精馏塔的多股进料和侧线采出
浅述反应精馏塔的优点及设计
浅述反应精馏塔的优点及设计2019-09-16摘要：反应精馏塔做为化学⼯艺的⼀般过程可以分为以下三个部分：原料提纯、化学反应以及产物精制，原料提纯以及产品精制⼀般涉及分离⼯程学科的内容，尽管有化学吸附等有化学过程存在，但原料的提纯和精制过程⼤都属于相态变化的操作，⽽反应部分则主要涉及催化以及反应⼯程学科。
关键词：反应精馏塔，优点，设计⼀、反应精馏塔简介如果将化学反应以及精馏过程合⼆为⼀，即在⼀个设备中同时进⾏化学反应以及精馏过程，这样便产⽣了⼀个新的概念――反应精馏。
反应精馏（Reactive distillation process）是化学反应和分离在同⼀精馏设备中完成的过程。
⽬前有皂化、酯化、醚化等多种⽣产过程实现了反应精馏的集成化操作。
这种操作既可以对难以⽤普通精馏过程分离的系统，通过添加某种组分，使之与被分离组分发⽣化学反应，从⽽实现混合物体系的分离；⼜可使反应混合体系中的某种组分不断从塔中分离出来，改变系统的相平衡和化学平衡，使之反应继续进⾏，提⾼转化率。
（⼀）反应精馏塔的优点反应精馏过程可以缩短⽣产流程、减少成本投资；对于多数放热反应还可以利⽤反应热供分离所需，降低所需能耗；同时作为⼀种新型分离技术，还可⽤于某些特殊精馏。
因此，研究反应精馏过程的优化设计具有重要的理论意义和实⽤价值。
（⼆）反应精馏塔过程设计Backhaus在1921年提出有关反应精馏的思想。
由于在精馏塔中反应的分离之间存在许多影响因素，即使板数、传热、速率、进料位置、停留时间、催化剂、副产物浓度以及反应物进料配⽐等参数的很⼩变化，都可能对过程产⽣很⼤影响，所以对该集成过程的研究要困难得多。
因此，早期在反应精馏领域的研究⼀直以特定体系的数学模拟和实验探索为主。
当⽣产过程的反应和分离条件与要求确定后，进⾏化学反应和精馏过程集成化设计的⽬的是为了确定过程的可⾏性，合理的设备结构设计参数。
要更好地发挥反应精馏过程的优点，从技术上考虑，反应精馏设备的选型，⼯艺流程和关键设计参数的选定起着⼗分关键的作⽤。
传质分离重点2
第一章：1，平衡分离：根据两相状态不同 , 传统平衡分离过程可分为如下几类：汽液传质过程 : 如液体的蒸馏和精馏。
液液传质过程 : 如萃取。
气液传质过程 : 如吸收、气体的增湿和减湿。
液固传质过程 : 如结晶、浸取、吸附、离子交换、色层分离、区域熔炼等。
气固传质过程 : 如固体干燥、吸附等。
,2，速率分离:膜分离、场分离在某种推动力（浓度差、压力差、温度差、电位差等）的作用下，有时在选择性膜的配合下，利用各组分扩散速率的差异实现组分的分离。
膜分离又包括超滤、反渗透、渗析、电渗析等。
速率分离过程特点：节能 环保第二章： 相平衡准则（条件）：相平衡关系的表示方法1 相图2 相平衡常数K3 分离因子即相对挥发度相平衡常数的计算方法：一、状态方程：范德华方程 1维里方程 2 RK 方程 3 SRK 方程 4 PR 方程 5 BWRS 方程6 列线图法 3 4对RK 的修正，精度显著改善，简单方便，但对H 2 H 2S 等物系精度差；5 特别适用于H 2 H 2S 等气体混合物；6 轻烃类组分，仅考虑T P 对K 的影响，忽略了组成。
二、活度系数法：1 Vanlaar(范拉尔)方程、2 Margules(玛古斯)方程、3 Wilson(威尔逊)方程、4 NRTL(有轨双液)方程、5 UNIQUAC(通用拟化学活度系数)方程、S-H 方程1 2 数学表达式简单，容易从活度系数数据估计参数；适应性强，对于非理想性强的物系，包括部分互溶物系结果计算结果也能很满意。
多元物系需要多元的相互作用参数，如果没有，不能用于多元物系计算；都没有考虑T 、P 对模型的影响3 不能直接应用于液液平衡，但修正的T-K- Wilson 可以。
4 能很好地表示二元和多元系统的气液和液液平衡；特别对于含水系统，模型效果好；模型参数多，对每个二元物系都有三个参数。
5 所有表达式中，最复杂的；特别适用于分子大小相差悬殊的混合物。
气液平衡常数的各种简化：（1）汽相为理想气体，液相为理想溶液 适用物系：P<200kPa ，分子结构十分相近的组分溶液可按此类物系处理，如苯-甲苯二元混合物。
现代分离技术：复杂精馏
2) 联立M、E方程, 求出xij (yij); 3) 用S方程求tj ; 4) 用H方程求Vj ,Lj
(5) 注意 1) 模型塔的塔板编号(冷凝器1, 釜N, 由上往下) 2) 每股物料的符号(F, G, V, L, u, Q, x, y, z, H, h等) 3) 下标 i (组分顺序数), j (塔板顺序数)
20
30
液相回流
汽相负荷与液相回流
气相负荷
无中段回流 有中段回流
kmol/h
常压精馏塔汽、液相负荷分布示意图
二、复杂精馏的简捷计算 三、复杂精馏的电子计算机计算 托马斯(Thomas)法，三对角矩阵法 1. 预备知识
Vj , yij , Hj
Lj-1 , xi,j-1 , hj-1
Gj
Fj , zij , HFj
Hj(xij,Vj,tj)=Lj-1hj-1-(Vj+Gj)Hj-(Lj+uj)hj+Vj+1Hj+1+FjHFj-Qj=0
(6-75)
Vj, yij, Hj
Lj-1, xi,j-1, hj-1
Gj
Fj, zij, HFj
第 j 块理论板
Qj
uj
Vj+1, yi,j+1, Hj+1
Lj, xij, hj
hij 纯i组分在温度tj 下的液相焓
式(6-72)~(6-75)称为第 j 板上的M、E、S、H方程
(2) 求各板组成xij 利用汽液平衡方程 (6-73)式 yij=kij xij, 代入(6-72)式（减少变量） Mij(xij,Vj,tj)=Lj-1xi,j-1-(Vj+Gj)yij-(Lj+uj)xij+Vj+1yi,j+1+Fjzij=0
精馏塔的流程原理进料方式和种类
精馏塔的流程原理进料方式和种类下载温馨提示:该文档是我店铺精心编制而成，希望大家下载以后，能够帮助大家解决实际的问题。
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精馏塔操作常见问题
精馏塔操作常见问题1.精馏塔操作及自动控制系统的改进问：蒸汽压力突然变化时，将直接影响塔釜难挥发组分的蒸发量，使当时塔内热量存在不平衡，导致气-液不平衡，为此如何将塔釜热量根据蒸汽进料量自动调节达到相对稳定，从而保证塔内热量平衡是问题的关键。
在生产过程中，各精馏塔设备已确定，塔釜蒸发量与气体流速成正比关系，而流速与塔压差也成正比关系，所以控制好塔顶、塔釜压力就能保证一定的蒸发量，而在操作中，塔顶压力可通过塔顶压力调节系统进行稳定调节或大部分为常压塔，为此，稳定塔釜压力就特别重要。
于是在蒸汽进料量不变情况下，我们对蒸汽压力变化情况与塔釜压力的变化进行对比，发现两者成正比关系，而且滞后时间极小。
于是将蒸汽进料量与塔釜压力进行串级操作，将塔釜压力信号传递给蒸汽流量调节阀，蒸汽流量调节阀根据塔釜压力进行自动调节，通过蒸汽进料量自动增大或减少，确保塔釜压力稳定，从而保证了精馏操作不受外界蒸汽波动的影响。
我们在讨论精馏塔的控制方式，主要分析的是工艺系统对塔的影响，公用工程几乎不对内部有制约。
实际上也是如此。
举例分析：蒸汽系统的压力突然变化的系数要远远小于一个精馏塔内部压力变化的系数，也就是说蒸汽系统的压力对比塔压是更趋于稳定；基于这个原因塔压的控制才可以串级控制再沸器的进入蒸汽流量。
如果发现蒸汽系统的压力发生了变化，塔压基本没法和加热蒸汽流量串控了。
第二塔的压差基本只是一个参考数据，一般不对塔压差进行控制。
尽管塔压差过高我们要采取一定的措施。
DCS/SCS/APC等技术伴随着大容量的工业电脑的应用，投入成本逐渐下降，精馏塔的高级智能控制也成为可能，比如APC/SCS等技术，精馏产品纯度也得到保证。
可是这些系统其实很脆弱，由于影响这些先进控制的外来因素的影响，DCS操作工随时都可能摘除这些控制，回到DCS的水平，进行人工干预。
问：个人认为首先蒸汽压力的波动可以直接影响釜温和塔釜压力的不稳定,同时造成塔内压差的波动,在锅炉补水或蒸汽温度变化的情况下如果不即时去调节蒸汽量来稳定塔内压差的话,很有可能造成反混和塔釜轻组分超标现象.这个和采用双温差控制的方式相仿,而且在现场操作的时候,如果蒸汽压力升高或降低,如果阀门保持同样的开度的话,蒸汽的流量会多少有加大和减少的情况,我认为公用系统的稳定是精馏系统温度的先决条件,楼上你认为如何?你“说”的没有任何错误。
板式精馏塔工作原理
板式精馏塔工作原理
板式精馏塔是一种常用的分离设备，用于在石化、化工等工业领域中进行精馏和分馏操作。
其工作原理如下：
1. 进料：混合物通过塔底进入精馏塔。
混合物可以是不同沸点的液体，如原油经预处理后的馏分。
2. 液体上升：混合物进入塔底后，被喷淋到塔内。
液体通过底部的冷凝器冷却，形成饱和蒸汽。
3. 气液分离：饱和蒸汽与液体混合物在塔底的反流板上发生气液分离。
液体从反流板上流下塔底，而蒸汽则继续向上流动。
4. 传质传热：蒸汽从塔底逐渐上升，途中与下方的液体反应，实现质量传递。
同时，蒸汽与塔内壁面接触，进行热量传递。
5. 分馏过程：蒸汽逐渐上升，经过塔内多个水平的板层。
在每个板层上，再次发生气液分离，重复传质传热过程。
6. 产品收集：在塔顶部，蒸汽进一步冷却，形成液体产品。
这些产品通过凝冷器冷却后被收集、分离，并用于下游工艺。
7. 废物处理：在塔顶部，未完全冷凝的气体由顶盖排出，这些气体可能是未分离的轻组分或废料，需要进行排放或经过进一步处理。
通过使蒸汽和液体在塔内多次反复接触和分离，板式精馏塔能
够实现混合物中不同沸点组分的有效分离。
塔内的板层提供了更大的接触面积和更好的传质传热条件，有助于提高分离效率。
精馏塔的多股进料和侧线采出
7.2.1 精馏塔的多股进料和侧线采出一、多股进料? 图 7-3 两种不同浓度进料的精馏流程两段进料一塔式分离过程的操作线更接近于平衡线，各平衡级传质和传热的推动力减少，精馏过程的热力学效率得以提高，减少了有效能损失。
然而由于精馏段操作斜率减小，回流比减小，所需塔板数增加。
图 7-4 精馏塔 McCabe-Thiele 图二、侧线塔以分离三组分混合物为例，若其中某一个组分的含量很少或者对组分之间的切割要求不严格，则采用侧线塔代替两个相邻的常规塔，可降低基建投资和操作费用。
侧线出料位置：若第一个塔是 A/BC 切割塔，则改用侧线出料时，侧线出料位置在进料板之下；若第一个塔为 AB/C 切割塔，则侧线出料位置在进料板之上。
砍掉原第二塔。
[例7-5]考察由 C 2 馏分生产聚合级乙烯的精馏系统的分离流程。
原料为脱乙烷塔顶馏分，其中含乙炔 0.72％（mol），而聚合级乙烯的主要指标为： C 2 H 4 含量不低于99.95%；C 2 H 2 含量不高于5×10 -6 。
为了使乙炔含量合格，必须首先对脱乙烷塔塔顶出料中乙炔用催化加氢的方法脱除，加氢反应器出口物料的组成为：CH4 C2H4 C2H6流率，kmol/h 14.66 2097.11 744.36组成，摩尔% 0.51 73.43 26.06乙烯塔操作压力为 2.0MPa，在该操作条件下:，解：(1)设若采用乙烯塔侧线出料的流程（附图1），用式（7-25）计算乙烯产品中甲烷的最小含量：在侧线出料中还有 C 2 H 6 ，其含量在 0.02%-0.04%左右，乙烷和甲烷相加已达到0.1%左右，因此，用侧线塔的方法不能满足聚合级乙烯规格的要求，必须用两个常规塔：加氢反应器出口物料先进入第二脱甲烷塔，脱除甲烷后再进入乙烯精馏塔分离乙烯和乙烷，见附图 2。
例 7-5 附图 1 带侧线乙烯精馏塔例 7-5 附图 2 第二脱甲烷流程经平衡级计算，两个塔的主要计算结果和消耗的能量见附表 1。
分离工程试题库2
第一部分填空题1.分离过程是（混合过程）的逆过程，因此需加入（分离剂）来达到分离目的.2.汽液相平衡是处理(气液传质分离）过程的基础.相平衡的条件是(所有相中温度压力相等,每一组分的化学位相等）.3.萃取精馏塔在萃取剂加入口以上需设（萃取剂回收段)。
4.吸收因子为（），其值可反应吸收过程的（难易程度)。
5.吸收剂的再生常采用的是(用蒸汽或惰性气体的蒸出塔），（用再沸器的蒸出塔)，（用蒸馏塔）.6.精馏塔计算中每块板由于（组成)改变而引起的温度变化，可用(泡露点方程)确定.7.在塔顶和塔釜同时出现的组分为（分配组分）。
8.解吸收因子定义为（S= m V/ L ）。
9.吸收过程主要在（塔顶釜两块板）完成的.10.吸收有(1 )个关键组分,这是因为(单向传质)的缘故.精馏有（2）个关键组分,这是由于(双向传质)的缘故。
11.恒沸剂的沸点应显著比原溶液沸点（大10K ）以上。
12.吸收过程只有在（贫气吸收）的条件下,才能视为恒摩尔流。
13.采用液相进料的萃取精馏时，要使萃取剂的浓度在全塔内为一恒定值,所以在（进料时补加一定的萃取剂)。
14.要提高萃取剂的选择性，可(增大）萃取剂的浓度.15.吸收过程发生的条件为（P i＞P i＊，y i＞y i＊).16.对窄沸程的精馏过程,其各板的温度变化由（组成的改变）决定，故可由(相平衡方程）计算各板的温度。
17.常见复杂分离塔流程有（多股进料），（侧线采出）,（设中间冷凝或中间再沸器）。
18.设置复杂塔的目的是为了(减少塔数目,节省能量）.19.通过精馏多级平衡过程的计算，可以决定完成一定分离任务所需的（理论板数），为表示塔实际传质效率的大小,则用（级效率）加以考虑。
20.为表示塔传质效率的大小,可用(级效率）表示。
21.对多组分物系的分离,应将（分离要求高）或（最困难）的组分最后分离。
22.在相同的组成下,分离成纯组分时所需的功（大于）分离成两个非纯组分时所需的功。
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7.2.1 精馏塔的多股进料和侧线采出
一、多股进料
? 图 7-3 两种不同浓度进料的精馏流程
两段进料一塔式分离过程的操作线更接近于平衡线，各平衡级传质和传热的推动力减少，精馏过程的热力学效率得以提高，减少了有效能损失。
然而由于精馏段操作斜率减小，回流比减小，所需塔板数增加。
图 7-4 精馏塔 McCabe-Thiele 图
二、侧线塔
以分离三组分混合物为例，若其中某一个组分的含量很少或者对组分之间的切割要求不严格，则采用侧线塔代替两个相邻的常规塔，可降低基建投资和操作费用。
侧线出料位置：若第一个塔是 A/BC 切割塔，则改用侧线出料时，侧线出料位置在进料板之下；若第一个塔为 AB/C 切割塔，则侧线出料位置在进料板之上。
砍掉原第二塔。
[例7-5]
考察由 C 2 馏分生产聚合级乙烯的精馏系统的分离流程。
原料为脱乙烷塔顶馏分，其中含乙炔 0.72％（mol），而聚合级乙烯的主要指标为： C 2 H 4 含量不低于99.95%；C 2 H 2 含量不高于5×10 -6 。
为了使乙炔含量合格，必须首先对脱乙烷塔塔顶出料中乙炔用催化加氢的方法脱除，加氢反应器出口物料的组成为：
CH4 C2H4 C2H6
流率，kmol/h 14.66 2097.11 744.36
组成，摩尔% 0.51 73.43 26.06
乙烯塔操作压力为 2.0MPa，在该操作条件下:
，
解：
(1)设若采用乙烯塔侧线出料的流程（附图1），用式（7-25）计算乙烯产品中甲烷的最小含量：
在侧线出料中还有 C 2 H 6 ，其含量在 0.02%-0.04%左右，乙烷和甲烷相加已达到0.1%左右，因此，用侧线塔的方法不能满足聚合级乙烯规格的要求，必须用两个常规塔：加氢反应器出口物料先进入第二脱甲烷塔，脱除甲烷后再进入乙烯精馏塔分离乙烯和乙烷，见附图 2。
例 7-5 附图 1 带侧线乙烯精馏塔例 7-5 附图 2 第二脱甲烷流程
经平衡级计算，两个塔的主要计算结果和消耗的能量见附表 1。
(2)若经过工艺改进，使加氢反应器出口物料的组成为：
CH4 C2H4 C2H6
流率，kmol/h 3.69 2111.6 729.77
组成，摩尔% 0.13 74.22 25.65
在这种情况下，若直接采用乙烯塔侧线出料，乙烯产品中 CH 4 最低含量能降低到：
因此，用侧线塔的方案是可行的。
经平衡级严格计算得到带侧线的乙烯精馏塔的计算结果见附表 1。
例 7-6附表1 乙烯精馏系统常规与侧线塔方案比较
注 :(1)230K的冷量功耗按221.7kW/10 6 kW计；(2)再沸器的冷量回收,每10 6 kW相当于84kW。
由附表 1所列数据可知，采用侧线出料的乙烯精馏塔代替第二脱甲烷塔和乙烯塔，节省功耗2892KW.h，占原方案功耗的17.4%。