硝基氯苯生產(chǎn)中下腳低油精餾塔的設計

姚銀春

(江蘇揚農(nóng)化工集團有限公司，江蘇 揚州 225009)

硝基氯苯生產(chǎn)中下腳低油精餾塔的設計

姚銀春

(江蘇揚農(nóng)化工集團有限公司，江蘇 揚州 225009)

硝基氯苯；下腳低油；精餾塔；收集器；分布器

硝基氯苯精餾塔塔頂?shù)脤ξ划a(chǎn)品(摩爾分數(shù)80%)，塔釜出鄰位成品，塔頂對位產(chǎn)品結晶時會產(chǎn)生約30%低油(主要成分是對、鄰、間硝基氯苯)。通過工藝計算、PRO Ⅱ驗算，設計低油精餾塔，對大量低油進行處理，產(chǎn)品收率和經(jīng)濟效益顯著提高。

硝基氯苯主要指對硝基氯苯和鄰硝基氯苯，兩者均為重要的基礎有機化工原料，其衍生產(chǎn)品有30余種，廣泛應用于醫(yī)藥、防老劑、染料、農(nóng)藥、香料、橡膠促進劑、炸藥等領域。江蘇揚農(nóng)化工集團有限公司(以下簡稱“江蘇揚農(nóng)”)早期生產(chǎn)硝基氯苯時，產(chǎn)生大量低油，消耗高，收率低。后在擴建、新建時，對低油進行配套處理，生產(chǎn)效益顯著提高。

1 工藝、PRO Ⅱ計算

1.1 原工藝及存在的問題

硝化反應后一硝油經(jīng)干燥塔干燥后由塔釜進入精餾塔，塔釜除焦后得鄰位成品；精餾塔塔頂所得的80%富對位(設計時通過調(diào)整理論板數(shù)、回流比等實現(xiàn))通過對位結晶器分離出對位成品和低油。工藝流程如圖1所示。

圖1 原精餾工藝流程示意圖

圖1中，干燥后精餾塔進料組分近似為Xap=0.576，Xao=0.411，Xam=0.01(X表示摩爾組成，p，o，m分別表示對、鄰、間位，a,b,c,d,e表示位置；對、鄰、間位分子質(zhì)量相同，因此干燥后物料摩爾組成與質(zhì)量分數(shù)一致，下同)，其余為二硝等重組分焦油，約為0.003。干燥塔釜169 ℃，直接泵入精餾塔，設定：精餾塔塔頂對位產(chǎn)品Xbp=0.8,經(jīng)結晶后，得對位成品和對位質(zhì)量分數(shù)為51.2%的低油。經(jīng)計算可得，整個塔系低油收率約 30%[主要成分是p(o，m)-硝基氯苯]。若不進行處理作廢料賣出，則大大增加了原料的消耗，裝置的經(jīng)濟效益明顯降低。

1.2 改進后工藝計算

針對以上問題，江蘇揚農(nóng)對對鄰硝基氯苯生產(chǎn)裝置進行配套設計，在設計精餾裝置時，同時設計低油精餾裝置，對原未處理的低油進行處理，形成12萬t/a對鄰硝基氯苯生產(chǎn)能力。改進后工藝流程如圖2所示。

圖2 改造后精餾工藝流程示意圖

干燥后一硝油進入精餾塔，鄰位只在精餾塔釜采出，在其他位置并無出料。精餾塔頂富對位經(jīng)結晶器結晶后得到的低油全部進入低油精餾塔處理，低油精餾塔塔頂?shù)漠a(chǎn)品經(jīng)低油結晶器得到對位成品和間位富集的間位油，整個塔系間位油只在物料7處(見圖2)采出。

硝基氯苯同分異構體相對分子質(zhì)量u=157.55，1年運行時間為7 200 h，對于間位硝基氯苯來說，由于其在硝基氯苯異構體中沸點最低，富集在精餾塔塔頂，經(jīng)對位結晶器分離后，隨低油全部流入低油精餾塔內(nèi)，上升至塔頂，冷凝后，進入低油結晶器，結晶后得到含間位30%左右的間位油。對間位物料恒算，間位油流量約為W0/30(Wi表示第i股物料的流量，見圖2),若不考慮間位油后續(xù)處理，進料中含有對鄰位量為(57.6%+41.1%)W0=0.987W0，間位油中含有對位量為(1-30%)W0/30=0.023W0，進料平均相對分子質(zhì)量約為157.55。若形成12萬t/a對鄰硝基氯苯生產(chǎn)裝置，則(0.987W0-0.023W0)×7 200×157.55=12×10 000×1 000，得W0≈109.7 kmol/h，鄰位成品量為41.1%W0=45.1 kmol/h，焦油量為0.003W0≈0.3 kmol/h，所以W2=45.1+0.3=45.4 (kmol/h)。

W0m·W0=W7·W7m，所以W7=W0m·W0/W7m=1%×109.7÷30%=3.7(kmol/h)。

設定低油精餾塔頂間位質(zhì)量分數(shù)8.9%(鄰位含量可忽略不計)，塔釜間位質(zhì)量分數(shù)0.5%[1]，W6·X6m=W7·X7m，所以W6=W7·X7m/X6m=3.7×30%÷8.9%=12.5 (kmol/h)。

W8=W6-W7=12.5-3.7=8.8 (kmol/h)。

對位成品總量約為W3+W8=W0·X0p-W7(1-X7m)= 109.7×0.576-3.7×(1-30%)≈60.6(kmol/h)，W3=60.6-W8=51.8 (kmol/h)。

X1p=0.8，X4p=0.512,X3p=0.999，W1=W3+W4，W1·X1p=W3·X3p+W4·X4p，解得:W1=W3·(X3p-X4p)/(X1p-X4p)=51.8×(0.999 -0.512)÷( 0.8 -0.512)≈87.6 (kmol/h)。

W4=W1-W3=87.6-51.8=35.8 (kmol/h)，W5=W4-W6=35.8-12.5=23.3 (kmol/h)。

W4·X4m=W7·X7m+W5·X5m，則X4m=(W7·X7m+W5·X5m)/W4=(3.7×30%+23.3×0.5% )÷35.8≈3.4%。

用PR0 Ⅱ計算和驗證。指定塔頂真空度pd=7.89 kPa，每層塔板壓降73.15 Pa，按《硝基氯苯生產(chǎn)技術三百問》[2]修改Antonic方程中的A、B、C常數(shù), 并按塔頂間位質(zhì)量分數(shù)8.9%、塔釜間位質(zhì)量分數(shù)0.5%計，計算結果如表1～表4所示(回流比為10.462 5)。

表1 各項流量和加熱器熱負荷

表2 塔盤物料質(zhì)量組成

表3 塔盤氣體流量和密度

表4 塔盤液體流量和密度

2 確定塔徑

在精餾段中，硝基氯苯分離塔是真空操作，當壓力小于0.2 MPa時，采用F因子計算塔徑比較方便(F=v·ρ0.5[3]，其中:v為空塔氣速，m/s;ρ為氣體密度,kg/m3)，塔徑(D)計算公式如下：

式中:V為流量,m3/h。

填料采用SM350不銹鋼板波紋填料，取F=2.1 m/s·(kg/m3)0.5，塔盤2處氣體流量V=62 186 m3/h，氣體密度ρ=0.359 kg/m3,經(jīng)計算，塔徑為2.5 m。

在提餾段中，取F=1.7 m/s·(kg/m3)0.5，塔盤70處氣體流量V=40 142 m3/h,氣體密度ρ=0.560 kg/m3，經(jīng)計算，塔徑為2.5 m。

綜合精餾段和提餾段計算值后，最終塔徑取2.5 m。

3 液體收集器設計

液體收集器結構如圖3所示。

1—支撐;2—集液環(huán)底板;3—四通;4—集液槽;5—集液環(huán);6—擋液板;7—集液板;8—固定角鐵;9—支撐;10—支撐環(huán)板;11—柵板

圖3 液體收集器結構圖

Fig.3 Structural diagram of liquid collector

3.1 集液槽

集液槽(如圖4所示)關于中心線對稱，其作用是將集液板(如圖5所示)收集來的液相物料輸送到集液環(huán)中，通過四通降液管輸送到分布器。集液環(huán)外徑尺寸為2 260 mm，畫一個直徑2 266 mm同心圓，集液槽左輪廓線與同心圓相割的弦長為b(見圖4)，右輪廓線與同心圓相割的弦長為a(見圖4)。集液槽尺寸見表5。

3.2 集液板

SM350填料空隙率為95%，集液板作用：提供氣相上升通道，并收集液相。為保證將液體全部收集到集液環(huán)中，集液板在集液環(huán)投影應全部覆蓋其內(nèi)徑2 248 mm。在投影面上畫2個直徑2 380 mm、2 260 mm的同心圓，上輪廓線在投影面上的投影與同心圓2 380 mm相割的弦長為c(見圖5)，下輪廓線在投影面上的投影與同心圓2 260 mm相割的弦長為d(見圖5)。集液板尺寸見表6。

圖4 集液槽結構圖

圖5 集液板結構圖

表5 集液槽尺寸

表6 集液板尺寸

4 分布器設計

槽式分布器結構如圖6所示，二級槽式分布器結構如圖7所示，尺寸如表7所示。

1—吊梁;2—壓環(huán);3—調(diào)節(jié)裝置;4—一級槽;5—二級槽;6—分布管

圖6 槽式分布器結構圖

Fig.6 Structural diagram of slot distributer

圖7 二級槽式分布器結構圖

表7 二級槽尺寸及孔數(shù)

通過調(diào)節(jié)通道面積，控制液相通道內(nèi)液體流速不超過0.2 m/s(液體自流速度)。分布器采用一、二級槽式分布器,持液高度H=60 mm；c0為常數(shù)，取0.62；g為重力加速度，取9.81 m2/s；L為液體流量，m3/h。

開孔總數(shù)N=2×(24+36+44+50+54+56+58)=644, SM350填料分布點為120～200個/m2, 本文中一個點浸潤填料面積為165×72.5 mm2，實際填料分布點為131個/m2。

塔盤70處液體流量為21.277 m3/h，計算得提餾段二級槽下排孔開孔直徑d2=0.004 2 m=4.2 mm。

5 結語

塔徑取2.5 m，需118塊塔板，塔分9段，上3段填料每段4.5 m，中2段填料每段4 m，下4段填料每段5 m,總高41.5 m。SM350不銹鋼板波紋填料1 m按3塊塔板計算，約124塊塔板。加料口在第70塊塔板(第6段填料上部的集液器處)，并在3、4、5段填料上部的集液器處預留備用口。

工藝和PRO Ⅱ 6.0計算為低油精餾塔塔徑、收集器、分布器設計提供理論依據(jù)。低油經(jīng)低油精餾塔處理后，產(chǎn)品收率和生產(chǎn)效益顯著提高。

[1] 陳敏恒,叢德滋,方圖南.化工原理:下冊[M].北京：化學工業(yè)出版社，1985:67-93.

[2] 李興倫.硝基氯苯生產(chǎn)技術三百問[M].武漢:葛店化工廠，1982:117.

[3] 劉乃鴻.工業(yè)塔新型規(guī)整填料應用手冊[M].天津：天津大學出版社，1993 :151-153.

[4] 中國石化集團上海工程有限公司.化工工藝設計手冊上冊[M].北京：化學工業(yè)出版社2003 ：149-150.

[編輯：董紅果]

Design of distillation column for low-boiling waste formed in nitrochlorobenzene production

YAOYinchun(Jiangsu Yangnong Chemical Industry Group Co., Ltd., Yangzhou 225009, China)

nitrochlorobenzene; low-boiling waste oil; distillation column; collector; distributer

Distillation tower of nitrochlorobenzene produced top product withp-nitrochlorobenzene mole fraction of 80%, and bottom producto- nitrochlorobenzene. When top productp-nitrochlorobenzene crystallized, about 30% low-boiling oil mainly composed ofp-,o-,m-nitrochlorobenzene was obtained. A distillation column for the low-boiling oil was designed through process calculation and PRO Ⅱ check. A large amount of low boiling oil was treated with significantly increased product yield and economic benefits.

姚銀春(1966—)，男，高級工程師，1989年畢業(yè)于南京化工學院化工機械與設備專業(yè)( 2012年取得華東理工大學制藥工程碩士學位)，現(xiàn)于江蘇揚農(nóng)化工集團有限公司從事工程設計、施工、調(diào)試管理工作。

2016-12-25

TQ246.13

A

1008-133X(2017)04-0030-05