甲苯怎么变成叔丁基苯

第一章 概 述 1.1精馏塔的简单介绍 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。

1.2本设计的目的和意义 通过本次课程设计，培养学生多方位、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力。主要体现在以下几个方面：

（1）资料、文献、数据的查阅、收集、整理和分析能力。要科学、合理、有创新地完成一项工程设计，往往需要各种数据和相关资料。因此，资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。

（2）工程的设计计算能力和综合评价的能力。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算。

（3）工程设计表达能力。工程设计完成后，往往要交付他人实施或与他人交流，因此，在工程设计和完成过程中，都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。只有完整、流畅、正确地表达出来的工程设计的内容，才可能被他人理解、接受，顺利付诸实施。

通过本设计不仅可以进一步巩固学生所学的相关啊知识，提高学生学以致用的综合能力，尤其对精馏、流体力学等课程更加熟悉，同时还可以培养学生尊重科学、注重实践和学习严禁、作风踏实的品格。

第二章 设计计算 2.1确定设计方案 本设计任务是分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用中间泡点进料，将苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送至储罐。

2.2精馏塔的物料衡算 1.原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol

甲苯的摩尔质量 MA=92.13 kg/kmol

xF = =0.541

xD = =0.992

xW = =0.012

2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.541×78.11+(1-0.541)×92.13=84.55 kg/kmol

MD=0.992×78.11+(1-0.992)×92.13=78.22 kg/kmol

MW=0.012×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96 kg/kmol

3.物料衡算

原料处理量 F= =131.41 kmol/h

总物料衡算 D+W=131.41

苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541

联立解得 D=70.93 kmol/h

W=60.48 kmol/h

2.3塔板数的确定 常压下苯-甲苯的气液平衡与温度关系

温度t

110.6

106.1

102.2

98.6

95.2

92.1

89.4

86.8

84.4

82.3

81.2

80.2

x（摩尔分数）

y

0

0

0.088

0.212

0.2

0.37

0.3

0.5

0.397

0.618

0.489

0.71

0.592

0.789

0.7

0.853

0.803

0.914

0.903

0.957

0.95

0.979

1.0

1.0

1.理论塔板数NT的求取

苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。

①由上表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出下面x-y图

②求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，子点e（0.542，0.542）做垂线ef即为进料线（q线），该线于平衡线的交点坐标为

yq=0.756 xq=0.542

故最小回流比为

Rmin=1.103

取操作回流比为

R=2Rmin=2.206

③求精馏塔气、液相负荷

L=RD=156.47 kmol/h

V=(R+1)D=234.47 kmol/h

L′=L+F=289.94 kmol/h

V′=V=234.47 kmol/h

④求操作线方程

精馏段操作线方程为

y= x+ XD=0.667x+0.301

提馏段操作线方程为

y′= ’- Xw =1.237x’-0.003

5图解法求理论塔板层数

采用图解法求理论踏板层数，如上图所示。求解结果为

总理论塔板层数 NT=12.5

进料板位置 NF=6

2.实际塔板层数的求取

精馏段实际塔板层数 N精=6/0.56≈11

提留段实际塔板层数 N提=6.5/0.56≈12

2.4精馏塔工艺条件的计算 1.操作压力计算

塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3 kPa

每层塔板压降 ΔP=0.7 kPa

进料板压力 PF=112.3 kPa

精馏段平均压力 Pm=108.8 kPa

2.平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.992，查平衡曲线，得

x1=0.956

MVDm=0.992×78.11+(1-0.992)92.13=78.22 kg/kmol

MLDm=0.956×78.11+(1-0.956)92.13=79.66 kg/kmol

进料板平均摩尔质量计算

由图解理论板，得

yF=0.720

查平衡曲线，得

xF=0.497

MVFm=0.720×78.11+(1-0.720)92.13=82.04 kg/kmol

MLFm=0.497×78.11+(1-0.497)92.13=85.16 kg/kmol

精馏段平均摩尔质量

MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmol

MLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol

3.平均密度计算

(1)气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即

рVm= =2.88 kg/m3

(2)液相平均密度的计算

液相平均密度计算依下式计算，即

1/рVm=∑ai/рi

塔顶液相平均密度的计算

由tD=82.1℃，查手册得

рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3

рLDm= =812.6kg/m3

进料板的平均密度计算

由tF=99.5℃，查手册得

рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3

进料板液相的质量分率

aA=0.456

рLFm= =791.8 kg/m3

精馏段液相平均密度为

рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m3

2.5精馏塔塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率

Vs= =1.812 m3/s

Ls= =0.0045 m3/s

由 umax=C

=0.0413

取板间距HT=0.40 m，板上液层高度hL=0.06 m,则

HT-hL=0.40-0.06=0.34 m

查资料可得 C20=0.075

C= C20 =0.0753

Umax =0.0753 =1.254 m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u=0.7 umax=0.878 m/s

D= =1.66 m

按标准塔径圆整后为 D=1.5 m

塔截面积为

AT=2.16 ㎡

实际空塔气速为

u=0.839 m/s

2.精馏塔的有效高度计算

精馏段有效高度为

Z精=（N精—1）HT=4 m

提馏段有效高度为

Z提=（N提—1）HT=4.4 m

在进料板上开一人孔，其高度为0.8 m

故精馏塔的有效高度为

Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m

2.6塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置的计算

因塔径D= 1.5m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：

(1)堰长lW

取 lW=0.66D=0.99 m

(2)溢流堰高度hW

由 hW=hL-hOW

选取平直堰，堰上液层高度hOW，近似的取E=1得

hOW= E =0.019 m

取板上清液层高度 hL=0.06 m

故 hW=0.06-0.019=0.041 m

(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由 lW/D=0.66 得

Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124

故 Af=0.198 ㎡

Wd=0.186 m

验算液体在降液管中停留的时间

θ= =17.6 s＞5 s

故降液管设计合理。

2.7筛板流体力学的验算 1.液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量不是很大，故可忽略液面落差的影响。

2.液沫夹带

液沫夹带量eV计算，即

eV= ( ) =0.042 kg＜0.1 kg

hf=2.5 =0.15 m

故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。

3.漏液

对筛板塔，漏液点气速u0，min计算，即

u0，min=4.4

=6.0276 m/s

实际孔速

u0= Vs/A0=16.23 m/s＞u0，min

稳定系数为

K=u0 /u0，min=2.692＞1.5

故在本设计中无明显漏液。

第三章 设计结果汇总

序号 项目 数值

1 平均温度 ,℃ 90.8

2 平均压力Pm，kPa 108.8

3 气相流量Vs (m3/s) 0.872

4 液相流量Ls (m3/s) 0.0022

5 实际塔板数 23

6 有效段高度Z，m 9.2

7 塔径，m 1.0

8 板间距，m 0.4

9 溢流形式 单溢流

10 降液管形式 弓形

11 堰长，m 0.66

12 堰高，m 0.051

13 板上层液高度，m 0.06

14 堰上层液高度，m 0.009

15 空塔气速，m/s 1.111

16 液沫夹带eV，(kg液/kg气) 0.042

17 稳定系数 2.69

18 筛孔直径,m 0.005

19 孔中心距,m 0.015

20 筛孔直径,m 0.005

2.由对硝基苯甲酸经催化加氢而得在1000ml烧杯中加入工业品对硝基苯甲酸及水,在搅拌下用22%氢氧化钠调整pH=6-7,然后加阮尼镍,在搅拌下把料液抽入摇摆式高压釜中,分别用氢气；氮气各置换两次；再充压至3.43MPa,在压力3.43-2.54MPa；温度134-140℃下反应5h左右,至氢压不下降为终点.反应结束后过滤；干燥而得成品.收率80%以上.

由对甲苯胺经重氮化、置换而得。将对甲苯胺和盐酸加入反应锅中搅拌加热，至60℃溶解后，冷却至15℃以下，滴加亚硝酸钠溶液。到达终点后继续搅拌0.5h。加入氯化亚铜盐酸溶液，在室温搅拌3h。然后升温至60℃保持0.5h，冷至室温静置分层，弃去酸水层，用水洗至中性，过滤，得对氯甲苯。反应所用的氯化亚铜可按下法制备：将硫酸铜和氯化钠加入水中，搅拌加热至40℃溶解，加入液碱和焦亚硫酸钠溶液，析出沉淀物，静置分层，分去上层废液，沉淀用水浸洗，加盐酸溶解，即得氯化亚铜盐酸溶液。原料消耗定额：对甲苯（95%）897kg/t、亚硝酸钠533kg/t、盐酸2435kg/t。

由甲苯进行芳环氯化制得。其制备方法有以下几种。

重氮化法

在反应釜中加入工业用盐酸和对甲基苯胺，釜内温度降至0℃，使对甲基苯胺生成盐酸盐，搅拌，加入亚硝酸钠溶液，使其发生重氮化反应，温度维持在0～5℃，时间约30min，重氮化反应完成后，将其加入到搅拌的氯化亚铜溶液中，逐渐升温到室温，在室温下搅拌2.5～3h，再加热到60℃，该反应物逐步分解成为氮气和对氯甲苯，然后用水蒸气蒸馏，收集对氯甲苯与水的混合液，进行分层，有机层用酸洗涤，再用水洗涤，干燥，进行蒸馏，收集158～162℃馏分为对氯甲苯，收率约70%～79%。

直接氯化法

经食盐干燥脱水的甲苯经计量槽计量后进入甲苯氯化反应器，计量后的氯气由反应器的底部通入，甲苯与氯气在一定温度下，以三氯化铁为催化剂进行苯环氯化，生成一氯甲苯氯化液，该氯化液用氮气赶去余气和氯化氢，再进行粗蒸，得到对氯甲苯和邻氯甲苯的混合物，其对、邻比随着催化剂和反应条件不同而不同，一般对、邻比为55∶45。对氯甲苯和邻氯甲苯的分离可用精馏法、分子筛吸附法、精馏结晶联合法等。精馏结晶联合法，能耗较低，得到的对氯甲苯和邻氯甲苯含量均较高，如采用降膜冷冻结晶法，对氯甲苯的含量可达99%以上。

无色透明液体，有特殊气味，可燃。沸点156℃，49℃（1.6kPa），相对密度0.963（20/4℃），折射率1.413。闪点54℃。易溶于乙醇、乙醚等有机溶剂，不溶于水，在水中易逐渐水解成亚磷酸二乙酯，在酸性介质中水解加快。

【制备方法】：

以无水乙醇、三氯化磷和液氨为原料在二甲苯溶剂中进行酯化反应，生成亚磷酸三乙酯，粗酯经水洗去除氯化铵及亚磷酸二乙酯，蒸馏脱溶剂后，再经精馏得成品。原料消耗定额：三氯化磷（95%）950kg/t、无水乙醇930kg/t、液氨340kg/t。

【用途】：

用作医药、农药的中间体。用来生产镇痛药苯噻啶、农药杀螟威等；也用作增塑剂、稳定剂、润滑油和润滑脂的添加剂。

(1)将对甲酚、叔丁醇按摩尔比1：1.1投入反应釜加热溶解。在催化剂磷酸作用下，于65～70℃强烈搅拌下反应；反应完毕后，反应产物先用10%的氢氧化钠溶液洗至碱性，再用水洗至中性；除去溶剂，用乙醇重结晶即得成品。CH3C6H4OH+(CH3)3COH[H3PO4]→BHT

(2)在98%的对甲酚和2%浓硫酸的混合物中通人异丁烯，于65～70℃下反应5h；用60℃的热水洗去酸，再先后用10%NaOH和热水洗至中性得粗品。将粗品溶于50%的热乙醇中，并添加0.5%的硫脲，趁热过滤、甩干，干燥即得成品，产率高达90%～95%，纯度99.5%，熔点>69.5℃。工业上采用主、副塔串联工艺。先将对甲酚和催化剂加入主、副塔内，主塔温度控制在65～80℃，副塔温度控制在50～70℃。异丁烯气体从主塔底部通入，其大部分与主塔内对甲酚反应，剩余部分从主塔顶部出来，进入副塔底部进一步与对甲酚反应。主塔反应周期控制在4～5h，当反应结束后，停止通异丁烯气体，加入20%的NaOH溶液，并用压缩气体鼓泡。中和后的烷基化产物经蒸馏塔(8块理论塔板)分离得粗品。后者用95%的乙醇溶解，离子交换去无机盐，冷却至10～20℃结晶、分离、真空干燥得到熔点大于69℃的产品。CH3C6H4OH+(CH3)2C=CH2[H2SO4] →BHT

闭式喷雾干燥系统也称封闭循环式喷雾干燥系统，它的特点是系统组成一个封闭的循环回路，载热体可以循环使用。对于挥发物是有机化学溶剂、有毒或逸出后能对人身、环境造成危害物料的干燥，料液中含有的有机溶剂或产品是易氧化、易燃、易爆的物料，一般情况下，需用这种流程的物料都是不能接触氧气的，所以载热体大多使用惰性气体（如氮气、二氧化碳等）。从干燥器排出的尾气，经过气固分离后还要经过冷凝器回收溶剂或去除湿分，再经加热器升温后进入干燥器进行循环使用。这类干燥器在系统中要增加制冷设备，运转费用较高，对设备的气密性要求较高，干燥器内以常压或微正压为主，以防止空气进入系统。

工作原理：

闭式循环喷雾干燥设备是在密闭的环境下工作，干燥介质为惰性气体（或氮气），适用于有机溶剂的物料干燥有毒气的物料或干燥过程中易发生氧化的物料的干燥；该系统采用惰性气体作为循环气体，对干燥的物料具有保护作用，循环气体经历载湿、去湿的过程，介质可重复使用；氮气经加热器加热后进入干燥塔，液体物料经螺杆泵输送至离心喷头处，液体被高速循环的雾化器雾化成的粉状物料从塔底排出，被蒸发的有机溶剂气体在风机负压的压力下，把夹在气体中的粉尘经旋风分离器、喷淋塔除尘后饱和的有机溶剂气体经冷凝器冷凝成液体排出冷凝器，不凝性气体介质连续加热后作为干燥载体在系统内重新循环使用。而常规的普通的离心喷雾干燥是通过不断的送、排风达到排湿的目的，这也是防爆型闭式离心喷雾干燥设备与普通离心喷雾干燥设备的一个明显区别；干燥系统内部为正压操作，保持一定的正压值，如果内部压力下降，由压力变送器来自动控制进量，保证系统压力平衡。

对二甲苯生产方法：

石油二甲苯、煤焦油二甲苯中，都含有相当量的对二甲苯。由于对、间二甲苯的沸点差只有0.75℃，故不能采用精馏分离法，目前国内外研究发展的方法是低温结晶分离法；吸附分离法和络合分离法。低温结晶分离法利用二甲苯异构体的熔点差异进行分离，主要方法为深冷分步结晶，工艺技术成熟，在二甲苯分离中占优势。但此法设备庞大，对二甲苯受共熔点的限制，回收率低，只有60-70%。吸附分离法是70年代发展的新方法，此法比深冷结晶法投资少，生产总成本低，对二甲苯收率高，纯度也高，有可能取代深冷结晶法。

原料甲苯在烷基转移反应器中，进行烷基转移反应，生成二甲苯和苯。混合二甲苯在异构化反应器中，使部分间二甲苯异构化生成对二甲苯，反应物在稳定塔中除去轻馏分后与烷基转移工段来的二甲苯混合进入脱C9馏分塔，在塔顶获得对二甲苯含量较高的混合二甲苯，塔釜为C9以上组分。从稳定塔塔顶得到的混合二甲苯进入吸附分离工段，采用非分子筛型固体吸附剂吸附对二甲苯，解吸得纯度高达99.9%的对二甲苯产品，同时副产间二甲苯。此外，还有氟化氢-三氟化硼抽提法。

参考链接：对二甲苯_百度百科

http://baike.baidu.com/link?url=_3N0uEqY-PbZX_o3DqYPr4J0tjv3OTGMFQdVw_2E43kcD5rCK0-k3QZAj7N7A-sxJ7CfdazAHOUkMo7FNt3I3_#4

1、五硫化二磷与乙醇反应，生成O,O-二乙基二硫代磷酸，然后用氯气氯化，生成O,O-二乙基硫代磷酰氯。将65%对硝基酚钠655kg，水600L投入打浆釜，用盐酸调节pH值为9～10，用40～50℃蒸汽或空气将浆液压入合成釜，降温至35℃左右，一次投入含量为90%左右的O,O-二乙基硫代磷酰氯538kg，然后滴加30%三甲胺50.5kg，保持温度35～45℃，约30～40分钟滴完后继续反应1小时。将物料转入水洗釜，加二甲苯150kg，分别用1000L和1500L水洗涤2次，水洗温度75℃左右。经水洗后的原油在分液釜静置降沉8～10小时，分离得到对磷硫原油约800kg，含量在90%～95%之间。备注：该品属高毒类农药，已被国家禁用。

2、由二乙基硫代磷酰氯在三甲胺催化下与对硝基酚钠合成则得。原料消耗定额：五硫化二磷370kg/t、无水乙醇330kg/t、对硝基酚钠330kg/t。

3、由二乙基硫代磷酰氯在三甲胺催化下与对硝基酚钠合成制得。