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%
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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
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