?1?180R??π0.501?? ?2?0.5010.7502?0.5012??0.7502sin?1?1800.750???1.382m2

- 27 -

式中：x?D/2??Wd?Ws??0.8??0.224?0.075??0.501m

R?D/2?Wc?0.8?0.050?0.750m 开孔数n和开孔率φ

取筛孔的孔径do?5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ?3mm，且取

t/do?3.0。故孔心距t?3?5?15mm。

?1158?103??1158?103???Aa??每层塔板的开孔数n??22?????1.382?7113（孔） t15????每层塔板的开孔率φ?0.907?t/do?2?0.907?0.101（φ应在5~15%，故满足要求） 32每层塔板的开孔面积Ao?φAa?0.101?1.382?0.140m2 气体通过筛孔的孔速uo?Vs/Ao?1.999/0.140?14.28m/s 气体通过筛板压降hp和Δpp的重新验算

?uo?hc?0.051?C?o??V?14.28?2.890??0.051?0.0396m ????0.8849.6???L22气体通过筛板的压降（单板压降）hp和Δpp

hp?hc?hl?h??0.0396?0.040?0.00205?0.0816m

?pp??Lghp?849.6?9.81?0.0816?681Pa?0.681kPa?0.7kPa（满足工艺要求） (2)雾沫夹带量ev的验算

3.25.7?10?ua?5.7?10?6?1.093?eV?????3??H?h21.26?10?0.55?2.5?0.07?? ??Tf???0.00822kg液/kg气?0.1kg液/kg气（满足要求）?63.2式中：hf?2.5hL，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。 (3)漏液的验算

漏液点的气速uom

uom?4.4Co?0.0056?0.13hL?h???L/?V?849.6/2.890 ?4.4?0.8?0.0056?0.13?0.07?0.00205?6.788m/s

- 28 -

筛板的稳定性系数K?uo14.28??2.1?1.5（不会产生过量液漏） uom6.788(4)液泛的验算

为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度Hd?Φ?HT?hw?

Hd?hp?hL?hd (5-12)

?Lshd?0.153??lh?wo??0.00220???0.153m ???0.00098??1.12?0.0246??22Hd?0.0816?0.07?0.00098?0.153m

??0.305m ??HT?hw??0.5?0.55?0.0594Hd???HT?hw?成立，故不会产生液泛。

通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最

合理的设计，还需重选HT及hL，进行优化设计。

5.1.7塔板负荷性能图

(1)雾沫夹带线

?ua5.7?10?6?ev????H?2.5hL??T3.2 (5-13)

式中：ua?VsVs??0.5467Vs

AT?Af2.01?0.181hf?2.5hL?2.5?hw?how???3600Ls?2.5?0.0594?0.00284E??l?w??????2/3????2/3??3600Ls??2.5?0.0594?0.00284?1.01???1.12???/3?0.149?1.547L2S将已知数据代入式

5.7?10?6ev?21.32?10?3

????

??0.5467Vs?2/3?0.55?0.149?1.547Ls??3.2?0.1

- 29 -

/3Vs?4.671?18.02L2s (5-14)

在操作范围内，任取几个Ls值，依式算出对应的Vs值列于下表：

表5.2 Ls和Vs计算值

Ls,m3/s Vs,m3/s

0.000955 4.496

0.005 4.144

0.01 3.835

0.015 3.575

0.0181 3.429

依据表中数据作出雾沫夹带线 (2)液泛线

??HT?hw??hp?hw?how?hd /32/3how?0.00284E??3600Ls?2???l?0.00284?1.01??3600Ls?w???1.12??

?0.6186L2/3sh?0.051?u?2?2???oc??????V???C???V?s???o??L??0.051???CoAo????V??L??2?0.051??Vs??2.890??0.8?0.132????849.6??

?0.01556V2sh???h/3lw?how??0.57?0.0594?0.6186L2s??0.03386?0.3526L2/3

shσ?0.00205

h?0.01556V2/3p?hc?hl?h?s?0.3526L2s?0.0359122h153??Ls?d?0.?????0.153??Ls??l?1.12?0.0246???201.6L2s who0.5?0.55?0.0594???0.01556V2/3s?0.3526L2s?0.0359??0.0594?0.6186L2/32

s?201.6LsV262.42L2/3s?13.46?s?12956L2s

在操作范围内，任取几个Ls值，算出对应的Vs值列于下表：

- 30 -

(5-15)

表5.3 Ls和Vs计算值

Ls,m3/s Vs,m3/s

0.000955 3.584

0.005 3.363

0.01 3.044

0.015 2.591

0.0181 2.217

依据表中数据作出液泛线 (3)液相负荷上限线

Ls,max?HTAf?0.55?0.181?0.0199m3/s

5?(4)漏液线（气相负荷下限线）

/3hL?hw?how?0.0594?0.6186L2s

漏液点气速

/3uom?4.4?0.80.0056?0.130.0594?0.6186L2?0.00205849.6/2.890 s????Vs,min?Aouom，整理得：

/3Vs2L2?0.804 ,min?5.741s在操作范围内，任取几个Ls值，算出对应的Vs值列于下表：

表5.4 Ls和Vs计算值

Ls,m3/s Vs,m3/s

0.000955 0.927

0.005 0.986

0.01 1.035

0.015 1.074

0.0181 1.095

依据表中数据作出漏液线 (5)液相负荷下限线

取平堰堰上液层高度how?0.006m，E?1.0。

how?3600Ls,min???0.00284E???lw??2/3?3600Ls??0.00284?1.01??1.12??2/3?0.006

Ls,min?9.55?10?4m3/s

操作气液比 Vs/Ls?1.999/0.00220?908.6

- 31 -

图5.3 气相体积流量

操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs,max与气相允许最小负荷

Vs,min之比，即：

操作弹性=

Vs,maxVs,min?3.44?3.74 0.925.2 冷凝器的设计

管程 进口温度：T（物料）=230℃，出口温度： T（物料）=165℃， 壳程 用100℃的水冷却吸收热量变为100℃的蒸汽

.8KJ/h 进出口物料放出的热量：Q?131657平均传热温差： ??m?查得K?400W/m2?K 估计传热面积：Ap?(230?165)?(100?100)?32.5℃

2Q131657.8?1000??30m2 (5-16) K?Tm3600?400??32.5?273?所以则取安全系数为1.2，设计冷凝器的传热面积为32m2，选用JB/T4715-1992的固定管板式换热器，换热管径Ф19，公称直径DN=273mm，公称压力PN=1.6MPa，管程数为1，管子根数为320，中心排管数9，换热管长度为2000mm。

按三支座承载，每个承载10T，选支座JB/T4725-92，标记 支座A8，材料Q235-A。

- 32 -

Vh?55646.7/871?63.9m3/h 取适宜的输送速度uf?1m/s，故

d0?4?63.94Vh??0.15m ?u3600?1??经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：?150?2mm 实际管内流速：

uf?4?63.94Vh??1.00m/s 22?d3600?0.15?6.1.3 热载体DM出口

热载体DM出口与进口相同，取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：?150?2mm 6.2 氯化反应器的管路设计与计算

Lh?11221.24kg/h3，?L?866kg/m3 Vh?11221.24/866?12.96m3/h 取适宜的输送速度uf?0.5m/s，故

d0?4?12.964Vh??0.096m ?u3600?0.5??经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：?100?4mm 实际管内流速：

uf?4?12.964Vh??0.46m/s ?d23600?0.12??6.3 冷凝器的管路设计与计算

6.3.1 冷凝器料液进口

冷凝器料液进口与气液分离器出口相同，经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：?100?4mm 6.3.2 冷凝器出口

Lh?207090kg/h

?L?1000kg/m3

- 38 -

Vh?207090/1000?207m3/h 取适宜的输送速度uf?2m/s，故

d0?4VS4?207 ??0.191m ?u3600?2??经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：?200?4mm 实际管内流速：

uf?6.3.3 冷却水进口

Lh?10180kg/h4?2074VS??1.83m/s 223600?0.2??d?L?1000kg/m3

Vh?10180/1000?10.2m3/h 取适宜的输送速度uf?1m/s，故

d0?4Vh4?10.2??0.06m ?u3600?1??经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：?60?3mm 实际管内流速：

uf?

6.3.4 冷却蒸汽出口

Lh?3205kg/h4?10.24VS??1.00m/s 223600?0.06??d?L?1.19kg/m3

Vh?3205/1.19?2693m3/h 取适宜的输送速度uf?1m/s，故

d0?4VS4?2693??0.976m ?u3600?1??经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：?1000?9mm 实际管内流速：

- 39 -

uf?4?26934VS??0.952m/s 223600?1???d6.4 精馏塔管路设计与计算

6.4.1 进料口

进料口与冷凝器出口相同，选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：?450?9mm 6.4.2 塔顶冷凝器E102进口

Lh?696340kg/h?L?1000kg/m3

Vh?696340/1000?696m3/h 取适宜的输送速度uf?2m/s，故

d0?4VS4?696??0.351m ?u3600?2??经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：?360?4mm 实际管内流速：

uf?6.4.3 塔顶冷凝器E102出口

Lh?6340kg/h4?6964VS??1.90m/s ?d23600?0.3602???L?5.49kg/m3

Vh?6340/5.49?1155m3/h 取适宜的输送速度uf?2m/s，故

d0?4VS4?1155??0.452m ?u3600?2??经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：?460?4mm 实际管内流速：

uf?4?11554VS??1.94m/s ?d23600?0.462?

- 40 -

6.4.4 出料口

Lh?3416kg/h?V?1270kg/m3

Vh?3416/1270?2.69m3/h 取适宜的输送速度uf?1m/s，故

d0?4VS4?2.69??0.0301m ?u3600?1??经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：?310?3mm

uf?管道设计原则[15]：

4?2.694VS??0.99m/s ?d23600?0.0312?

(1) 管道应成列平行铺设，尽量走直线，少拐弯，少交叉以减少管架的数量，节省管家材料并整齐美观，便于施工。

(2) 设备间的管道相接，尽可能地短而直。

(3) 当管道改变标高或走向时，应避免形成集聚气体的―气袋‖。

(4) 输送有毒或者有腐蚀介质的管道，不得在人行道上设置阀体、伸缩器、法兰等，以免介质落于人身上而造成工伤事故。

(5) 易燃易爆介质的管道，不得设在生活间、楼梯间和走廊等处。

(6) 管道布置不应当挡住门、窗，应避免通过电动机，配电盘，仪表盘的上空，在装有吊车的情况下，管道布置应不妨碍吊车工作。

(7) 采用成型无缝管件时，不宜直接与平焊法兰焊接，其间要加一段直管，直管长度不小于公称直径。

- 41 -

7 经济核算

氯苯的生产能力为年产3万吨，人民币为基准。

苯价格为8200元/吨，氯气（液氯）价格840元/吨，氯苯价格格7600元/吨。

7.1 基本投资

基本投资见表7.1：

表7.1 基本投资

项目 界区内投资 界区外投资 总固定投资 试运转费用 操作费用 总投资

万元

9760 4100 14000 1350 2700 18050

7.2 生产成本的核算

7.2.1 原材料消耗定额及消耗量表

表7.2原材料消耗定额及消耗 名称 规格 每年消耗量 单位 苯 液氯

≥99.84 wt% ≥99.5 wt%

26615.9 26031.8 t t 7.2.2动力消耗定额及消耗量表

序utik号

表7.3动力消耗定额及消耗 名称 每年消耗量 单位（×10000）

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