探索芳烃精馏塔系最小回流比操作降耗增效
精馏塔回流比控制
精馏塔回流比控制
精馏塔回流比控制是精馏塔操作中的关键参数之一。
精馏塔回流比是指在精馏塔中返回到塔顶的液相流量与原料进料流量的比值。
精馏塔回流比的控制对于分离效果的优化和产品纯度的提高至关重要。
精馏塔回流比的控制可以通过调节精馏塔中的回流量来实现。
通常，精馏塔的回流量是通过调节顶塔下液位的高度来控制的。
如果回流量比较大，那么回流液将占据较大的塔容积，使得分馏效果较好，但同时也会增加能耗和成本。
精馏塔回流比的控制可以根据需要进行调整。
一般来说，增加回流比可以提高产品的纯度，但也会增加能耗和成本。
相反，减少回流比可以降低能耗和成本，但可能会影响产品的纯度。
精馏塔回流比的控制可以通过反馈控制系统来实现。
控制系统可以根据塔顶压力、温度、液位和组分浓度等参数进行调整，以实现回流比的控制。
此外，还可以根据产品规格要求和经济因素进行优化调整。
总而言之，精馏塔回流比的控制对于精馏塔的操作和产品纯度的提高具有重要作用。
通过合理的回流比控制，可以实现分离效果的优化和产品成本的降低。
MTBE装置优化操作实现降本增效
1481 前言某石化企业MTBE装置建设规模为8万吨/年，主要由原料预处理部分、反应催化蒸馏部分、甲醇萃取回收部分和MTBE脱硫部分组成，产品质量要求为：MTBE 总醚类≥98%，MTBE是本公司的主要盈利产品。
原设计生产的 MTBE 硫含量≯300 μg/g ，为了满足汽油质量升级及市场需求，采用河北精致科技有限公司的脱硫专利技术，将MTBE 总硫降至 10μg/g 以下。
装置采用先进可靠的工艺技术：混相膨胀床 - 催化蒸馏深度转化合成 MTBE 组合工艺技术，反应部分采用洛阳工程公司开发的混相膨胀床合成 MTBE 技术，催化蒸馏系统采用齐鲁石化公司研究院开发的合成MTBE技术。
经预反应器后异丁烯转化率大于90％，经催化蒸馏后异丁烯总转化率大98％。
MTBE脱硫系统采用MTBE萃取蒸馏降总硫技术。
根据沸点差原理，对MTBE实施萃取再蒸馏技术，含硫MTBE 经过蒸馏将高沸点硫化物从MTBE当中切除，低硫的MTBE从塔顶蒸出，高硫馏分在塔底循环，高度富集了含硫化物的副产物从塔底抽出。
为降低MTBE损失，防止塔底生成胶质、缩聚、结焦反应，在MTBE进料中加入萃取防胶剂。
2 装置可优化方向装置控制参数在一定范围内能够满足生产需求，可以对装置工艺参数调整，实现降本增效，列出循环水、电、蒸汽等公用介质以及三剂耗量，达到进一步对装置细节优化的条件。
（1）装置停运部分机泵，或者降低机泵运行电流，节省电能；（2）满足装置冷负荷的前提下，切除部分冷却器，降低循环水耗量；（3）精馏塔优化操作，降低回流量，节省装置蒸汽耗量；（4）保证产品合格前提下，减少三剂注入量。
图1 MTBE装置节能优化3 装置可优化可行性分析3.1 装置停运部分机泵，或者降低机泵运行电流，节省电能（1）优化MTBE装置进料。
MTBE装置受进料混合碳四带碱问题，对装置催化剂活性影响较大，因此精制装置针对出装置液化气带碱问题，技改增加了两个聚结器，减少气分装置进料中的水及碱液杂质，效果较好，MTBE装置碳四原料罐脱液频率逐渐降低，后期装置原料罐已经不再带液，混合进料的PH值能够达到设计要求；气分装置出料混合碳四压力稳定且满足MTBE进料压力。
探索芳烃精馏塔系最小回流比操作降耗增效
探索芳烃精馏塔系最小回流比操作降耗增效摘要：芳烃组合工艺均为萃取或精馏形式的物理分离过程，而且以精馏塔为主。
精馏塔能耗除受自身所采用设备、工艺技术影响外，还与进料负荷、组成，操作温度、压力及外界因素等条件有关。
在保证生产稳定及产品合格的前提下，通过优化操作，探索装置各塔最小回流比，一直是装置实现降耗增效的最主要操作手段之一。
关键词：芳烃精馏塔系；最小回流比操作降耗增效；在满足分离要求的前提下，探索石油化工精馏塔系最小回流比操作，是实现降低能耗最有效的操作途径之一。
精馏塔在某一进料负荷、组成、温度以及一定的操作压力条件下，可通过逐步降低塔顶回流量来降低塔釜的加热蒸汽量，从而达到降耗增效的目的。
一、存在问题装置在探索最小回流比阶段，因混炼重整油时有间断，致使负荷及原料组成无法维持稳定，造成回流比及各塔加热蒸汽量不稳定，在高负荷及停止混炼重整油条件下生产，能耗会更优化。
虽然停止混炼重整油对降低装置能耗有利，但却造成装置原料不足，若装置长期处于低负荷下生产，能耗也将增大。
探索最小回流比后，因部分压力、温度等参数低于工艺指标，未经变更，目前未完全实施，经济效益未显著。
当进料中苯和二甲苯的体积分数逐渐下降，甲苯的体积分数逐渐升高时，塔顶采出苯和侧线采出甲苯的质量分数也随之增加，但当进料中甲苯的体积分数大于60 %时，再增加甲苯的体积分数，侧线产品甲苯和塔顶产品苯的质量分数反而下降。
这是由于在分隔壁精馏塔内，物料进入进料段后，轻组分和重组分在进料点位置分别向上和向下移动，最终在塔顶和塔釜采出，而中间组分在隔板左右被二度分配，一部分沿隔板上升，一部分沿隔板下降，因此必须要有足够的进料量才能实现这一过程，同时大量的中间组分还使得整个塔内具有足够的气相和液相回流。
但中间组分过多，又会给其它两个组分的分离带来不利影响。
所以分隔壁精馏塔较适合用于分离中间组分占60 %～ 70 %之间的三组分混合物。
同时，通过试验发现，当苯和二甲苯体积分数相当时，能进一步提高分离效率。
芳烃装置节能降耗技术优化方案分析
芳烃装置节能降耗技术优化方案分析摘要：本研究为探讨芳烃装置在节能降耗技术方面的优化方案，对较具有节能潜力的换热网络、分馏系统进行研究，首先分析芳烃装置整体节能降耗方案进行分析，进而探讨通过夹点技术优化换热网络利用率，最后对分馏系统方面所应用的节能降耗方案进行探究，从而为芳烃装置在节能降耗上取得最佳的优化方案。
关键词：芳烃装置节能降耗夹点技术换热网络芳烃产品在沸点上较为接近，难以分离，因此分馏系统的能耗情况较为严重。
换热网络属于交换与利用主管能量的一个系统，因此对换热网络进程优化计算，有利于提高其利用合理性[1]。
由此可看出，分馏系统、换热网络具有较大的节能潜力。
一、芳烃装置整体节能降耗方案分析研究以400kt/a芳烃抽提装置配套600kt/a连续重整装置为例，以环丁矾作为抽提溶剂，该抽提装置产品涉及到120#溶剂油、6#溶剂油、苯、二甲苯与甲苯。
芳烃装置的抽提系统包含有溶剂再生塔、抽提塔、回收塔、水汽提塔、汽提塔以及抽余油水洗塔[2]。
1.芳烃装置能耗分析芳烃抽提装置主要是通过降低蒸汽、燃料气等的消耗来降低能耗，其能耗数据具体见表1。
其中，蒸汽能耗情况：抽提抽空器消耗2.0t·h-1，能耗0.084GJ·h-1。
溶剂油塔进料换热器消耗 2.1t·h-1，能耗0.089GJ·h-1。
溶剂油塔重沸器消耗5.7t·h-1，能耗0.242GJ·h-1。
其他的能耗均来源于燃料气，具体见表2。
表1 芳烃装置能耗数据表2 燃料气部分能耗数据（GJ/t）2.节能措施①降低分馏塔、脱重组分塔等的回流比；②降低抽提水的循环量；③停止使用抽空器；3.节能效果通过采取以上节能措施后，芳烃装置中循环水、电、蒸汽、燃料气等的能耗数据分别为0.039GJ·t-1、0.356GJ·t-1、0.112GJ·t-1、2.973GJ·t-1，相比装置在开工初期的能耗情况（见表1），节能效果十分显著。
精馏过程的节能途径及新型的精馏技术
精馏过程的节能途径及新型的精馏技术[摘要]精馏是化工、石化、医药等过程的重要单元操作，它是一类高能耗的单元过程，其能耗约占化工生产的60%，其节能途径包括多效精馏、热泵精馏、热耦精馏技术、内部热集成蒸馏塔、新型高效分离技术等。
多效精馏由N 个并列操作的精馏塔构成，再沸器的加热蒸汽可减少到原来单效精馏所需加热蒸汽的1/N 左右；热泵精馏能使能耗减少20%左右；热耦精馏比两个常规塔精馏可节省30%左右；内部热集成蒸馏塔节省的能耗可达30～60%这些技术已成功地完成了中试，节能可达到30～60%。
[关键词]精馏；节能前言在工业生产中，石油化学工业的能耗所占比例最大，而石油化学工业中能耗最大者为分离操作，其中又以精馏的能耗居首位。
精馏过程是一个复杂的传质传热过程，表现为：过程变量多，被控变量多，可操纵的变量也多；过程动态和机理复杂”。
首先，随着石油化工的迅速发展，精馏操作的应用越来越广，分离物料的组分不断增多，分离的产品纯度要求亦不断提高，但人们同时又不希望消耗过多的能量，这就对精馏过程的控制提出了要求。
其次，作为化工生产中应用最广的分离过程，精馏也是耗能较大的一种化工单元操作。
在实际生产中，为了保证产品合格，精馏装置操作往往偏于保守，操作方法以及操作参数设置往往欠合理。
另外，由于精馏过程消耗的能量绝大部分并非用于组分分离，而是被冷却水或分离组分带走。
因此，精馏过程的节能潜力很大，合理利用精馏过程本身的热能，就能降低整个过程对能量的需求，减少能量的浪费，使节能收效也极为明显。
据统计，在美国精馏过程的能耗占全国能耗的3％，如果从中节约10％，每年可节省5亿美元。
我国的炼油厂消耗的原油占其炼油量的8％～10％，其中很大一部分消耗于精馏过程。
因此，在当今能源紧缺的情况下，对精馏过程的节能研究就显得十分重要。
例如，美国巴特尔斯公司在波多黎各某芳烃装置的8个精馏塔上进行节能优化操作，每年可节约310万美元。
近年来，研究开发了许多新型的精馏塔系统，文章主要介绍几种精馏塔系统精馏过程是最重要的化工单元过程之一，它又是一类高能耗的单元过程。
精馏过程的节能降耗
精馏过程的节能降耗摘要：精馏过程的节能，对于减少能源消耗，降低生产成本和保护环境具有十份重要的意义。
在精馏过程中可以采用最适宜回流比操作和最佳进料状态，使用中间冷凝器和中间再沸器，多效精馏技术、热泵精馏技术。
合理安排多组分物料分离流程，提高过程的分离效率、提高物料回收率，进而降低能耗。
并介绍我国精馏过程的节能现状与趋势。
关键词：精馏过程；节能；回流比；降耗，0前言在化工生产过程中，分离是非常重要的一个过程单元，它直接决定了最终产品的质量和收率，工业生产中占据着主导地位的分离方法就是精馏。
精馏是利用混合物中各组分挥发度的不同利用能量进行分离的操作单元，具有独特的优势。
据估计，化工过程中40%～70%的能耗用于分离，而精馏能耗又占其中的95%。
因此随着世界能源的日益短缺，精馏过程一直是研究者节能挖潜的热点对象，它的每一个进展都会带来巨大的经济效益。
多年来，人们已采用了多种方法和手段对精馏过程进行节能降耗的研究，按照流程是否改变及是否利用过程技术可以将其分为三类：1）利用过程技术对精馏塔的操作条件进行优化，以减少精馏塔所消耗的能量，如以产品物流预热进料、增加塔板数、减小回流比、增设中间再沸器和中间冷凝器等；2）开发了许多高效节能的特殊精馏工艺流程，如热泵精馏、多效精馏等。
1.1最适宜回流比和最佳进料状态[1]回流比直接影响再沸器和冷凝器的热负荷，决定精馏分离的净功耗，因此大体上确定了操作费用，同时还与塔设备的投资密切相关。
在最小回流比Rmin附近，随R的增长，操作线与平衡线间的距离增大，达到规定分离要求所需的塔板数减少，使得设备费用下降。
如果进一步增加回流比，在塔板数减少的同时，塔中蒸汽流率和换热器热负荷的增大，造成塔径、再沸器和冷凝器传热面积增大，使设备费用增加。
因此，应当根据总费用最小原则来选取适宜回流比。
进料状态（用加料状态参数q表示）的不同，将造成塔中精馏段和提馏段气液相流率的变化，从而影响R，以及达到规定分离要求所需的理论板数和再沸器和冷凝器的热负荷。
精馏塔回流比的作用和原理
精馏塔回流比的作用和原理精馏塔回流比是工业精馏塔中一个重要的操作参数，它对精馏塔的分离效果、能耗和塔底产品质量等方面都有着重要的影响。
精馏塔回流比是指塔顶的液体回流到塔底的比例，通常用回流比R 表示，它是塔顶液体量L/V（即液-液比）与碱性溶液中平衡液体量的比值，R = L/V。
精馏塔回流比的作用主要体现在以下几个方面：1. 分离效果提升：精馏塔的主要功能即根据不同组分的汽液平衡差异进行分离。
回流比的增加可以增加塔板之间的液体流量，从而扩大了塔板上的汽液传递区域，增加塔内组分的接触面积，促进组分之间的交换和返送。
这样能提高组分的分离效果和提高纯度。
2. 能耗降低：增加回流比能提高塔板上液体流量，使整个精馏过程中汽液传递量增加，促使组分之间的传质速率增加。
这样可以在较短的塔板下完成相同的分离工作，从而减少了塔高和操作过程中需要的塔板数目，降低了能耗。
3. 塔底产品质量提升：精馏过程中，由于较重组分在塔底较长时间停留，使得较重组分质量浓度逐渐升高。
而较轻组分在塔顶停留的时间短，使得较轻组分浓度逐渐降低。
增加回流比可以使得较重组分在塔底停留的时间增加，从而提高塔底产品的质量。
精馏塔回流比的原理主要是基于质量守恒和组分的汽液平衡原理。
当塔顶液体（即净提取物）回流到塔底时，与塔底进料液混合，形成一个循环过程。
该液体中较轻组分的浓度逐渐降低，而较重组分的浓度逐渐升高。
这时，部分较重组分随着塔底产物流出，而另一部分较重组分又随着回流液体再次上升到塔板上。
这种循环过程将不断提高较重组分在塔底的质量浓度，从而提高了塔底产品的纯度。
然而，过高的回流比也会带来一些问题。
过高的回流比会增加精馏塔塔底液体流量，使得塔底液体出口的压力增大。
这会增加塔底液体的泵送能耗和造成其它设备的过负荷运行。
同时，过高的回流比还会增加了塔底液体的负荷和操作难度，增加了分离塔的尺寸和投资成本。
因此，选择适当的回流比是精馏塔设计和操作过程中的一个关键问题。
芳烃抽提装置的节能优化探讨
芳烃抽提装置的节能优化探讨摘要：在石化工业中,苯、甲苯和硅烷(统称为BTX,轻芳香化合物)及其衍生物被广泛用于生产化学纤维、塑料、树脂、橡胶、清洗剂、芳香剂等精细化学品,具有不可替代的重要性。
汽油和再生油是芳香族碳氢化合物生产的重要原料;芳香族碳氢化合物萃取是主要的生产工艺,按分离原理主要分为液-液抽提和芳烃抽提。
液-液抽提是通过萃取溶剂将组分分离,以确定组分溶解度的差异;提取高纯度的芳香碳氢化合物。
芳烃抽提工艺对溶剂萃取具有较高的选择性,原料通用性高,溶剂损耗较小。
基于此，对芳烃抽提装置的节能优化进行研究，以供参考。
关键词：芳烃抽提；节能；优化引言装置关键设备溶剂回收塔的主要作用是将芳烃和溶剂分离，来自抽提塔的富溶剂在回收塔内进行减压、水蒸气汽提蒸馏，分离出混合芳烃和贫溶剂。
回收塔在减压下操作，残压由塔顶的压力控制器通过回收塔顶的真空泵吸入量来调节压力，减压操作的目的是为降低塔底操作温度，减少溶剂降解。
1芳烃抽提装置芳烃抽提装置目前主要有原料脱重，抽提系统，精馏系统组成，乙烯加氢大单元来的原理主要使C6-C8组分，其中包括芳烃和非芳烃部分，一般芳烃抽提装置选取的溶剂是环丁砜，主要是环丁砜的对于芳烃和非芳烃的选择性好，同时价格相对较低。
选择环丁砜的同时，也要考虑到环丁砜与C9组分分离困难，随着时间的累积，C9组分和循环的溶剂在一起会出现分层现象，影响溶剂的使用。
因此目前的芳烃抽提装置都是首先进行原料脱重，将C9组分进行脱除之后在进入抽提系统，精馏系统，生产合格的苯、甲苯但是由于芳烃抽提装置本身考虑能耗低，相对与液-液抽提减少了回收塔和水洗塔等主要设备，导致芳烃抽提工艺很难生产处合格的混合二甲苯。
只能生产甲苯和混合二甲苯的混合物。
2装置能耗分析从芳烃抽提装置能源消耗上看，3.5Mpa蒸汽和电是影响芳烃抽提装置的主要能耗指标，其中3.5Mpa蒸汽的能耗占比总能耗接近95%，电的能耗占比大约4%，其特点是每月用电消耗基本持平，随着处理量的波动，电的能耗指标小幅度波动。
谈精馏操作最小回流比的确定
斜率即方程 (11) 中的 xi 前的系数导出 ,也可用此线
在
y
轴上的截距
y0
=
Rmin
xD - Σ( FKΠD) ZK + 1 + Σ( FKΠD) ( qK -
导 1)
出。
参考文献 :
[1 ] 陈敏恒. 化工原理. [ M ] . 北京 :化学工业出版社 ,1988.
Determining of the smallest reflux ratio of distillation operation LU Xiao - rong
6 多股进料塔的最小回流比的计算
图 2 为有 N 股进料的塔 。精馏塔被分成 N + 1 段 ,每段有一定的气液流量 ,当料液进入塔系时流量 则发生变化 ,因此每两相邻段的界面在加料点处 ,界
陆小荣. 谈精馏操作最小回流比的确定
·11 ·
面处 qJ 为进料 FJ 中液相的摩尔分数 ,由这个界面
1 回流的必要性
比较一下蒸馏与精馏过程 ,可以看出 ,精馏区别 于蒸馏就在于回流 。精馏的回流包括塔顶的液相回 流与塔釜的气相回流 。回流是构成汽液两相接触并 进行传质的必要条件 。当 xD 与塔顶气相 y1 相接触 时 ,由于 y1 和 xD 是不平衡的气液两相 ,其结果是轻 组分从液相向气相传递 。
·10 · 兰 州 石 化 职 业 技 术 学 院 学 报 2001 年
max
L V
min
,只有这样才能保证每个截面都在理
想情况下有良好传质 。
上面是根据
L V
= f (α、xD 、x) 的函数关系定
min
性讨论了 α、xD 和 x 对
L V
和恒摩尔流的假定 ,可写出每段精馏塔中液体流量
恒回流比间歇精馏的最小回流比计算及其能耗分析
2003 - 05 - 26 收到初稿 , 2004 - 03 - 01 收到修改稿 . 联系人及第一作者 : 王为国 , 男 , 40 岁 , 硕士 , 副教授 .
Received date : 2003 - 05 - 26.
Corresponding aut hor : WAN G Weiguo , associate professor.
( 1 School of Chem ical Engi neeri ng and Pharm acy , W uhan Instit ute of Chem ical Technology ,
2
Hubei Key L aboratory of Novel Reactor and Green Chem ical Technology , W uhan 430073 , Hubei , Chi na ;
3
W uhan Design Instit ute of Pharm aceutical Indust ry , W uhan 430077 , Hubei , Chi na)
Abst ract It is derived t hat t he varying manner of instantaneous constant composition region wit h batch distillation of a binary ideal mixt ure under constant reflux ratio and ideal operating condition is determined wit h t he numeric of f ( x F ) [ Eq1 ( 15 ) ] by setting up t he f unction f ( z ) [ Eq1 ( 12 ) ] , and it s algorit hm of minimum reflux ratio can be improved. This paper analyzed t he cause leading to high energy consumption of batch distillation under constant reflux ratio to meet t he demand for a high light distillate composition and high average concent ration of light component in t he overhead product as compared to t he case of operation wit h a constant distillate composition. Keywords batch distillation , constant reflux ratio , t he minimum reflux ratio , energy consumption , binary mixt ure
精馏的节能技术
国外新型填料有阶梯环填料（Cascade） （Mini-Ring）、英特洛克斯金属填料（Intalox metal）、网版格子填料（Perform Grid）和苏 尔采波纹填料（sulzer）。这些填料在国内也 有研究和试制。最近的发展趋向是代替鲍尔环 拉西环、鞍型填料和部分塔板，以节省精馏操 作能耗。
精馏作为化工、石化、医药、食品、冶金 等行业生产过程的重要单元操作，其能耗约 占化工生产的40%-70％。 故采取措施降低蒸馏过程中的能耗日益重 要，成为研究的重点所在。
1、操作线的改进 ⑴选择最优回流比 影响精馏过程能量消耗最主要的因素是回 流比，精馏塔的能耗随回流比几乎成正比增 加。所以应选择完成给定的分离任务所需要 的操作费和设备费的总和为最小值的回流比。 适宜回流比：与最少总费用相对应的回流比 称为适宜回流比或操作回流比。
3、热能的充分利用 （1）热交换系统 精馏系统是由塔体和热交换器组成。在再 沸器、冷凝器、进料顶热器和成晶冷却器系 统中, 热交换器最佳化是节能的重要环节, 因 为它决馏系统是由若 干压力不同的精馏塔构成 ，而且依据压力高低的顺 序，相邻两个塔的高压塔 塔顶蒸汽作用为低压塔再 沸器的热源，换言之，高 压塔塔顶蒸汽的冷凝潜热 均被精馏系统自身回收利 用，使热能得到充分有效 地利用。
热泵精馏
常用的三种热泵流程： （1）用外部制冷剂的热泵
将外部制冷剂用于塔顶冷凝器和再沸器所构成 的封闭循环中，冷凝器作为制冷剂的蒸发器，再沸 器作为制冷剂的冷凝器。
左图为该类热泵循环用 于分离丙烯-丙烷系统的 流程。 用丙烷作为外部制冷 剂 ， 使 它 在 1.67℃ 下 蒸 发，并在43.33℃下冷凝 ，可使分凝器和再沸器 所需的热负荷完全匹配 。因此不用冷却水和加 热蒸汽，只耗电1173kW （假定制冷剂的压缩过 程是等熵的。
精馏其他体系和操作的最小回流比
F
D
R
W
AR , N N min
3
BR R m in ,N
CR, N
由于全回流操作时，操作线离平衡线最远，所需理论板数最
少，并称其为最小理论板数 Nmin Nmin 由芬斯克方程求得：
yA yB
xA xB
N min
lo
g
1
xD xD
1
xW xW
lo g m
1
该方程也可用于多组分精馏，其区别是以轻、重关键组分的 分离代替双组分精馏中易、难挥发组分的分离
2. 简捷计算法
❖ 将R、Rmin、N、Nmin四个参数进行定量的关联。称为
Gillilad图。
B C
N-Nmin/N+2
AR , N N min BR R m in ,N CR, N
A
14
简捷法具体步骤
❖ 根据精馏给定条件计算Rmin ❖ 由Fenske方程及给定条件计算Nmin
细小而分散的孔洞称为缩松。
②变形与开裂 铸件在凝固后的继续冷却过程中，还会不断产生收 缩。如果这种收缩受到阻碍或牵制而不能自由收缩 时，就会在铸件内部产生作用力，称为铸造应力。
2.1.1砂型铸造 以型砂为材料制备铸型的铸造方法称为砂型 铸造，即将熔化的金属浇注到砂型型腔内，待其冷 却凝固后获得铸件的方法。在铸造生产中，用来形 成铸件外轮廓的部分称为铸型，用来形成铸件内腔 或局部外形的部分称为型芯。制造铸型的材料称为 型砂，制造型芯的材料称为芯砂，型砂和芯砂统称 为造型材料。砂型铸造工艺过程如图2.1.1所示。
（2）合金的收缩性
铸件在凝固和冷却至室温的过程中，其体积或尺寸减 小的现象，称为收缩。收缩是合金固有的物理特性， 如果在铸造过程中不能对收缩现象进行有效控制，就 会导致铸件产生缩孔、缩松、变形和裂纹等缺陷。
三、精馏过程的节能途径 1.减小操作回流比
P1 P2 tD tK tH tK
三、精馏过程的节能途径
4.多效精馏 将几个精馏塔串联，操作压力依次降低，前一
精馏塔的塔顶蒸汽作为后一精馏塔的再沸器的加热 介质，故除两端精馏塔外，中间的精馏塔不需从外 界引入加热和冷却介质。
P1 > P2 > P3 t1 >用场合
❖ 所分离的原料是分批获得的 ❖ 分离的原料多变
原料种类多变 原料组成多变 ❖ 多组分混合物的分离
三、间歇精馏曲线
间歇精馏曲线形式
❖ 馏出液组成 ～ 精馏时间 ❖ 塔顶温度 ～ 精馏时间
间歇精馏曲线作用
❖ 指导试车和生产 ❖ 对精馏过程进行分析
四、间歇精馏与连续精馏的比较
多组分（n 个组分）混合物分离
二、萃取精馏应用示例
1.萃取精馏塔 2.萃取剂段 苯 3.苯回收塔 4.冷凝器
环己 烷
苯—环己烷萃取精馏流程示意图
练习题目
思考题 1.精馏过程有哪些节能途径？ 2.影响精馏操作有哪些主要因素？ 3.馏出液组成恒定的间歇精馏有何特点，其理论
板层数如何确定？ 4.回流比恒定的间歇精馏有何特点，其理论板层
V
xF (R 1)
V
dV F(xD xF )
0
xWe
(xD xW ) 2 dxW
二、恒 xD 下间歇精馏的计算
4.每批精馏所需的时间
确定xW和 R 的关系
积分求出 V
则 V
Vh
汽化速率 kmol/h
一、恒沸精馏的概念
若在两组分恒沸液中加入第三组分（称为夹带 剂），该组分能与原料液中的一个或两个组分形成 新的恒沸液，从而使原料液能用普通精馏方法予以 分离，这种精馏操作称为恒沸精馏。恒沸精馏可分 离具有最低恒沸点的溶液、具有最高恒沸点的溶液 以及挥发度相近的物系。
分析化工生产中降低精馏技术能耗的策略
2017年11月分析化工生产中降低精馏技术能耗的策略杨天记张军伟（河南神马尼龙化工有限公司，河南平顶山467000）摘要：精馏技术的不断发展，也是科学技术进步的标志，只有通过不断的探索努力为工业企业技术发展提供良好的技术支持，化工生产中降低精馏技术的能耗才能促使工业企业的进一步发展，经济技术进一步提高。
关键词：化工生产；精馏技术；降低能耗；策略精馏技术在化工生产中的广泛应用为企业的生产提供了便利，同时也为企业的经营发展提供了技术支持，因此在化工生产中降低精馏技术能耗就成为了化工生产的重要项目，只有降低能耗，才能降低成本，节约资源。
1精馏技术的主要发展精馏技术在应用中涉及很多领域，其中包括医药、炼油化工、以及食品加工企业，精馏技术的应用主要采用分离技术，这主要来源于古代的酿酒和炼油，其发展历程主要包括以下几个阶段，首先是自1950年开始，为了扩展精馏的生产规模而进一步发展精馏技术，在这一过程中，精馏技术的到前所未有的发展盛况。
然后是在1960年开始以后，计算机技术的发展，也带动了精馏技术的计算机模式发展新方向，促进了精馏技术的进一步研发。
最后是在1970年以后，伴随着能源危机的到来，计算机技术的普遍发展也带动着精馏技术向着更高技术水平发展，一次提升精馏技术的发展方向。
而如今的精馏技术已经有了更加全面的发展，其精馏设备的改进创新与新技术的开发利用，更加促进了精馏技术向着更高水平发展。
现阶段的精馏技术已经扩展到更高技术的蒸馏水平和精馏水平同时研发应用，并且兼具创新技术的开发。
为了研发出全新的填料塔和填料方式，精馏技术要经过不断的创新研发，随着吸附蒸馏、惰性气体、添加剂精馏等新技术的研发和出现，精馏技术已经逐步成熟，并且向着低成本、低能耗的方向发展，已经不仅仅局部与宏观上的精馏技术水准，而是从整体走向局部的研发，它从传统理论向着科学发展的方向不断来发展。
2精馏技术在化工生产中降低能耗的策略精馏过程中的节能技术是在精馏技术不断引用在各个领域中被提出的，精馏技术在各领域举足轻重的重要地位，同时精馏技术的应用也为企业的发展和技术的进步提供了巨大的支持，增加了企业的经济效益，经过不断的努力研究分析，人们对精馏技术的认识越来越高，因此精馏技术在应用中的节能技术也被提出，以此降低企业的成本，强化企业的核心竞争能力。
【doc】多元精馏塔最小回流比的计算方法探讨
多元精馏塔最小回流比的计算方法探讨第9期石油炼制多元精馏塔最小回流比的计算方法探讨奠成彬(惹蒴≤琵本文阐述了多元精馏塔最小回漉比的计算方洼,并通过恩祷伍祷法,柯尔本法,弗罗洛夫洼的比较和进一步探讨,确认柯尔本法是目前最小回流比简捷计算中比较好的方法.并通过实例分析列出了部分有参考价值的数据.为寻求最小回流比的最佳算法提供参考.主题词隧至旦兰礁上堕一,概述多组分混合物分馏过程最小回流比的计算分为严格(或逐板)计算法和筒捷(或近似)计算法严格计算法虽然结果比较可靠,但很烦琐,使用电子计算机计算,需要占用大量机时.因而有很多人提出了不少多组分溶液精馏最小回流比的近似计算法,其中比较常用的是恩德伍德法和柯尔本法.另外还有弗罗洛夫法也逐渐得到应用.下面介绍上述的3种最小回流比的计算方法.尤其对柯尔本法进行重点论述.二,计算方法和数学模型1.恩德伍德法恩德伍德法是根据如下的基本嘏设])塔内各组分的相对挥发度均为常数2)塔内为恒摩尔流动,即,L及,均为恒定将物料衡算式和相平衡关系式联懈得到最小回流比计算公式.即用式(1)求出.值, 然后用式(2)求出最小回流比.>:?/(ⅡI一日)一1一g(1)TB?62∑ⅡJ./(∞一日)一.+】(2)0满足式(1)的根,对于具有G个组分的系统共有G个根.要用试差法求解.采用恩德伍德公式计算最小回流比可分为以下两种情况:(1)当轻重关键组分相邻(即不存在中间关键组分)时,式(1)在m和之间仅有一个根,即d>>(2)当有中间关键组分存在时,则式(】) 在a,和之间存在两个以上的根.与此相对应,由式(2)求得的月也有两个以上,这时可使用的平均值.例如,当存在一个中间关键组分时.式(1)有两个根.,即:m≥0t≥d,"≥巩≥其中:为中间关键组分R一一9(3)0值的求解一般采用牛顿迭代法:,()一一(1一(4))一(5)‰--0.一也可采用正割选代法求解0值.,/.石油炼制2.柯尔本法4)值按式(16)计算.)用式()算出一个近似的最小回流比一(1一..)(1一∑t..) R1.垦一1?(詈a?)(7)5)比较值是否符合式(17).(1‰,%可由式(8),(9)估算.(8)TI^一(9)r式中rJ为进料板上轻,重关键组分的摩尔分数之比.在泡点进料时,r一/;在其它进料状态下为平衡后液相中轻,重关键组分的摩尔分数之比.2)精馏段恒浓区中各轻组分'包括轻关键组分)的恒定浓度(摩尔分数),可先按式(10)估算出该区的温度.,再按式(11),(12)计算.T.一T+(一T)/3(10)'一-_i(11)'%一1一∑(12)L一13)提馏段恒浓区中各重组分(包括重关键组分)的恒定浓度(摩尔分数),可先按式(13)估算该区的温度,再按式(14),(15)T一T,+2(T一T.)/3(13)计.『二再dm',zn￡一l-式…坤n((14)(15)一项,一般可忽略不一一Xmi(")式(17)右项各值系分别由式(】1),(12), (14),(15)计算得出.将式(16)计算出的值与式(17)计算的值比较,如果前者等于或很接近于后者,则所设的R值即为最小回流比如果前者大于后者,则原设的R值太大,应另设一较小值重新计算,直至两者相等或很接近时为止;如果前者小于后者,则原设的马值太小,也应另设一较大值重新计算.3.弗罗洛夫法最近有人从多元精馏时在精馏段和提馏段各存在一个恒浓区这个概念出发,导出这两个恒浓区中最小回流量的计算公式如下:暑+一s:则最小回流比为:‰一击(2o)三,应用柯尔本法需要解决的问题1.柯尔本法最小回流比的关键是气液相平衡常数的确定.笔者将StaLrling-Hart等人改进的BWR模型(称SHBWR模型)应用于该算法中.由SHBWR模型先求出气,液相密度和自,进而求出气,液相逸度和,再求出气,掖相平衡常数m:一垂(21),/第9期石油炼制求相平衡常数时应满足的条件^.一^1≤≤C(22)在柯尔本法中,塔顶,塔底温度和即可由计算者直接给出,也可由SHBWR模型计算.2.柯尔本法的另一个关键问题是如何由b～(m一1)?d及6.～(‰一1)?d关联图来查得和b的值.笔者将该关联图用最小二乘法回归程序回归成如下非线性方程的形式;设:3-j一("～1)?d,z=(d一J)?d当TI<0.45b.一0.05918042+4.343905:r一J.823785x~(23)6一0.008337445+5.059383xz(24)一5.786574;当I>/-o.45b.一0.9760529?—0.2027606xl一0.0.34l524}(25)当2≥0456一1_208496+0.2033906x2(26)一0.02277375;3.为了求出最小回流比的初值R,必须先确定进料板上轻重关键组分的摩尔分数之比.泡点进料—z/z(27)露点进料,一(/K)/(/凰)(28)4)在计算值与值并进行比较时,在头两圈(E≤2)计算R值时用如下方法:当>时()=只l(一】)一(29)当(r<qJl时.(F)一月(一1)+(3O)其中c为系数,其值在0..1～0.5之问,根据塔的不同而定,对回流比大的塔(如精丙烯塔),其值大一些;对回流比小的塔(如脱戊烷塔)其值小一些.当日≥3时,采用正割法如下:F()一()一()(31)=击坠(32)R()一R(—1)+栅(33)如果I(～平)/{<0.0l,瓤4()即为所求最小回流比.柯尔本法计算最小回流比的计算机计算程序框图如图l所示.四,分析比较上述3种求算最小回流比的方法中,弗罗洛夫法最为简单,适合于手工计算.但因为F与进料状态无关,在进料为气相,液相或混相时该计算方法所求得的最小回流比R.都相同.因此,我们认为该算法并非象所报道的那么精确(和严格计算法比较其误差≯1.8).恩德伍德法的计算过程要比柯尔本法简单,但对组分的挥发度沿塔高的变化有一定要求(一般应小于l0);所以它的应用也受到了一定的限制.特别是对脱戊烷塔计算时会经常出现求不出0值的正确解的情况.例如,大连开发区炼油厂两套脱戊烷塔其数据如表1,2所示.表1蓑置I的计算条件组舒瘴尔分数相对挥发度E—0.02564.05Cf0.04493.78ct20.09333.5i—O.151O3.2d匣一cr一2029352.97顺一cv一2O22652.57O.1674100合计1.005d?石油炼制1992正图l柯尔本法求最小回流比电算程序框图第9期石油炼制表2装置I的计算条件组丹摩尔分数相对挥发度C0.05984.10C;088613.2l0.05l1.0O台计l_00表2中以C为轻关键组分,以为重关键组分计算其最小回流比将求不出0值的正确解(即介于轻,重关键组分的相对挥发度之间的0值).表1中以—Ci或反一c一2为轻关键组分,以C为重关键组分时求其最小回流比,只能求出一个日值的正确解,而由该0值算出的最小回流比R却是负值.所以对轻,重关键组分的相对挥发度相差比较大的塔(轻,重关键组分相对挥发度之比大于2)一般不宜选用恩德伍德法,而应选用其它两种方法进行计算.对0值的计算用牛顿选代法和正割选代法的结果完全相同.柯尔本法要比其它两种方法计算复杂.但它要比其它两种方法计算的精确度高,而且不受组分相对挥发度沿塔高变化大小的限制,并且它还与进料状态有关,不同的进料状态其结果不同.五,应用举例例l大连开发区炼油厂气体分馏装置的脱丙烷塔(cs塔)处理量为300kt/a,装置压力1.95MPa,温度77℃,R/R一=1.9,原料是催化裂化来的液态烃,其摩尔百分组成见表3.表3原料的组成(mol)组分Cc;Cc;c:C摩尔百分数0040.3733.33878组分Cr一1C反-cf一2顺cc2c:合计摩尔百分数6.795.0j9.046.795.01O0对塔顶,塔底产品的要求为:进料中c;的回收率为98(即98在塔顶),进料中:一c的回收率为98(即98在塔底).先选定C.s为轻关键组分,c.为重关键组分.其计算结果见表4.表4倒1计算结果计算结果计算方法一焉m恩德伍德法138511.99020.8713.780l057~柯尔本法l3.8511.79821.0453416lO662弗罗洛夫法l3.85l2.07020.8073.9l0.536例2牡丹江炼油厂产量为5000t/a精丙烯塔,装置压力1.97MPa,温度5l℃,R/R一1.9.其进料组成见表5.表5原料的组成(mo1)组分c;CcC反一c一2摩尔百分数0.00171.19622.6963033O35组分顺一cf一2c—c;合计摩尔百分数0.0932.5350.1Ol1O0对塔顶,塔底产品的要求为:进料中c的回收率为99(即99在塔顶),进料中c的回收率为98(即98在塔底).先选定c为轻关键组分,c;为重关键组分.其计算结果见表6.表日倒2计算结果计算结果计算方法Ⅳ…‰恩德伍落法65.1589.23390.2401754341.64C 柯尔本法65.1589.7l690.1918.6141.59目弗罗洛夫法65.1589l29902Bll7.34d1.65[以上两倒中最小回流比的计算结果和逐板计算法的结果如表7所示56石油炼制l992年表7上述三种方法求得的..与逐板计算法的相对误差倒l倒2丰H对偏差/相对偏差/恩德伍德法lO134.09柯尔奉法0.5OOg2弗洛走法jd56517①相对偏差1月Ⅲ,/n'…..为逐板计算法的结景六,结论从以上两例可以看出,柯尔本法的计算结果与逐板计算法相比较要比其它两种方法计算结果的精确度要高一些.虽然弗罗洛夫法计算结果的精确度相对较低,但其计算过程简单.而且不受相对挥发度沿塔高变化大小的限制,所以它最适合于手工计算.而柯尔本法因其计算过程复杂,所以一般要用计算机来进行计算.恩德伍德法虽然计算过程简单,适合于手算,但0值的试差计算也很烦琐.我们将上述3种最小回流比计算模型用BASIC语言编制成子程序,把它用于多组分精馏塔简捷计算主程序中,在IBM5550机上运行.从所耗机时来看,柯尔本法所耗机时最多,通常需用2～Brain;而恩德伍德法和弗罗洛夫法一般仅需用1～3s即可完成最小回流比的计算.所以最小回流比的求算是多元精馏塔计算过程中耗时最多的步骤,同时也是最关键的步骤.但和逐板计算法相比较,柯尔本法仍然是一种计算简单,速度快,而精确度叉能达到一定要求的算法.——组分数;,L——分别为精馏段中的气相流量和液相流量kmol/h;,——分别为提馏段中的气相流量和渡相流量kmol/h{,——均为计算的迭代次数;D,B——分别为塔顶.塔底产品量,kmo];K.K.——分别为轻,重关键组分的相平衡常数; ——提馏段恒浓区中比重关键组分重的各组分对重关键组分的相对挥发度;——i组分的相对挥发度,一般均以关键组丹的.值为基准;——塔顶温度下i组分的相对挥发度; tim,——塔底温度下组分的相对挥发度;z一进料混合物中;组分的摩尔分数;口——进料的液体分率,等于(1--e);且——最小回流比;——塔顶产品液相中轻关键组分的摩尔分数; z——塔顶产品液相中重关键组分的摩尔分数; ——精馏段恒浓区轻关键组分的摩尔分数;——精馏段恒浓区重关键组分的摩尔分数;z——进料中轻关键组分的摩尔分数;——进料中重关键组分的摩尔分数;——进料中比重关键组分重的各组分的摩尔分数;——提馏段恒浓区中重关键组分的恒定浓度(摩尔分数);——塔底出料液相中轻关键组分的摩尔分数;——进料中比重关键组分重的各组分对重关键组分的相对挥发度;m.——精馏段恒浓区中轻关键组分对比它轻的各组分的相对挥发度;,——经验系数,可由式(23)至式(26)计算得到;Lll1.——上段(精馏段)恒浓区中的最小回流量,kmo]/h;L——下段(提馏段)恒浓区中的最小回流量, kmo]/h;——提馏段恒浓区中比重关键组分重的各组分对重关键组分的相对挥发度D.——塔顶产物中组分a的流率,kmo]/h; D——塔项产物中轻关键组分的流率.kmol/h;.——塔底产物中组分的流率,kmol/h;——塔底产物中重关键组分的流率,krao]/h;——轻关键组分对重关键组分的相对挥发度; n——组分i对重关键组分的相对挥发度; .——组分对轻关键组分的相对挥发度;——重关键组分对轻关键组分的相对挥发度;,n——进料中轻,重关键组分的流率;kmol/h;第9期石油炼制?57?.,,——分别为精馏段恒浓区,塔顶,塔底的温度,K;一塔顶产品液相中;组分的孽尔分数{"——塔底出料蔽相中J组分的摩尔分数;——J组分对重关键组分的相对挥发度;L——提馏段的液相流量(一R?D+—F);r——轻关键组分在提馏段中的恒定浓度(摩尔分数/;z——提馏段恒浓区中比重关键组分重的各组分的浓度(摩尔分数);——精馏段恒浓区中比轻关键组分轻的各组分的浓度【摩尔分数);Ⅳ——实际操作回流比下的理论塔板数;——塔的实际操作回流比;一进料板以下塔板数;下标{——轻关键组分;.,…——重关键组分;.n——上恒浓区(即精馏段恒浓区);m——下恒浓区(即提馏段恒浓区);,,——比重关键组分重的各组分卜组分;——组分{(本文收到日期1990年10月12日;修改稿收到日期1992年3月10日)参考文献<13石油化学工业部石油化工规划设计院,E塔的工艺计掉》,石油化学工业出版社,1977.[2]无津大学,《基本有机化学工程},^民教育出版社1977.[3]洛阳石油化工公司设计院,~TI-59可编程序计算器程序编》.[d]华东石油学院,《石油炼制工程》,(上册).石油工业出版社1979[53郭天民等,《多元汽一穰平衡和精馏》,化学工业出版社tl擘83-～[6]化工部弟六设计院,化学工程》,(1),1978. COMMENTSONMETHODSFORCALCULATINGMINIMUMREFLUX RATIOOFMULTICOMPONENT-'FRACTIONATIONCOLUMNMoChengbin(凸叼胁轴H)Abstract Themethodsforcalculatingtheminimumrefluxratioofmulticomponent—fractionation~oltlmnafereviewed.Bycomparisionandfurtheri~spectionofthemethodsofUnderwoodColburna ndFlorov.itconcludesthattheColburnsmethodiscurrentlythebestoneforrapjdcalculationofth eminimumrefluxratio.Twoactualca.qesareillustratedwithcalculatedresultst0providerefer encefor theselectionofthemethodofcalculatingminimumrefluxratio.。
化工生产中降低能耗精馏技术的思路
化工生产中降低能耗精馏技术的思路摘要：化工生产中能源的消耗问题，是制约着其高质量发展的主要问题之一，为有效降低能耗，应对关键技术环节进行必要的优化和改善。
降低精馏技术的能耗，无疑是促进化工生产高质量发展的关键举措之一。
文章结合精馏技术概述、化工生产中精馏技术的应用、影响精馏技术应用的因素，以及降低精馏技术能耗的思路等方面进行探究。
关键词：化工生产；精馏技术；降低能耗引言在经济发展持续加快的背景下，全社会的能源消耗量大幅增加，同时也引发了环境与气候问题。
若要实现可持续的经济发展，就必须降低能耗、减少排放。
就化工行业而言，通过技术改造做与创新，采用节能降耗的先进技术，可以有效提升生产的整体效率，达到节能减排的目标。
具体到化工行业最常用的精馏技术，其技术创新与优化的一个重要关注点就是高效节能。
通过对精馏工艺技术进行改造，生产效益会大幅提高，产品质量也能真正得到保证，还可以将精馏过程中所消耗的能源控制在最小的范围内。
因此，切实做好化工精馏高效节能技术的研发工作具有十分重要的现实价值。
1化工精馏分析精馏是化工领域中最为成熟，应用最为广泛且必不可少的单元操作，是利用混合物中各组分挥发度不同而将各组分加以分离的一种分离过程，常用的设备有板式精馏塔和填料精馏塔。
对精馏产生影响的因素有很多，进料量、温度、塔压、回流比等均会带来影响，尤其是当塔压出现变化时，塔板构成必然会产生明显改变，分馏浓度也会发生较大的变化。
对进料量的控制也不可忽视，如果过多的话，产品输出质量就难以得到保证，位于塔底的物料出现温度降低时，冷负荷必然会加大，这对分馏状态产生的影响较大。
回流比适当增加可以保证产品质量大幅提升，因而要对回流比加以控制，确保在合理的范围当中。
对冷能量加以利用使得塔顶汽顺利冷凝，形成的物料能够顺利回流，其余部分则要予以采出。
精馏的整个过程当中，塔顶蒸汽的冷凝是通过冷凝剂实现的，而此时会有很多热量被带走，如将这部分热量加以利用就能使得塔底再沸器能够获得所需热量，如此就可明显降低能耗，节能增效自然就可达成。
6.8最小回流比的影响与选择
式中xq，yq为q线与平衡线交点的坐标， 可用图解法由中读得，或由q线方程与平衡线 方程联立确定。 2、解析法 因在最小回流比下，操作线与q线交点坐标 （xq，yq）位于平衡线上，对于相对挥发度为α （或取平均值）的理想溶液，可用下式表示：
xq yq 1 ( 1) xq
（6－84）
6.8.3 适宜回流比的选择
精馏操作存在一个适宜回流比。 在适宜回流比下进行操作，设备费及操作费 之和为最小。
V L D ( R 1 ) D 1）操作费：
V ' V (q 1) F ( R 1) D (q 1) F
——取决于回流比R；
2）折旧费： 取决于实际板数，实际板数又取决于理论 板数，与R有直接关系。
若塔顶采用全凝器：
(6－67)
( yA )1 ( xA )D
( yB )1 ( xB ) D
(6－68)
(6－69)
第一层板的汽液平衡关系为：
yA xA xA 1 yB 1 xB 1 xB D
第一层板和第二层板之间的操作关系为：
xD yq
(2)泡点进料，q=1 则xq=xF=0.4
xq 2.47 0.4 yq 0.622 1 ( 1) xq 1 1.47 0.4
Rmin 0.97 0.622 1.568 y q xq 0.622 0.4 xD yq
(3)饱和蒸汽进料，q=0则yq=xF=0.4
全回流时操作线方程式为：
yn1 xn
( y A )n1 ( xA )n ( yB )n1 ( xB )n
(6－64) (6－65) (6－66)
精馏塔最小回流比的优化
输入精度 ( R 的小数点后第 n 位) 初始化 X1 = 2 , X2 = 10
变量 MinMoney 存储最少总费用 当 X1 ≠X2 时 (当 X1 和 X2 小数点后第 n 位相等时 ,可认为 X1 是最优值)
7 2
化 学 工 业 与 工 程
2005 年 1 月
3 优化特点及结论
采用黄金分割法 ,乘以系数 0108 ,要求 R 的精 度为 0101 ,计算出最优回流比 R = 2123 最少总费用 TAC = 250 630124 (图 1 所示) ;最优回流比的区间为 [21237 222 5 ,21238 204 6 ] ;并得出最佳回流比与最 小回流比的比值 RΠRmin = 11115 ,此结果与文献 [ 7 ] 中得出的结果基本吻合 。此优化过程属于具有不等 式约束的非线性归化问题 ,采用了黄金分割法后 ,通 过规定搜索区间为 [ 2 ,10 ] ,满足了 R ≥Rmin 的约束 条件 。
迪丽努尔·塔力甫 ,罗永强
(新疆大学 化学与化工学院 ,新疆 乌鲁木齐 830046)
摘要 :应用操作费用和设备投资费用的数学模型 ,采用黄金分割法的优化手段 ,并用 C 语言进行编 程对精馏塔的回流比进行了优化 ,其结果与文献[ 8 ]中得出的结果基本吻合 。 关键词 :精馏 ; 回流比 ; 优化 ; 黄金分割法 中图分类号 :TQ018 文献标识码 :A
再沸器的费用
=
M &S 280
(3129)
(10113)
(01965
8)
Δ HV
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探索芳烃精馏塔系最小回流比操作降耗增效
发表时间：2019-12-06T09:38:43.413Z 来源：《基层建设》2019年第25期作者：刘国有[导读] 摘要：芳烃组合工艺均为萃取或精馏形式的物理分离过程，而且以精馏塔为主。
中国石油化工股份有限公司天津分公司化工部天津 300270
摘要：芳烃组合工艺均为萃取或精馏形式的物理分离过程，而且以精馏塔为主。
精馏塔能耗除受自身所采用设备、工艺技术影响外，还与进料负荷、组成，操作温度、压力及外界因素等条件有关。
在保证生产稳定及产品合格的前提下，通过优化操作，探索装置各塔最小回流比，一直是装置实现降耗增效的最主要操作手段之一。
关键词：芳烃精馏塔系；最小回流比操作降耗增效；
在满足分离要求的前提下，探索石油化工精馏塔系最小回流比操作，是实现降低能耗最有效的操作途径之一。
精馏塔在某一进料负荷、组成、温度以及一定的操作压力条件下，可通过逐步降低塔顶回流量来降低塔釜的加热蒸汽量，从而达到降耗增效的目的。
一、存在问题
装置在探索最小回流比阶段，因混炼重整油时有间断，致使负荷及原料组成无法维持稳定，造成回流比及各塔加热蒸汽量不稳定，在高负荷及停止混炼重整油条件下生产，能耗会更优化。
虽然停止混炼重整油对降低装置能耗有利，但却造成装置原料不足，若装置长期处于低负荷下生产，能耗也将增大。
探索最小回流比后，因部分压力、温度等参数低于工艺指标，未经变更，目前未完全实施，经济效益未显著。
当进料中苯和二甲苯的体积分数逐渐下降，甲苯的体积分数逐渐升高时，塔顶采出苯和侧线采出甲苯的质量分数也随之增加，但当进料中甲苯的体积分数大于60 %时，再增加甲苯的体积分数，侧线产品甲苯和塔顶产品苯的质量分数反而下降。
这是由于在分隔壁精馏塔内，物料进入进料段后，轻组分和重组分在进料点位置分别向上和向下移动，最终在塔顶和塔釜采出，而中间组分在隔板左右被二度分配，一部分沿隔板上升，一部分沿隔板下降，因此必须要有足够的进料量才能实现这一过程，同时大量的中间组分还使得整个塔内具有足够的气相和液相回流。
但中间组分过多，又会给其它两个组分的分离带来不利影响。
所以分隔壁精馏塔较适合用于分离中间组分占60 %～
70 %之间的三组分混合物。
同时，通过试验发现，当苯和二甲苯体积分数相当时，能进一步提高分离效率。
因此分离以上芳烃混合物。
二、芳烃精馏塔系最小回流比操作降耗增效
1.分析精馏塔系回流比及能耗情况，确定可调对象。
精馏塔系的操作控制设计形式多种多样，如常见的常减压、汽提减压蒸馏以及抽提蒸馏、温差控制的芳烃等特殊精馏等。
介质均有溶剂或助剂。
生产中，若回流比继续下降，难以确保溶剂或助剂从塔顶挥发跑损。
塔回流比有微量下调空间，操作上易调整。
塔底重沸器采用中压蒸汽为热源，塔为馏分切割塔，将上游装置来的混合芳烃原料切割，分别作为抽提蒸馏、液液抽提、精馏系统的原料，塔顶压力控制指标压力低，物料的挥发度高，塔底温度可控制低些，对减少热载体耗量有利。
压力波动影响塔操作稳定，调整回流比过程，应先将压力稳定在某一定值。
温度的控制必须保证塔顶馏分同时合格，一般以塔顶温控制。
探索最小回流比的目的在于降低塔底加热蒸汽量，故必须寻找塔底最低温点及塔最高温点的最佳控制点，塔顶最高温点。
温度不但与塔底加热蒸汽量有直接关系，还与操作压力及进料组成等有关。
，操作温度应随着原料组成的变化而变化，如当原料中重质组成含量较高时，塔底温可以比原来高。
2.回流比及蒸汽用量调整。
在一定的操作压力、进料负荷、组成条件下，缓慢降低回流量，降量原则：回流比越低，降量速度宜越慢越细，一般控制每降一次回流量，塔顶温度有上升趋势时，相应降低塔底加热蒸汽量，再根据分析结果，反复调整。
降低回流量过程，若发生塔顶温飞溅，应尽快提回流，在操作参数和分析结果都正常的情况下，继续进行下一步的调整。
当原料轻质组份含量较高时，则塔顶拔出量增大，即使相同的回流量，苯塔采用中压蒸汽为热源，耗量设计是将液- 液抽提系统来的混芳分离出高纯度的苯产品，塔底物料送往再进行分离，苯塔生产中必须保证侧线苯产品不含塔底组份，塔底物料不含苯组分，采用灵敏塔盘温度与回流串级调节的方法，而塔操作压力等其它参数对生产影响不大，但调整回流比过程，应先将压力稳定在某一定值。
回流比及蒸汽用量调整苯塔回流比原控制指标因装置改扩建后，其原料中苯含量由原料的50% 降至10% 以下，调整回流比前值控制在塔底蒸汽用量调整后可降至以下。
在保持所有参数不变的情况下，先将灵敏塔盘温度调至稍高限，再将塔底蒸汽用量以速度下降，因灵敏塔盘温度最先随蒸汽下降而下降，因回流与灵敏塔盘温度串级调节，回流比也就随之降低了，待回流量稳定后，再进行下一步调整。
调整蒸汽过程，始终将压力稳定在某一定值，塔底温不能低于下限140℃，若塔底温低于下限值，应待指标变更后再行。
甲苯塔均以高压蒸汽为热源，此两塔为并联操作，分离出苯塔底物料中的甲苯产品，塔底物料作为二甲苯塔的原料，甲苯塔不设侧线抽出，甲苯塔均采用灵敏塔盘温度与回流串级调节的方法，生产中只要进料含非芳不超标，控制好灵敏板与塔底温度，就能保证甲苯产品合格。
3.回流比及蒸汽用量调整。
甲苯塔调整过程与苯塔相似，因两塔回流与灵敏塔盘温度均设计为串级调节，在降低塔底蒸汽用量前，先将灵敏塔盘温度稍提高，在缓慢降低蒸汽用量时，因自动串级调节，回流比自动降低，当釜温接近下限值时，根据对甲塔底物料分析结果，验证是否接近最低回流比。
注意在调整过程中，始终将压力稳定在某一定值，若塔底温低于下限值，因塔底加热蒸汽降低后，釜温已接近指标下限值，再无下调空间。
实际生产中，当精馏系统进料泵达到满载时，此两塔仍无法达到设计负荷生产，相同的进料量甲苯塔蒸汽耗量比甲苯塔高，若物料以约1︰2 比例作为甲苯塔进料，则两塔蒸汽耗量达到最低，故日常生产中，应平衡好甲苯塔进料量。
装置在生产负荷低于90% 时间较长时，也可以采用间歇停开甲苯塔的方法，以更大降低能耗。
生产中只要求塔顶二甲苯产品质量符合国标，塔底副产品重芳无质量要求，但必须保证二甲苯产品的收率。
根据混二甲苯产品质量要求优化生产芳烃车间混二甲苯产品执行国家优等品标准，即：馏程酸洗比色、外观均合格等。
但二甲苯产品质量标准中没有纯度指标要求，而据二甲苯用户反映，茂名乙烯二甲苯纯度达不到生产高瑞油漆的要求，则二甲苯塔生产按设计指标执行，基本可以达到客户要求，但回流比无下调空间，能耗较大，二甲苯收率低。
因塔底副产品重芳无质量要求，降低回流量时，控制好塔顶温不超标，并保证塔项产品合格前提下，即可达到降低塔底加热蒸汽量的目的。
设计上为微正压生产，靠不间断补入氮气来维持正压生产，否则塔顶会形成负压。
因塔顶挥发气体流入空冷器时，由于急冷，液相以较高流速下流，使塔顶形成一定的负压，压力低，物料的挥发度高，操作温度可控制低些，对减少热载体耗量有利，二甲苯塔调整前后工艺控制指标情况。
芳烃源自炼油厂催化重整装置，是产量和生产规模巨大的重要有机化学原料。
我国工业大规模芳烃混合物分离主要使用常规两塔精馏，但传统精馏过程耗能巨大，因此改进传统精馏过程对减少芳烃分离单元耗能意义重大。
间壁式精馏塔集成精馏过程的能量与设备，提高了热力学效率，降低了能耗，还节省设备投资和维修费用，同时减少了装置的占地面积。
参考文献：
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