分隔壁精馏塔分离三组分烷烃混合物的研究
第三章 多组分精馏和特殊精馏(化工分离过程)
3.1.3 最少理论板数（Nm）和组分分配
全回流对应最少理论板数，但全回流下无产品采出， 因此正常生产中不会采用全回流。 什么时候采用全回流呢？
1、开车时，先全回流，待操作稳定后出料。 2、在实验室设备中，研究传质影响因素。 3、工程设计中，必须知道最少板数。
最少理论板数的计算
Fenske（芬斯克）方程推导前提： 1、塔顶采用全凝器，（若采用分凝器，则分凝器为第1块塔板） 2、所有板都是理论板。
一、关键组分（Key Components）
Na=串级数(2)＋分配器(1)＋侧线采出
F
(0)＋传热单元(2) = 5
已被指定的可调变量： （1）进料位置；（2）回流比； （3）全凝器饱和液体回流或冷凝 器的传热面积或馏出液温度。
余下的2个可调设 计变量往往用来指 定组分在馏出液和 釜液中的浓度。
两组分精馏 指定馏出液中一个组分的浓度，就确定了馏 出液的全部组成；指定釜液中一个组分的浓 度，也就确定了釜液的全部组成。
下面通过实例分别对二组分精馏和多组分精馏过 程分析进行比较。
二组分精馏实例：苯－甲苯
图3-1 二组分精馏流率、温度、浓度分布
三组分精馏实例：苯(LK)－甲苯(HK)－异丙苯
图3-2 三组分精馏流量分布 图3-3 三组分精馏温度分布
四组分精馏实例：苯－甲苯(LK)－二甲苯(HK)-异丙苯
图3-6 四组分精馏液相组成分布
⎜⎜⎝⎛
yA yB
⎟⎟⎠⎞ 2
= ⎜⎜⎝⎛
xA xB
⎟⎟⎠⎞1
代入（3-2）式：
⎜⎜⎝⎛
yA yB
⎟⎟⎠⎞1
= α1 ⎜⎜⎝⎛
xA xB
⎟⎟⎠⎞1
=
⎜⎜⎝⎛
化工分离过程(第7讲)(3.2多组分精馏过程分析)
x1
y2 y 1
* TB
1.0 B7
3.2.1 多组分精馏过程分析
精馏是多次简单蒸馏的组合。
精馏塔底部是加热区，
温度最高；塔顶温度最低。
精馏结果，塔顶冷凝收 集的是低沸点组分，高沸 点组分则留在塔底。
8
3.2.1 多组分精馏过程分析
1 从塔的中间O点进料； 2 组分B的液、汽相组 成分别为 x3 和 y3； 3 每层塔板都经历部分 汽化和部分冷凝过程；T
4
3.2.1 多组分精馏过程分析
简单蒸馏以及二组分精馏的原理图 关键组分(Key Components) 清晰分割 多组分精馏过程的复杂性
二组分精馏实例：苯－甲苯 三组分精馏实例：苯(LK)－甲苯(HK)－异丙苯 四组分精馏实例：苯－甲苯(LK)－二甲苯(HK)-异丙苯
多组分精馏与二组分精馏在浓度分布上的区别
22
3.2.1 多组分精馏过程分析
2、关键组分
①若无LNK：HK分别在二段出现两个最高点，LK 表现像LNK。 （图3-7） ②若无HNK：LK分别在二段出现两个最高点，HK 表现像HNK。 （图3-8） ③有LNK、HNK，且都不同时出现在顶、釜时： LK在精馏段出现一个最大值，然后降到所规定的浓度； HK在提馏段出现一个最大值，然后降到所规定的浓度。 （图3-9）
甲苯为LK，二甲苯为HK，两 者的浓度分布曲线变化规律相 同，方向相反。 在 塔 底 处 ， 主 要 分 离 HK 和 HNK，所以此处HK浓度向上 增大；同理，在塔顶处，主要 分离LK和LNK，所以此处LK 浓度向上减小。
图3-9 苯－甲苯(LK)－二甲苯(HK)-异丙 苯液相浓度分布
苯为LNK，在进料板以下浓度 快速减小，最终全部进入塔顶； 异丙苯为HNK，在进料板以上 浓度快速减小，最终全部进入 21 塔釜。
分壁式精馏塔分离醇类三元物系的模拟研究
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
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中国石油大学课程设计-曹震-正戊烷-正己烷-正庚烷-正辛烷
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,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。
Kaibel隔壁塔用于四组分精馏的模拟优化和实验研究
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。
分隔壁塔分离苯和乙烯烷基化产物的模拟
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］。
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［ 摘要 ］ 利用 自制的分隔壁精馏塔小试装置对正 己烷 、 正庚烷和辛烷三组分混合物 的分离进行 了实验 。考察 了进入侧线采 出段
的液体流量与进入预分离段 的液体流量之 比 （ 简称液体分配 比 ）、 进料 位置 和出料 位置对分离效 果的影响 ； 并与带侧线 采出的
精馏塔进行 比较 。实验结果表明 ， 在液体 分配比为１ 进料位置 为分 隔壁中间 、 、 出料位置为分 隔壁 中间时 ， 顶馏 出物中正己烷 塔
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石
油
化
工
・ １・ ５
２ １ 年第 ４ 卷第 １ ０２ １ 期
Ｐ ＴＲＯＣＨＥ Ｉ Ｅ Ｍ ＣＡＬ Ｔ ＥＣＨＮ０ＬＯＧＹ
分 隔壁精馏 塔分离三组分烷烃混合物的研 究
叶 青 ， 杜 雷 ， 薛青青 张春林 ，
（ ．常州大学 石油化工学 院 ， １ 江苏 常州 ２ ３ ６ ； ．上海制皂 （ １ １４ ２ 集团 ） 如皋有 限公 司， 江苏 如皋 ２６ ２ ） ２５１
的质量分数可达 ９ ． ％， ９ ２ 侧线采 出物 中正庚 烷的质量分数可达 ９ ． ％， ７ ５ ８ 塔釜液 中辛烷的质量分数可达 ９ ． ％； 用分 隔壁精 ４ ６０ 采 ８ 馏塔 比常规带侧线精 馏塔可得到更高纯度 的中间产物和塔釜产物 ； 采用 Ａ ｐ ｎＰ ｓ ｓｅ ｌ 流程 软件 对分隔壁精馏塔模拟 的结果与实 ｕ
验结 果基本 一致。
［ 关键词 ］分隔壁精馏塔 ； 烷烃混合物 ； 带侧线采 出精馏塔 ； ｓｅ ｌ 软件 Ａ ｐｎ ｕ Ｐ ｓ ［ 文章编号 ］ １０ —８ ４ （ ０ ２ ０ — ０ １ ０ ０ ０ １４ ２ １ ） １ ０ ５ — ５ ［ 中图分类号 ］Ｔ ８ Ｑ０ ２ ［ 文献标识码 ］Ａ
（． ｃ ｏ ｌ ｆ ｅ ｏ ｈ ｍｉ ｌ ｎ ｉｅ ｒ ｇ Ｃ ａ ｇ ｈ ｕ １Ｓ ｈ ｏ ｏ Ｐ ｔ ｃ ｅ ｃ Ｅ ｇ ｅ ｎ ， ｈ ｎ ｚ ｏ Ｕｍｖ ￣ ｔ Ｃ ａ ｇ ｈ ｕＪ ｎ ｓ １１４ Ｃ ｉａ ｒ ａ ｎ ｉ ｅｉ ｙ， ｈ ｎ ｚ ｏ ａ ｇｕ２ ３６ ， ｈｎ ； ｉ
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