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分壁式精馏塔分离醇类三元物系的模拟研究
汪丹峰; 梁珊珊; 季伟; 何聪毅; 齐鸣斋
【期刊名称】《《上海化工》》
【年(卷),期】2010(035)010
【摘要】采用分壁式精馏塔分离乙醇-正丙醇-正丁醇三元物系,通过Aspen Plus
软件对其进行严格计算。
模拟优化之后的塔设备参数和操作条件为:主塔理论板数
为35块,进料段理论板数为16块,回流比为9.15,在进料段的第9块板处进料,侧线出料位置为第18块板,隔板的上下端连接位置分别为主塔第10块板和第27块板。
与常规的两塔精馏相比,再沸器热负荷减少33.79%。
【总页数】5页(P18-22)
【作者】汪丹峰; 梁珊珊; 季伟; 何聪毅; 齐鸣斋
【作者单位】华东理工大学化工学院上海200237
【正文语种】中文
【中图分类】TQ223.122
【相关文献】
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化工原理课程设计之巴公井开创作说明书设计题目：设计连续精馏分离装置（分离正戊烷,正己烷,正庚烷,正辛烷混合物）班级：化工06-2班姓名：曹震指导老师：马庆兰设计成果：日期：2009年6月8日——2009年7月1日目录设计方案简介 (2)工艺流程简图 (3)第一章塔的工艺计...4§ (4)§ (5)§ (9)§ (11)§ (11)§ (13)§ (14)§....................................................................................14§ (18)§ (21)第二章塔板的结构设计 (22)§2.1塔板的安插 (22)§2.2塔板流体力学计算 (23)§2.3塔板负荷性能图 (30)第三章塔体结构设...33§3.1塔体的尺寸、资料及开孔 (33)§ (34)§...........................................................................35计算结果汇总表 (41)自我评述 (44)工艺流程简图设计方案简介所设计的任务是：设计连续精馏分离装置,分离正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷,是一个多元精馏过程,轻关键组分是正己烷,重关键组分是正庚烷.根据工艺把持条件和分离任务,初步确定精馏方案,画收工艺流程草图.确定方案流程后,逐步计算和确定多元混合物精馏塔的把持条件及装备设施.首先,通过清晰分割法以及全塔物料衡算,确定塔顶、塔底的组分及其组成,根据回流罐的温度及泡露点方程,计算出塔顶、塔底和进料的压力和温度,进而确定精馏把持条件.通过经验估算出到达分离目的所需的最少理论板数,再结合全塔把持条件,得出最小回流比,通过作理论板数与回流比的关系曲线图,得出适宜回流比,即可确定理论板数和实际板数,并得出实际加料位置.其次,进行全塔热量衡算,算出塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷,然后算出精馏段和提馏段的流量,确定塔径,即可以进行塔体的设计了.我们先从塔板入手,通过计算开孔率,设计并选择出最佳塔板,并进行合理布图.通过塔板水力学计算来验证塔板的设计是否合理,是否会发生过量雾沫夹带、过量漏液和淹塔等现象,并作出塔板负荷性能图,进一步验证计算结果的合理性.接下来,在设计条件下,为精馏塔定出尺寸、资料和规格：选择筒体壁厚和资料,选择适宜的封头,确定人孔的数目和位置,塔体的高度和裙座的形式、尺寸.完成这以后,就可以确定各接管的管径,塔顶冷凝器、塔底再沸器和回流泵等辅助设备的型号,并将所设计的精馏塔反映在图纸上,使设计更加清晰明了.最后,将计算的结果汇总,整理出一份完整的设计说明书.第一章 塔的工艺计算§产物的组成及产物量简直定采纳清晰分割法.已知进料组成1,F 2,F 3,F 4,F x =0.15,x =0.3,x =0.4,x =0.15,轻关键组分是正己烷,重关键组分是正庚烷,现将已知和未知列入下表中：可见需要求1,D x 、2,D x 、3,W x 、4,W x .列全塔总物料衡算及组分1、2、3、4的全塔物料衡算可得：1,D2,D3,W 4,W 1,D 2,D 3,W 4,W F =D +W 0.15F =Dx 0.3F =Dx +0.04W0.4F =0.04D +Wx 0.15F =Wxx +x +0.04=10.04+x +x =1⎧⎪⎪⎪⎪⎪⎨⎪⎪⎪⎪⎪⎩ 已知进料平均摩尔质量72015860.31000.41140.1593.7kg kmol i i M M x ==⨯+⨯+⨯+⨯=∑进料 则 进料的摩尔流率12000kg h128.07kg kmol 93.7kg kmolF F M ===质量流率进料代入方程组可求得：1,0.34D x =,2,0.62D x =,3,0.69W x =,4,0.27W x =57.07kg kmol D =,71kg kmol W =由此可以求出塔顶、塔底产物的平均摩尔质量：720.34860.621000.04114081.8kg kmol i i M M x ==⨯+⨯+⨯+⨯=∑顶720860.041000.691140.27103.22kg kmol i i M M x ==⨯+⨯+⨯+⨯=∑底 由以上结果得出全塔物料衡算表：§把持温度与压力简直定一般保证塔顶冷凝器与冷却介质之间的传热温差：20t ∆=℃已知冷却剂温度为31℃,则t =t +Δt =30+20=50回流罐冷却水℃已知°°°°111222333444=γp x +γp x +γp x +γp x (1)P 回流罐式中p ︒为组分饱和蒸汽压,γ为组分活度系数.因所求混合物可视为理想组分,故γ取1,又因回流罐中液体即为塔顶产物的组成,所以上式可化为：11,22,33,44, (2)D D D D P p x p x p x p x ︒︒︒︒=+++回流罐由安托因公式求饱和蒸汽压,查文献得：12477.07lnP 15.833339.94T ︒=--22697.55lnP 15.836648.78T ︒=--32911.32lnP 15.873756.51T ︒=--43120.29lnP 15.942663.63T ︒=--P i ︒——各组分饱和蒸汽压,mmHgT ——温度,K已知回流罐温度为50℃,代入安托因公式求得1P 1196.19mmHg 1.574atm ︒==2P 405.37mmHg 0.533atm ︒== 3P 141.91mmHg 0.187atm ︒==4P 50.37mmHg 0.066atm ︒==代入（2）式求得11,22,33,44, 1.5740.340.5330.620.1870.04 0.8733atm 1atmD D D DP p x p x p x p x ︒︒︒︒=+++=⨯+⨯+⨯=<回流罐 因此,取一个年夜气压,使其常压把持.塔顶管线及冷凝器的阻力可以近似取作0.1atm,则：0.110.1 1.1atm P P =+=+=塔顶回流罐即求塔顶露点温度.采纳试差法,先假设一个温度,由安托因公式求得该温度下各组分的饱和蒸汽压值,并分别求出平衡常数K,用露点方程nii=1i y =1 K i i P P ︒∑ 塔顶（K =） 检验等式是否成立,若成立则该温度为塔顶温度,若不成立,继续假设.试差结果如下表：℃时,nii=1iy =1.000K ∑,℃.P =P +ΔP ΔP =N ΔP =225mmHg =0.138atm P =1.1+0.138=1.238atm⨯塔顶塔底全塔全塔实际单板塔底 故塔底压力为1.238atm.即求塔底泡点温度.采纳试差法,先假设一个温度,由安托因公式计算出该温度下各组分的饱和蒸汽压,并分别求出平衡常数K,由泡点方程：11 ()ni i i i i P K x K P ︒===∑塔底 检验等式是否成立,若成立,则该温度即为塔底温度,若不成立,继续假设.试差结果如下表：℃时,11.0011ni i i K x ==≈∑,故塔底温度为℃.设计时,取近似1.1 1.238 1.169atm 22P P P ++===塔顶塔底进料进料为泡点进料,此时进料温度即进料泡点温度,同样采纳试差法,先假设一个温度,由安托因公式计算出该温度下各组分的饱和蒸汽压,并分别求出平衡常数K,由泡点方程：11 ()ni i i i i P K x K P ︒===∑进料 检验等式是否成立,若成立,则该温度即为进料温度,若不成立,继续假设.试差结果如下表：℃时,10.99731ni i i K x ==≈∑,因此进料温度为℃.§最小回流比简直定计算最小回流比的公式如下：1min 11 (3)1 (4)nij Fii ij nij Dii ij x q x R ααθααθ===--=+-∑∑ 取温度为塔顶塔底平均温度66.6109.688.12t C +==︒,求得该温度下的相对挥发度ij α,以最重组分正辛烷为比较组分j ,计算结果如下：（3）式中的θ应介于轻、重关键组分的相对挥发度之间,由于已知轻、重关键组分相邻,故式（3）、（4）仅有一个通根,且5.727 2.367θ>>由于泡点进料,1q =,10q -=,设3θ=,代入（3）式得114.3760.15 5.7270.3 2.3670.410.1514.3763 5.7273 2.367313 =0.75nij Fi i ij x ααθ=⨯⨯⨯⨯=+++------∑ 此值与（1q -）值0相差较年夜,因此继续假设,采纳试差法,得出下表结果：可以看出,当θ=3.435时,10.001840.005nij Fii ijx ααθ==≤-∑,因此取θ=3.435,将θ代入（3）式,得min114.3760.34 5.7270.62 2.3670.041 114.376 3.435 5.727 3.435 2.367 3.435 =0.9073nij Di i ij x R ααθ=⨯⨯⨯=-=++-----∑§最小理论板数简直定对多元混合物系,有下式：minlg 1 ()lg l h h l D W mx x x x N α⎡⎤⎛⎫⎛⎫⎢⎥ ⎪ ⎪⎢⎥⎝⎭⎝⎭⎣⎦=-不包括再沸器式中,l x 、h x 为轻组分和重组分的摩尔分率,m α=轻重关键组分于塔顶、塔底条件下的相对挥发度见下表：于是 2.435m α==,由之前所得塔顶塔底的组成可算出：min0.620.69lg 0.040.041 5.28lg 2.435N ⎛⎫⨯ ⎪⎝⎭=-= 故最小理论塔板数为5.28,但不包括再沸器.§适宜回流比简直定如果R 增加,理论板数下降,塔高下降,设备费用下降,但液相、气相流率增加,再沸器、冷凝器的热负荷增年夜,把持费用也会增加,因此选择适宜的回流比,获得最经济的方案.用以下方法求得适宜回流比及理论板数.所分离混合物系可以视作理想溶液,有如下经验关联式：()0.567min min 0.751 12Y X R R N N X Y R N =---==++ 式中N 及N min 不包括再沸器.根据上式,回流比R 从R min =0.9073至6取一组数,获得相应的X 及Y 值,最终获得N 与R 的一组关系数据,如下表：—R/R min 图,如下：2.作N(R+1)—R/R min 图,如下：3.从图中获得回流比的适宜区,取R/R min =1.478,即R=1.3413,相应的N=11.4.因此适宜回流比为1.3413,理论板数为11.4. §理论板数及理论加料位置简直定设N R 为理论精馏板数.N S 为理论提镏板数,对泡点进料多元混合物,有如下计算公式：0.20621h Wl RS l Dh F R S T x x N W N x x D N N N ⎡⎤⎛⎫⎛⎫⎛⎫⎢⎥= ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎢⎥⎝⎭⎝⎭⎣⎦+=+式中,N T 为理论板数,求适宜回流比时已得出理论板数为11.4,将已知代入上式,解得N R =6.79,N S =5.61.因此,理论加料位置应为6.79块板上. §实际板数及实际加料位置简直定根据O′connell 经验关联式：0.49() T m L L Fi LiE x αμμμ=•=•∑可确定全塔效率E T .已知 2.435m α=.根据全塔平均温度t m =88.1℃查得该温度下正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷的粘度分别为···s 和0.29mPa ·s,由经验关联式可得0.150.1450.30.1790.40.2300.150.290.211mPa sL Fi Li x μμ=•=⨯+⨯+⨯+⨯=•∑代入公式,得()0.2450.49()0.49 2.4560.2110.5757T m L E αμ-=•=⨯⨯=由全塔效率可知,实际板数11.419.80.5757T P T N N E === 取整得,实际板数为20块.（不包括再沸器）实际精馏段板数6.7911.790.5757R RP T N N E ===⇒取整，为12块。
分离乙烷,丙烷混合物的方法
分离乙烷和丙烷混合物的方法有多种，以下是其中三种：
1. 精馏法：利用不同成分的沸点差异，将天然气中的各种成分分离出来。
这种方法包括常压精馏和真空精馏两种，常压精馏主要用于分离烷烃，而真空精馏则可用于分离低沸点的混合物。
2. 吸附法：利用吸附剂对天然气成分的不同吸附能力，将不同成分分离出来。
常见的吸附剂有分子筛、活性炭等，可用于分离二氧化碳、硫化氢等杂质。
3. 膜分离法：利用膜对不同成分的选择性渗透，将不同成分分离出来。
膜分离法分为压力驱动膜分离和扩散驱动膜分离两种，压力驱动膜分离适用于分离高压天然气中的杂质，如二氧化碳、氮气等，扩散驱动膜分离适用于分离低压天然气中的杂质，如甲烷、乙烷等。
此外，还可以通过化学分离法将乙烷和丙烷混合物中的不同成分进行分离。
例如，吸收法是利用吸收剂与天然气中的杂质发生化学反应，将杂质吸收分离出来的一种方法。
常见的吸收剂有酸、碱等，适用于分离二氧化碳、硫化氢等杂质。
凝聚法是利用天然气中不同成分的凝聚温度差异，将不同成分分离出来的一种方法。
凝聚法适用于分离烷烃。
化学反应法是利用化学反应将天然气中的杂质转化为易于分离的物质的一种方法。
常见的化学反应有加氢、氧化等，适用于分离硫化氢等杂质。
CHEMICAL INDUSTRY AND ENGINEERING PROGRESS 2018年第37卷第5期·1646·化 工 进展Kaibel 隔壁塔用于四组分精馏的模拟优化和实验研究方静，相宁，李晓春，张淑婷，李春利（河北工业大学化工学院，天津 300130）摘要：隔壁精馏塔由于其特殊的结构可在单塔内实现多组分高纯度分离的目的。
本文针对Kaibel 隔壁精馏塔（KDWC ）分离四组分混合物的节能工艺进行了模拟优化和实验研究。
以甲醇、乙醇、正丙醇和正丁醇（MEPB ）为例，通过热力学分析建立了稳态模拟的“四塔模型”，并以塔内温度分布为依据对模型准确性进行了实验验证。
提出了一种基于再沸器能耗的优化流程，以再沸器最小能耗为目标函数，对KDWC 的液相分配比（R L ）及整体结构进行了优化。
分析了KDWC 的节能原理并考察了中间组分含量对KDWC 节能效果的影响。
对比了KDWC 与常规传统三塔序列的能耗并对二者的热力学效率进行了计算。
结果表明：温度分布的模拟值与实验值趋于一致，且液相分配比（R L ）是塔的重要操作参数；KDWC 结构相比于传统三塔序列节能的重要原因是有效降低了中间组分（乙醇和正丙醇）的返混程度，且随着中间组分含量的增加KDWC 节能效果越来越明显；当中间组分摩尔分数为80%时，KDWC 可节能35.65%，可提高热力学效率26.11%。
通过本文研究，为隔壁塔用于四组分精馏提供了基础实验数据并为其节能优化提供了理论指导。
关键词：精馏；Kaibel 隔壁塔；模拟；优化；节能中图分类号：TQ028.3 文献标志码：A 文章编号：1000–6613（2018）05–1646–09 DOI ：10.16085/j.issn.1000-6613.2017-1327Optimization and experimental study of Kaibel dividing-wall column forseparating a quaternary systemF ANG Jing ，XIANG Ning ，LI Xiaochun ，ZHANG Shuting ，LI Chunli（School of Chemical Engineering ，Hebei University of Technology ，Tianjin 300130，China ）Abstract: Dividing-wall column （DWC ）has a special structure leading to a high purity in a single column which is designed for separating multi-mixture. The Kaibel dividing-wall column （KDWC ）energy-saving process for separating four-component mixture was simulated ，optimized ，experimented and investigated. KDWC was used to separate a quaternary mixture feed into four high purity product streams which included methanol ，ethanol ，n -propanol and n -butanol （MEPB ）. A rigorous simulation flowsheet called “four-column model ”was established through thermodynamic analysis ，and the accuracy of proposed model was verified based on the column temperature distribution. An optimization process was proposed for KDWC structure and split ratio （R L ）which regarded minimum energy consumption of reboiler as the target function. The energy-saving principle of KDWC was analyzed and the influence of intermediate composition on energy-saving was investigated. The energy consumption and thermodynamic efficiency of KDWC were compared with those of conventional three-column sequence. The results showed that the simulated values of column temperaturedistribution were consistent with the experiment ones and the split ratio （R L ）was an important operating通讯作者：李春利，教授，主要从事分离与纯化研究。
萃取精馏分离丙酮-正庚烷的模拟与优化
萃取精馏分离丙酮-正庚烷是化学工程学科中的一个重要研究领域，在现代化工和生物制药等领域中有着广泛的应用。
本文将介绍萃取精馏分离丙酮-正庚烷的模拟与优化。
首先，模拟计算是萃取精馏分离丙酮-正庚烷的重要研究方法之一。
模拟计算可以通过计算机模拟来预测分离过程中的物质转移和分布规律。
在模拟计算中，需要准确输入实验数据和物理性质参数，如组成、密度、粘度和表面张力等，以确保模拟结果的准确性和可靠性。
模拟计算可以通过改变操作参数（如温度、压力、流量等）来优化分离效率和经济性。
其次，优化是萃取精馏分离丙酮-正庚烷的另一个重要研究方法。
优化可以通过改变操作参数来提高分离效率和经济性。
在优化过程中，需要考虑多种因素，如反应速率、分离效率、产品纯度等，以确定最佳操作参数。
例如，在优化过程中可以通过调整进料温度、定压下的升温速率、精馏塔的塔板数等参数来提高分离效率和经济性。
总的来说，萃取精馏分离丙酮-正庚烷的模拟与优化是化学工程学科中的一个重要研究领域，应用广泛，可以在石油化工、食品加工、制药等多个领域中发挥重要作用。
通过模拟计算和优化，可以不断提高分离效率和经济性，推动化学工程技术的发展和应用。
收稿日期：２０１５－０５－１１第一作者：郭湘波，男，高级工程师，博士，从事石油化工工艺开发方面的研究；Ｔｅｌ：０１０－８２３６８７２４；Ｅ－ｍａｉｌ：ｇｕｏｘｂ．ｒｉｐｐ＠ｓｉｎｏｐｅｃ．ｃｏｍ通讯联系人：王瑾，女，教授级高级工程师，硕士，从事化工工艺的开发；Ｔｅｌ：０１０－８２３６８４９２；Ｅ－ｍａｉｌ：ｗａｎｇｊｉｎ．ｒｉｐｐ＠ｓｉｎｏｐｅｃ．ｃｏｍ文章编号：１００１－８７１９（２０１６）０３－０５９７－０８分隔壁塔分离苯和乙烯烷基化产物的模拟郭湘波，王 瑾（中国石化石油化工科学研究院，北京１０００８３）摘要：研究了分隔壁精馏塔在分离苯和乙烯烷基化产物中的应用。
采用Ａｓｐｅｎ Ｐｌｕｓ的Ｐｅｔｌｙｕｋ模块对分隔壁精馏塔进行了模拟计算。
首先采用等效三塔简捷模型计算分隔壁精馏塔的分壁段、主塔塔板数等参数，以此为基础，采用Ｐｅｔｌｙｕｋ模型对分隔壁精馏塔进行严格计算，再采用Ａｓｐｅｎ的模型分析工具确定塔的最佳工艺参数。
结果表明，对于乙烯和苯烷基化产物体系，采用分隔壁精馏塔分离的最佳参数为主塔理论塔板数５８块、预分段理论塔板数２５块，上、下端互联位置分别在１５板、４０板，进料位置在第１０块板（预分段），侧线乙苯抽出位置在第２４块板（基于主塔），主塔回流比１．３，互联物流液体流量５００ｋｍｏｌ／ｈ，气体流量９５０ｋｍｏｌ／ｈ。
在此参数下，计算得到的侧线采出乙苯质量分数为９９．９２％，满足乙苯产品的纯度要求。
关 键 词：分隔壁精馏塔；苯；乙烯；烷基化产物；模拟中图分类号：ＴＱ０２８ 文献标识码：Ａ ｄｏｉ：１０．３９６９／ｊ．ｉｓｓｎ．１００１－８７１９．２０１６．０３．０２２Ｐｒｏｃｅｓｓ Ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｆｏｒ Ｓｅｐａｒａｔｉｏｎ ｏｆ Ａｌｋｙｌａｔｉｏｎ Ｐｒｏｄｕｃｔｓ ｏｆＢｅｎｚｅｎｅ Ｗｉｔｈ Ｅｔｈｙｌｅｎｅ ｂｙ Ｄｉｖｉｄｉｎｇ Ｗａｌｌ ＣｏｌｕｍｎＧＵＯ Ｘｉａｎｇｂｏ，ＷＡＮＧ Ｊｉｎ（Ｒｅｓｅａｒｃｈ Ｉｎｓｔｉｔｕｔｅ ｏｆ Ｐｅｔｒｏｌｅｕｍ Ｐｒｏｃｅｓｓｉｎｇ，ＳＩＮＯＰＥＣ，Ｂｅｉｊｉｎｇ１０００８３，Ｃｈｉｎａ）Ａｂｓｔｒａｃｔ：Ｄｉｖｉｄｉｎｇ ｗａｌｌ ｃｏｌｕｍｎ ａｐｐｌｉｃａｔｉｏｎ ｆｏｒ ｓｅｐａｒａｔｉｏｎ ｏｆ ａｌｋｙｌａｔｉｏｎ ｐｒｏｄｕｃｔｓ ｏｆ ｂｅｎｚｅｎｅ ｗｉｔｈｅｔｈｙｌｅｎｅ ｗａｓ ｓｔｕｄｉｅｄ．Ｔｈｅ Ｐｅｔｌｙｕｋ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ ｍｏｄｅｌ ｉｎ Ａｓｐｅｎ Ｐｌｕｓ ｓｏｆｔｗａｒｅ ｗａｓ ｕｓｅｄ ｔｏ ｓｉｍｕｌａｔｅｔｈｅ ｄｉｖｉｄｉｎｇ ｗａｌｌ ｃｏｌｕｍｎ．Ｔｈｅ ｔｈｒｅｅ－ｔｏｗｅｒ ｓｈｏｒｔｃｕｔ ｃａｌｃｕｌａｔｉｏｎ ｏｆ ｄｉｖｉｄｉｎｇ ｗａｌｌ ｃｏｌｕｍｎ ｗａｓ ｃａｒｒｉｅｄｏｕｔ ａｎｄ ｔｈｅ ｒｅｓｕｌｔｓ ｗｅｒｅ ｕｓｅｄ ａｓ ｔｈｅ ｉｎｉｔｉａｌ ｖａｌｕｅ ｏｆ ｒｉｇｏｒｏｕｓ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｏｆ Ｐｅｔｌｙｕｋ ｍｏｄｅｌ．Ｔｈｅｐａｒａｍｅｔｅｒｓ ａｎｄ ｏｐｅｒａｔｉｏｎ ｃｏｎｄｉｔｉｏｎｓ ｏｆ ｔｈｅ ｃｏｌｕｍｎ ｗａｓ ｏｐｔｉｍｉｚｅｄ ｂｙ ｓｅｎｓｉｔｉｖｉｔｙ ｍｏｄｅｌ．Ｔｈｅ ｒｅｓｕｌｔｓｉｎｄｉｃａｔｅｄ ｔｈａｔ ｔｈｅ ｏｐｔｉｍａｌ ｐｒｏｃｅｓｓ ｐａｒａｍｅｔｅｒｓ ｏｆ ｔｈｅ ｄｉｖｉｄｉｎｇ ｗａｌｌ ｃｏｌｕｍｎ ｗｅｒｅ ｔｈａｔ ｔｈｅ ｎｕｍｂｅｒｓ ｏｆｔｈｅｏｒｅｔｉｃａｌ ｓｔａｇｅｓ ｏｆ ｍａｉｎ ｃｏｌｕｍｎ ａｎｄ ｐｒｅｆｒａｃｔｉｏｎａｔｏｒ ｗｅｒｅ ５８ａｎｄ ２５，ｔｈｅ ｔｏｐ ａｎｄ ｂｏｔｔｏｍｃｏｎｎｅｃｔｉｏｎ ｓｔａｇｅｓ ｗｅｒｅ １５ａｎｄ ４０，ｒｅｓｐｅｃｔｉｖｅｌｙ，ｔｈｅ ｆｅｅｄ ｅｎｔｒａｎｃｅ ｗａｓ ａｔ ｓｔａｇｅ ｏｆ １０ｂａｓｅｄ ｏｎｐｒｅｆｒａｃｔｉｏｎａｔｏｒ，ｓｉｄｅ ｗｉｔｈｄｒａｗｉｎｇ ｏｆ ｅｔｈｙｌｂｅｎｚｅｎｅ ｐｒｏｄｕｃｔ ｗａｓ ａｔ ｓｔａｇｅ ｏｆ ２４ｂａｓｅｄ ｏｎ ｍａｉｎ ｃｏｌｕｍｎ，ｗｉｔｈ ｔｈｅ ｒｅｆｌｕｘ ｒａｔｉｏ ｏｆ １．３，ｃｏｎｎｅｃｔｉｏｎ ｆｌｏｗｓ ｏｆ ｌｉｑｕｉｄ ａｎｄ ｇａｓ ｏｆ ５００ｋｍｏｌ／ｈ ａｎｄ ９５０ｋｍｏｌ／ｈ，ｒｅｓｐｅｃｔｉｖｅｌｙ，ｕｎｄｅｒ ｗｈｉｃｈ ｔｈｅ ｏｐｔｉｍａｌ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｒｅｓｕｌｔｓ ｗｅｒｅ ｏｂｔａｉｎｅｄ ｗｉｔｈ ａｎ ｅｔｈｙｌｂｅｎｚｅｎｅｐｒｏｄｕｃｔ ｏｆ ９９．９２％，ｍｅｅｔｉｎｇ ｔｈｅ ｒｅｑｕｉｒｅｍｅｎｔ ｏｆ ｄｏｗｎｓｔｒｅａｍ ｐｒｏｃｅｓｓｉｎｇ ｕｎｉｔｓ．Ｋｅｙ ｗｏｒｄｓ：ｄｉｖｉｄｉｎｇ ｗａｌｌ ｃｏｌｕｍｎ；ｂｅｎｚｅｎｅ；ｅｔｈｙｌｅｎｅ；ａｌｋｙｌａｔｉｏｎ ｐｒｏｄｕｃｔｓ；ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ 乙苯作为生产苯乙烯的中间体，其生产工艺主要有苯和乙烯的液相法［１－２］、气相法［３］及干气法［４－５］。
分壁塔在重整脱戊烷油分离中的工业化应用—操作摘要：分壁塔三塔模型等效模型有助于操作人员理解分壁塔内各个区域的工艺作用。
除分液比控制外，从操作的角度，分壁塔可被视作为带一个侧线抽出的普通精馏塔。
分壁塔顶压力控制、塔顶回流罐温度控制、回流控制、塔顶抽出物料量控制、塔底热输入控制和塔釜液位控制、侧线抽出量控制与常规精馏塔类似，只有分液比控制是分壁塔所特有。
分壁塔在开工初期可被视作普通精馏塔、当回流量足够大后再启动分流比控制，此方法可以加快分壁塔开工。
文中详细介绍了分壁塔操作调整要点。
某100万吨/年重整装置重整生成油分离中的脱C6C7塔采用分壁塔，此塔已稳定运行三年多。
本项目从设计、制造、操作等各方面所积累的技术和经验等，都有助于国内大型工业化分壁塔的推广应用。
关键词：重整装置；重整生成油；产品分离；分壁塔；流程控制；操作中国石化工程建设有限公司（SEI），于2015年着手分壁塔工程化应用相关技术的研究工作， 2017年选定了首座分壁塔的应用位置，为国内某石化企业100万吨/年连续重整装置设计一座分壁塔[1]（脱C6C7塔）替代传统两塔如图1所示，用于从重整脱戊烷油中分离C6组分（中心馏分苯）、C7组分（中心馏分甲苯）和C8+组分（中心馏分二甲苯）。
该塔塔径4m、塔高61.95m，主塔104层塔盘、于2020年3月投用，至今已平稳运行超3年。
图1 流程示意图分壁塔，又称分隔壁塔或分隔壁精馏塔等，早在1933年就被提出，但由于设计变量多、操作及控制过程复杂，大大制约了其工业应用，直至1985年分壁塔技术才由BASF公司首次实现了工业化应用[2]。
裘兆蓉、孙兰义等[3,4]早在2005年即向国内介绍了分壁塔的节能效果。
刘传强、高景山等[5-7]对分壁用于重整生成分离的工艺节能效果进行了研究。
高明、于飞跃等[8,9]介绍了分壁塔控制研究进展。
尽管国内在分壁塔方面进行了大量研究，但工业化应用很少，截止2016年3月，全球投入使用的分壁塔已经超过250座，但国内仅有3例应用[2]。
化工原理多组分精馏多组分精馏是指在一个系统中同时存在具有不同挥发性的多个组分，通过精馏过程将这些组分分离出来。
这种精馏过程主要应用于化工工业中，其中最常见的就是原油的精馏。
原油是一种复杂的多组分混合物，其中包括烷烃、烯烃、芳烃等多种组分，它们具有不同的挥发性和沸点。
通过多组分精馏可以将原油中的不同组分分离出来，获取高纯度的单一组分或者组分的混合物。
多组分精馏的基本原理是利用组分之间的沸点差异来实现分离。
在一个精馏塔中，通过加热并提供充足的汽化热量，将原油中的各种组分分别汽化成蒸汽。
然后，将蒸汽冷凝成液体，通过不同位置的收集器收集不同组分的液体。
多组分精馏的关键是精馏塔的设计和操作。
一般而言，精馏塔分为顶部回流装置和底部放流装置。
顶部回流装置可以将部分液体回流到塔顶，提供充足的冷却和平衡，使塔内的温度和组分浓度分布达到稳定状态。
底部放流装置用于获取精馏产物，可以根据需要进行连续放流或间歇放流。
在精馏过程中，通过适当调节顶部回流比例、塔内温度和压力等操作参数，可以实现对不同组分的分离。
具体来说，高沸点组分会在上部冷凝器中快速冷凝成为液体，回流到塔顶，而低沸点组分则主要通过中部冷凝器冷凝，并作为精馏产物从塔底放流。
多组分精馏的效果受到多个因素的影响，包括塔板数目、温度和压力梯度、顶部回流比例等。
通常情况下，增加塔板数目可以提高分离效果，但同时也会增加塔设备的复杂性和能耗。
温度和压力梯度可以通过在塔内设置冷凝器和加热器来实现，不同的温度和压力梯度可以提高对不同组分的分离效果。
顶部回流比例的调节可以通过改变塔顶放流的液体量来实现，适当增加回流比例可以提高精馏塔的分离效果。
总之，多组分精馏是一种常用的分离技术，可以将具有不同挥发性的组分分离出来。
通过合理的设计和操作，可以实现高效的分离效果，对于化工工业中的原油精馏等过程具有重要意义。
化工原理多组分精馏简介多组分精馏是一种常见的化工分离技术，广泛应用于石油、化工、药品等行业中。
本文将介绍多组分精馏的基本原理、设备和操作、影响因素，以及应用案例等内容。
基本原理多组分精馏是通过不同组分的挥发性差异实现分离的一种方法。
在一个精馏塔中，原料液体进入塔顶，经过加热后蒸发，蒸汽上升并与冷却剂进行接触，冷却后变为液体，得到精馏液。
根据不同的沸点，各组分在塔内得到部分蒸发和凝结，最后在塔顶和塔底得到不同组分的纯化产品。
设备和操作多组分精馏通常由以下设备组成：1.精馏塔：用于将混合物分离成多个组分的关键设备。
塔内通常有填料或板式反应器，以增加传质效果。
2.热交换器：用于加热和冷却原料和冷却剂。
3.冷凝器：用于将蒸汽冷却成液体，以获取精馏液。
4.回流器：用于控制精馏液的回流或提供塔顶的回流液。
在操作多组分精馏塔时，需要注意以下几点：1.控制塔顶温度：通过调节加热和冷却剂的流量，控制塔顶温度，确保所需组分能够得到纯化。
2.控制回流比：回流比是回流液与塔顶出口流量的比值。
通过调节回流比，可以改变塔内的传质效果，影响分离效果。
3.利用塔内温度梯度：塔内温度从塔底到塔顶逐渐增加，利用温度差异来实现组分的分离。
影响因素多组分精馏的效果受到多个因素的影响，以下是几个重要的影响因素：1.组分挥发性差异：组分之间的沸点差异越大，精馏效果越好。
2.塔设计：塔的高度、填料或板式的选择，对传质效果和分离效果有直接影响。
3.温度梯度：塔内温度梯度越大，分离效果越好。
4.回流比：适当的回流比可以改善传质效果，提高精馏效果。
5.操作参数：加热剂和冷却剂的流量、操作压力等参数的调节，会直接影响精馏过程的效果。
应用案例多组分精馏在化工领域有着广泛的应用。
以下是几个常见的应用案例：1.石油炼油：通过多组分精馏，将原油中的各种烃类分离出来，得到汽油、柴油、煤油等产品。
2.药品制造：制药工业中，多组分精馏被用于纯化药物原料，去除杂质，提高药品的纯度和品质。
