精馏塔设计任务书（精选6篇）
精馏塔设计任务书 篇1
广西大学化学化工学院
化工原理课程设计任务书（1）-林化2011
专业：
班级：
姓名：
学号：
设计时间：
设计题目：
设计条件：
3.40 4 5 6
设计任务： 1.****年**月**日
至
****年**月**日 乙醇——水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒精生产现场）1.常压操作，P=1 atm（绝压）。
2.原料来至上游的粗馏塔，为95—96℃的饱和蒸汽。因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃，汽液混合物进料。
塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为 吨/日。
．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分 率）。
．塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝 器，泡点回流。
．操作回流比R=（1.1—2.0）Rmin。完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计
算和选型。
2．画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡图，塔板负
荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。
3．写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己
设计的评价。指导教师：
刘
琨
设计的基本内容及要求
1．设计目的及要求
对板式塔进行工艺尺寸的设计计算，包括塔高，塔径及塔板上气液接触元件的主要尺寸。力求设计出生产上经济合理，技术上可行的塔；为检测工艺设计的合理性，需要进行流体力学验算；为了了解所设计塔的操作性能好坏，还需要画出塔板的操作负荷性能图。
与任何化工装置的设计相同，精馏装置必须同时满足下列要求：（1）产品的数量及质量指标。
（2）经济性：除了在个别情况下建设生产装置是从产品的社会效益出发外，一般装置不仅应有利润，而且其技术经济指标亦应有竞争性，即要求最经济地使用资金，原材料，公用工程和人力。为达到这一目标，必须进行流程优化和参数优化的工作。
（3）安全性：化工生产中有的是易燃，易爆或有毒性，腐蚀性的物品。因此，设计时必须充分考虑各种明显的和潜在的危险，确保生产人员的健康和安全。
（4）符合国家和各级地方政府制定的环境保护法规，对排放的废气，废水，废渣进行有效处理。（5）整个系统必须可操作和可控制。
2．设计步骤：
（1）设计方案的确定。
（2）确定进料情况和分离要求，掌握相平衡数据和物性数据（进料量，进料组成，塔顶及塔底产品的组成或分离度的大小等；t—x—y关系或相对挥发度，密度，粘度，表面张力，汽化潜热等）
（3）精馏系统工艺计算（塔顶，塔底产品产量及组成，塔板数及进料位
置的确定等）。
（4）塔板主要工艺尺寸计算（塔径，塔高及塔板结构尺寸）。
流体力学验算，绘制塔板负荷性能图
（5）辅助设备的计算及选型（冷凝器，冷却器，再沸器，原料预热器，输送设备及除沫器等）。
（6）编写设计说明书，绘制工艺示意流程图及主体设备工艺条件图。工艺流程示意图包括主要设备及辅助设备外形、主要物流及热流并较准确地标注出物流和热流进出设备的位置及物流和热流方向、标注出主要控制阀门及仪表位置等；工艺条件图包括：设备高度、直径及塔壁厚度、塔板间距、塔板布置、接管位置及尺寸、封头及支座、材料、密封要求、试水压要求、加工及焊缝要求等，所有尺寸应该按实际比例绘制。做图格式、所有线条粗细、阀门及仪表外形、尺寸标注方式等，一律按照化工设备设计规范要求。设计说明书的格式按照技术说明书的编写要求完成。
a)精馏塔设计方案的确定包括以下内容：
（1）塔型的确定：一般可选择的塔型有浮阀塔，筛孔塔，泡罩塔等，说明选择的原因（参看有关资料）。
（2）操作压力的选择：根据物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，热敏性物料宜采取真空精馏，；低沸，常压下呈气态的物系宜采取加压精馏。对于一般物系，稍稍高于常压操作有利于提高塔的处理能力。
（3）进料热状况参数q值的大小直接影响到理论塔板数，塔顶产品产量，回流比及热负荷(当q值增大时，冷凝器热负荷减小而再沸器热负荷增加)的大小。一般将料液预热至泡点或接近泡点，则操作易控制，不易受季节的影响，且泡点进料时，精，提馏段的塔径相等，制造安装方便。
（4）塔底加热方式的选择：多数情况下由于塔底组分不宜与水直接接触而采取间接蒸汽加热；若塔底组分是水或可与水接触的组分，宜采取直接蒸汽加热，利用低压蒸汽，塔釜内只安装鼓泡装置，操作费用和设备费用均可节省，但由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，则塔板数有所增加。对乙醇-水系统，塔板数增加不多，采用直接蒸汽加热是合理的。（5）工艺流程的确定。
3．设计原则：
（1）技术经济评价指标的种类和数值：这是具体方案比较的依据，例如投资回收期应小于六年，投资利润率大于15%等。
（2）要求生产的可靠程度：例如最低的小时（日）生产能力不低于公称设计能力的95%等，由此决定设计欲量。
（3）生产能力波动的适应范围：例如要求最低操作负荷为正常操作负荷的50%，根据这一要求决定透平机的防振措施以及塔板流体力学计算下限等。
（4）材质的使用原则：以耐腐蚀材料为例，在通常情况下耐腐蚀性能愈好的材料价格愈高。
（5）自动化水平：自动化水平的高低取决于装置的安全要求，生产要求以及控制的投资和得益。如果建厂条件是劳动力富裕而资金短缺，则不应盲目追求高的自动化水平。（6）转动设备和易磨损，易腐蚀或易结焦设备的备用原则。设备是否备用可根据设备的平均故障间工作时间，平均修复时间，全装置的连续运转时间和利润等数据，用可靠性理论得出定量的结论。当没有可靠的数据时，应根据经验对全装置的动设备作出统一的规定。（7）是否要考虑发展规划。有的设计项目因投资，市场需求和各配套装置的建设进度等原因需分期建设。若分期建设的间隔时间不长，则在第一期设计时应考虑后期建设的需要，例如在设备平面布置，单系列设备的能力和主要管道的管径等方面应留有余地，以减少总投资和减少改造的工作量。
参考书目
1．化工容器及设备简明设计手册 2．石油化工基础数据手册 3．石油化工设计手册 4．物理化学手册 5．化工装置工程手册 6．化工设备标准手册 7．化工管路手册
8.钢制压力容器，GB（国标）1998-10-01实施 9.钢制压力塔器。JB（行业标准）2005-11-01实施
上交的材料要求
所有材料装入“广西大学课程设计说明书文件袋”内，按要求填写袋面内容并注明个人的工作，设计说明应装订成册，购买封面、封底及内页纸，设计说明书要求手写；附件包括工艺流程示意图、按比例绘制的塔板布置图和精馏塔工艺条件图等。
精馏塔设计任务书 篇2
关键词：乙烯精馏塔,裙座高度,低温管道,支吊架
在DMTO装置的烯烃分离单元, 乙烯精馏塔的目的是分离乙烯和乙烷, 得到合格的产品乙烯。其作为烯烃单元主要的产品塔之一, 合理的设备及管道的布置设计, 是实现安全生产的关键。本文主要从乙烯精馏塔及其相关管道的设计参数出发介绍该塔及其相关管道的布置设计要点。
1 设备参数
乙烯精馏塔的直径3 200 mm, 切线高68 100 mm, 是装置中较高的塔器之一。采用129层浮阀双溢流塔板, 通过塔顶回流和塔底重沸器及侧线重沸器的返回, 实现连续精馏。其主要设计参数见表1。
由表1可知, 整个塔的操作温度均为低温, 塔的设计需按冷设备进行。塔的隔热类别为保冷, 并要求进行热处理。
2 设备裙座高度的确定
根据塔底重沸器的热虹吸并考虑一定的沿程阻力损失, 计算塔的裙座高度 (见图1) 。塔和重沸器位于同一标高的地面, 计算如下:
式中:h1———重沸器基础高度, 根据管道口径及配管方式计算, 按最低高度取值
h2———重沸器鞍座高度, 由设备专业定, 一般为200~300 mm
h3———热虹吸要求mm, 工艺给出重沸器入口嘴子到塔底切线的最小高度为4 745 mm
h4———塔基础高度, 一般为200 mm
实际应用中, 计算中的裙座高度需考虑一定的裕量, 并结合工艺流程给出的距地面的最小高度要求 (8 000 mm) , 以及管廊侧梁标高和与构架的联合平台的设置情况综合考虑后确定。
3 低温管道设计要点
塔上的主要工艺管道为保冷管道, 管道设计应满足低温管道的设计要求, 主要考虑材料的低温脆性和保冷结构的设计以及保冷需求产生的一系列设计要求[1]。
3.1 管道材质
塔上的主要工艺管道操作温度为-11.5~-35.2℃, 设计温度-45℃。通常对于国标材料设计温度低于或等于-20℃的管道, 对于美标材料设计温度低于-29℃的管道, 都称为低温管道, 其管线的设计、制造、施工、检验和验收均按低温管道的要求来执行[2]。低温管道的材料选用应经济合理, 满足设计温度下的低温冲击韧性、防止管线的脆裂和脆断。通常对于-46℃级的低温碳钢管, 主要选用ASTM标准的无缝钢管A333Gr.6。
低温管道的放空排凝等应注意该低温液体介质排出后是否立即气化, 若气化则介质有可能迅速降温, 故应在一定范围内采用奥氏体不锈钢材料, 如塔上管道低点排凝阀后及塔顶安全阀后的放空管线, 均采用奥氏体不锈钢材料。
3.2 管道及阀门安装要求
3.2.1 基本要求
(1) 防止冷缩。管道需考虑一定的柔性进行自然补偿。
(2) 保冷。保冷结构自内向外由保冷层、防潮层、保护层组成[3]。保冷层对维护介质温度稳定起主要作用, 防潮层是保冷结构用于防水、防潮维护保冷层保冷效果的关键。保护层包覆在保冷层的外面, 其保护和防止大气、风、雨雪致使保冷层破坏的作用, 延长保冷层的使用寿命, 并使保冷结构外形美观[3]。保冷材料应采用闭孔、阻燃、低吸水、吸湿率的材料制品。
3.2.2 安装要点
(1) 塔底排凝管道安装设计要点
塔底排凝管道设有三阀组, 分别为带泄放孔的闸阀、排凝阀以及截止阀。设计参数见表2。
由表2可知, 塔排凝口至第一个切断阀之间的管道为带有保冷层的低温管道, 管道材质A333GR.6;两个切断阀及之间的管道为带保冷层的低温管道, 保冷层分为双层, 管道材质为不锈钢;截止阀后至冷火炬为不保冷冷管, 管道材质为不锈钢管道。管道布置图见图2。
管道安装要求如下:
(1) 设备嘴子法兰及阀门法兰与弯头不宜直接连接[4], 需预留一定的直管段, 以保证法兰拆卸时不破坏管道的保冷层。截止阀后的管道为无保冷层管道, 可直接最小连接。
(2) 第一个切断阀后因介质的气化导致管线温度下降, 易结霜结冰, 管线保冷层加厚, 为节省费用, 保冷层分两层设置。
(3) 低温阀宜安装在水平管道上, 阀杆方向宜垂直向上[4]。低温阀门为加长阀盖结构, 为保护填料, 要求阀杆垂直向上安装。因阀杆加长, 应注意与相邻管道是否碰撞, 需留有一定的间隙。排凝阀也应水平安装, 因阀杆较长主管保冷较厚, 排凝阀门的安装应伸出管道的保冷层, 避免阀杆与主管保冷层相撞。
(4) 阀门设有泄放孔。当阀门完全关闭时, 密封在密封腔内的液体气化, 会产生额外的压力破坏阀门, 因此设置泄放孔释放压力。有泄放孔的低温闸阀, 应标记泄放孔方向。阀门安装时, 泄压孔宜朝向管道系统的高压侧。
(5) 保冷管道及不保冷冷管管道的支架均应选择带隔冷块的保冷支架。
(2) 塔顶管道上安全阀组安装要点
塔顶管道上安全阀组的安装图见图3。管道工况:安全阀前为低温保冷管道, 安全阀后为不保冷冷管。旁通管线阀前为保冷管道 (包括阀) , 阀后为不保冷冷管。管道安装要求见表3。
由此可见安全阀的进出口低温管道设计的不同之处在于其切断阀及旁路阀阀杆应水平安装[4], 不得朝上, 以免阀杆和阀板连接的销钉腐蚀或松动时, 阀板下滑。因阀门的阀杆较长, 需考虑对操作及通行的影响。
(3) 其他
保冷管道上调节阀组的安装应注意旁通阀及切断阀均应水平安装, 阀杆垂直向上, 为保证操作, 一般旁通阀与调节阀靠近地面平行安装, 水平间距需考虑保冷厚度;热偶开口, 应保证热偶法兰外缘距主管保冷层的最外边的净空不小于螺栓长度加25 mm, 尤其注意保冷层较厚的管道, 应确认是否需加长热偶法兰的外伸长度;压力表的仪表根部阀、孔板取压阀等也应水平安装, 设计中应避免与主管保冷层相撞并考虑支撑。
4 支架设计
以塔顶管线为例, 介绍敷塔管道支架设计要点。塔顶管道设计参数见表4。
管道材质选用低温钢A333GR.6, 该管道在塔上的垂直管段长度超过40 m, 因垂直荷载较大, 为避免局部应力过大, 管道支架采取刚性支架与弹簧支架相结合的方式设置。
4.1 支架的设置原则
敷塔支架的设置原则按一个承重一个导向的原则, 塔顶管道的第一个承重支架, 在保证不影响设备焊缝的前提下, 应设在距塔体上封头焊缝以下最近的部位, 以下设置导向支架。若需设置弹簧, 则按承重-导向-弹簧-导向-弹簧-导向的原则设置弹簧承重支。
在跨距允许范围内, 根据平台的设置高度, 可调整支架位置, 尤其是弹簧支架, 因考虑拔销, 弹簧承重支的位置应考虑能在平台上操作, 其次应注意支架 (尤其是三角支架) 的高度位置与塔的平台梯子以及相邻管道或支架是否相撞, 并确保不阻碍通行。
4.2 弹簧支架力和位移的选用
根据塔上相应高度管道的温度值模拟出塔的温度梯度, 并设计管线上支架的设置位置, 见图4所示。
(1) 荷载选用
操作荷载的分布为:第一个承重总荷载的1/2, 两个弹簧共分担总荷载的1/2。
根据管道密度, 管道总长度59 m, 计算立管承重支架总操作重8 300 kg (金属重+介质重+保冷材料重) , 其中节点 (1) 承受重量4 100 kg, 节点 (2) , (3) 各承受2 100 kg。但节点 (1) 处的支架还需考虑弹簧失效情况下的荷载。
(2) 弹簧位移的计算
设备及管道上两节点间的冷缩量的计算见表5、表6。表中, 线胀系数是根据相应节点间的操作温度值, 用插值法算出。
一般情况下, 由于生根点与塔体上部, 即塔顶油气管道的走向, 正好构成一个倒“U”型。而这一段内的温差不大, 冷缩量在生根点基本抵消。故有下面的简化计算。
节点位移如下:
(2) 点位移:Δ=Δ1+Δ2-Δ4=-0.18 mm, 位移向下。
(3) 点位移:Δ=Δ1+Δ2+Δ3-Δ4-Δ5=0.03 mm, 位移向上。
选用弹簧时其荷载除上述操作荷载外, 还应加上保冷管道垂直管用承重支耳的重量。
4.3 支架特点
低温保冷管道的支架, 必须有防止产生“冷桥“的措施, 沿低温保冷设备垂直敷设的管道上的支架, 应在管道与刚性支架之间设木块或硬质隔热材料块, 立管的承重支架设置型式见图5 (a) , 立管的导向支架设置型式见图5 (b) ;塔上支架生根处也应考虑隔冷块, 避免管道与碳钢支架, 碳钢支架与设备的直接接触, 支架在设备生根处隔冷块的设置型式见图5 (c) 、图5 (d) 。此外应注意对于冷设备上的热介质管道, 如消防蒸汽线等, 若需在设备上设置支架, 设备生根处仍需设置隔冷块。但设计中应尽量减少在设备器壁上设置支架, 多考虑平台支撑。立管距设备外壁的距离需根据保冷支架的结构尺寸确定, 以避免支架安装空间不够。
对于保冷的水平管道, 需要设置保冷管托, 放空排凝等不保冷冷管上的支架应选用不保冷冷管管托, 设置隔冷块。
保冷或防结露设备上的支架均应生根预焊件。应注意管道支架预焊件的贴板与塔上平台梯子的生根件是否碰撞。
5 平台梯子
平台的设置, 是为了实现法兰及阀门的操作, 测量仪表的观测和检修, 进出人孔检修, 装卸内构件, 以及与相邻设备及构筑物的平台相连成联合平台等。乙烯精馏塔是保冷设备, 其平台梯子的设计除应满足一般塔器上的平台梯子的设计要求外, 其不同之处在于其相应的平台梁与设备相接处需要设置隔冷块, 中间用螺栓连接。设备平台生根示意图见图5 (e) 。保冷设备顶平台标高一般最少需高出设备最顶端300 mm, 需注意设备嘴子的开口高度及相应管道的安装。
6 结语
乙烯精馏塔及管道的布置设计体现了冷设备冷管道设计的特殊性, 文中结合具体实例给出了设计过程中的考虑要素, 希望给后来者提供参考和借鉴。
参考文献
[1]张德姜, 王怀义, 刘邵叶.石油化工装置工艺管道安装设计手册[M].北京:中国石化出版社, 2000:301-304.
[2]杨庆朝.乙烯装置中低温材料的选用及特点[J].乙烯工业, 2007, 19 (4) :38-41.
[3]刘仲亮.乙烯装置中低温管道设计[J].石化设计, 2002, 9 (4) :235-237.
浅析影响精馏塔精馏操作的因素 篇3
[摘要]在化工生产领域精馏塔常被用来分离甲醇一水，通过连续精馏可以获得浓度更高的甲醇，精馏塔在生产运行过程中有各种因素精馏操作，为了提高获得更好的分离甲醇一水，获得更高浓度的甲醇，需要我们在运行中分析影响精馏操作的各种因素，对物料平衡、塔顶回流、塔釜温度、操作压力等进行控制，使精馏塔更好的进行精馏工作。
[关键词]精馏塔、甲醇、分离、因素
[中图分类号]TE624 [文献标识码]A [文章编号]1672-5158（2013）06-0156-01
前言
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。蒸馏的基本原理是将液体混合物多次部分气化和部分冷凝，利用其中各组份挥发度不同的特性，实现分离目的的单元操作。
一、精馏与塔设备简介
塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。
蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。由于甲醇的沸点比水低，则甲醇的挥发度比水高，所以甲醇易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将甲醇和水分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。
二、影响精馏塔精馏操作的因素
精馏塔的工作原理是甲醇水通过两塔蒸馏后，甲醇浓度还需要进一步提高，杂质还需进一步排除，精馏塔的蒸馏目的就是通过加热蒸发、冷凝、回流，获得更高浓度的成品合格甲醇。影响精馏塔精馏操作的主要因素有以下几种。
1、物料平衡的影响和制约
根据精馏塔的总物料衡算可知，对于一定的原料液流量F和组成XF，只要确定了分离程度xD和xW，馏出液流量D和釜残液流量W也就被确定了。采出率D/F：D/F=（xF-xW）/（xD-xW）不能任意增减，否则进、出塔的两个组分的量不平衡，必然导致塔内组成变化，操作波动，使操作不能达到预期的分离要求。
在精馏塔的操作中，需维持塔顶和塔底产品的稳定，保持精馏装置的物料平衡是精馏塔稳态操作的必要条件。通常由塔底液位来控制精馏塔的物料平衡。
2、塔顶回流的影响
回流比是影响精馏塔分离效果的主要因素，生产中经常用回流比来调节、控制产品的质量。当回流比增大时，精馏产品质量提高；当回流比减小时，xD减小而xW增大，使分离效果变差。回流比增加，使塔内上升蒸汽量及下降液体量均增加，若塔内汽液负荷超过允许值，则可能引起塔板效率下降，此时应减小原料液流量。
调节回流比的方法可有如下几种：（1）减少塔顶采出量以增大回流比。（2）塔顶冷凝器为分凝器时，可增加塔顶冷剂的用量，以提高凝液量，增大回流比。（3）有回流液中间贮槽的强制回流，可暂时加大回流量，以提高回流比，但不得将回流贮槽抽空。
必须注意，在馏出液采出率D/F规定的条件下，籍增加回流比R以提高xD的方法并非总是有效。加大操作回流比意味着加大蒸发量与冷凝量，这些数值还将受到塔釜及冷凝器的传热面的限制。
3、进料热状况的影响
当进料状况发生变化时，应适当改变进料位置，并及时调节回流比R。一般精馏塔常设几个进料位置，以适应生产中进料状况，保证在精馏塔的适宜位置进料。如进料状况改变而进料位置不变，必然引起馏出液和釜残液组成的变化。进料情况对精馏操作有着重要意义。常见的进料状况有五种，不同的进料状况，都显著地直接影响提馏段的回流量和塔内的汽液平衡。精馏塔较为理想的进料状况是泡点进料，它较为经济和最为常用。
4、塔釜温度的影响
釜温是由釜压和物料组成决定的。精馏过程中，只有保持规定的釜温，才能确保产品质量。因此釜温是精馏操作中重要的控制指标之一。
提高塔釜温度时，则使塔内液相中易挥发组分减少，同时，并使上升蒸汽的速度增大，有利于提高传质效率。如果由塔顶得到产品，则塔釜排出难挥发物中，易挥发组分减少，损失减少；如果塔釜排出物为产品，则可提高产品质量，但塔顶排出的易挥发组分中夹带的难挥发组分增多，从而增大损失。在提高温度的时候，既要考虑到产品的质量，又要考虑到工艺损失。
一般情况下，操作习惯于用温度来提高产品质量，降低工艺损失。当釜温变化时，通常是用改变蒸发釜的加热蒸汽量，将釜温调节至正常。当釜温低于规定值时，应加大蒸汽用量，以提高釜液的汽化量，使釜液中重组分的含量相对增加，泡点提高，釜温提高。
当釜温高于规定值时，应减少蒸汽用量，以减少釜液的汽化量，使釜液中轻组分的含量相对增加，泡点降低，釜温降低。此外还有与液位串级调节的方法等。
5、操作压力的影响
塔的压力是精馏塔主要的控制指标之一。在精馏操作中，常常规定了操作压力的调节范围。塔压波动过大，就会破坏全塔的气液平衡和物料平衡，使产品达不到所要求的质量。
提高操作压力，可以相应地提高塔的生产能力，操作稳定。但在塔釜难挥发产品中，易挥发组分含量增加。如果从塔顶得到产品，则可提高产品的质量和易挥发组分的浓度。
影响塔压变化的因素：塔顶温度，塔釜温度、进料组成、进料流量、回流量、冷剂量、冷剂压力等的变化以及仪表故障、设备和管道的冻堵等。
对于常压塔的压力控制，主要有以下三种方法。（1）对塔顶压力在稳定性要求不高的情况下，无需安装压力控制系统，应当在精馏设备（冷凝器或回流罐）上设置一个通大气的管道，以保证塔内压力接近于大气压。（2）对塔顶压力的稳定性要求较高或被分离的物料不能和空气接触时，若塔顶冷凝器为全凝器时，塔压多是靠冷剂量的大小来调节。（3）用调节塔釜加热蒸汽量的方法来调节塔釜的气相压力。
在生产中，当塔压变化时，控制塔压的调节机构就会自动动作，使塔压恢复正常。当塔压发生变化时，首先要判断引起变化的原因，而不要简单地只从调节上使塔压恢复正常，要从根本上消除变化的原因，才能不破坏塔的正常操作。
结束语
从对影响精馏操作的因素着手，对物料平衡、塔顶回流、塔釜温度、操作压力等进行分析，可以更好的提高产品的质量，使精馏塔在甲醇水分离过程中发挥出应有的作用，获得更高的甲醇浓度，提高甲醇产品的合格率。
参考文献
[1]吴昌祥，板式精馏塔的操作[J]，化学工程师，2007，09
[2]吴俊生，邵惠鹤，精馏设计、操作和控制[M]，中国石化出版社
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精馏塔设计任务书 篇5
甲醇羰基化法醋酸又名尼龙酸，是己二酸生产过程产生的副产物，仅国内己二酸生产企业每年就副产混合二元酸40-60万吨。由于其含杂质、水分多，颜色呈绿色或黄褐色，难以利用。国外一般将其送进污水处理装置作焚烧或填埋处理；国内有采用重结晶法回收，但回收率低于60％，废水量较大，不仅对环境造成污染，而且也造成资源的浪费。为了物尽其用，本文开展了应用基础研究以C4-C6混合二元酸为原料、对甲苯磺酸为催化剂，制备混合二元酸二甲酯，并利用减压精馏得到纯净的二甲酯。实验中考查了各种反应的影响因素，并利用制备的混合二甲酸二甲酯与异辛醇进行酯交换制备混合二元酸二异辛酯。
根据实验数据表明，通过酯化法分离混合二元酸的工艺路线是可行的。酯化的适宜反应条件为：反应时间5.0h，醇酸物质的量比6:1，催化剂用量1.0%混合酸，以此条件，二元酸二甲酯的收率可达89%。酯化所得粗酯可以在压力为40mmHg下进行减压精馏，截取95～105℃下的馏分，为丁二酸二甲酯，截取110～120℃下的馏分，为戊二酸二甲酯，截取145～155℃下的馏分，为己二酸二甲酯。利用精馏所得的二元酸二甲酯，通过酯交换法制得的二元酸二异辛酯的颜色很浅，说明通过酯化法可以有效地分离混合二元酸。
关键词：甲醇羰基化；醋酸；酯交换；混合二元酸二甲酯
I
Abstract Mixed dibasic acid(DBA), also known as nylon acid, adipic acid production process by-products, only domestic producers of adipic acid by-product mixture in each of dicarboxylic acid 40-60 million tons.Because of its impurities, water content, the color green or brown, it is difficult to use.Foreign general to be sent to sewage treatment plant for incineration or landfilling;domestic use recrystallization recovery, but recovery was less than 60%, large amount of wastewater, not only pollute the environment, but also a waste of resources.In order to make the best use, this application of basic research carried out to C4-C6 dicarboxylic acid as raw material mixture, p-toluenesulfonic acid as catalyst, prepared by mixing two yuan acid ester, and the use of vacuum distillation to get pure dimethyl ester.Experiment examined the response of various factors, and use a mixture of dimethyl ester prepared with different octanol prepared by mixing two yuan for transesterification ethylhexyl sebacate.According to the experimental data show that, by esterification of dicarboxylic acid mixture separation process route is feasible.Esterification of the appropriate reaction conditions: reaction time 5.0h, alkyd molar ratio of 6:1, 1.0% mixed acid catalyst, in this condition, binary acid ester yield of 89%.Esters derived from crude esterification can be carried out under the pressure of 40mmHg vacuum distillation, the interception of 95 ~ 105 ℃ under the distillate, as dimethyl succinate, the interception of 110 ~ 120 ℃ under the fractions for Dimethyl glutarate , the interception of 145 ~ 155 ℃ under the distillate, is dimethyl adipate.The use of binary distillation from acid ester by transesterification of the binary system were acid-ethylhexyl the color is very light, indicating that by esterification can be effectively separated mixed dicarboxylic acid.Key words: mixed dibasic acid;toluenesulfonate;transesterification;mixed two yuan Dimethyl
II
目 录
摘要..............................................错误！未定义书签。Abstract..........................................................II
第1章 绪论........................................................5 1.1 课题的目的、意义............................................5 1.1.1 甲醇羰基化法醋酸的由来....................................5 1.1.2 甲醇羰基化法醋酸的利用....................................6 1.1.3 甲醇羰基化法醋酸的分离....................................7 1.1.4 甲醇羰基化法醋酸的用途...................................10 1.2 甲醇羰基化法醋酸制备的研究...................................11 1.2.1 固体酸H催化法........................................11 1.2.2 硫酸氢钠催化法........................................12 1.2.3 固载磷钨酸催化法......................................12 1.2.4 树脂催化法............................错误！未定义书签。1.2.5 一水硫酸氢钠催化法....................错误！未定义书签。1.2.6 复合固体酸催化法......................错误！未定义书签。1.2.7 杂多酸催化法..........................错误！未定义书签。
1.3 本课题的研究内容...........................错误！未定义书签。第2章 实验部分...................................错误！未定义书签。
2.1 实验原理...................................错误！未定义书签。2.1.1 酯化反应原理...........................错误！未定义书签。2.1.2 减压蒸馏原理...........................错误！未定义书签。2.1.3 酯交换反应原理.........................错误！未定义书签。2.2 实验仪器设备及试剂.........................错误！未定义书签。2.2.1 实验仪器设备...........................错误！未定义书签。2.2.2 实验试剂...............................错误！未定义书签。2.3 实验装置图.................................错误！未定义书签。2.4 实验步骤...................................错误！未定义书签。2.4.1 甲醇羰基化法醋酸的合成...................错误！未定义书签。
III
2.4.2 甲醇羰基化法醋酸的分离...................错误！未定义书签。2.4.3 甲醇羰基化法醋酸的应用实验...............错误！未定义书签。2.5 工艺流程框图...............................错误！未定义书签。2.6 分析方法...................................错误！未定义书签。2.6.1 酸值的测定.............................错误！未定义书签。2.6.2 酯化率的确定...........................错误！未定义书签。第3章 实验记录及数据处理.........................错误！未定义书签。3.1 酯化的影响因素选择及其水平的确定...........错误！未定义书签。3.2 酯化正交实验结果...........................错误！未定义书签。3.3 数据处理...................................错误！未定义书签。第4章 实验结果讨论...............................错误！未定义书签。
4.1 酯化过程中反应时间的影响...................错误！未定义书签。4.2 酯化过程中醇酸摩尔比的影响.................错误！未定义书签。4.3 酯化过程中催化剂用量的影响.................错误！未定义书签。4.4 甲醇羰基化法醋酸的分离与提纯.................错误！未定义书签。4.5 甲醇羰基化法醋酸的应用实验...................错误！未定义书签。结论..............................................错误！未定义书签。参考文献..........................................................14 鸣谢..............................................................28
IV
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第1章 引 言
1.1 课题的目的意义
甲醇羰基化法醋酸又名尼龙酸，是己二酸生产过程产生的副产物，仅国内己二酸生产企业每年就副产混合二元酸40-60万吨。由于其含杂质、水分多，颜色呈绿色或黄褐色，难以利用。国外一般将其送进污水处理装置作焚烧或填埋处理；国内有采用重结晶法回收，但回收率低于60％，废水量较大，不仅对环境造成污染，而且也造成资源的浪费。本课题通过酯化法分离混合二元酸不仅反应条件温和而且二元酸二甲酯的收率可达89%。利用精馏所得的二元酸二甲酯，通过酯交换法制得的二元酸二异辛酯的颜色很浅，说明通过酯化法可以有效地分离混合二元酸。因此，本课题不仅大大提高了回收率而且具有良好的环境效益。
1.1.1 甲醇羰基化法醋酸的由来
（1）甲醇羰基化法醋酸醇的生产路线
国内外己二酸生产工艺大多以苯为起始原料，一般先由苯催化加氢制成环己烷，然后用空气氧化制取KA油(环己醇和环己酮的混合物)，或部分加氢生成环己烯，再水合生成环己醇，利用硝酸氧化得己二酸，即二步氧化法；工业上由KA油生产己二酸大多采用硝酸氧化法。另外开发的工艺路线有空气氧化等多种工艺。
①KA油或环己醇硝酸氧化法
在铜、钒催化剂的作用下，用硝酸氧化KA油或环己醇生产己二酸。己二酸收率一般在94%左右，主要副产物是戊二酸和丁二酸(DBA)。这种工艺在2-酸生产中占主导地位，目前国际上主要生产厂家如美国的杜邦公司和孟山都公司、法国的罗那公司、国内辽阳石化都是用KA油进行硝酸氧化；日本旭化成和我国的神马集团用环己醇进行硝酸氧化。我国神马集团、日本旭化成采用65%硝酸多釜反应器串联操作，温度控制在70-90℃，己二酸结晶采用卧式真空绝热蒸发结晶器，氧化产生的氮氧化合物采用三塔串联吸收，母液酸由浓缩塔浓缩重复利用；阳离子树脂吸附铜、钒催化剂。这套装置的缺点是己二酸结晶器需定期清洗，结晶情况比较严重。另外，由于采用硝酸作氧化剂，易引起氮氧化合物大气污染等问题。法国罗那公司在韩国建成的己二酸装置对结晶器进行了改进，采用新型常压结晶器，从根本上解决了己二酸装置需定期停车清洗结晶器的难题。意大利RADICI公司生产己二酸，辽宁石油化工大学本科生毕业论文
采用独特的铜、钒催化剂回收工艺，从而不需要设置阳离子树脂吸附塔回收催化剂。美国杜邦公司和孟山都公司的氧化反应器则采用二级高、低温反应器，低温反应器为列管式反应器(反应温度80℃)，高温反应器为空塔式反应器(反应温度110℃)，结晶器采用立式连续真空蒸发结晶器，1～1.5个月需停车一次。
②环己烷法
是目前世界上己二酸生产中主要采用的方法，产量占总产量的90%以上，原料为苯。环已烷法共分两步进行，第一步为苯加氢作环已烷，世界上共有两工艺，一种为气相加氢，一种为液相加氢。美国普遍采用前一种工艺，西欧和日本则多采用液相加氢工艺，目前辽化的环己烷技术采用欧洲技术加上公司本身的技术改进，为液相加氢工艺，较原引进时工艺技术指标先进，操作稳定。第二步环已烷氧化制备醇酮的生产路线，根据过程中是否加入催化剂分为：催化氧化和无催化氧化。催化氧化又可根据催化剂品种的不同而分为钴盐氧化法和硼酸氧化法。（2）废酸水的由来及利用现状
辽阳石油化纤公司化工引进的法国无催化氧化生产工艺，是以环己烷为原料，先空气氧化得到环己醇和环己酮混合液，然后再用硝酸氧化制得己二酸。在生产环己醇和环己酮的过程中，总有相当部分的环己烷要转变为副产物，副产物的组成十分复杂，包括1～6个碳原子的一元酸、二元酸、含氧酸、酯类、缩聚物及少量低级醇、酮、醛等。副产物分两大部分从装置排出，大部分通过水洗除掉形成BI废酸水，排到污水处理装置处理。其余部分随产物进到精馏系统，最后以焦油(X油)形式排出。
目前工业上环己烷氧化废碱液的处理方法主要有焚烧法和化学法两种。焚烧法是将有机废碱液加入蒸发锅内，加热浓缩去除20%～60%的水分。浓缩物放入焚烧炉内加热至250～300℃，直至浓缩物自燃，停止加热。利用浓缩物燃烧时的热量浓缩新的废碱液。当浓缩物燃烧完毕，在温度700～800℃下继续加热0.5～3个小时。焚烧物即成碳酸钠成品。这种方法比较简单，但是它不仅产生二次污染，而且资源浪费严重，显然不值得提倡。
1.1.2 甲醇羰基化法醋酸的利用
目前，许多生产厂家都没有专门回收DBA的车间或分厂，DBA产量较为可观，售价也较便宜。国外一般将其送进污水处理装置作焚烧或填埋处理，国内有采用重结晶法回收，但回收率低于60％，废水量较大，不仅对环境造成污染，而且也造成辽宁石油化工大学本科生毕业论文
了资源的浪费。对DBA进行综合利用既可节约资源，又有利于保护环境。但由于DBA含杂质和水分多，颜色呈绿色或土黄色，不利于对DBA进行综合利用[1][2]。近年来，国内外对混合二元酸进行了一系列的研究和综合利用，主要包括DBA的分离纯化和DBA的酯化，即利用DBA合成增塑剂和混合二元酸二甲酯（DME）等。其中，二元酸二甲酯的合成及应用是利用混合二元酸的一个重要途径。
1.1.3甲醇羰基化法醋酸的分离
长期以来，国内外科研及工程技术人员对C4~C6混合二元酸的分离与纯化工艺的研究较多，取得了丰硕的成果。并对其进行分析与研究。现将收集到的国内外C4~C6混合二元酸的分离与纯化技术列述如下。(1)酯化蒸馏法
①蒸发
蒸发工艺是浓缩、冷却、结片而制取C4~C6混合二元酸。②酯化
酯化所用的醇是C1~C4醇中的一种醇，酯化催化剂是一种无机酸类，包括固体超强酸。酯化反应温度为60-140℃，应压力为常压。酯化反应经过一个分馏塔不断除去反应所生成的水，与水一起出来的经分离后的回收醇返回到酯化釜中，反应趋向完全。
③精馏
精馏工艺是把混合二元酸酯经过一个精馏塔分离为单体二元酸酯。精馏是在减压下进行的。
④水解
水解工艺是将单体二元酸酯分别放入水解釜中，各自加入一定量的水进行水解。水解反应在沸腾温度下进行，同时连续取出反应生成的醇，使水解反应趋向完成。取出的醇返回到酯化工艺过程中。水解反应结束后使二元酸溶液冷却结晶，然后各自经过滤器得到纯的相应单体二元酸。(2)脱水蒸馏法
乙酸酐和混合二元酸以0.75:1的质量比例混合，加热回流反应3h，然后在120℃蒸出乙酸，再在减压条件下蒸出残余乙酸和乙酸酐后，分别收集160～165℃(5.333kPa)、163～164℃(2.533kPa)两个馏分，前者为丁二酸酐，后者为戊二酸酐。反应残液用热水溶解，然后冷却结晶、过滤、洗涤、干燥得到己二酸。方法可
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行，接利用混合二元酸获取有用的产品，达到分离混合二元酸的目的[3]。
根据戊二酸与丁二酸、己二酸在冷水中溶解度的不同进行分离，将混合二元酸溶解于水中，冷却，析出丁二酸和己二酸晶体，用布氏漏斗抽滤，分离出晶体。滤液通过阳离子交换树脂交换脱除金属离子，然后用活性炭脱色。滤液浓缩，得到淡粉色固体，为戊二酸粗产品，浓缩后产品纯度不够理想，为进一步纯化，根据戊二酸易脱水形成相应酸酐，而酸酐易通过减压蒸馏的方法进行纯化，所以将其粗产品制成酸酐。将戊二酸粗产品与乙酸酐一起加入圆底烧瓶，在水浴上加热回流，然后用冷水充分冷却，析出戊二酸酐晶体，抽滤，晶体在室温下自然干燥，然后减压蒸馏，收集149-152℃的馏分(1.3kPa)，水解为戊二酸，测其熔点为97-99℃。这样得到的产品纯度较高，而且涉及的化学反应及操作均较为简单[4]。(3)氨化蒸馏法
在170-230℃，无水氨气与混合二元酸中的戊二酸、丁二酸反应生成相应的戊二酰亚胺和琥珀酰亚胺，所用无水氨气的量应能使戊二酸和丁二酸全部氨化，而且其量小于能使戊二酸、丁二酸和己二酸全部氨化的量，这些二酰亚胺可用蒸馏、分步结晶或溶剂萃取的方式从氨化混合物中分离出来，混合二元酸中的己二酸组分主要是以己二酸的形式回收。在温度为170-215℃，压力小于3.33kPa的条件下蒸馏分离氨化的混合物[5]。(4)直接减压蒸馏法
直接蒸馏分离C4~C6混合二元酸容易发生副反应，造成损失，影响纯度。因此对直接蒸馏法进行改进：
①混合二元酸溶液冷却至10℃，将己二酸结晶出来，但大部分丁二酸、戊二酸仍保留在母液中，然后离心分离。
②母液中主要含有戊二酸、丁二酸及少量的己二酸，然后进行间歇蒸馏，在6.27kPa残压，汽相温度125℃的条件下，采出丁二酸，压力不变，在230℃条件下采出戊二酸。(5)萃取(浸取)法
用适量的水溶解混合二元酸固体，使水溶液结晶以获得高纯度的己二酸晶体(纯度为98%)和母液1，使母液1结晶以获得粗己二酸(纯度为85%)和母液2，将母液2蒸发浓缩以获得固体1，用单环芳烃(苯)浸取此固体1以溶解其中的戊二酸,将浸取液中的溶剂蒸发得到戊二酸。不溶于单环芳烃(苯)的固体2在低分子量脂肪族酮
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类溶剂(如丙酮)中重新溶解，使酮类溶液结晶以获得高纯度的丁二酸(纯度为98%)[6]。
混合二元酸中己二酸含量约为12%-24%，戊二酸含量约为50%-74%，丁二酸含量约为13%-25%。从此混合二元酸中分出单体二元羧酸的方法为：将混合二元酸溶解于热水中，冷却，收集结晶。结晶中丁二酸含量超过50%，己二酸含量约为20%-45%，滤液含有大部分的戊二酸。用二异丙醚溶解结晶中含有的少量戊二酸后得到固体，然后用55%-65%的硝酸溶液溶解此固体，冷却并收集结晶出的丁二酸。蒸发脱除硝酸，浓缩水溶液，冷却并收集结晶出的己二酸[7]。
先用苯、硝基苯或氯仿浸取混合二元酸分离出戊二酸，然后用由水、环己醇和环己酮组成的萃取剂(水的质量与环己醇和环己酮的质量比为0.1-20)，从含有丁二酸和己二酸的水溶液中萃取出己二酸，萃取温度为20-120℃。从有机相中回收己二酸，剩余的有机相用作空气或硝酸氧化生产己二酸的原料，再冷却溶液以结晶出高纯度(99.8%)的己二酸。
向混合二元酸溶液中加入足够不溶的溶剂以形成水-溶剂比在0.05-5的混合物1。溶剂是C6~C15的饱和脂肪醇和由其与乙酸、丙酸、丁酸、戊酸、己酸、己二酸、戊二酸、丁二酸生成的酯。将混合物1分离成水相1和溶剂相1。将足够的水加入溶剂相1以形成水-溶剂比在0.1～10的混合物2。将混合物2分离成水相2和溶剂相2，从水相2中回收己二酸。从丁二酸和戊二酸的水溶液中分离出丁二酸的方法为：向水溶液中加入足够不溶的溶剂以形成水-溶剂比在0.05-5的混合物3，溶剂同前。将混合物3分离成水相3和溶剂相3；从水相3中回收丁二酸。向溶剂相3中加入足够的水以形成水-溶剂比在0.1～10的混合物4，将混合物4分离成水相4和溶剂相4，从水相4中回收戊二酸[8]。(6)结晶法
通过蒸发脱除混合二元酸溶液中的硝酸，从剩余的母液中结晶出己二酸和丁二酸，使戊二酸留在溶液中。结晶过程分为两个阶段：一个阶段温度为45～55℃，另一阶段温度为20～30℃。结晶出的丁二酸脱水生成丁二酸酐，通过蒸馏把丁二酸酐和己二酸分开。从剩余的母液中结晶出戊二酸，结晶分为两个阶段，一个阶段温度为10～20℃，另一个阶段温度为20～30℃[9]。(7)脱水法
通过脱水可使二元酸在有机溶剂中饱和并析出晶体，可通过蒸发、过滤或膜渗
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透等方法进行脱水，也可通过吸收和吸附如利用3A分子筛或多孔硅胶进行脱水。对脱水后的含酸溶剂进行冷却，利用离心过滤机过滤或沉降池使有机溶剂与固体酸分离，并通过干燥等手段进行酸类的分离与纯化。可用适宜溶剂分离丁二酸和己二酸[10]。
(8)尿素加合结晶法
当混合二元酸中己二酸的含量为0～7%时，加入的尿素与混合二元酸的物质的量比应为1.2-1.5，溶液中戊二酸与丁二酸的质量比≤1.2。当混合二元酸中己二酸的含量为7%～30%时，加入的尿素与混合二元酸的物质的量比应为1.5～1.8，戊二酸尿素加合物从溶液中沉淀出来；溶液中戊二酸与丁二酸的质量比≤1.4。混合二元酸与尿素的反应可在水、醇、酮或酯中进行。
为了分离母液中的丁二酸和己二酸，向已经分离出戊二酸尿素加合物的滤液中再加入最初二元酸量0.2～2.0倍的尿素，经加合、冷却结晶，析出丁二酸尿素加合物。过滤将其分离出来，后对母液进行浓缩以沉淀出己二酸和己二酸尿素加合物，用脂环族醚处理己二酸尿素加合物以得到粗己二酸，粗己二酸通过重结晶得到高纯度的己二酸。
二元酸尿素加合物分离方便，易用过滤的方式从溶液中分离出来。可用离子交换树脂或脂环族醚分解二元酸尿素加合物为单体二元酸和尿素，常用强酸性离子交换树脂。用热水或热的有机溶剂使强酸性离子交换树脂上吸附的尿素脱附[11]。
1.1.4 甲醇羰基化法醋酸的用途
混合二元酸二甲酯是由三种二价酸酯组成的混合物(DBE)，俗称尼龙酸二甲酯，包括琥珀酸二甲酯、戊二酸二甲酯和己二酸二甲酯。混合二元酸二甲酯为无色透明液体，毒性低，溶解能力强，能生物降解，沸点高，可作为高效环保溶剂，广泛应用于烟草、医药、橡胶、塑料、高档汽车烤漆、彩色钢板涂料、木器涂料、家电涂料等。混合二元酸二甲酯也可以作为医药、染料和香料行业中重要的有机中间体，应用于分析仪器的固定液高档涂料、稀释剂、化学反应的溶剂等[12]。现举出几个典型的例子。
（1）木器涂料
DBE沸点高，馏程长，可以帮助调节挥发速度，改善溜平，防止白雾、针孔等表面缺陷出现。DBE和常规溶剂如乙醇，丙酮，丁酯，乙二醇醚类具有良好的相溶性。在环保安全性能方面，DBE将是传统溶剂如卤代烷（三氯乙烷、氯甲烷等），辽宁石油化工大学本科生毕业论文
酮（环己酮、异佛尔酮等），甲苯等溶剂的良好替代品。
（2）烤漆工业
DBE有特殊的挥发性，随着温度的升高，DBE的挥发速度比其它溶剂提高的更快，即在挥发过程的前半段DBE挥发慢，后部分挥发快，这样允许更有利烘干过程，溶剂挥发更平均，有利于改善溜平、光泽，消除表面缺陷。
（3）油墨工业
有些油墨如SCREEN INK 中常常需要有高沸点溶剂，如ISOPHORONE，但其毒性大，臭味浓，而DBE却可以弥补着方面的缺陷，加以取代。
（4）树脂工业
DBE 具有低黏度，其一可降低树脂的黏度而无需降低分子量或者固含量，其二在保持同一黏度时，可提高固含量。利用DBE这一特点，可生产出高固体份，低黏度的树脂。
（5）工业清洗剂
DBE可有效的清除设备和工作区残留部分固化漆。DBE无论单独使用还是同其它溶剂混合，都是溶解聚氨酯、丙烯酸、环氧、聚酯和醇酸脂的良好溶剂，它还可以除去聚氨酯、不饱和树脂和弹性体。
（6）储存
储存DBE并不需要特别注意事项，没有腐蚀性，没有光化学反应性，应归类为非有害物质，而且燃火性低，可分类属非易燃品。
1.2 甲醇羰基化法醋酸制备的研究
二元酸二甲酯的合成目前主要是使二元酸在浓硫酸催化作用下与甲醇酯化而得到，这种采用浓硫酸催化酯化的工艺存在许多问题，例如设备腐蚀，副产剧毒的硫酸二甲酯以及后处理较繁锁，环境污染严重等。目前，也有以水合硫酸氢钠、杂多酸、磷钨酸等为催化剂，通过酯化反应制备该化合物的报道。
1.2.1 固体酸H催化法
该方法以固体酸H代替浓硫酸用于二元酸二甲酯的合成，旨在寻找一种可以代替硫酸的新型实用催化剂。通过对催化剂的比较，对反应时间、酸醇比、催化剂浓度以及催化剂使用寿命对反应影响的考察确定了固体酸H催化合成混合二元酸二甲酯的最适宜条件。
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对于酯化反应，适当地延长反应时间，有利于反应正向进行。但由于酯化反应是一个平衡反应，一旦反应达到平衡，即使再延长反应时间，也无法提高其转化率。因此，考察了时间对酯化反应的影响，确定了适宜的反应时间。增大反应物的浓度，可使反应正向进行。因此可通过提高酸醇比来提高转化率。催化剂的浓度与使用寿命对反应也有很大影响。
该方法固体酸H具有催化活性高、易分离、工艺简单、不腐蚀设备、循环使用及减少污染等优点，是一种可以替代浓硫酸的理想新型催化剂。确定了混合二元酸二甲醋的最佳合成条件为反应时间：300min；酸醇比：1:4；催化剂浓度：10％；反应温度：甲醇回流温度72～76℃。在最佳条件下，二元酸二甲酯转化率可达96.38％，催化剂可连续使用六次以上，转化率不低于96％[13]。
1.2.2 硫酸氢钠催化法
该方法以混合二元酸和甲醇为原料，以硫酸氢钠为催化剂，合成了混合二元酸二甲酯。考察了醇酸量的比反应温度、催化剂用量、反应时间对混合二元酸二甲酯收率的影响。固定催化剂量和混合酸量，在回流温度下考察了醇酸量的比对酯化反应收率和残渣率的影响，随着醇酸量的比的增加，混合酸二甲酯的收率逐渐降低，残渣率逐渐升高，这是由于醇酸量的比增加，甲醇体积分数增加，反应体系回流反应温度降低所致。反应时间对酯化反应收率和残渣率的影响，在相同条件下，随着反应时间的增加，混合二元酸二甲酯的收率也逐渐增加，残渣率逐渐降低。反应温度对酯化收率的影响，随着温度的升高，酯化反应收率也升高，残渣率降低。固定醇酸量的、反应时间和反应温度，考察催化剂用量对酯化反应收率和残渣率的影响，甲酯收率随催化剂用量增加而增加，随着催化剂的增加，混合二元酸二甲酯的收率反而降低。
反应温度低于80℃将使混合酸二元酸二甲酯收率下降；提高醇酸量的比使反应温度下降，导致二甲酯收率降低；酯化时间以4h为宜，继续延长反应时间将引发副反应；硫酸氢钠催化剂适宜的使用量为20～30g（/mol酸）。单次酯化，混合二元酸二甲酯收率最高为80％。
1.2.3 固载磷钨酸催化法
该方法是以固载型磷钨酸催化剂催化混合二元酸(DBA)和甲醇反应合成混合二元酸二甲酯(DBE)。考察了催化剂用量、醇酸物质的量比、反应时间及带水剂等因素对酯化率的影
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辽宁石油化工大学本科生毕业论文
参考文献
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通过一个学期的努力，在徐老师的精心指导、帮助下，我顺利的完成了本次论文。这次毕业论文是我从理论到实践迈出的新一步，为日后的工作研究打下了良好的基础。而徐老师认真、严谨、求实、一丝不苟的治学学风和兢兢业业、吃苦耐劳的工作作风以及对学术和工作的奉献精神，所有这一切都给我留下了深刻的印象，并使我受益终生。在以后的工作中，我一定要以徐老师为榜样，认真做好自己的本职工作。在此谨向徐老师表示衷心的感谢！
精馏塔节能改造分析 篇6
1 精馏装置节能改造
1.1 精馏装置节能改造的必要性
精馏是利用液体沸点不同, 对其进行加热蒸馏的一种分离技术, 该技术可用于分离不同组分的液体混合物, 也可用于提纯某种液态化工产品, 粗醇精馏就是常见的一种应用。精馏技术由于投资抵、技术较为成熟, 因此广泛应用于化工机燃油工业生产中, 但该技术的热力学效率较低, 每分离1kg的化工产品消耗的能量较高, 造成了极大能源浪费的同时, 还加大了企业的生产成本。
1.2 精馏装置节能改造的可行性
从能量转移的角度看, 精馏装置是化石能源转化为热能, 利用扩散原理, 将有效热能转化为扩散有效能的过程, 在转化过程中不可避免的会产生一定的能量损失。引起能耗的过程是多方面的, 一是流体在流动过程中不可避免的会产生压强降低;二是相浓度不平衡造成的能耗。三是物流间的温度差引起的传热或不同温度物体混合过程造成的能耗。由以上能耗损失原因可知, 节能技术应从以下几方面入手:
第一:减少最小蒸汽负荷量 (GMIN) , 降低热量 (Q) 损失。蒸馏塔塔顶压力不变的情况下, 塔内流体在流动过程中压差 (△P) 越小, 平均相对挥发度 (α) 就越高, 蒸汽负荷量就越小, 则实际需要的热量就减少, 从而起到节能的作用。
第二:降低加热负荷。降低加热负荷需要降低上升蒸汽量 (G) , 可采用降低回流比 (R) 的方式实现。提高理论塔板数 (NT) 可提高分离效果, 可采用高效塔板或者填料来提高精馏塔内件的工作效率, 从而增大单位长度内理论塔板的数量;回流比的降低则可通过自动控制装置的精准定位功能, 使回流比与设定点的重和高较高, 从而减少回流比余量, 起到节能的效果。
注::蒸汽按0.4 MPa (g) 饱和蒸汽计
第三:降低塔釜和塔顶的温度差值 (△T) , 可有效降低热损。降低压降 (△P) 、采用中间再沸器、添加中间冷凝器都可以起到降低温差的效果。
第四:热损的回收再利用。塔顶冷凝器的热量若能回收再利用, 可有效提高整个系统的能源利用率。采用现代的集成技术, 将热偶精馏、多效精馏、热泵精馏等多种技术进行综合利用, 降低能量损耗。
第五:复合型分离系统代替单一分离系统。当化工生产对分离程度提出苛刻要求, 或单一的分离系统难以满足生产要求时, 可将吸附系统或者膜分离系统与精馏装置进行组合, 组装成复合型的分离系统, 提高分离效果, 降低单一分离系统的能耗。
1.3 精馏装置节能改造技术
精馏装置节能改造技术分为两种, 一种是对操作技术的改进, 另一种是对现有流程的改进。在进行节能改造时, 应根据生产的具体情况, 选择合适的改进技术, 或采用多种改进技术, 以达到最佳的节能效果。
1.3.1 操作技术的改进
方法一:填充料的改进。降低塔内温差或者压差的有效方法为更换高效规整的填料, 该填料在处理能力、持液量、压降方面具有较大的优势, 可有效提升系统的工作效率, 一般可提高至少15%以上的生产能力。更换填料的方法在压力超过0.35MPa时效果佳, 若精馏塔为常压或者中压, 反而会降低传质效果。改变填料后, 相同高度下的理论塔板数增加, 因而可以降低系统的回流比, 以苯乙烯-乙苯塔为例, 改变填充料后, 回流比由原来的7.3降低为5.8, 能耗则由1605k J/kg下降到1321k J/kg (苯乙烯) , 而产品的质量仍能维持原有水平;而压强和温度方面, 在保持塔顶压力不变时, 可降低塔釜的压力和温度, 有效减少压差和温差, 这在降低能耗方面的效果是十分明显的, 如苯-甲苯塔将鲍尔环乱推填料换为波纹板规整填料后, 塔内蒸汽上升通量增大, 压强降低20k Pa, 比改造前的能耗降低20%。
方法二:普通塔到垂直筛孔塔板的改造。垂直筛孔塔板适合真空精馏使用的一种高效低压力降塔板, 主要是利用气相的动量给液相一定的推动力, 以抵消液相流经塔板所形成的水力坡度, 减少气液两相在空间上的反向流动和不均匀分布, 降低塔板压力差 (△P) , 提升塔板效率, 从而达到降低能耗的目的。改进后的装置液相停留时间由5s减少至2.5s以内, 流通量增加一倍;塔板空间利用率大, 气液两相充分接触, 提高了塔板的传质效率, 塔板利用率较普通塔板, 高处30%。
其他方法的改进, 如进料位置的优化、进料状态的改变都可提高精馏塔的利用率, 从而降低能耗。如提高进料的温度, 使其部分或者全部汽化, 可降低能耗损失。该法简单易控, 且投资成本低, 应用范围较广。改进热的利用, 利用再沸器和冷凝器降低传热温差, 提高塔顶冷却剂的温度, 降低塔釜的加热温度, 从而达到节能的目的。
1.3.2 流程的改进
方法一:多效精馏法的利用。多效精馏是将多种组分的分离安排在一系列压力递减的精馏塔内, 利用高压塔产生的冷凝汽化热给低压塔提供再沸能量, 依次完成各个塔内的分离任务。多效精馏塔效率与蒸汽用量成反比, 效率高, 蒸汽用量越小。单效精馏改为双效精馏, 可节能50%;若双效改为三效, 节能效率增加17%;而三效到四效, 节能效率仅增加8%, 而且效数增加, 也会增大设备改造成本, 所以双效或者三效精馏塔利用率较高。
方法二:热泵精馏。热泵精馏是以塔顶蒸汽为高位热源, 通过加压再沸的方式进行热交换后, 做为塔釜热源进行加热, 从而达到节能目的。热泵精馏有直接式热泵精馏和间接式热泵精馏, 前者应用较为普遍。黄国强研究组队热泵精馏系统做了较为详细的研究, 研究结果表明, 热泵精馏中的闪蒸式再沸热泵精馏塔在不改变产品质量、进料量和操作压力的情况下, 节能达到80%左右 (与常规精馏相比) 。
方法三:多塔精馏系统顺序的优化。精馏塔的数目由进料组分数量决定, 若组分为3种, 则需要4 (N+1) 个塔, 3种组分的排列方案有两种, 不同的排列方案, 产生的能耗也不同。在对精馏塔进行排序时, 进料按塔顶和塔底按照1:1的比例进行分配, 纯度要求高的组分放在最后分馏, 最难分离的组分放在最末分离。纯度要求影响回流比, 塔内气流量大, 上游分离消耗的热量较高;待其他组分分离后, 进料减少时, 则采用大回流比能耗也将有效降低。
其他方法:增设中间冷凝器、再沸器, 利用恒沸精馏、萃取精馏、膜分离与精馏装置联合、吸收系统与精馏装置的联合等多种精馏工艺的改进, 都可不同程度的起到降低能耗的目的。
2 结语
精馏系统是化工生产工艺中常用的一种分离系统, 提高该系统的能源利用率, 对于整个生产工艺的节能改进具有积极的作用。精馏系统能耗的降低方法多样, 不同的节能技术, 其操作难度不同, 对设备进行改进需要的投资成本也不同。企业在选择节能技术时, 不仅要考虑该技术的节能效果, 还应考虑技术的操作难度、成本等多种因素, 以选择最佳的改进方案。随着能源的不断消耗, 能源问题已经成为制约我国经济发展的重要因素, 各企业应在生产的各个环节进行节能改造, 以达到降低能耗, 提高企业经济效益和社会效益的目的。
参考文献
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