年产3万吨邻氯甲苯投资价值可行性分析报告

年产3万吨邻氯甲苯投资价值可行性分析报告内容摘要：

甲苯 ,所以应尽量提高对氯甲苯的产量。 目前国内外已实现工业化或具有工业化前景的一氯甲苯异构体调比技术有以下几种 : 酸液相催化法 采用 L 酸为催化剂 ,反应条件温和 ,氯甲苯收率高 ,但对位比例低 ,约 30 %左右。 国外研究发现 ,如以 L 酸作主催化剂 ,以硫代杂蒽、多氯化夹硫氧杂蒽等为助催化剂 ,可使对邻比达到 0. 66 0. 88。 以三氯苯和氯苯为溶剂 ,无水三氯化铁为催化剂 ,产物中对氯甲苯含量可达 90 %。 该工艺的缺点 是副反应多 ,要求溶剂从催化剂中完全清 除 ,否则转化率和选择性将大 16 大降低 ,因此工艺过程相对繁琐 ,目前该技术处在不断完善与提高阶段。 该法以 Ti、 Sn、 Zr、 W、 Al、 Fe 的氯化物为催化剂 ,其中使用最多的是三氯化铝、三氯化铁与其它金属氯化物组成复合催化剂。 采用金属氯化物催化剂 ,反应选择性较好 ,生产工艺简单 ,无需特殊设备 ,污染较少 ,因其对位比例不超过 50 %,在工业化装置上应用受限制。 酸 + 噻蒽衍生物催化法 该方法的主催化剂是 Lewis ,主要是 Fe 、 Al 、 Sb、 Pb 的氯化物。 助催化剂一般为噻蒽衍生 物 ,其中以二甲基四氯噻蒽、二甲基五氯噻蒽、二甲基六噻蒽效果最好。 美国科研人员研究发现了混合噻蒽衍生物作为助催化剂的最佳比例 ,其质量组成为二甲基三氯噻蒽 5. 03 %、二甲基四氯噻蒽 5. 03 %、甲基五氯噻蒽 64. 41 %、二甲基六氯噻蒽 21. 53 %。 一般采用该催化剂对邻位比例为 6 :4 左右。 国内上海农药研究所等单位用 FeS2 为主催化剂 ,以氯化噻蒽作助催化剂 ,产物中对位含量约 55 %。 该法特点是定向选择性好 ,副产物少 ,收率高。 缺点是助催化剂制备难度大。 分子筛催化法是一种有 机中间体新型催化技术 ,以合成沸石为催化剂 , 对位产品含量可达 75 % 90 %。 该法对位选择性极高、氯化深度大、产品易分离 ,但是反应时生成的氯化氢可破坏沸石的晶格 ,因此分子筛的再生与使用寿命成了了制约应用的关键。 产品成本高 ,技术条 17 件苛刻。 由于该法对位的选择性高 ,是一种极具发展前途的合成技术。 氯甲苯的分离技术 氯甲苯的沸点接近 ,熔点差较大 ,对氯甲苯的沸点仅比邻氯甲苯的沸点高出 3 ℃ ,熔点高 44 ℃ ,采取常用的蒸馏方法很难分离 ,而且能耗较高。 目前国内外已实现工业化或具有工业化前景的分离技术有以下几种 : 磺化分离法是国内外开发最旱的异构体分离方法 ,包括磺化、结晶分离、水解等过程 ,该法能耗高 ,污染严重 ,不宜规模化生产。 由于邻、对氯甲苯的沸点差较小 ,常压下相对挥化度接近于 1 ,为提高相对挥化度 ,精馏分离在减压下进行。 该法理论塔板高达 250 块 ,回流比高达 25 : 1 ,为降低塔高度 ,工业生产中常采用二塔或三塔连续精馏。 该工艺技术可行 ,三废少 ,能耗大 ,株洲化工集团采用该工艺 ,运行良好 ,但并非最理想的分离方法。 该法利用对、邻氯甲苯的熔点差较大的特点进行分离。 先精馏对甲苯含量到 85 % ,再冷冻结晶得到含量为 98 %以上的对氯甲苯。 常用的结晶方式为降膜冷冻结晶。 近年来 ,在精馏结晶分离方法的基础上 ,研究出了气泡塔结晶分离技术。 研究发现 ,邻、对氯甲苯物系的结晶分离必须缓慢结晶 ,发汗回熔 ,晶体发汗过程中随时抽离产生的熔化液 ,使整个过程在固态下进行 ,一个操作周期包括结晶、发汗、熔化三个过 18 程 ,该法一步结晶可得到含量 99. 5 %以上的对氯 甲苯 ,结晶率可达 99. 2 %。 精馏结晶法与精馏法相比 ,投资少 ,能耗低 ,但操作过程繁琐 ,中间控制要求高 ,该法是比较理想的工业化分离方法。 国外从 20 世纪 80 年代以来相继开发出了分子筛选择吸附分离氯甲苯工艺。 日本东丽公司、美国环球油品公司、德国拜耳公司开发的分离技术均使用八面沸石作为吸附剂 ,并用甲苯进行预处理 ,以得到较为适宜的分子筛孔道。 国外已有该种方法的大规模工业化分离装置。 国内上海印染七厂采用 X、 Y、 ZSM 5 分子筛为吸附剂 ,以甲苯为脱附剂 ,固定床吸附混合氯甲苯 ,效果较好 ,但生产规模较小 ,随着技术进步 ,这种高效、节能、产品质量好、无污染的分子筛分 离法将成为氯甲苯分离技术的发展方向。 我公司新建的 3 万吨对 、邻氯甲苯项目氯化 采用甲苯液相氯化反应来生产对氯甲苯、邻氯甲苯 ；采用精馏结晶法对产品实现提纯。 流程简述： 甲苯的干燥 从苯库来的甲苯进入计量罐，以标尺计量体积并测定温度，根据体积和温度计算出重量，记入原始数据中，并通知苯库。 甲苯计量罐装有保温夹套，以备冬天通入热水进行保温，防止冻结。 启动泵将甲苯抽出，经冷凝器，打入干燥器，干苯进入干苯罐备用。 干苯用干苯泵连续打入干苯高位槽，并保持甲苯高位槽流管连续有溢流。 19 甲 苯的氯化 甲 苯的氯化为高温沸腾氯化，自 甲 苯高位槽来的干苯经流量计计量后连续加入氯化器，氯气自液氯分配后，从氯化器底部通入与 甲 苯顺流而上，氯气首先溶于 甲 苯中，与触煤反应生成氯 甲苯 、 HCl 气体，氯化反应为放热反应，氯化温度有氯化器底部起，自下而上逐渐降低，中部温度控制在 80~87℃ ，反应温度的高低调节，借助于加 甲 苯量的大小调节而实现，反应生成物氯化液，由氯化器上部出料口出来进入液封管。 液封管是阻止 HCl气体随同氯化液带出，氯化液从液封管出来后，经氯化液冷却器冷却，待温度降至 40~50℃ 再去中和氯化液第一缓冲中间槽。 为防止氯化开车时引起爆鸣，氯化开车 应先充氮，用氮气置换氯化塔顶气相系统内含氧气体，充氮时使槽压≥ ，尾压 充两瓶氮气后即可通氯开车，氯化中部温度≥ 75℃ ，顶温≥ 70℃ ，槽压≤ ，尾压≤ ，即可撤去充氮操作。 每班由氯化器底部排放废酸一次去中和第一中间槽，排放废酸应采用间断方式，连续排放不得超过 10 秒钟，且排放废酸之前应先将中部反应温度降下 3~4℃。 由于氯化反应是在高温沸腾条件下进行，氯化器顶部出来的 HCl气体中带有大量的 甲 苯蒸汽，为了回收这部分物料，在气相系统中采用了一段 60m2冷凝器，工业水冷凝；二段 40m2冷凝器，冷冻水冷却；三段 10m2冷凝器，冷冻盐水冷却，相分离器气、液分离，降膜和波纹塔喷淋棘手措施。 20 氯化器顶部出来的 HCl气体先进入一段 60m2冷凝器，气体走管内，管外通工业冷却水冷却，使气体温度降至 30~40℃ 左右，再进入二段40m2冷凝器，气体走管内，管外通冷却水，使气体温度降至 20℃ 以下，最后进三段 10m2 冷凝器冷却，同样气体走管内，管外通 10 ~ 15℃的冷冻盐水冷却，使气体温度降至 5~6℃。 三台冷凝器下来的酸 甲苯分离器 V126，酸 甲 苯分离器分离出的酸 甲 苯返回氯化器，供氯化反应。 酸 甲 苯分离器底部排出的废酸去中和缓冲大罐，酸 甲 苯分离器为圆柱锥底，内衬防腐，内装插处管。 酸苯分离器内废酸每班定时排放 2 次。 自三段石墨冷凝器出来的 HCl 气体，经相分离器分离出液体，液体去中和大罐，气体进波纹吸收塔 T104，波纹塔为防腐，高约 6m、Ф 600，内装波纹填料，吸收液用次品或成品氯 甲 苯。 由次品泵打入，经循环泵打入吸收液，吸收液冷却器进行冷却，吸收液走管内，管外通 10~15℃ 的冷冻盐水冷却，冷却后的吸收液与 HCl 气体分别同时先后从降膜吸收塔，波纹塔顶并流进入，喷淋吸收处理后 的 HCl气体经尾气输送管去副产吸收塔， HCl 气体从吸收塔底部进入，塔顶加水，制成副产盐酸。 吸收液每 8 小时更换 1次，吸收液应缓慢放入中和大罐。 每小时测定氯 甲苯 比重 1 次，比重 要 控制 每班排放氯化器内底部废酸、 甲 苯分离器内废酸 2次。 氯化液中和 自氯化器液封出来的氯化液，进氯化液冷却器前，按相当于氯化 21 液体积（即氯化加苯量）的 10%加水水洗，经流动混合后，进入氯化液冷却器，使温度降至 40~50℃ ，入中和第一中间槽，用水洗泵打入中和第一水洗分离罐分离。 静止分离后的氯化液从水洗分离罐由碱洗泵打入第二水洗分离罐进行分 离。 分离出的废酸水间断地由第一水洗罐、第二水洗分离器底部排放至中和废水贮罐。 从第二水洗分离罐上部流出的酸性氯化液，按体积的 3%加入浓度为 10%的液碱中和，经中和泵转动搅动打入中和碱分离罐。 （材料同水洗分离罐）经中和静止分离后，中性氯化液从碱分离罐上部流出进入氯化液干燥器 ， 氯化液经干燥后含水量达 %，进入氯化液贮罐备用。 碱分离罐、水洗分离罐内废碱液、废酸液每班定时从其底部排放至废水罐。 中和加水控制量为氯化液体积的 10% 中和加碱控制量为氯化液体积的 3% 中和 PH 值为 811。 每小时测定 PH 值一次。 10%的液碱来自液体库的 30%液碱，在配碱罐内配制。 氯化液的初馏 用氯化液泵将氯化液罐内氯化液泵出，经转子流量计计量后打入预热器预热，预热器钢质列管 20m2。 管间通蒸汽或热水。 物料走管内，预热温度 85~95℃ ，经预热的氯化液从Ф 700 或Ф。