年产15万吨氯苯精制工艺设计毕业论文(编辑修改稿)

年产15万吨氯苯精制工艺设计毕业论文(编辑修改稿)内容摘要：

馏等工艺回收提纯对二氯苯和邻二氯苯。 生产工艺流程确定 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 6 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见图 所示。 工艺流程简图 本设计的工艺流程图见图 ： 图 氯苯生产流程简图 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，去苯中的少量水； 干燥后的苯再进入氯化塔 [15]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 7 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； 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； 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； 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； 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。 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。 精制阶段设计方案简介 （ 1） 精馏方式：本设计采用连续精馏方式。 原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。 其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。 由于在 苯与氯苯浓度范围内的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。 （ 2）操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用 低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。 （ 3） 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。 （ 4） 加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。 （ 5） 由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。 （ 6） 再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。 塔釜 采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐 [16]。 8 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。 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。 （ 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。 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。 （ 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 104 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 （ 3） 氯气的预处理 9 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。 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。 （ 1）氯化塔反应过程 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+3Cl2＝ 2FeCl3, C6H6 +Cl2 FeCl3 C6H5Cl+HCl, C6H5Cl+Cl2 C6H4Cl2 + HCl。 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。 10 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。 （ 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。 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、碱洗和干燥三个操过程。 （ 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。 11 （ 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 ～ （ 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。 （ 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=，含水量 W%≤%。 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。 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。 （ 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 12 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。 （ 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。 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。 13 第四章 整个过程物料衡算 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 ）。 本设计采用逆算法进行物料衡算。 计算框图 计算框图见图 图 计算框图 系统衡算组分编码如下表 所示： 表 系统衡算组分编码 组分名称 苯 氯苯 二氯苯 水 HCl Cl2 编码 1 2 3 4 5 6 始算基准的确定 以 15万吨 /年计算，取年工作日 300 天，则小时产量； 13 1000 2 0 8 3 3 /3 0 0 2 4F k g h       根据资料介绍，氯苯产品控质量指标 [6]如下表 所示 ： 14 表 氯苯产品质量指标 编 码 组 分 名 称 一 级 品 w% 二 级 品 W% 1 2 3 苯 氯 苯 二 氯 苯 ≤ ≥ 游 动 ≤ ≥ ≤ 0 0 3 9 5 x0 . 0 0 1 5x ,213,1  ；；取 则产品组分流量如下表 所示 : 表 产品组分流量 编 码 组 分 名 称 F13， j（ kg/h） X13， j 1 2 3 Σ 苯 氯 苯 二 氯 苯 20833 精馏过程物料衡算 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℃。 根据资料介绍，氯苯产品控质量指标如上表 42所示： 设定：塔顶流量与进料之比约为  塔釜氯苯重量组成约为 60% 图 精馏过程示意图 则 f=8[4+(3+1)]=0 （ 41) 1 1 1 3F F 0 .9 4 2 0 8 3 3 0 .9 4 2 2 1 6 2 .7 6 5 9 6 k g h   1 2 1 1 1 3 2 2 1 6 2 . 7 6 5 9 6  F F F k g h 1 2, 2 1 20 . 6 0 . 6 1 3 2。