ta邻氯甲苯生产工艺设计

1、8000t/a HYPERLINK /seo/2437.html 邻氯甲苯生产工艺设计前言毕业设计是三年大专教学计划中最后一个教学环节，是各个教学环节的继续、深化和扩展，是锻炼学生理论联系实际、发现问题、分析问题、归纳问题、解决问题的能力，也可以是学生掌握由理论知识向工程转化的一个重要环节，同时也着重培养学生对化工单元操作流程选择、过程分析、设计计算、设备选型、参数优化等能力，培养系统观点、优化思想及方法等基本工程素质，养成科学严谨、细致周到等良好习惯，并学会对参考文献的查阅与学习。本设计将介绍氯甲苯分离生产邻氯甲苯的化工工艺段的具体设计，对年产能力为7000吨的邻氯甲苯生产的工艺初步设计，以

2、株化集团氯甲苯生产装置实际生产情况为参考依据，并查找收集大量有关方面的设计资料，按毕业设计大纲和设计任务书的要求进行设计。本设计的内容旨在简要介绍氯甲苯的发展状况及其性质，用途，氯甲苯合成技术进展，氯甲苯分离技术概论，工艺方法选择的基础上，重点介绍了采用连续法分离氯甲苯生产邻氯甲苯的工艺过程，产量为年产7000吨。设计的主要内容有：邻氯甲苯产品合成技术进展及分离技术概论；物料衡算与热量衡算；主要设备的计算与选型；附件材质的选择；带控制点的工艺流程图、设备平面布置图。 由于设计时间仓促，加上编者的理论知识与设计经验有限，在设计的过程中难免会有一些不足和错误之处，恳请广大读者批评指正。2014年1

3、1月目 录 TOC o 1-3 h z t 样式1,1,样式2,2,样式3,3 HYPERLINK l _Toc309757725 第一章 概述 PAGEREF _Toc309757725 h 4 HYPERLINK l _Toc309757726 1.1 邻氯甲苯背景资料 PAGEREF _Toc309757726 h 4 HYPERLINK l _Toc309757727 1.2 邻氯甲苯合成技术进展 PAGEREF _Toc309757727 h 5 HYPERLINK l _Toc309757728 1.3 邻氯甲苯分离技术概论 PAGEREF _Toc309757728 h 9 HY

4、PERLINK l _Toc309757729 第二章 设计任务 PAGEREF _Toc309757729 h 12 HYPERLINK l _Toc309757730 2.1 设计依据 PAGEREF _Toc309757730 h 12 HYPERLINK l _Toc309757731 2.1.1设计题目 PAGEREF _Toc309757731 h 12 HYPERLINK l _Toc309757732 2.1.2设计任务 PAGEREF _Toc309757732 h 12 HYPERLINK l _Toc309757733 2.1.3操作条件 PAGEREF _Toc3097

5、57733 h 12 HYPERLINK l _Toc309757734 2.2 设计内容 PAGEREF _Toc309757734 h 12 HYPERLINK l _Toc309757735 2.2.1填料精馏塔设计说明书的编写 PAGEREF _Toc309757735 h 12 HYPERLINK l _Toc309757736 2.2.2 绘制填料精馏塔分离氯甲苯带控制点的工艺流程图 PAGEREF _Toc309757736 h 13 HYPERLINK l _Toc309757737 2.2.3绘制填料精馏塔分离氯甲苯设备平面布置图 PAGEREF _Toc309757737

6、h 13 HYPERLINK l _Toc309757738 第三章 填料塔概述 PAGEREF _Toc309757738 h 13 HYPERLINK l _Toc309757739 3.1 与操作条件有关的因素 PAGEREF _Toc309757739 h 16 HYPERLINK l _Toc309757740 第四章 分离工艺流程的确定和说明 PAGEREF _Toc309757740 h 17 HYPERLINK l _Toc309757741 4.1 流程图说明 PAGEREF _Toc309757741 h 17 HYPERLINK l _Toc309757742 4.1.1

7、 甲苯分离 PAGEREF _Toc309757742 h 17 HYPERLINK l _Toc309757743 4.1.2 邻氯甲苯和对氯甲苯的分离 PAGEREF _Toc309757743 h 17 HYPERLINK l _Toc309757744 4.1.3 邻位精制 PAGEREF _Toc309757744 h 18 HYPERLINK l _Toc309757750 第五章 填料精馏塔设计计算 PAGEREF _Toc309757750 h 20 HYPERLINK l _Toc309757751 5.1 甲苯塔的设计计算 PAGEREF _Toc309757751 h 2

8、0 HYPERLINK l _Toc309757752 5.2 粗馏塔的设计计算 PAGEREF _Toc309757752 h 21 HYPERLINK l _Toc309757753 5.3 邻位精制塔的设计计算 PAGEREF _Toc309757753 h 22 HYPERLINK l _Toc309757761 第六章 三废的处理 PAGEREF _Toc309757761 h 40 HYPERLINK l _Toc309757762 6.1 废气 PAGEREF _Toc309757762 h 40 HYPERLINK l _Toc309757763 6.2 废液 PAGEREF

9、_Toc309757763 h 40 HYPERLINK l _Toc309757766 参考文献 PAGEREF _Toc309757766 h 41第一章 概述 1.1 邻氯甲苯背景资料邻氯甲苯是一种重要的精细化工有机原料，近年来相继研发合成出多种新型医药、农药、染料等中间体。其中多数中间体市场前景看好，使氯甲苯将成为有机氯产品的新宠。业内人士认为，氯甲苯将成为未来氯碱企业走精细化道路、建设氯产品精细化工产品树的最具有潜力的基础中间体。 氯甲苯有3种异构体，分别为对位、邻位和间位氯甲苯 , 其中用途最为广泛的是对氯甲苯. 通过侧链上氧化、环上氧化、氰化、卤化、氯代等反应可制备多种重要的精细

10、化工中间体和精细化学品,目前已衍生出100多种农药、医药和染料产品。邻氯甲苯应用研究经过不断拓展,已开发出30 余种衍生产品。由于间氯甲苯生成比例不足1 % , 产量较小, 目前仅作为染料中间体使用。 邻氯甲苯是指在带有甲基的苯环上氯代的一系列环氯代甲苯。它们是一类稳定的，工业上有一定重要性的化合物。邻氯甲苯共有16种，分子通式为C7H8-nCln。邻氯甲苯曾以甲苯为基础命名，70年代以来在许多工具书逐渐使用以苯为基础命名。国内外一般采用的方法是萃取法、精馏法、蒸馏法，色谱法，核磁共振法，我在这里选用的是精馏的方法对其进行分离，原理是各物质的沸点的不同。 该方法的优点：为了避免了废水的产生，三

11、塔串联连接的精馏分离方式，降低了塔的安装高度，提高了分离效率，最终产品邻氯甲苯的纯度。 毕业设计是将我们所学知识和化工生产的实际紧密的结合起来，作用就是理论联系实际在将实际生产过程中所遇到的一系列的问题和理论知识相联系，加强理论学习是有必要的，在学习的过程中就是不断地探索和摸索个一个过程，只有这样才能将所学的知识用到现实生产生活中，才具被学习的要求和意义。 设计和研究邻氯甲苯的是为了更好的掌握好在化工生产中的各个生产过程和工艺流程，理解化工生产中知识，注重安全生产和经济效益，大力落实好科学发展观，实行向绿色化学发展靠拢。加强和别人合作能力的培养，为了以后能更好的适应我们这一专业，了解和掌握化工

12、生产中物料的走向，进一步提升与人合作的工作能力,加强用能管理，采取技术上可行、经济上合理以及环境和社会可以承受的措施，从能源生产到消费的各个环节，降低消耗、减少损失和污染物排放、制止浪费，有效、合理地利用能源。 然而，随着邻氯甲苯市场竞争的愈发激烈，快速有效的掌握市场发展情况成为企业及决策者成功的关键。市场分析是一个科学系统的工作，直接影响着企业发展战略的规划、产品营销方案的设计、公司投资方针的制定以及未来发展方向的确定。市场分析并非单纯从某一个层面对市场进行评价，要得到有实际价值、具有指导意义的结论，就必须从专业的角度对市场进行全面细致的分析。如此，才能时刻保持清晰的发展思路，不因纷繁的信息

13、而迷失，在日益激烈的市场竞争中立于不败之地。针对企业的这种需要，我们对邻氯甲苯技术及市场进行了深度调研并撰写了报告，帮助企业进行决策。氯甲苯在20世纪30年代国外就开始工业化生产, 产量一直较小, 20世纪70年代以后, 由于下游产品的大量开发与应用, 生产能力与产量快速增加, 目前全球年产量约为8万t/a, 生产厂家主要集中在欧美及日本等工业发达国家和地区, 主要生产厂家有美国虎克电化学公司、Heyden化学公司、孟山都化学公司, 德国赫司特公司、拜耳公司, 日本的庵原化学工业公司、扶桑化学公司、保土谷化学公司等。20世纪90年代以后由于西方发达国家和地区环保压力的不断增加, 对有机氯产品发

14、展持谨慎态度, 因此生产能力一直没有继续扩大,维持在原有的能力, 许多下游产品向发展中国家寻求。我国氯甲苯工业起步较晚, 目前国内生产最早和规模最大的生产企业是湖南株洲化工有限责任公司、江苏丹阳中超化工有限公司、苏州御窑精细化工厂、江苏靖江西郊化工厂、河北辛集市辛冠化工厂、武汉有机实业有限公司等近10家企业。近年来国内氯甲苯生产规模在不断增加, 估计2002年国内氯甲苯生产能力约为2000025000t/a, 产量约为18000t左右。与国外发达国家和地区相比, 我国氯甲苯工业生产水平低, 但是近年来我国氯甲苯下游产品开发研究非常活跃, 国内下游产品需求强劲,而且发达国家和地区经常来我国寻求氯

15、甲苯的下游产品, 国内外市场强劲需求将大大刺激和推动我国氯甲苯工业的发展。氯甲苯作为一市场处于成长期的有机氯中间体, 目前国内主要存在两大问题,一是合成技术相对落后, 导致产品质量不高, 影响下游精细化学品的应用与开发;二是氯甲苯生产与下游开发生产脱节, 多数企业仅仅做为原料销售, 而没有继续向下衍生, 形成精细化工产品链或产品树, 影响装置的经济效益和可持续发展的动力。1.2 氯甲苯合成技术进展氯甲苯工业化合成主要有两种方法, 一是以甲苯为原料的直接氯化法, 二是以甲苯衍生物为原料的间接法。以甲苯衍生物为原料的方法是传统落后的技术, 成本高。目前国内外工业化主要采用甲苯直接氯化工艺,甲苯氯化

16、与苯的液相氯化制备氯化苯的工艺过程非常相似, 也是顺序串联反应, 使用的催化剂、温度都很相似, 并且都是放热反应, 所以氯甲苯的生产流程、设备、三废处理等与氯化苯非常类似。但是氯甲苯合成过程由于甲苯比苯多一个甲基而有所区别, 比苯直接氯化要复杂一些,一是甲苯的苯环上多个甲基, 甲苯的氯化比较容易, 速度快, 另外在光照射情况下, 甲苯易发生侧链氯化, 因此甲苯氯化温度较低, 防止过氯化产生副产品。二是氯甲苯制备主要有两种产物, 即对氯甲苯和邻氯甲苯, 而苯氯化一般主要是氯化苯。正是由于产物主要有两种物质, 而使得甲苯氯化变的比较复杂, 也正是因为有两种异构体使得甲苯的氯化技术关键在于解决异构体

17、的问题。目前甲苯氯化工艺技术研究主要集中于此, 其中氯甲苯的合成技术研究重点, 一是通过选择催化剂进行异构体的调比技术;二是异构体的分离技术, 以下介绍这两个关键技术的进展情况。1.异构体的调比技术甲苯用氯气液相氯化时主要生成3种异构体, 即对氯甲苯、邻氯甲苯和间氯甲苯, 同时副产少量二氯甲苯。由于对氯甲苯和邻氯甲苯是联产, 而市场需求变化较大, 因此调节异构体比例技术具有非常重要的现实意义, 研究表明使用或改变催化剂是调节异构体比例的主要方法, 目前对位产品市场与应用比较好,因此研究也集中在增加对位比例上面。国内外工业化或具有工业化前景的甲苯氯化催化方法比较多, 其中主要有以下几种。（1）L

18、ewis酸液相催化法采用Lewis酸为催化剂, 甲苯氯化反应平稳、条件温和、收率高, 但是通常对位的比例比较低, 一般为30% , 为提高对位的比例, 国外研究者进行大量研究与探索, 目前主要采用Lewis酸作为主催化剂, 并以硫代杂葱、多氯化夹硫氧杂葱等作为助催化剂, 可以使邻对比达到0.660.88。（2）三氯化铁氯化法三氯化铁作为甲苯氯化催化剂, 其中最大优点就是对位选择性好, 收率高, 因此倍受研究者青睐。据报道日本辉发石油公司以无水三氯化铁做催化剂, 以三氯苯和四氯苯做溶剂, 产物中主要对氯甲苯, 比例可以高达90%左右。加入的有机溶剂能够溶解反应产生的副产品及其聚合物, 但是不溶解

19、无水二氯化铁, 反应完全后, 从产物中分离无水二氯化铁, 用氯气反应可以使其再生, 再生时采用的四氯化碳或四氯乙烯为溶剂。该工艺的缺点是催化剂使用易导致大量副产物生成, 要求溶剂从催化剂中彻底清除, 否则转化率和选择性将大大下降, 因此工艺过程相对繁琐, 由于其对位比例较高, 目前许多研究者仍在不断完善与提高该技术。(3)金属氯化物催化法该法以Ti、Tl、Sn、Zr、W、Al、Fe 的氯化物为催化剂, 其中使用最多的是AlCl、FeCl与其他金属氯化物组成复合催化剂; 工业上还有采用以PtO、AlO为催化剂；或以FeCl与S、FeS 、ZnS 、SnS等组成复合催化剂。采用这些金属氯化物催化剂

20、, 反应具有较好的选择性, 生产工艺简单, 控制方便, 无需特殊设备, 污染少, 因此也是工业化尤其是小规模工业化装置常用的技术之一, 但是其对邻位比一般为（4048）:(5260),对位比例一般不超过50%, 因此限制其大规模工业化装置上应用。（4）Lewis酸+噻蒽衍生物催化法该法主催化剂是Lewis酸, 主要是Fe、Pb 、Al、Sb 的氯化物， 助催化剂一般为唆葱衍生物, 其中以二甲基四氯唾葱、二甲基五氯唾葱、二甲基六氯唆葱效果最好。美国虎克化学公司对该类助催化剂进行大量细致研究, 发现了混合唾葱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.

21、03%、二甲基五氯噻蒽64.61%、二甲基六氯噻蒽21.53%。一般采用该催化对邻位比例约为6:4左右, 国内上海农药研究所等单位用FeS为主催化剂,以氯化唆葱作助催化剂, 生成物中对位体含量占55% 。该法特点是定向选择性好, 副产品少, 生产负荷大, 设备利用率高, 能耗相对较低;缺点是要使用两种催化剂, 尤其是助催化剂制备难度大。尽管如此, 该法仍是目前工业化生产的主要方法。(5)特种分子筛催化法分子筛催化法是一种有机中间体新型催化技术,近年来关于用合成沸石尤其是L一沸石作为芳烃氯化催化剂的专利报道非常多, 研究异常活跃, 报道称可以得到非常理想的对位选择性, 对位产品一般可以高达75%

22、90%。如以SiO/AlO分子比38 , 孔径810110m的L一型沸石(TSZ506), 在少量2一氯乙醇存在下氯化, 得到对氯甲苯75% 。分子筛催化对选择性极高、氯化深度大、产品易分离, 但是容易存在反应时生成的HCl与沸石反应而破坏沸石的晶格, 因此分子筛的再生与寿命成为制约应用的关键, 生产成本高, 技术条件苛刻。不过该法由其高性能选择性,是一种极具发展前途的合成技术。2氯甲苯分离技术概论氯甲苯理化性质与其他有机氯异构比较相似, 如邻、对硝基氯化苯与邻、对二氯苯等, 就是沸点非常接近, 熔点差距较大, 对氯甲苯沸点仅比邻氯甲苯高3, 而熔点高出44 。因此采取常用的蒸馏方式难以完全分

23、离, 而且能耗比较高, 而下游精细化工产品对质量要求又非常苛刻, 因此氯甲苯异构体的分离成为合成技术中关键的关键, 以下介绍目前工业化或具有前景的分离技术。磺化分离法磺化分离法是国内外最早开发的异构体分离方法, 先将氯甲苯进行磺化, 由于邻氯甲苯活性较大, 先被活化, 得到邻氯苯甲磺酸,利用熔点的差异结晶分离, 尔后水解得到邻氯甲苯, 同样方法分离出其他异构体。由于该法涉及磺化、水解等环节, 能耗高、污染严重、不宜规模化生产, 目前面临淘汰。（2）精馏分离法由于邻、对氯甲苯沸点相差较小, 精馏分离需要相当的理论塔板数, 为避免塔过高, 目前工业化多采用二塔或三塔连续精馏, 虽能得到纯度较高的邻

24、氯甲苯和对氯甲苯, 但精馏塔的理论塔板数高达250块,回流比为25:1, 随着对产品质量要求的进一步提高,精馏塔所需的理论塔板数明显增加。该分离工艺过程简单、技术可靠、三废少、易于工业化, 但是所需塔板数太多, 能耗太大, 导致生产成本高, 尽管能够提供高纯度产品, 但并不是最理想的分离方式。(3)精馏结晶法该法利用邻、对氯甲苯熔点相差较大的特点进行分离, 而且结合精馏方法, 不仅节能降耗而且减少投资。先单塔精馏到对氯甲苯含量到85%, 以85%作为结晶分离的起始浓度, 结晶提纯后得到纯度98%以上的对氯甲苯。常用的结晶方式为降膜冷冻结晶。降膜冷冻结晶, 由于对氯甲苯在8左右开始结晶, 而邻、

25、间位在一30 以下也不结晶。因此使用-5-10冷冻盐水间接冷冻, 反复结晶熔融, 邻、间位留在母液中, 提纯精制得到对氯甲苯。如国内株州农药化工厂，就采用列管式降膜冷冻结晶器分离精制对、邻氯甲苯, 其中对氯甲苯纯度可达99%以上, 能够满足医药行业的需求。近年来在精馏一结晶分离方法的基础上研究出采用气泡塔结晶分离技术, 效果较好, 成为对、邻氯甲苯分离技术的一大突破。研究人员发现, 邻、对氯甲苯固液平衡体系是一个具有最低凝固点的完全互溶型固溶体, 该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3个过程

26、。首先在结晶管外通冷却介质使物系逐渐降温,当温度达到结晶温度时, 恒温结晶, 在结晶塔内壁形成结晶层, 洁净过程中以一定的气速向物系鼓送汽泡（N）。由于对氯甲苯结晶析出的同时可能包裹少量的邻氯甲苯, 通过一定速率缓慢升温, 使结晶发汗, 将邻氯甲苯熔化排出, 进一步提纯对氯甲苯。整个发汗过程中随时抽离熔化液并分析其组成, 最后当熔化液中对氯甲苯的质量分数达到99%时停止发汗, 升温使结晶体全部熔化得到对氯甲苯, 实验证明该法一步结晶得到对氯甲苯产品纯度为99.4% ,结晶率为92.2%,采用气泡塔结晶比降膜冷冻结晶效率明显提高, 而且质量也较好。精馏结晶法与精馏法相比, 投资少, 能耗低, 但

27、操作繁琐, 中间控制要求高, 但该法仍是目前比较理想的工业化分离方法。（4）分子筛吸附分离法国外自20世纪80年代以来相继开发出分子筛选择吸附分离氯甲苯工艺, 一个完整的吸附分离工艺应包括先进的分离设备、吸附分离的核心高效吸附剂及与之相配的脱附剂。日本东丽公司、美国环球油品公司、德国拜耳公司开发的分子筛吸附分离技术均使用八面沸石为吸附剂, 为得到较适宜的分子筛孔道, 吸附剂先用甲苯进行预处理,在氯甲苯的3种异构体中选择吸附对氯甲苯, 含邻、间位吸余液返回异构体单元, 重复上述步骤, 直至得到高纯度对氯甲苯产品。在国外已有采用分子筛吸附分离法的大规模工业化氯甲苯分离装置。国内上海印染七厂采用X、

28、Y、ZSM-5分子筛为吸附剂, 以甲苯为脱附剂, 采用固定床吸附装置, 吸附分离混合氯甲苯, 温度控制在70一200 , 效果较好, 但生产规模较小。随着技术进步和高效吸附剂的不断开发, 这种高效、节能、产品质量好、无污染的分子筛吸附分离法将成为氯甲苯分离技术的发展方向。第二章 设计任务2.1 设计依据2.1.1设计题目邻氯甲苯生产的工艺初步设计2.1.2设计任务生产能力(进料量)：年处理氯甲苯混合液13900吨操作周期：每年8000小时进料组成：邻氯甲苯含量为50.5%（质量百分比，下同）分离要求：塔顶邻氯甲苯含量不低于99.5%，对氯甲苯不高于0.3%，甲苯含量不高于0.2%2.1.3操作

29、条件操作压力：塔顶为微负压进料热状况：泡点进料加热方式:间接蒸汽加热填料选择: 陶瓷矩鞍环填料、CY700型碳钢丝网填料2.2 设计内容2.2.1填料精馏塔设计说明书的编写其主要内容如下：（1）设计方案的选择及流程说明（2） 生产条件确定和说明（3）塔体工艺尺寸设计 eq oac(,1)塔径的确定 eq oac(,2)填料层高度的确定 eq oac(,3)填料层压降的确定（4）辅助设备选型与计算（5）设计结果汇总2.2.2 绘制邻氯甲苯生产带控制点的工艺流程图2.2.3绘制邻氯甲苯生产设备平面布置图第三章 填料塔概述填料塔，是一类用于气液和液液系统的微分接触传质设备，主要由圆筒形塔体和堆放在塔

30、内对传质起关键作用的填料等组成，用于吸收、精馏和萃取，也可用于接触式换热、增湿、减湿和气液相反应过程。所以塔设备的研究一直是国内外学者普遍关注的重要课题 。填料塔的应用始于19世纪中叶，起初在空塔中填充碎石、砖块和焦炭等块状物，以增强气液两相间的传质。1914年德国人F.拉西首先采用高度与直径相等的陶瓷环填料（现称拉西环）推动了填料塔的发展。此后，多种新填料相继出现，填料塔的性能不断得到改善，近30年来,填料塔的研究及其应用取得巨大进展,不仅开发了数十种新型高效填料，还较好地解决了设备放大问题。到60年代中期，直径数米乃至十几米的填料塔已不足为奇。现在，填充塔已与板式塔并驾齐驱，成为广泛应用的

31、传质设备。填料塔自它发明以来已广泛地应用于化工生产的各个领域。近二十年, 规整填料塔对板式塔、散装填料以及其它多种塔设备产生了巨大的冲击, 在国内外引起众多研究者的极大兴趣, 在近几年的文献中, 国外有大量的规整填料研究报道。它因其高通量, 低压降, 操作稳定而广泛地用于气一液,液一液接触的塔设备中, 如蒸馏、吸收、萃取等诸多领域。特别是在气液接触中, 已越来越多地被采用, 如已有设备通过利用规整填料来更换塔内构件, 从而达到提高塔负荷的目的。但国内在这方面的研究则较少, 如何设计规整填料蒸馏塔已成为一个重要的课题, 它对自行设计, 改进现有设备生产状况都较为重要。规整填料种类较多, 有板波纹

32、填料、格栅填料、丝网填料等, 材质有金属、塑料、陶瓷等。即使同样的种类亦有不同的规格, 它们的比表面、空隙率及几何尺寸存在差异, 这样在选择填料时, 应根据体系物性, 操作负荷, 压降要求, 同时兼顾材料性能等, 进行综合考虑, 保证既经济又能正常生产。 填料塔的优点有：（1）压降非常小。气相在填料中的液相膜表面进行对流传热、传质，不存在塔板上清液层及筛孔的阻力。在正常情况下，规整填料的阻力只有相应筛板塔阻力的1/51/6； （2）热、质交换充分，分离效率高，使产品的提取率提高；（3）操作弹性大，不产生液泛或漏液，所以负荷调节范围大，适应性强。负荷调节范围可以在30%110%，筛板塔的调节范围

33、在70%100%；（4）液体滞留量少，启动和负荷调节速度快； （5）可节约能源。由于阻力小，空气进塔压力可降低0.07MPa左右，因而使空气压缩能耗减少6.5%左右；（6）塔径可以减小。此外，应用规整填料后，由于当量理论塔板的压差减小，全精馏制氩可能实现，氩提取率提高10%15%。 规整填料精馏塔一般分为35段填料层，每段之间有液体收集器和再分布器，传统筛板塔的板间距为110160mm，而规整填料的等板高为250300mm，因此填料塔的高度会增加。一般都选择铝作为规整填料的材料，这样可减轻重量和减少费用，但必须控制好填料金属表面残留润滑油量小于50mg/m2。在这样条件下，可认为铝填料塔和铝筛

34、板塔用于氧精馏是同样安全的。 塔设备按其结构形式基本上可分为两类：板式塔和填料塔。以前，在工业生产中，当处理量大时多用板式塔，处理量小时采用填料塔。近年来由于填料塔结构的改进，新型的、高负荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和分离效能又保持了压降小以性能稳定等特点。因此填料塔已被推广到大型汽液操作中。在某些场合还代替了传统的板式塔。如今，直径几米甚至几十米的大型填料塔在工业上已非罕见。随着对填料塔的研究和开发，性能优良的填料塔必将大量用于工业生产中。 填料塔为逐级接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、操作弹性大、持液量小等优点。同时也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。 本设计目的是分离氯

35、甲苯混合液，处理量不大，故选用填料塔。 塔型的选择因素很多。主要因素有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。3.1 与物性有关的因素（1） 易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，故选用填料塔为宜。因为填料不易形成泡沫。本设计为分离氯甲苯混合液，故选用填料塔。 （2） 对于易腐蚀介质，可选用陶瓷或其他耐腐蚀性材料作填料，对于不腐蚀的介质，则可选金属性质或塑料填料，而本设计分离氯甲苯混合液，而甲苯塔腐蚀性较大，选用耐酸陶瓷，其他两塔用金属填料。第四章 分离工艺流程的确定和说明4.1 流程图说明4.1.1 甲苯分离 甲苯塔将氯甲苯与甲苯进行分离。甲苯塔精馏属减压精馏操作，它

36、与闪蒸系统一起，由喷射泵维持真空状态。本工艺精馏塔系统采用沸点气相进料方式，氯化液经闪蒸、除沫后进入甲苯塔，由塔釜得成品，塔釜液进入塔釡储槽，冷却后由加料泵送至加料高位槽，塔顶出来的气体进入塔顶冷凝器，冷凝液部分回流入甲苯塔控制塔顶温度，部分经过塔顶中间槽回收，然后送至氯化小釡循环使用，不凝性气体由水喷射真空泵抽走。设计回流比1：0.4精馏塔提馏段及精馏段采用填料散堆，系统填料为DN25螺旋环填料，具有很小的高径比，润湿效率高，空隙率大，传质效果较佳等特点。塔顶温度855，塔顶压力-0.0650.005MPa，塔顶甲苯65%。塔釡温度13010，塔釡压力-0.0650.005MPa，塔釡甲苯0

37、.1%，塔釡氯甲苯99%，塔顶温度855，塔顶压力-0.0650.005MPa，塔顶甲苯65%，塔釡温度13010，塔釡压力-0.0650.005MPa，塔釡甲苯0.1%，塔釡氯甲苯99%，塔釡液位1/3-2/3。4.1.2 邻氯甲苯和对氯甲苯的分离。粗塔将邻氯甲苯和对氯甲苯进行初步分离。来自甲苯塔釡液的汇合氯甲苯与邻氯甲苯塔釡液及对氯甲苯回流罐的顶液同时进入配料槽，由进料泵将原配料槽料也送入粗塔，粗塔塔顶蒸汽经塔顶冷凝器冷却后，部分回流以控制塔顶温度，部分作为邻氯甲苯塔进料液，釡液经冷却后进入中间槽作为对氯甲苯塔进料。粗塔为调料堆放，由蒸汽喷射泵维持系统的真空。塔顶温度1205，塔顶压力-0

38、.070.005MPa，塔釡温度1305，塔釡压力-0.60.005MPa，塔顶与塔釡氯甲苯相加175%，塔釡液位1/2-2/3。4.1.3 邻位精制来自粗塔塔顶的物料经中间槽由进料泵进入邻氯甲苯塔，邻氯甲苯塔塔顶蒸汽经塔顶冷凝器冷却，一部分回流以控制塔顶温度，一部分进入邻氯甲苯成品槽，釡液冷却后进入配料槽。邻氯甲苯塔为减压操作，真空由水喷射泵产生。本塔为规整填料，填料为CY700型碳钢丝网填料，丝径为0.18mm，56目，波峰高4.3mm波距7.3mm，边长5.62mm，堆积密度：270kg/ m。塔顶温度11010，塔顶压力-0.0850.005MPa，塔顶邻氯甲苯99%。塔釡温度1201

39、0，塔釡压力-0.070.005MPa，塔釡液位1/3-2/3。4.2 加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费用。但由于多了高位槽，建设费用增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单、安装方便；如采自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本次设计采用高位槽进料。4.3 进料状况进料状况一般有冷液进料、泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，节省加热费用。但冷液进料受环境影响较大，存在较大温差，且增加

40、塔底蒸汽上升量，增大建设费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。4.4 塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。氯甲苯混合物之间无化学反应。且容易冷凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后产品温度不高无需进一步冷却。此次分离也是得到液体邻氯甲苯，选用全凝器符合要求。 4.5 加热方式加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热是用蒸汽直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，水和氯甲苯的比重很接近，间接蒸汽加热污染了物料。故省略加热装置。但理论塔板数增加，费用增

41、加。间接蒸汽加热是通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸汽与回流下来的冷液进行传质，其优点是使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接蒸汽加热。4.6 加热器采用列管式换热器，除甲苯外，其它都是单独的设置在外面的再沸器。U型管蒸汽间接加热器，用水蒸汽作加热剂。因为塔小，可将加热器放在塔内，即再沸器，这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少了理论板数。第五章 填料精馏塔设计计算5.1 操作压力精馏操作按操作压力分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液沸点升高（的相对挥发度将减小，）对分离不利；当压力减小时，混合液沸点降低，对分离有

42、利。但当压力高时，对设备的要求较高，设备费用增加。因此在设计时一般采用减压蒸馏。对于跟空气接触易燃易爆的物质采用常压或加压蒸馏。本设计采用减压精馏。5.2 填料的选择填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。目前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料与规整填料两个方面进行。 本设计选用陶瓷填料和CY700型碳钢丝网填料（一种规整填料）。 陶瓷填料具有良好的耐腐蚀性及耐热性，一般能耐除氢氟酸以外的常见的各种无机酸、有机酸的腐蚀，对强碱介质，可以选用耐碱配方制造的耐碱陶瓷填料。陶瓷填料因其质脆、易脆，不宜在高冲击强度下使用。陶瓷填料价格便宜，具有很

43、好的表面润湿性能，工业上主要用于气体吸收、气体洗涤、液体萃取等过程。规整填料是一种在塔内按均匀图形排布、整齐堆砌的填料，规定了气液流路，改善了沟流和壁流现象，压降可以很小，同时还可以提供更大的比表面积，在同等溶剂中可以达到更高的传质、传热效果。 与散装填料相比，规整填料结构均匀、规则、有对称性，当与散装填料有相同的比表面积时，填料空隙率更大，具有更大的通量，单位分离能力大。 CY700型碳钢丝网填料是最早研制并应用于工业生产的板波填料，它具有以下特点： （1）比表面积与通用散装填料相比，可提高近1倍，填料压降较低，通量和传质效率均有较大幅度提高。 （2）与各种通用板式塔相比，不仅传质面积大幅度

44、提高，而且全塔压降及效率有很大改善。 （3）工业生产中气液质均可能带入“第三相”物质，导致散装填料及某些板式塔无法维持操作。鉴于CY700型碳钢丝网填料整齐的几何结构，显示出良好的抗堵性能，因而能在某些散装填料塔不适宜的场合使用，扩大了填料塔的应用范围。 鉴于以上CY700型填料的特点，本设计采用CY700型碳钢丝网填料，分离效果好，压降低。 5.3 物料衡算5.3.1甲苯塔: 因为F1=1733kg/h总物料平衡: F1=F2+F3甲苯的平衡: 0.02F1=0.95F2+0.001F3对氯甲苯的平衡: 0.46F1=A%F3邻氯甲苯的平衡: 0.505F1=0.05F2+(99.9%-A%

45、)F3综上得: A=46.9% X3,T=46.9% X3,E=53.0% F2=34.7(kg/h) F3=1698.3(kg/h) 5.3.2粗塔:总物料的平衡: F3=F4+F5得1698.3=F4+F5对氯甲苯的平衡： 1698.30.469=0.03F4+0.97F5邻氯甲苯的平衡： 1698.30.53=0.97F4+0.03F5综上得： F4=905.1(kg/h) F5=793.2(kg/h) 5.3.3邻氯甲苯塔；总物料平衡：F4=F6+F7得905.1=F6+F7对氯甲苯的平衡：905.10.03=0.002F6+0.11F7邻氯甲苯的平衡：905.10.97=0.996F

46、6+0.89F7综上式能得：F6=669.9(kg/h) F7=235.2(kg/h)5.4 塔的计算5.4.1 甲苯塔的计算设定为减压精馏甲顶P=0.3atm；甲釜P=0.5atm；进料p=0.4atm根据气液相平衡关系y=ax/1+(a-1)公式利用试差法在不同温度下邻氯甲苯和甲苯饱和蒸汽压来试差塔顶、塔釜、进料的温度为80、120、115.甲顶 T=80 P=0.3atm 甲顶采出 34.7kg/h甲釜 T=120 P=0.5atm 甲釜采出 1698.3kg/h进料 T=115 p=0.4atm 进料 1733.0kg/h进料 m% 摩尔%甲顶 m%摩尔%甲釜m%摩尔%甲苯2.02.5

47、9596.30.10.14氯甲苯98.097.553.799.999.86因为多氯含量非常少所以甲苯塔精馏简化为甲苯与氯甲苯双组分的分（1）回流比和塔板数80时 P甲苯 =38.86kpa P氯甲苯 =8kpa =38.86/8.0=4.86120时P甲苯 =131.2kpa P氯甲苯 =32.7kpa =131.2/32.7=4.01=(顶釜)0.5=(4.864.01)0.5=4.41Rmin=1/(-1) XD/X-（1- XD ）/（1- X） =1/(4.41-1) 0.963/0.025-4.41（1-0.963）/（1- 0.025 ）=11.2R =1.5R min =16.8

48、(R R min )/(R +1)= 0.31精馏段理论层数：=(38.86/8.0131/26.7) )0.5=4.88Nmin+1=logXD/(1-XD )(1-X)/X/log=log0.963/(1-0.963)(1-0.025)/0.025/log4.88=4.37Nmin=4.37-14查吉利兰关联图得：(N N min )/(N +2)=0.36N =7.375块8块从塔顶往下数 第8块为进料板位置。提留段理论层数：=(131/26.7131.2/32.7) )0.5=4.44Nmin+1=logYF/(1-YF )(1-Xw)/Xw/log=log0.025/(1-0.025

49、)(1-0.0014)/0.0014/log4.44=1.95Nmin=1.95-11查吉利兰关联图得：(N N min )/(N +2)=0.36 N =2.68块3块式中：R回流比N塔板数相对挥发度;XD馏出液中易挥发组分的摩尔分数; XW 残液中易挥发组分的摩尔分数; X原料液中易挥发组分的摩尔分数.填料塔塔径进料为饱和液相进料T =（80+115）/2=97.5 P =(0.3+0.4)/2=0.35atm M =(0.02592+0.975126.5+0.96392+0.037126.5)/2=109.45由于是低压操作，气相可视为理想气体混合物。R=16.8 W=1698.3kg/

50、h D=34.7kg/h L=583.0kg/h V=(R+1)D=617.7kg/hV=PM/RT=0.35109.41015/8.314/370.65=1.26kg/m3L=(795+1002)/2=898.5kg/m3求液泛气速UF 气液动能参数：L (V /L )0.5 /V =583.0(1.26/898.5)0.5/617.7=0.035其中甲苯塔内填料为D25的陶瓷矩鞍环以乱堆方式充填查表得：=550 0.2=0.823 =1000/898.5=1.11查埃克特通用关联图得：UF 2V0.2/g L=0.20UF=（0.209.8898.5/550/1.11/1.26/0.823

51、）0.5=1.67m/s今取空塔气速为泛点气速的0.8U=0.81.67=1.34m/sVS= V / V =617.7/1.26=490.24m3/hD=（4VS/U）0.5=4490.24/(3.141.343600)0.5 =360mm按塔径系列标准进行圆整得：D=400mm式中：VS 体积流量m/h泛点填料因子液体的粘度液相重度校正系数V气相密度L液相密度D塔径L塔顶回流量kg/hD塔顶采出量kg/h V塔顶上升蒸汽量kg/h W塔底采出量kg/h冷凝器换热面积物料 80 40循环水37 25T=(T1 +T2)/2=26.4K =750Kcal/m.h. r =33.180.963+

52、300.50.037=43.07kcal/kg CP =0.350.037+1.1250.963=1.10kcal/kg Q =( r+CPT)W =(43.07+1.1040) 617.7=53783014kcal/h Q =kST S=Q/kT=53783.14/(75026.4)2.72m2 取整为5m2式中：K传热系数,W( m2 /K)r汽化热，KJ/ Kg S传热面积, m2Q传热速率,J/S或WCP比热容（4）循环水量循环水温差取12 C =1kcal/kg Q总=53783.14kcal/hM = Q总/CT=53783.14/12=4481.9kg/h =4.482t/h（5

53、）填料层计算 填料层高度：填料高度的计算采用等板高度法，对于陶瓷矩鞍环填料，查化工手册得，每米填料理论板数为12块，取，则。填料层的高度为：式中：填料塔的理论板，计算得：11块； 等板高度，。所以：填料层的设计高度一般为,取,所以：填料层压降： 对于陶瓷矩鞍环填料，查化工手册得，每米填料层压降为：。填料层的总压降为：填料层的分段：对于陶瓷矩鞍环填料，工业上分段高度一般取，填料层总高度为11.44m,故填料层需分成两段。段与段之间应设置液体收集再分布装置。5.4.2粗塔计算粗塔的蒸馏过程简化为粗分离邻氯甲苯与对氯甲苯的过程。设定为减压精馏塔顶P=0.25atm；甲釜P=0.35atm；进料p=0

54、.30atm根据气液相平衡关系y=ax/1+(a-1)公式利用试差法，在不同温度下对对氯甲苯和邻氯甲苯饱和蒸汽压来试差塔顶、塔釜、进料的温度为115、130、121。进料F=1698.3kg/h塔顶采出D=905.1kg/h塔釜采出W=793.2kg/h物料组成进料%塔顶%塔釜%邻氯甲苯53.0973对氯甲苯46.9397(1) 回流比和塔板数计算塔顶 T=115时 顶=1.05 塔釜 T=118时 釜=1.07=（1.051.07）0.5=1.06全塔理论塔板数：Nmin+1=logXD/(1-XD)(1-XW)/XW/loga=log0.97/(1-0.97)(1-0.03)/0.03/l

55、og1.06=119.4120Nmin=120-1=119此时为饱和液相进料Rmin=XD/YF-(1-XD)/(1-YF)/(-1) =0.97/0.53-1.06（1-0.97）/（1-0.53)）/（1.06-1）=29.5R =1.5R min =44.25(R R min )/(R +1)=(44.25-29.50)/(44.25+1)=0.33查吉利兰关联图得：(N N min )/(N +2)=0.36解得N =187块精馏段理论层数：Nmin+1=logXD/(1-XD )(1-XF)/XF/log=48.67Nmin=48.67-1=47.67已查(N N min )/(N

56、+2)=0.36 N =76.1377块从塔顶往下数 第77块为进料板位置。(2) 塔径因为回流比很大，且饱和液相进料，只计算精馏段塔径即可。T =（115+121）/2=118 P =(0.25+0.30)/2=0.28atm M =126.5由于是低压操作，气相可视为理想气体混合物。R=44.25 D=905.1kg/h L=40050.7kg/h V=(R+1)D=40955.8kg/hV=PM/RT=0.28101126.5/8.314/391.15=1.1kg/m3由化工设计手册查得CY700型碳钢丝网填料的液泛气速ULF =2.2m/sUF=ULF（1.2/V）0.5=2.2(1.

57、2/1.1)0.5=2.30m/s今取空塔气速为泛点气速的0.8U=0.8UF =2.300.8=1.84m/sVS= WV / V =40955.8/3600/1.1=10.34m3/sD=（4VS/U）0.5=（410.34/3.14/1.84）0.5=2.68m取整 D=2.7m 冷凝器换热面积物料 115 80循环水37 25T=(T1 +T2)/ln(T1 /T2 )=65.7K =800kcal/m2hr =319.50.97+323.60.03=319.6kcal/kg CP =0.415kcal/kg Q =( r+CPT)W =(319.6+0.41535)40955.8=1

58、3684.36103kcal/h Q =kST S=Q/kT=13684.36103/800/65.7260m2 冷却器换热面积物料 80 40循环水37 25T=(T1 -T2)/ln(T1/T2 )=(63-8)/ln(63/8)=26.4K =800kcal/m2hCP =0.415kcal/kg Q =CPT W =0.41526.440955.8=448.711103kcal/h Q =kST S=Q/kT=448.711103/800/26.4=21.2522m2循环水量循环水温差取12 C =1kcal/kg Q总=Q4+Q3=13684.36103+448.711103=141

59、33.071103 kcal/hM = Q总/CT=14133.071103/1/12=1177.76103kg/h =1177.76t/h（6）再沸器换热面积因热量平衡得：Q进料+Q回流+Q再沸器=Q顶采出+Q釜采出（以进料为基准点计算）。D=905.1kg/h L=40050.7kg/h W=793.2kg/h塔顶采出 30 40 CP = 0.361 kcal /kg塔釜采出 30 118 CP = 0.395 kcal /kg回流 40 30 CP = 0.361 kcal /kgQ顶采出=905.1100.361=3267.41kcal/hQ釜采出=793.2880.395=2757

60、1.63kcal/hQ循环水=14133.071103kcal/hQ回流 =40050.7100.361=144583.03103kcal/hQ再沸器= Q顶采出+ Q釜采出+ Q循环水- Q回流 =14019.327103kcal/h取K =650kcal/m2h t =180-118=62 Q=kStS=Q/kt=14019.327103/650/62=347.87m2 348m2（7）蒸汽用量 蒸汽：180 118q=479.5kcal/kg CP=1kcal/kgq总=q+CPT=479.5+62=541.5kcal/kgM=Q/q总=14019.327103/541.5=25.89t