精馏设备

精馏过程及设备

化工分离技术是化学工程的一个重要分支，任何化工生产过程都离不开这种技术。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。

1 精馏原理

1.1双组分气液平衡相图

图1-1为双组分气液平衡相图，其中A 、B 两端点分别表示组分A 、B 的沸点，x n 线是饱和液体线，x n 线以下为液相区，温度未达到沸点；y n 是饱和蒸汽线，y n 线以上为气相区；x n 、y n 线之间为气液共存区。由图1-1可知，在温度升高时，在液相中x 组分的浓度随温度的升高而降低，液相中x 组分向气相传递；气相中y 组分的浓度随温度的降低而升高，气相中y 组分向液相传递。

00.2

0.20.40.60.8 1.0

0.4

0.60.8

1.0D

y 1

x 1

x

y

图1-1 双组分气液t-x-y 图 图1-2 双组分体系的y-x 图 图1-2中横坐标和纵坐标分别表示组分的气相、液相组成，其中，平衡线D 表示等压下两相平衡时气液两相组成的关系。

1.2 相对挥发度

⑴ 挥发度

挥发度可表示物质挥发的难易程度。纯物质的挥发度可用该物质在一定温度下的饱和蒸气压来表示。同一温度下，蒸气压愈大，表示挥发性愈大。对于混合液，因组分间的相互影响，使其中各组分的蒸气压要比纯组分的蒸气压低，故混合液中组分的挥发度可用该组分在气相中平衡分压与其在液相中组成（摩尔分率）之比表示，

⑵ 相对挥发度。相对挥发度，即为混合液中组分挥发度之比，用α表示。

1.3 精馏流程

料液自塔的中部某适当位置连续地加入塔内（如图1-3），塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分回入塔顶，称为回流液，其余作为塔顶产品(馏出液)连续地排出。在塔内上半部(加料位置以上)上升蒸汽和回流液之间进行着逆流接触和物质与能量传递。其中越到塔顶，温度逐渐降低，此时气相中的重组分就向液相传递[1]。塔底部装有再沸器(蒸馏釜)以加热液体产生蒸汽。蒸汽沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质能量传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品。上升的蒸汽多次部分冷凝，温度逐渐下降，其中易挥发组分的浓度逐渐增加，下降的液体多次部分气化，温度逐渐升高，难挥发组分的浓度逐渐增加，而易挥发组分的浓度逐渐下降，塔内温度分布由底部到顶部逐渐降低，而易挥发组分的浓度由底部到顶部逐渐增高，塔的上半部分完成了上升蒸汽的精制，即除去其中的重组分，因而称为精馏段，塔的下半部分完成了下降液体中重组分的提浓，即提出了轻组分，因而称为提馏段，在这样的塔内可将一个双组分混合物连续地分离出高纯度轻、重两组分。

图1-3 板式精馏塔连续精馏过程示意图

2 精馏装备

实现精馏过程的必备条件是产生蒸汽，气液多次接触，有回流。因此，精馏设备主要应包括蒸馏釜(或再沸器)使液体气化产生蒸汽，精馏塔使气液相多次接触及冷凝器或冷却器提供回流液。

塔设备可分为板式塔和填料塔两大类[2]。板式塔内气体以鼓泡方式通过特殊结构塔板上的液层, 使气液组成在塔内呈阶梯式变化。板式塔种类繁多, 根据塔板上气液接触元件结构不同, 分为筛板塔、泡罩塔、浮阀塔、穿流塔等等。填料塔内液体沿填料表面形成薄膜, 分散在气流中, 其气液组成呈连续变化。

2.1 蒸馏釜

蒸馏釜有夹套式、蛇管式和列管式等，夹套式与蛇管式因加热面积较小，多用于小型生产，列管式蒸馏釜多用于大型生产。小型塔蒸馏釜可直接设在塔身底部，釜中装料量可占蒸馏釜容积的65％～80％．为避免产生的蒸汽夹带过多的液体，釜内液面与最下一块塔板的距离至少在0．5—0．7 m以上。大型塔的蒸馏釜多设在塔外，用管线与塔底相连。

2.2 填料塔

2.2.1 填料塔结构

填料塔是常用的气液传质设备之一。填料塔具有结构简单、压降小、装置灵活、便于用耐腐蚀材料制造等特点。空塔速度小, 用于大直径塔时, 传质效率低、重量大、造价高以及清理检修麻烦且填料损耗大。

典型的填料塔结构如图2-1所示，它由塔体、喷淋装置、填料、再分配器、支承板等部件组成。

图2-1 填料塔结构

填料塔操作时，流体自塔上部进入，通过液体分布器均匀喷洒于塔截面上，在填料层内，液体沿填料表面呈膜状流下。各层填料之间设有液体再分布器，将液体重新均布于塔截面上，进入下层填料，气体自塔下部进入，通过填料缝隙中的自由空间从塔上部排出。气液两相在填料塔内进行逆流接触，填料上的液膜表面即为气液两相主要传质表面。应当注意到，在板式塔内形成气流界面所需要的能量是由气体提供的，而在填料塔内，液体是自动分散成膜状的。

2.2.2 填料塔主要参数

填料是填料塔的主要构件, 填料种类繁多, 可分为实体填料和网体填料两大类。实体填

料中有拉西环、鲍尔环、矩鞍填料、波纹填料等如图2-2；网体填料中由丝网体制成的各种填料, 如鞍型网、θ网环等如图2-3。

图2-2 实体填料的形状图2-3 网体填料的形状填料支承板有多孔板和栅板两种，如图2-4所示

图2-4 填料支承板

2.3 筛板塔

板式塔的空塔速度比填料塔高, 因而生产能力大, 但是压降较大。直径较大的塔, 采用板式塔重量则轻、造价低、检修清理容易。板式塔直径放大时, 塔板效率较为稳定。板式塔正常工作时，液体在重力作用下白上而下通过各层塔板后由塔底排出，气体在压差推动下，经由塔板上的开孔由下而上穿过各层塔板后由塔顶排出。在每块塔板上皆贮有一定高度的液体，气体穿过板上液层时进行两相接触传质传热。筛板塔是板式塔中应用广泛的一种塔设备。

筛板塔的塔板可分为有降液管式和无降液管式（穿流式塔板）两大类。有降液管式塔板,各塔板之间有专供液相通过的降液管, 每层塔板上的液层高度可由溢流堰堰高调节, 有一定的操作弹性范围, 较高的效率。

2.3.1 筛板的结构

筛板塔由塔体和筛板组成, 如图2-5所示。筛板的结构由筛孔、溢流堰、降液管等组成。

图2-5 筛板塔示意图

2.4 泡罩塔

泡罩塔是最早使用的气液传质设备, 泡罩塔的优点是：塔板效率高, 能在较宽负荷范围内保持高效率, 生产能力大, 操作弹性大；塔板能避免脏污和阻塞等。但是, 泡罩塔板结构复杂, 造价高和压降大, 因而目前泡罩塔在塔设备中所占的比重在缩小, 但仍占一定地位。

泡罩塔由塔体和泡罩塔板组成, 如图2-6所示。泡罩塔板结构, 由泡罩、溢流堰和降

液管等组成。

图2-6 泡罩塔示意图

2.5 浮阀塔

浮阀塔是50年代初发展起来的一种有效的气液传质设备, 是泡罩塔的变型。问世以来,

发展推广很快, 目前在欧美, 浮阀塔占塔设备总数的20%~30%, 而在日本则占到50%。浮阀塔板上浮阀型式很多, 国内应用有五种, 其中以F1型应用最广,如图2-7所示。

图2-6 F1型浮阀及气液接触模型

3 精馏设备进展情况

精馏过程的热力学基础是组分间的挥发度的差异（α>1），按操作过程分间歇精馏和连续精馏；按操作方式分为常减压精馏、恒沸精馏、萃取精馏、反应精馏、催化精馏、抽提精馏、热泵精馏和精密精馏[3]。

3.1 恒沸精馏

在被分离的二元混合液中加入第三组分，该组分能与原溶液中的一个或者两个组分形成最低恒沸物，从而形成了“恒沸物一纯组分”的精馏体系，恒沸物从塔顶蒸出，纯组分从塔底排出，其中所添加的第三组分称为恒沸剂或夹带剂[4]。

如图3-1，乙醇—水二元恒沸液制备无水酒精，以苯为夹带剂，常压下，苯—乙醇—水三元非均相恒沸物，沸点为64.6℃，恒沸液摩尔组成分别为苯0.539，乙醇0.228，水0.233，只要苯足量，原料液中的水可以全部移到三元恒沸液中，因而乙醇和水得到分离,塔1底部可以得到无水酒精,塔2将塔1顶部分得的水相经过精馏,其顶部可以得到苯—乙醇—水三元非均相恒沸物,底部为乙醇水,再经过塔3分离出水和乙醇—水二元恒沸液(回塔1)。

图3-1 乙醇-水恒沸蒸馏

目前工业上用恒沸精馏法分离硝基氯苯异构体、阿维菌素生产残液中的甲苯和乙醇、回收苯乙烯蒸馏残焦油中的粗品苯乙烯、异丙醇水溶液中的异丙醇等。

3.2 萃取精馏

萃取精馏是通过向精馏系统中加入适当的质量分离剂(MSA)来显著增大相对挥发度很小或者易形成共沸物的混合物组分之间的相对挥发度，使分离易于进行，从而获得产品的一种特殊精馏技术[5]。一般来说，萃取精馏流程和塔板结构的改进是有限的，选择好的萃取剂或对萃取剂进行改进和优化是提高萃取精馏塔生产能力和降低能耗的最有效途径。

萃取精馏过程一般采用双塔流程, 由萃取精馏塔和溶剂回收塔组成。萃取精馏的流程设计非常重要。一个好的萃取精馏工艺流程, 不仅能耗可以降低, 而且能够充分地发挥设备的潜力, 提高生产能力。

萃取精馏和恒沸精馏相似，如图3-2所示，向混合物中加入第三组分，加入的组分与原二元混合液中A、B的分子作用力不同，能有选择地改变A、B的蒸气压，增大原混合物中两组分的相对挥发度，从而使得分离较容易，加入的第三组分S称为萃取剂，沸点比A、B的沸点高得多，且不易与A、B形成恒沸物，直接从塔底排出，与A、B易于分离。常用于沸点或挥发度差别较小的溶液分离。

图3-2 萃取精馏流程

在萃取精馏工艺路线以及溶剂不便改动的情况下, 采用高效新型的塔板内构件, 是提高萃取精馏塔生产能力的有效策略。如近年来开发出来的多溢流复合斜孔塔板就可以代替原有的浮阀塔板以提高生产能力。

已经发现, 溶剂加盐是萃取精馏溶剂优化的一个重要策略[6]。由此开发出来的流程就是加盐萃取精馏流程。加盐萃取精馏不仅可以用来分离极性组分, 而且也可以用来分离非极性组分。近年来, 加盐萃取精馏在工业上已经被成功地应用[7]。因此对萃取精馏溶剂进行优化, 有必要进行加盐萃取精馏的理论研究。

3.3 反应精馏

反应精馏(Reactive Distillation 简称RD) 是蒸馏技术中的一个特殊领域[8]。它是化学反应与蒸馏相耦合的化工过程。有关反应精馏的早期研究始于1921 年。从30 年代中期到60 年代初, 大量的研究工作都是针对某些特定体系的工艺探索, 而且局限于板式塔中均相反应的研究。60 年代末, 才开始研究反应精馏的一般规律。至今还没有建立完整的理论, 也没有建立一套进行反应精馏过程计算的通用方法。70 年代后, 研究扩展到非均相催化反应体系, 出现了非均相催化精馏(Catalytic Distillation简称CD) 过程, 成了反应精馏的又一重要分支。80 年代后, 反应精馏模拟计算的研究异常活跃, 为优化操作和设计装置提供

了极为有力的工具。数学模型也由平衡级模型拓展到非平衡级模型, 进而发展到90 年代末的非平衡池模型。非平衡池模型可模拟气相和液相在级上的停留时间分布和较准确地描述反应和传质行为, 是对非平衡级模型的提高和进一步完善, 是非常有发展前景的反应精馏模型。

在工业中，反应精馏在化工生产中的应用：醚化反应、酯化和水解、烷基化、环氧化物的水解、烯烃水合、醇类脱水、加氢[9]。

按反应和精馏的耦合方式不同[10]，催化精馏塔分为两种结构形式：一种是反应和精馏同时进行，化学反应发生在塔板上或具有催化作用的填料层内；另一种是催化反应和精馏分离交替进行，催化精馏塔反应段和精馏段反应物先在反应段反应，产物再进入精馏段进行精馏。

自从催化反应精馏技术成功地应用MTBE 的合成之后, 许多新的反应精馏过程被开发成功, 应用越来越广泛。除前述反应精馏的工业应用外, 许锡恩等人已将该技术应用于丙二醇乙醚的合成; 高纯度异丁烯的生产过程采用反应精馏技术已获成功; 甲基叔丁基酮(MIBK) 和肉桂酸酯的生产技术也已被开发成功[11]。除此之外, 许多包括催化反应和精馏分离的化工过程, 只要开发出合适的催化剂, 都可能成功地应用这一技术。国内外有关反应精馏的文献和报道层出不穷, 反应精馏的研究至今仍是化学工程领域的一大热点, 在今后几年中关于反应精馏的报道肯定会更加深入细致, 关于反应精馏的开发、模拟、设计水平也会进一步提高。

3.4 抽提精馏

20世纪60年代中期德国Krupp Uhde发展了Morphlane的抽提精馏，即从加氢煤焦油中回收高纯度苯发展而来[3]。在抽提精馏技术中，决定的因素是溶剂改变混合物中烃类蒸汽压的能力，这种作用是由溶剂分子的极性结构引起的，并导致溶液中所有烃类的蒸汽压隆低，但程度不同。

抽提精馏的原理就是首先将沸点相近的馏分脱除，然后与极性溶剂混合，提高沸点差，增大非芳烃的挥发度，并除去共沸混合物。

抽提精馏技术在我国刚开始工业化应用，而在国外已有了改进型抽提精馏技术一热偶合塔抽提精馏技术。热偶合塔抽提精馏是德国Krupp uhde公司研究的最新进展。一个单塔抽提精馏技术的配置如图3-3所示。以苯或苯／甲苯为原料，从填料Ⅲ的上方进料，溶剂从填料Ⅱ的上方进入，塔顶的填料Ⅰ是用作回流除去非芳烃中的溶剂，而产品中的溶剂是通过在挡板另侧的填料Ⅳ的回流将其除去。这种改进的抽提精馏分离芳烃的好处，除了开车十分简单和操作方法可靠外，与传统的抽提精馏分离芳烃的技术相比，投资可降低20％，公用工程的蒸汽节省20％，冷却水节省10％。热偶合塔抽提精馏技术，对传统的抽提精馏技术进行了许多改进和完善，将会使我们得到有益的启发。

图3-3 热耦合抽提精馏工艺示意图

3.5 热泵精馏

热泵精馏是把精馏塔塔顶蒸汽加压升温,使其用作塔底再沸器的热源,回收塔顶蒸汽的冷凝潜热[12]。根据热泵所消耗的外界能量不同,热泵精馏可分为蒸汽压缩式和蒸汽喷射式两种类型。

气体直接压缩式热泵精馏是以塔顶气体作为工质的热泵,其流程见图3-4 ,主要由精馏塔、压缩机、凝汽器(即精馏塔的再沸器) 和节流阀等组成。精馏塔顶气体经压缩机压缩升温后进入塔底再沸器,冷凝放热使釜液再沸,冷凝液经节流阀减压后,一部分作为产品出料,另一部分作为精馏塔顶的回流。

图3-4 气体直接压缩式热泵精馏图3-5 蒸汽喷射泵方式的减压精馏

图3-5是采用蒸汽喷射泵方式的蒸汽汽提减压精馏工艺流程。在该流程中,塔顶蒸汽是稍含低沸点组成的水蒸汽,其一部分用蒸汽喷射泵加压升温,随驱动蒸汽一起进入塔底作为加热蒸汽。

3.6 精密精馏

此法是国内普遍使用的分离方法, 基本工艺为多塔流程[13]。精密精馏法的优点是技术工艺成熟, 缺点是能耗高、设备复杂并且间、对二甲苯不能完全分离, 国外正逐渐淘汰这种

分离方法。但在传统的精密精馏方法基础上, 提出新的工艺方案, 以节省能耗、降低设备费用, 也是一种可行的研究, 尤其节能是多塔工艺更应多加考虑改进的地方。

4 结束语

精馏技术发展至今，其发展方向已经从常规精馏转向解决普通精馏过程无法分离的问题，通过物理或化学的手段改变物系的性质，使组分得以分离，或通过耦合技术促进分离过程，并且要求低能耗、低成本，向清洁分离发展。在精馏基础研究方面，研究深度由宏观平均向微观、由整体平均向局部瞬态发展；研究目标由现象描述向过程机理转移；研究手段逐步高技术化；研究方法由传统理论向多学科交叉方面开拓。

参考文献

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艺,2003,19(1):1—8.

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[13] 陈艳华．浅谈混合二甲苯的分离方法[J].辽宁师专学报,2003,5(3):21—22.

精馏操作及精馏DCS操作精讲

精馏原理 平衡蒸馏仅通过一次部分汽化，只能部分地分离混合液中的组分，若进行多次的部分汽化和部分冷凝，便可使混合液中各组分几乎完全分离。 1．多次部分汽化和多次部分冷凝 如上图，组成为x F的原料液加热至泡点以上，如温度为t1，使其部分汽化，并将汽相和液相分开，汽相组成为y1，液相组成为x1，且必有y1>x F>x1。若将组成为y1的汽相混合物进行部分冷凝，则可得到汽相组成为y2与液相组成为x2’的平衡两相，且y2>y1；若将组成为y2的汽相混合物进行部分冷凝，则可得到汽相组成为y3与液相组成为x3’的平衡两相，且y3>y2>y1； 同理，若将组成为x1的液体加热，使之部分汽化，可得到汽相组成为y2’与液相组成为x2的平衡液两相，且x2

发组分的浓度为y n+1，温度为t n+1。当气液两相在第n块板上相遇时，t n+1＞t n－1，因而上升蒸气与下降液体必然发生热量交换，蒸气放出热量，自身发生部分冷凝，而液体吸收热量，自身发生部分气化。由于上升蒸气与下降液体的浓度互相不平衡，如2所示，液相部分气化时易挥发组分向气相扩散，气相部分冷凝时难挥发组分向液相扩散。结果下降液体中易挥发组分浓度降低，难挥发组分浓度升高；上升蒸气中易挥发组分浓度升高，难挥发组分浓度下降。 若上升蒸气与下降液体在第n块板上接触时间足够长，两者温度将相等，都等于t n，气液两相组成y n与x n相互平衡，称此塔板为理论塔板。实际上，塔板上的气液两相接触时间有限，气液两相组成只能趋于平衡。 图1塔板上的传质分析图2 精馏过程的t－x－y示意图 由以上分析可知，气液相通过一层塔板，同时发生一次部分汽化和一次部分冷凝。通过多层塔板，即同时进行了多次进行部分汽化和多次部分冷凝，最后，在塔顶得到的气相为较纯的易挥发组分，在塔底得到的液相为较纯的难挥发组分，从而达到所要求的分离程度。 3．精馏必要条件 为实现分离操作，除了需要有足够层数塔板的精馏塔之外，还必须从塔底引入上升蒸汽流（气相回流）和从塔顶引入下降的液流（液相回流），以建立气液两相体系。塔底上升蒸汽和塔顶液相回流是保证精馏操作过程连续稳定进行的必要条件。没有回流，塔板上就没有气液两相的接触，就没有质量交换和热量交换，也就没有轻、重组分的分离。 、精馏操作流程 精馏过程可连续操作，也可间歇操作。精馏装置系统一般都应由精馏塔、塔顶冷凝器、塔底再沸器等相关设备组成，有时还要配原料预热器、产品冷却器、回流用泵等辅助设备。 连续精馏装置流程如下图，所示。以板式塔为例，原料液预热至指定的温度后从塔的中段适当位置加入精馏塔，与塔上部下降的液体汇合，然后逐板下流，最后流入塔底，部分液体作为塔底产品，其主要成分为难挥发组分，另一部分液体在再沸器中被加热，产生蒸气，

万吨苯甲苯连续精馏装置工艺设计精馏塔设计说明化工设计

万吨苯甲苯连续精馏装置工艺设计精馏塔设计说明化工设计

成绩化工原理课程设计 设计说明书 设计题目：2.772万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计 姓名________ 班级_应化 学号_________ 完成日期2013-7-9 指导教师梁伯行

化工原理课程设计任务书 (应化10级各班适用) 一、设计说明书题目: 2.520(万吨/年) 苯 - 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书 二、设计任务及条件 1.处理量: (1500＋本班学号×200) Kg/h (每年生产时间按7200小时计); 2.进料热状况参数：( 3班)为0.50, 3.进料组成: ( 3班)含苯为0.40(质量分率), 4.塔底产品含苯不大于0.01(质量分率); 5.塔顶产品中含苯为0.98(质量分率)。 装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定),装置冷却介质为25℃的清水或45℃的循环清水。 三、设计说明书目录(主要内容) 要求 1.说明书标准封面； 2.目录页，任务书页 3.说明书主要内容规定 1）装置流程概述， 2）装置物料平衡， 3）精馏塔操作条件确定， 4）(适宜回流比/最小回流比)为1.35时理论塔板数及进料位置， 5）精馏塔实际主要工艺尺寸， 6）精馏塔塔顶第二板、进料口上等三板和进料口下等二板塔板结构参数 7）精馏塔结构参数汇总表和精馏塔结构简图(A3图) ， 8）装置热衡算 9）装置经济效益和工艺设计评价 四、经济指标 1)5000元/(平方米塔壁)； 2)3000元/(平方米F1型浮阀(重阀) 塔板)), 3)4000元/(平方米传热面积), 4)料液输送3元/吨，冷却水16元/吨，热载体(柴油)160元/吨, 5)设备使用年限15年。 五、参考书目 1)化工原理课程设计指导； 2)夏清等编化工原理(上) 、( 下) 2002年修订版； 3)化工工艺设计图表； 4)炼油工艺设计手册浮阀塔分册。 目录 一、前言 (5)

设备选型-精馏塔设计说明书

第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述 本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据 气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下： 《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔

填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。 填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。 填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料 塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。 在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料 板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液

精馏塔设计流程

在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。设计条件如下： 操作压力 5kPa(塔顶表压)； 进料热状况自选； 回流比自选； 单板压降≤0.7kPa； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 M=46.07kg/kmol 乙醇的摩尔质量 A M=18.02kg/kmol 水的摩尔质量 B

F x =18.002 .1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002 .1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmol D M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol W M =0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.2310002000=???kmol/h 总物料衡算 28.90=W D + 水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024W 联立解得 D =7.32kmol/h W =21.58kmol/h （三）塔板数的确定 1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e(0.18 , 0.18)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 q y =0.52 q x =0.18 故最小回流比为 min R =q q q D x y y x --=35.018 .0-52.052.0-64.0=3 取操作回流比为 R =min R =1.5×0.353=0.53 ③求精馏塔的气、液相负荷 L =RD =17.532.753.0=?=kmol/h V =D R )1(+=（0.53+1）20.1132.7=?kmol/h

精馏操作流程

精馏操作流程 文稿归稿存档编号：[KKUY-KKIO69-OTM243-OLUI129-G00I-FDQS58-

精馏装置操作流程 一、开车准备 打开电源，1楼2楼检查阀门，除了放空阀和仪表的阀门开启外，其余阀门全部关闭。 二、原料罐进料 打开原料罐进料阀，二楼漏斗口加乙醇，一楼进水阀加水，控制原料罐液位550L。 三、原料罐混料 依次开启原料泵的前阀、原料泵、原料泵至原料罐的两个阀门，进行混料，时间大约15min。 四、进料及停泵 1、开启原料泵的前阀、原料泵、原料泵的后阀、快速进料至预热器。开启两个进料阀，预热器满罐后经过第十、十二块塔板进入精馏塔流向再沸器，控制再沸器液位为80-90mm。 2、进料完毕后，1楼关闭原料泵后阀，停原料泵，关闭原料泵前阀，最后主操作点击评分表中的“清零，复位，确认键”，后点击“考核开始”按键，准备以下操作。 五、再沸器和预热器加热 1、打开再沸器电源，设置再沸器负荷，开度为80％～95％，加热约为 5min后打开预热器。

2、先打开预热器电源，再设置预热器负荷，开度为80％～95％，加热过程约为25min。预热器温度到达75°左右时，调小预热器加热负荷或者将其关闭。（为二次进料做准备） 3、加热后，温度沿着塔板上升。当塔顶温度迅速升高，2楼打开塔顶冷凝器的冷凝水，冷凝水的转子流量计开度为400L/h。 六、全回流 2楼观察回流罐液位，当回流罐有3cm液位时，打开回流罐出口阀，开产品泵及产品泵后两阀，调节转子流量计建立全回流，回流量为60L/h（回流时间约为15-20min，塔顶温度控制在77.4-77.8°之间） 七、二次进料 1、开启原料泵的前阀、开原料泵、原料泵后阀，调节转子流量计慢速进料至预热器(二次进料前应为预热器再升温，已保证进料后在5min后达到理想温度） 2、泡点进料。观察预热器的视镜内液面情况，应看视镜内鼓泡情况调整预热器加热负荷，并令1楼时刻关注再沸器液位，控制好转子流量计来控制进料流量，进料量和产品采出量相等。 3、选择塔板。5min内升到第十二块或者第十快塔板相差8°以内，优先选择第十二块塔板进料。 八、产品采出 塔顶温度基本稳定后，进行产品采出。打开产品泵后阀、产品转子流量计及产品罐的进口阀，采出产品。调节回流比为2。 九、正常停车

精馏塔工艺设计

一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书（一）设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为%的苯36432吨，塔底馏出液中含苯1%，原料液中含苯为61%（以上均为质量百分数）。 （二）操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压） 2.进料热状况：饱和蒸汽进料 3.回流比：R=2R 4.单板压降不大于 min （三）设计内容 设备形式：筛板塔 设计工作日：每年330天，每天24小时连续运行 厂址：青藏高原大气压约为的远离城市的郊区 设计要求 1.设计方案的确定及流程说明 2.塔的工艺计算 3.塔和塔板主要工艺尺寸的确定 （1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学验算 （3）塔板的负荷性能图绘制 （4）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制 4、塔的工艺计算结果汇总一览表 5、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论 （四）基础数据

1.组分的饱和蒸汽压 p（mmHg） i 2.组分的液相密度ρ（kg/m3） 3.组分的表面张力σ（mN/m） 4.液体粘度μ（mPas） 常数

二、苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分） （一）设计方案的确定及工艺流程的说明 原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。 典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。 （二）全塔的物料衡算 1.料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 kg/kmol 和kmol =+= 6 .112/39.011.78/61.011 .78/61.0F x 2.平均摩尔质量 3.料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：

精馏塔操作规程完整

精馏操作基本知识 1、何为相和相平衡： 答：相就是指在系统中具有相同物理性质和化学性质的均匀部分，不同相之间往往有一个相界面，把不同的相分别开。系统中相数的多少与物质的数量无关。如水和冰混合在一起，水为液相，冰为固相。一般情况下，物料在精馏塔内是气、液两相。 在一定的温度和压力下，如果物料系统中存在两个或两个以上的相，物料在各相的相对量以及物料中各组分在各个相中的浓度不随时间变化，我们称系统处于平衡状态。平衡时，物质还是在不停地运动，但是，各个相的量和各组分在各项的浓度不随时间变化，当条件改变时，将建立起新的相平衡，因此相平衡是运动的、相对的，而不是静止的、绝对的。比如：在精馏系统中，精馏塔板上温度较高的气体和温度较低的液体相互接触时，要进行传热、传质，其结果是气体部分冷凝，形成的液相中高沸点组分的浓度不断增加。塔板上的液体部分气化，形成的气相中低沸点组分的浓度不断增加。但是这个传热、传质过程并不是无止境的，当气液两相达到平衡时，其各组分的两相的组成就不再随时间变化了。 2、何为饱和蒸汽压？ 答：在一定的温度下，与同种物质的液态（或固态）处于平衡状态的蒸汽所产生的压强叫饱和蒸汽压，它随温度的升高而增加。众所周知，放在杯子里的水，会因不断蒸发变得愈来愈少。如果把纯水放在一个密闭容器里，并抽走上方的空气，当水不断蒸发时，水面上方气相的压力，即水的蒸汽所具有的压力就不断增加。但是，当温度一定时，气相压力最中将稳定在一个固定的数值 专业资料可编上,这时的压力称为水在该温 度下的饱和蒸汽压。

应当注意的是，当气相压力的数值达到饱和蒸汽压力的数值是，液相的水分子仍然不断地气化，气相中的水分子也不断地冷凝成液体，只是由于水的气化速度等于水蒸汽的冷凝速度，液体量才没有减少，气体量也没有增加，气体和液体达到平衡状态。所以，液态纯物质蒸汽所具有的压力为其饱和蒸汽压时，气液两相即达到了相平衡。 3、何为精馏，精馏的原理是什么？ 答：把液体混合物进行多次部分汽化，同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分离为所要求组分的操作过程称为精馏o 为什么把液体混合物进行多次部分汽化同时又多次部分冷凝，就能分离为纯或比较纯的组分呢？对于一次汽化，冷凝来说，由于液体混合物中所含的组分的沸点不同，当其在一定温度下部分汽化时，因低沸点物易于气化，故它在气相中的浓度较液相高，而液相中高沸点物的浓度较气相高。这就改变了气液两相的组成。当对部分汽化所得蒸汽进行部分冷凝时，因高沸点物易于冷凝，使冷凝液中高沸点物的浓度较气相高，而为冷凝气中低沸点物的浓度比冷凝液中要高。这样经过一次部分汽化和部分冷凝，使混合液通过各组分浓度的改变得到了初步分离。如果多次的这样进行下去，将最终在液相中留下的基本上是高沸点的组分，在气相中留下的基本上是低沸点的组分。由此可见，多次部分汽化和多次部分冷凝同时进行，就可以将混合物分离为纯或比较纯的组分。 液体气化要吸收热量，气体冷凝要放出热量。为了合理的利用热量，我们可以把气体冷凝时放出的热量供给液体气化时使用，也就是使气液两相直接接触，在传热同时进行传质。为了满足这一要求，在实践中，这种多次部分汽化 专业资料可编伴随多次部分冷凝的过程是逆 流作用的板式设备中进行的。所谓逆 流，就是因液体受热而产生的温度较高

甲醇精馏的方法

1.4.2 甲醇精馏的典型工艺流程甲醇精馏产生工艺有多种，分为单塔精馏，双塔精馏，三塔精馏与四塔精馏(即三塔加回收塔) (1) 单塔流程描述 采用铜系催化剂低压法合成甲醇,由于粗甲醇中不仅还原性杂质的含量大大减少,而且二甲醚的含量几十倍地降低,因此在取消化学净化的同时,可将预精馏及甲醇-水-重组分的分离在一台主精馏塔内同时进行,即单塔流程,就能获得一般工业上所需要的精甲醇。单塔流程更适用于合成甲基燃料的分离,很容易获得燃料级甲醇。 单塔流程(见图1.1)为粗甲醇产品经过一个塔就可以采出产品。粗甲醇塔中部加料口送入,轻组分由塔顶排出,高沸点的重组分在进料板以下若塔板处引出,水从塔底排出,产品甲醇在塔顶以下若干块塔板引出。 (2) 双塔流程描述 双塔工艺是由脱醚塔,甲醇精馏塔或者主塔组成。主塔在工厂中产量在100万吨/年以下,仅仅能提供简单的过程,所以设备和投资较低。 传统的工艺流程，是最早用于30MPa压力下以锌铬催化剂合成粗甲醇的精制。主要步骤有：中和、脱醚、预精馏脱轻组分杂质、氧化净化、主精馏脱水和重组分，最终得到精甲醇产品。在传统工艺流程上，取消脱醚塔和高锰酸钾的化学净化，只剩下双塔精馏(预精馏塔和主精馏塔)。其高压法锌铬催化剂合成甲醇和中、低压法铜系催化剂合成甲醇都可适用。 从合成工序来的粗甲醇入预精馏塔，此塔为常压操作。为了提高预精馏塔后甲醇的稳定性，并尽可能回收甲醇，塔顶采用两级冷凝。塔顶经部分冷凝后的

大部分甲醇、水及少量杂质留在液相作为回流返回塔，二甲醚等轻组分(初馏分)及少量的甲醇、水由塔顶逸出，塔底含水甲醇则由泵送至主精馏塔。主精馏塔操作压力稍高于预精馏塔，但也可以认为是常压操作，塔顶得到精甲醇产品，塔底含微量甲醇及其它重组分的水送往水处理系统（见图1.2）。 (3) 三塔流程描述 三塔工艺是由脱醚塔，加压精馏塔和常压精馏塔组成，形成二效精馏与二甲醇精馏塔甲醇产品的镏出物的混合物。三塔流程（见图1.3）的主要特点是，加压塔塔顶冷凝潜热用作常压塔塔釜再沸器的热源，形成双效精馏二效精馏，因此热量交换在加压塔顶部和常压塔底部之间进行。这种形式节省大约30%~40%的能源，同时降低了循环冷却水的速度。 从合成工序来的粗甲醇入预精馏塔，在塔顶除去轻组分及不凝气，塔底含水甲醇由泵送加压塔。加压塔操作压力为57bar(G)，塔顶甲醇蒸气全凝后，部分作为回流经回流泵返回塔顶，其余作为精甲醇产品送产品储槽，塔底含水甲醇则进常压塔。同样，常压塔塔顶出的精甲醇一部分作为回流，一部分与加压塔产品混合进入甲醇产品储槽。 (4) 四塔流程描述 四塔流程（见图1.4）包含预精馏塔、加压精馏塔、常压精馏塔和甲醇回收塔。粗甲醇经换热后进入预精馏塔，脱除轻组分后(主要为不凝气、二甲醚等)，塔底甲醇及高沸点组分加压后进入加压精馏塔，加压精馏塔顶的气相进入冷凝蒸发器，利用加压精馏塔和常压精馏塔塔顶、塔底的温差，为常压塔塔底提供热源，同时对加压塔塔顶气相冷凝。冷凝后的精甲醇进入回流罐，一部分作为加压塔回流，一部分作为精甲醇产品出装置，加压塔塔底的甲醇、高沸组分、

精馏操作实训

精馏操作实训 一、实训目标 1.熟悉板式精馏塔的工作原理、基本结构及流程。 2.了解精馏塔控制时需要检测及控制的参数、检测位置、检测传感器及控制方法。 3.观察塔板上气-液传质过程全貌，掌握精馏塔的操作及影响因素，进行现场故障分析。 4.能识读精馏岗位的工艺流程图、设备示意图、设备的平面图和设备布置图； 5.了解掌握工业现场生产安全知识。 二、实训内容 1.简要叙述精馏操作气-液相流程，指出精馏塔塔板、塔釜再沸器、塔顶全凝器等主要装置的作用。 2.独立地进行精馏岗位开、停车工艺操作，包括开车前的准备、电源的接通、冷却水量的控制、电源加热温度的控制等。 3.进行全回流操作，通过观测仪表对全回流操作的稳定性作出正确的判断； 4.进行部分回流操作，通过观测仪表对部分回流操作的稳定性作出正确的判断，按照生产要求达到规定的产量指标和质量指标。 5.及时掌握设备的运行情况，随时发现、正确判断、及时处理各种异常现象，特殊情况能进行紧急停车操作。 6.能掌握现代信息技术管理能力，采用DCS集散控制系统，应用计算机对现场数据进行采集、监控和处理异常现象。 7.正确填写生产记录，及时分析各种数据。 三、基本原理 精馏利用液体混合物中各组分挥发度的差异，使液体混合物部分汽化并随之使蒸气部分冷凝，从而实现其所含组分的分离。精馏广泛应用于炼油、化工、轻工等领域。通过加热料液使它部分汽化，易挥发组分在蒸气中得到增浓，难挥发组分在剩余液中也得到增浓，这在一定程度上实现了两组分的分离。两组分的挥发能力相差越大，则上述的增浓程度也越大。在工业精馏设备中，使部分汽化的液相与部分冷凝的汽相直接接触，以进行汽液相际传质，结果是汽相中的难挥发组分部分转入液相，液相中的易挥发组分部分转入汽相，也即同时实现了液相的部分汽化和汽相的部分冷凝。 四、实训装置及流程 （一）流程介绍 （1）常压精馏流程

甲醇精馏工艺流程

甲醇精馏工艺流程 由合成工序闪蒸槽来的粗甲醇在正常情况下直接进入本工序的粗甲醇预热器（E11101）预热至65℃后进入预精馏塔（T11101）（在非正常情况下，粗甲醇来自甲醇罐区粗甲醇储槽，经粗甲醇泵加压后进粗甲醇预热器预热。粗甲醇预热器的热源来自常压塔再沸器出来的精甲醇冷凝液温度。）预精馏塔（T11101）作用是除去溶解在粗甲醇中的气体和沸点低于甲醇的含氧有机物，以及C10以下的烷烃。预精馏塔顶部出来的甲醇蒸汽温度为73.6℃，压力为0.0448MPa，塔顶出来进入预塔冷凝器Ⅰ（E11103），塔顶蒸汽中所含的大部分甲醇在第一冷凝器中被冷凝下来，流入预塔回流槽（V11103)经预塔回流泵（P11102AB）打回流。未冷凝的少部分甲醇蒸汽，低沸点的组分和不凝气进入塔顶冷凝器Ⅱ（E11104）继续冷凝，冷凝液可进入网流槽也可作为杂醇采出，不凝气经排放槽中的脱盐水吸收其中的甲醇后放空排放。用不凝气的排放量控制预精馏塔（T11101）塔顶压力，排放槽吸收液达到一定浓度后作为杂醇送入杂醇储槽或返回粗甲醇储槽重新精馏。预塔再沸器（E11102）的热源采用0.5MPa的低压饱和蒸汽。蒸汽冷凝液回冷凝液水槽（V11112）经冷凝水泵（P11110AB）送往动力站循环使用。为中和粗甲醇中的少量有机酸，在配碱槽中加入定量固体NaOH配置碱溶液储存在配碱槽（V11101）中。经碱液泵（P11101AB）进入扬碱器（V11110AB）再进入预塔回流槽（V11103）经过预塔回流泵（P11102AB）沿预精馏塔（T11101）进料管线加入预塔，控制预塔塔釜溶液PH值为9—10，预精馏塔（T11101）塔釜维持一定液位，塔釜甲醇溶液经加压塔进料泵（P11103AB）加压后进入加压塔进料预热器（E11105）预热后的甲醇进入加压塔（T11102）进料口，塔顶出来的甲醇气体温度121℃压力约0.574MPa 进过常压塔再沸器（E11107）将甲醇冷凝下来，冷凝后的甲醇液进入加压塔回流槽（V11111）。回流槽中的甲醇一部分经加压塔回流泵（P11104AB）后打回流入加压精馏塔（T11102），其余部分经粗甲醇预热器（E11101）与粗甲醇换热降温后再经精甲醇冷却器（E11110）冷却作为产品送往精甲醇中间槽（V11106）。加压塔再沸器的热源采用0.5MPa饱和蒸汽，蒸汽冷凝液回冷凝液水槽（V11112）经P11110AB冷凝水泵送往动力站循环使用。 常压塔部分：加压精馏塔（T11102）塔釜维持一定液位，甲醇溶液靠自压进入常压精馏塔（T11103）进料口，从常压精馏塔（T11103）塔顶出来的甲醇蒸汽温度气体温度为66℃，压力为0.008MPa,经常压塔冷凝器（E11108）冷凝，冷凝下来的甲醇进入常压塔回流槽（V11104），一部分经常压塔回流泵（P11105AB）打回流进入精馏塔（T11103），其余作为产品进入精甲醇冷却器（E11110）冷却到40℃送往精甲醇中间槽（V11106）,另有一部分

一种间歇精馏连续化的工艺

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万方数据

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一种间歇精馏连续化的工艺 作者：梁坤， Liang Kun 作者单位：茂名市安全生产监督管理局,广东,茂名,525000 刊名： 广东化工 英文刊名：GUANGDONG CHEMICAL INDUSTRY 年，卷(期)：2010，37(7) 被引用次数：0次 参考文献(3条) 1.黄少烈.邹华生化工原理 2006 2.钟理.伍钦.曾朝霞化工原理 2008 3.上海化工学院基础化学工程 1978 相似文献(7条) 1.期刊论文黄振旭.安明对苯酐间歇精馏装置的改进-河南化工2010,27(15) 针对当前苯酐间歇精馏装置中存在的主要工艺问题,通过改造设备和改变操作方法,可连续精馏13 d,精制苯酐收率达98.8%以上,改造后的装置生产稳定,系统能耗明显下降,从而有效地降低了生产成本,减轻了熟化处理过程中废气对空气的污染,经济效益和社会效益显著,具有很好的推广应用前景. 2.期刊论文王文江.吴剑华.WANG Wen-jiang.WU Jian-hua苯胺回收装置的开发及应用-沈阳化工学院学报2005,19(2) 叙述了对原苯胺回收装置的改造,改进了原装置的间歇精馏效果,原塔顶冷凝器管程走苯胺改为壳程走苯胺,解决了氯化铝催化剂堵塔问题.改造后的装置生产稳定,产品质量良好,苯胺得到回收,环境污染问题得到明显改善. 3.学位论文胡力焦化粗苯加氢精制萃取精馏工艺优化2009 本文在分析传统焦化粗苯加氢精制萃取精馏分离工艺基础上，系统研究了萃 取精馏工艺及其节能措施。针对目前焦化粗苯加氢精制萃取精馏工艺普遍存在着 工艺能耗较高，溶剂比较大的特点。本文在原有流程的基础上，对工艺进行优化 改进，提出了加氢精制分离新工艺，筛选出适宜的混和溶剂以减少溶剂比。 在常规流程的基础上，对萃取精馏塔、苯甲苯塔采用气相进料。利用ASPEN PLUS化工模拟软件，对改造前后的工艺进行模拟计算并且对气相进料工艺中的 萃取精馏塔和苯甲苯塔的回流比、进料位置、塔顶压力、理论板数进行了灵敏度 分析，确定了最佳操作参数。将改进前后的工艺进行能耗比较，表明采用气相进 料工艺比常规工艺节能27％以上。 混和溶剂的筛选，以N-甲酰吗啉作为主溶剂，DMF或DMAC作为副溶剂 选用修正的UNIFAC热力学模型预测和汽液平衡实验相结合的方法对其进行筛 选。通过使用MATLAB数学软件编程计算，研究发现在溶剂比为3∶1的条件下 当NFM/DMF=4或5(质量比)的时候，环己烷对苯的相对挥发度大于NFM和 DMF作为单一溶剂时环己烷对苯的相对挥发度。通过汽液平衡实验，结果表明 用DMF作为助溶剂优于DMAC，并且混和溶剂存在一个最佳的溶剂比，当 NFM/DMF=4(质量比)的时候分离效果最佳。进一步研究表明，溶剂比的增加可 以增加分离效果，但是当溶剂比大于一定值后，增加幅度趋于平缓。 建立起萃取精馏装置并对筛选出的萃取剂的分离效率进行了实验验证研究， 针对回流比和溶剂进料速率两个操作参数进行研究，发现在相同的操作条件下， 以NFM/DMF=4(质量)作为溶剂，塔顶馏分中环己烷的最高含量大于NFM或 DMF作为溶剂时塔顶馏分中环己烷的含量。表明筛选出来的混和溶剂的分离效 果确实优于单一溶剂。在常规间歇精馏过程中，通过对塔顶馏分中环己烷的最高 质量分数、塔顶馏分的产量、塔顶馏分中环己烷的质量分数以及环己烷的收率的 研究，表明溶剂流率对以上各参数的影响比回流比来得大。 关键词：萃取精馏 气相进料 混和溶剂 焦化粗苯加氢精制 ASPEN PLUS 4.学位论文何桃吉乙腈—水共沸物分离的模拟与实验研究2008 在制药工业中，乙腈因其对无机以及有机化合物的优良溶解性而被广泛使用，由此而产生大量含水的乙腈废液需要进行回收。由于乙腈与水形成共沸物，普通的精馏方法无法分离这一混合物，本课题研究了采用特殊精馏方法分离乙腈一水共沸物的工艺。 课题主要利用化工过程模拟软件Aspen Plus2004对乙腈-水共沸物系的萃取精馏、变压精馏稳态过程进行了模拟。对于萃取精馏稳态过程选取乙二醇作为萃取剂，采用WILSON方程计算液相活度系数，采用理想气体状态方程预测汽相逸度系数，对塔的工艺操作参数进行了优化，结果表明产品中乙腈浓度能够达到99.9wt％；对于变压精馏稳态过程，主要研究了变压精馏低压塔进料（包括常压塔回低压塔的循环物流进料和原料进料）位置，温度对分离过程的影响，得到了优化的工艺操作参数，产品中乙腈浓度能够达到99.9 wt％。 通过间歇精馏实验研究了乙腈-水共沸物的变压精馏以及加盐变压精馏分离过程。实验结果与模拟结果较为吻合，加盐变压精馏在常压塔回低压塔的循环物流进料中NaI试剂浓度达到0.2g／ml时，塔顶馏出液中乙腈含量差值可以增大到7.71 wt％，总能耗仅为原来的44.95％，对于同一生产装置原料处理能力提高70.26％。 通过模拟以及实验研究表明，加盐变压精馏技术能够有效解决变压精馏分离乙腈-水共沸体系时存在的塔间循环量大，处理量小，能耗高的问题，与萃取精馏的总能耗大体相当，可用于改造现有生产装置，或者直接应用于生产设计中。 5.学位论文石雪DMC生产过程自动控制系统2007 碳酸二甲酯(Dimethyl Carbonate,简称DMC)是近年来颇受重视的新型化工产品.它是无色透明液体,熔点4℃,沸点90.3℃,能以任意比例与醇、酮、酯等有机熔济混合,欧洲在1992年把它列为无毒化学品.DMC具有很好的反应活性,可取代剧毒的光气作羰基化剂,代替硫酸二甲酯(.DMS)作甲基化剂.因此它作为绿色中间体,对环保有着特殊的意义,被誉为有机合成中的新基石.

精馏操作

精馏的原理和操作 探讨学习 精馏的原理——定义 在一定压力下进行多次冷凝、蒸发，分离混合物的精馏操作称为精馏。精馏塔的三大平衡： （1）物料平衡即F = D + W （进料＝塔顶采出+塔底采出）对某一组分（轻组分）：F xF=D xD+W xW 操作中必须保证物料平衡，否则影响产品质量。精馏设备的仪表必须设计为能使塔达到物料平衡，以便进行稳定的操作。为了进行总体的进料平衡，塔顶和塔底的采出量必须进行适当的控制，进料物料不是做为塔顶产品采出，就是作为塔底产品采出。通过调节阀控制 （2）热量平衡 QB + QF = QC + QD + QW + QL QB——再沸器加热剂带入的热量 QF——进料带入热量 QC——冷凝器冷却剂带出的热量 QD——塔顶产品带出热量 QW——塔底产品带出热量 QL——散失于环境的热量 操作中要保持热量的平衡，再沸器、冷凝器的负荷要满足要求，才能保持平稳操作。再沸器和进料的热量输入必须转移到塔顶冷凝器。如果试图使再沸器加热量输入和回流控制相互独立，那么该系统就不会稳定，因为热量不平衡。

（3）汽液相平衡 在精馏塔板上温度较高的的气体和温度较低的液体相互接触时要进行传质、传热，其结果是气体部分冷凝，液相中重组分增加，而塔板上液体部分汽化，使汽相中轻组分浓度不断增加，当汽液相达到平衡时，其组分的组成不在随时间变化。 在精馏塔的连续操作过程中应做到物料平衡、气-液平衡和热量平衡，这3个平衡互相影响，互相制约。 借鉴R-134a一分塔的一些操作经验 一、稳定几个参数 包括进料温度、塔顶压力、回流量、回流温度，操作时尽量保持这几个参数的稳定，特别时塔顶的压力，其他三个参数可以作微调，或是从节能的角度考虑进行调节 二、保持物料平衡 根据操作经验和馏出口分析确定塔顶重关键组分的量和塔底轻关键组分的量， 塔顶采出=进料量*进料中轻组分含量*（1+重关键组分含量） 塔底采出=进料量*进料中重组分含量*（1+轻关键组分含量） 或塔底采出=进料量—塔顶采出 塔顶采出=进料量—塔底采出 实际操作中根据塔顶和塔底馏分的质量要求确定计算方法，看那个的质量要求的比较严格，如果是塔顶产品的质量要求高，那么就通过塔顶采出=进料量*进料中轻组分含量*（1+重关键组分含量）计算塔顶

苯—甲苯连续精馏塔的工艺设计综述

化工原理课程设计 设计题目：苯一甲苯连续精馏塔的工艺设计学生姓名： _____________ 学号： _____________ 专业班级： _________ 指导教师： ___________

摘要............................................................. I 第1章绪论 (1) 1.1设计流程 (1) 1.2设计思路 (1) 第2章精馏塔的工艺设计 (3) 2.1产品浓度的计算 (3) 2.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定 (4) 2.3物料衡算 (4) 2.4精馏段和提馏段操作线方程 (5) 2.5逐板法确定理论板数及进料位置（编程） (5) 2.6全塔效率、实际板数及实际加料位置 (6) 第3章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 (8) 3.1物性数据计算 (8) 3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 (10) 3.3塔板主要工艺尺寸的计算 (12) 3.4塔板流体力学校核 (15) 3.5塔板符合性能图 (17) 第4章热量衡算 (21) 4.1热量衡算示意图 (21) 4.2热量衡算 (21) 第5章塔附属设备的计算 (25) 5.1筒体与封头 (25) 5.2除沫器 (25) 5.3裙座 (25) 5.4塔总体高度的设计 (25) 5.5换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 (26) 5.6进料管的设计 (27) 5.7泵的选型 (27) 5.8贮罐的计算 (28) 第6章结论 (29) 6.1结论 (29) 6.2主要数据结果总汇 (29) 结束语 (30) 参考文献.......................................... 错误！未定义书签。 附录1主要符号说明 (31) 附录2程序框图.................................... 错误！未定义书签。 附录3精馏塔工艺条件图................ 附录4生产工艺流程图.................. 教师评语.......................................... 错误！未定义书签。

天津大学精馏塔装置说明书

精馏塔实验装 置 （计算机） 说 明 书 天津大学 化工基础实验中心

一. 实验设备的特点 1. 该精馏装置全部采用不锈钢材料制成并安装玻璃观测管能够在实验过程中使学生可以清晰见到塔板上气─液传质过程的全貌,扩展学生的视野,提高实验教学效果。该装置具有体积小、重量轻、实验数据稳定可靠、再现性强，用较小的装置模拟大型工业生产规模的装置来再现测量。 2．实现了对精馏塔的计算机控制，人工采集和操作来完成实验。 3. 实验设备流程，结构紧凑、整体性强、操作简便、抗干扰性能强等仪表均为国内、外质量较好的产品，工作比较可靠。 4. 该精馏装置具有节电的优点。每套装置只需1.5千瓦左右的电负荷,就可以完成全回流和部分回流各种条件下的精馏操作实验,而且设备造价较低,经久耐用。 二. 设备的主要技术数据 (二) 物系 (乙醇─正丙醇) 1. 纯度: 化学或分析纯. 2. 平衡关系: 见表1. 3. 料液浓度:15-25％(乙醇质量百分数). 4. 浓度分析用阿贝折光仪(用户自备).折光指数与溶液浓度的关系见表2. 表 1 乙醇─正丙醇 t-x-y 关系 ( 均以乙醇摩尔分率表示,x-液相; y-气相 ) 上列平衡数据摘自: J.Gmebling,U.onken ?Vapor─liquid?Equilibrium Data Collection─Organic Hydro xy Compounds: Alcohols(p.336)。 乙醇沸点: 78.3℃; 正丙醇沸点:97.2℃. 表 2 温度─折光指数─液相组成之间的关系 对30℃下质量分率与阿贝折光仪读数之间关系也可按下列回归式计算: Ｗ＝58.844116－42.61325 ×n D

精馏塔操作方式概述

精馏塔操作方式概述 玻璃精馏塔 玻璃精馏塔装置在常、减压条件下均可使用，尤其适用于热敏及高沸点物系。可以选择反应精馏、共沸精馏、萃取精馏三种操作模式。 塔釜采用进口球磨口，经特殊处理可防止高真空条件下易挥发组分爆沸。该类装置塔釜容量为250～1000ml，塔身主要有Ф20、30、40、50等规格，单根塔高0.8～1.2m，全塔共设有3～5个进/取样口，塔身采用电加热带以及镀膜等方式进行加热保温，电流可手调。具有保温效果好、透明等特点，可直接观察反应精馏操作情况。间歇精馏塔，原料一次性加入或用泵送入塔釜，塔顶连续出料；连续精馏塔设有高位槽，经回流罐连续加料或采用高压泵连续加料。塔顶冷凝器均采用全工程玻璃列管式冷凝器（高硼硅玻璃），塔内装不锈钢金属丝网θ环或三角螺旋填料。 塔顶回流采用回流比自动控制装置，范围为0～99，可调。釜加热、塔底、塔身、塔顶温度的控制与测试均可根据客户要求采用AI智能控制装置自动控制并数字远传显示，真空泵及进料泵为选配。 真空装置常压装置 不锈钢中试精馏塔 中试装置通体由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、 高度0.5～1.5m，每段塔节设置1～2个进料口/测温口， 亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整 个精馏塔包括:塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜 液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔 压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量通过采用釜液温度 或灵敏板进行控制，塔压采用稳压阀控制，并可装载自 动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控

制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。 技术指标： 使用温度:250℃； 使用压力:0～3.5MPa； 釜及储罐体积:1～10升 工业填料精馏塔设备 填料塔是最常用的气液传质设备之一，广泛应用于蒸馏、吸收、解吸、汽提、萃取、化学交换、洗涤和热交换等化工单元操作中。 装置主要包括：塔釜、塔节、冷凝器、捕集器、储罐等部件。 根据实际情况（物料组成、纯度要求、处理量、自动化程度等），本着“经济”和“技术”兼优的原则，设计并制造各种标准及非标规格不锈钢、碳钢、防腐（衬搪玻璃、衬四氟、聚丙烯等）精馏塔设备。 塔节 详情参见https://www.doczj.com/doc/7418886029.html,

年产8万吨甲醇精馏工艺设计(毕业设计)

中国矿业大学银川学院 本科毕业设计 （15届） 题目年产8万吨甲醇精馏装置 工艺设计 系别化学工程系 专业班级化学工程与工艺（2）班 学生姓名曾豪 指导教师苗泽凯 教务处制 2015年4月25日

中文题目：年产8万吨甲醇精馏装置工艺设计毕业设计共54页 图纸共 4张 说明书共1页 完成日期：15年05月01日 答辩日期：15年05月16日

摘要 本设计是对年产8万吨甲醇精馏装置工艺设计，长期以来，甲醇都是被作为农药，医药，染料等行业的工业原料，但随着科技的进步与发展，甲醇将被应用于越来越多的领域，为了使甲醇的利用更有竞争力，以便得到更纯度的甲醇而设计，设计中所采用的方法，归纳统计法、逐板计算法、演绎推理法。 本设计是以板式塔作为气液传质设备进行原料的分离，通过对精馏工艺进行物料衡、热量衡算、附属设备的选型计算，得到工艺数据从而绘制精馏塔的负荷性能图，确定操作线，分析结果确定设计是否符合要求。 本设计进料组成：水含量58.5%（摩尔分数，下同），甲醇含量41.7%；塔釜产品组成：水含量0.1%，甲醇含量99.9%。通过设计得到的结论：泡点进料，精馏塔塔径2.6m，塔高26.91m,理论塔板数为19块，实际塔板数为38块，其实实际塔板数精馏段为21块，提馏段为17块，从第22块开始进料，全塔效率46.6%。 本设计通过各工段的计算、分析、绘图，结果基本符合设计要求。 关键词：甲醇；精馏段；提馏段；板式塔；性能图。

目录 1 概述 (7) 1.1甲醇的生产现状及应用 (7) 1.2甲醇的合成方法及工艺 (7) 1.2.1甲醇的合成所用的原料 (7) 1.2.2甲醇合成方法 (7) 1.2.3甲醇的生产工艺及进展 (8) 1.3甲醇的精馏工艺 (8) 2 设计任务 (9) 2.1设计内容 (9) 2.2本设计所选的工艺流程 (9) 2.3操作条件的选择 (10) 2.4设计依据 (11) 3 精馏工段的物料衡算 (12) 3.1预塔的物料衡算 (12) 3.1.1预塔进料 (12) 3.1.2预塔出料 (12) 3.2加压塔的物料衡算 (13) 3.2.1加压塔进料 (13) 3.2.2加压塔出料 (13) 3.3常压塔的物料衡算 (13) 3.3.1常压塔进料 (13) 3.3.2常压塔出料 (13) 4 精馏常压塔工艺计算 (15) 4.1常压塔参数及精馏条件的计算 (15)