精馏实验报告范文第1篇
1 流程简介
惠生设计的双丙烯精馏塔由T2501 和T2502 组成, 双塔采用串联操作。丙烯精馏塔 (T2501/2502) 将脱乙烷塔 (T2401) 塔釜混合C3物料分离成聚合级丙烯产品和液相丙烷。
1#丙烯精馏塔 (T2501) 相当于丙烯精馏塔的塔釜部分, 该塔设置有67 层四溢流浮阀塔盘。T2501 的第一再沸器 (E2503) 用来自DMTO急冷水洗塔的水洗水作为加热介质, , 第二再沸器 (E2520) 采用0.5MPa蒸汽作为加热介质, 正常生产情况下E2503提供T2501 全部再沸热量, E2520 在装置开工期间或水洗水不能正常供给时, 为T2501提供再沸, T2501再沸器提供的热量占整个丙烯精镏系统全部热负荷的70%。T2501 塔釜物料分两股。第一股物料通过循环丙烷输送泵P2503作为油吸收剂从塔釜采出进到前系统的油吸收塔 (该股物料最终返回丙烯精馏系统) 。塔釜的第二股物料作为丙烷产品采出, 作为尾气并入燃料气管网。
2#丙烯精馏塔 (T2502) 相当于精馏塔的塔顶部分, 该塔设有174 层四溢流浮阀塔盘。T2502 再沸器 (E2502) 采用由E2503 过来的水洗水作为加热介质。T2502再沸器提供的热量占整个丙烯精镏系统全部热负荷的30%。T2502的塔釜物料通过丙烯塔釜液输送泵P2504, 送到T2501塔顶, 作为T2501的回流。T2501的塔顶气相进入T2502 塔釜。来自脱乙烷塔 (T2401) 塔釜的进料进入到T2502 的第154 层塔盘。T2502 塔顶冷凝器E2501 采用冷却水作为冷却介质。冷凝器的出料进入丙烯塔回流罐 (V2501) 。回流罐中的部分液相通过回流泵 (P2501) 打回T2502作为回流。聚合级丙烯产品在通过丙烯产品采出泵 (P2502) 采出, 丙烯产品的采出量受回流罐液位控制。通过控制2#丙烯精馏塔 (T2502) 塔顶的压力, 保证塔顶气相在适当的温度下被冷却水介质冷凝。丙烯精馏塔的压力由热旁路阀PV2409A来调节。
2 目前存在问题
公司自14 年底投产以来, T2501 塔釜损失一直很大, 在80%负荷情况下损失可达10%, 在满负荷情况下损失可达40%, 造成丙烯严重损失, 按满负荷每小时2.5吨丙烷的排放量, 一天损失高达24吨, 造成了很大的经济损失。经长时间探索发现原因主要是用于再沸的水洗水中含有大量催化剂, 导致E2502内部堵塞严重, 换热效率严重下降;E2502 换热效率低又导致去E2503 的水洗水温度高, 造成T2501 再沸不足, T2502 再沸过剩的局面, 加之0.5MPa蒸汽压力经常波动, 所以再沸不稳定。其次, 由于前系统采用惠生特有的预切割-油吸收技术回收乙烯, 为避免油吸收塔乙烯损失过大一直采用较大量的油吸收剂 (循环丙烷) , 而循环丙烷最终会进入T2401塔釜, 随进料一起进入丙烯精馏塔, 导致丙烯精馏塔进料组成中的丙烷含量过高, 影响精馏效果。
3 优化措施
3.1:降低循环丙烷量, 控制进料丙烷含量:在生产中发现循环丙烷的使用量与油吸收效果如下表
从表1可以看出循环丙烷的量会大大增加丙烯塔进料丙烷的含量, 同样也会严重影响油吸收塔的吸收效果。为保证丙烯产品质量, 经优化调整, 现在满负荷情况下调整循环丙烷量为11t/h, 同时通过增加油吸收塔冷剂的用量将油吸收塔顶温度由原来的-22℃调整到-24℃, 通过优化调整目前油吸收塔顶乙烯损失控制在2%左右。
3.2 控制再沸稳定:水洗水来自DMTO的急冷水洗塔, 由于其中的催化剂含量难以控制, 所以只有缩短E2502A/B的切换周期, 加紧清理, 其次, 通过技术改造给E2503A/B增加一条全流量跨线 (图1 中虚线部分) , 控制T2502 的再沸量, 最后, 稳定0.5MPa蒸汽压力, 保证T2501 的再沸波动不至于过大, 最后调整水系统, 控制水洗水温度波动在±2℃内。
3.3降低进料温度、稳定进料量:由于T2502一直热量过剩, 所以适当降低进料温度有利于塔的操作, T2401 塔釜设计进料温度为63℃, 探索发现进料温度可以降至61.5℃。进料量的稳定对精馏塔的操作至关重要, 之前T2401塔釜进料一直为液位串级控制, 波动较大, 改为手动控制进料后T2502进料量明显更加稳定。
3.4 稳定塔压:精馏塔的正常操作是基于一定压力条件下进行的, 如果塔的操作压力发生波动, 对塔的产品质量、物料平衡、操作温度都有重要影响[3], 在之前的操作中一直靠再沸的汽化量来控制塔压, 所以压力波动比较大, 现在在稳定再沸的同时改用热旁路阀PV2409 来控制T2502 压力在 (1.72MPa-1.79MPa) 。
3.5 降低产品纯度:由于丙烯是供给下游聚丙烯装置作为聚合原料, 两个装置共同探讨发现丙烯纯度达到99.5%就足够满足生产, 于是改丙烯合格标准为99.5%。
4 优化效果
自2015年6月E2503增加跨线技改至今丙烯精馏系统已经连续运行8个月, 通过以上优化措施丙烯精馏塔在满负荷运行状况下T2501塔釜损失已经控制在5%左右, 85%负荷下损失基本控制在3%左右, 大大降低了丙烯损失, 有效提高了公司效益。
摘要：针对公司目前丙烯精馏塔丙烯损失大的问题, 从进料组分调整、负荷、再沸、塔压、进料等方面分析了损失大的原因, 针对性的提出了优化方案及技术改造措施, 有效的降低了丙烯损失。
关键词：丙烯精馏塔,丙烯损失,再沸,优化措施
参考文献
[1] 陈斌.乙烯工学[M].北京:化学工业出版社, 1997:373-378
[2] 阎观亮.大型常规丙烯精馏塔塔板数的优化[J].炼油设计, 2000, 30 (7) :20-22.
精馏实验报告范文第2篇
【摘要】我国石油年产量正逐步缩减，石油开采方面的技术在发展，但成本也在提高。在这样的背景下，作为依托油田发展的化工企业，若要巩固、拓展其市场地位，生产技术以及产品质量这两样指标将成为重中之重。
本文综合作者自身工作经验以及工作中的心得与体会，简要分析了轻烃精馏装置的原理及构造，并结合我厂生产实际，总结出影响精馏效果及产品质量的多种因素，帮助读者了解相关专业知识。
【关键词】化工厂；轻烃；精馏塔
“烃”就是碳、氢两种元素以不同的比例混合而成的一系列物质，其中较轻的部分，就叫做轻烃。天然气的主要成份是C1甲烷，含少量的C2乙烷，液化石油气的主要成份是C3丙烷、C4丁烷，它们在常温常压下呈气态，叫气态轻烃。C5—C16的烃在常温常压下是液态，我们就叫它液态轻烃。液态轻烃中最轻的部分是C5、C6，再重一点的部分就是汽油、煤油和柴油等。若要将轻烃中的各类轻重组分提纯，并加工、生产出相应的产品，则需要借助精馏装置。
精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，基本原理是将液体混合物多次部分汽化和部分冷凝，利用其中各组份挥发度不同的特性，实现分离目的。根据操作方式可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。以我厂轻烃精馏装置为例，采用的是多塔连续精馏的原理，每组塔系均包含精馏塔、再沸器、冷凝器、回流罐、进料泵、回流泵、采出泵等设备。当原料轻烃经过脱水、预热、脱硫处理后， 由1#精馏塔中段进入装置，与塔底蒸发上来的气相进行逆流接触，两相接触中，易挥发（低沸点）组分不断地向气相中转移，气相中难挥发（高沸点）组分不断地液化成为下降液，气相愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，从而达到轻重组分分离的目的。由塔顶上升的气相进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中辅助精馏，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，加热蒸发成气相返回塔中，另一部分液体作为后续精馏塔的进料。
我厂将轻烃经精馏处理后，加工出的产品主要有液化石油气、工业戊烷、混合己烷、橡胶溶剂油、1#油漆及清洗用溶剂油、3#油漆及清洗用溶剂油。在生产中，影响精馏效果及产品质量的因素有很多，如：原料密度、压力、温度等。
一、原料密度
用于精馏的原料多为混合溶剂，也可简单的视为轻组分和重组分的混合物。由于原料组分所占比重发生变化对精馏产生的影响比较常见，主要分为两点：
1.轻组分所占比重较多：则原料密度较小，进入精馏塔后，气液相接触换热后气相剧增，且越临近塔顶时气相越多，易导致塔顶压力及温度剧烈变化，严重时引发窜塔；
2.重组分所占比重较多：则原料密度较大，导致低密度产品产量减少，装置运行不平稳，剩余残液较多。
二、压力
我们知道，液体的沸点随压力变化而变化，压力越高，沸点越高，反之越低。在生产中，通过控制精馏塔压力即可控制塔底物料沸点，从而有效分离轻、重组分。在我厂日常生产中，各精馏塔根据生产需要可分为：带压生产、常压生产以及负压生产。带压生产以生产液化石油气为例，其精馏塔塔顶压力为0.56～0.60MPA。由于塔顶压力高，使得该塔塔底物料沸點略高，重组分难以蒸发，轻组分较易分离，再经过反复提纯从而得到液化气产品；负压生产以生产260#溶剂油为例，该精馏塔在真空泵的作用下，塔内压力降为负压，以此来降低物料的沸点，重组分较易蒸发。所以，在生产时，根据生产需要合理控制精馏塔压力，即可有效提升工作效率，从而确保产品质量。
三、温度
这里所指的温度包括：重沸器温度、塔底温度、进料温度、塔顶温度、回流温度、冷却水温度、外界气温等，它们都是影响产品质量的因素。下面将分别简述各个温度在实际生产中的作用：
1.重沸器温度：直接影响塔底温度及精馏塔内轻重组分浓度；
2.塔底温度：反映了本塔产品干点，并且能够影响下一组塔系产品初馏点；
3.进料温度：直接影响气液相换热效果，从而影响到本塔精馏效果甚至产品质量；
4.塔顶温度：反映了本塔精馏效果以及产品干点；
5.回流温度：可影响塔顶温度、塔底温度、塔顶压力、回流罐压力；
6.冷却水温度：决定了回流温度；
7.气温：影响原料初始温度和冷却水温度。
通过以上分析，我们不难发现，在众多影响精馏效果的因素中，大多数都存在着互相制约、相辅相成的关系。而所有的设备构成一个整体，存在着物料平衡、温度平衡、气液平衡等。所以在生产中，单一参数有可能影响的不只是局部，这就需要我们在思考问题、解决问题的时候不能片面的观察，要做到从局部到整体，再从整体到局部，用最简单、有效的方法达到目的，确保装置平稳运行，从而保障精馏效果及产品质量。
精馏实验报告范文第3篇
一、化工精馏节能技术的原理
普通精馏进料, 塔底处藉由再沸器提供反应所需热量, 塔底处物料将被气化。之后塔板对液态物料进行传质传热, 借轻重组分之别完成气化与冷凝的整个过程, 最终实现了分离。之后, 塔顶处气体部分经冷凝器完成冷凝, 当塔顶部分产品被采取完, 其余的部分会再次返回塔顶。化工生产的实际过程当中, 这种塔顶冷凝器将蒸汽的热量消耗掉, 塔底部的再沸器提供热量的过程, 使得塔顶处蒸汽的冷凝热利用具有高效性, 最终可以实现降低能耗, 同时提高生产效率的目的[1]。
通常来讲, 化工的精馏节能包括三类流程, 及热偶精馏、多效精馏以及热泵精馏。在现代科技加持下, 我国化工企业根据自己的实际需要, 将节能精馏广泛应用与生产, 并不断衍生出新的节能技术, 以此为基础, 为企业生产高效、稳定、可持续进行提供了保证。
二、影响化工精馏的因素有哪些
(一) 压力
精馏塔的设计以及精馏的整个过程都会处在一定的塔压下进行, 因此保证塔压稳定对整个精馏最终效果有着较大的影响。压力不稳通常会造成一下几方面影响: (1) 塔压的激增, 会导致液相物质挥发度急剧降低, 蒸馏分离就可能无法实现, 气相重度也随之增加, 这就会使得蒸馏的效率也随之下降; (2) 塔压增大, 会导致气相组分的浓度增加, 重量比变大, 这会直接导致已经挥发的气相又再次变回液相, 并混入原液相物质当中, 亦难以实现分离效果。
(二) 进料量与加料速度
进料量的掌控对蒸馏效果有着直接影响。进料量如果过大就会超出冷凝器与再沸器的工作负荷, 导致整塔温度失衡, 以致气液物质交换失衡, 蒸气挥发过快, 本该液化的气相物质在液化前就已被排出, 最终难以获得满意的蒸馏效果。而加料速度方面, 气液混合加料速度过快的话, 精馏的蒸汽量与提馏的回流量都会突然增加, 出现冷凝剂与加热量不够, 导致液压成分重度过大, 最终产出的精馏产品是不合格的。
(三) 进料温度
进料温度的控制是蒸馏过程中的重要一环, 直接关系到最终的蒸馏效果。通常, 若进料温度较低, 塔顶冷凝器的冷负荷也会随之降低, 并会增加塔底处的再沸器的热负荷;而进料温度较高, 会导致整个精馏塔工作温度上升, 对气液平衡变换造成破坏, 降低最终产品的质量。
三、精馏节能技术的改进
(一) 完善操作条件
精馏塔操作条件包括了压力、温度、塔板压降、板数以及进料位置和塔顶塔底采出量与热负荷等[2]。压力为固定值, 其他则需随实际需要灵活变动。如灵敏度、技术以及设计3点综合考量才可决定分离值的最佳状态, 并以此为基础, 获取相关的负荷值, 才能实现精馏节能降耗的目标。
(二) 设备减耗
精馏塔工作中, 其顶部与底部存在较大温差, 为确保其冷热量均衡, 应安装换热装置。换热器的存在改变了操作线斜率, 也降低了能源的品位要求, 增加了能源利用率。
精馏塔顶部如果存在较为明显的温度变化, 可考虑在塔板间增加冷凝设备, 且可选用品位较低的冷剂作为冷源, 这样就可以减少主冷凝器中高品位冷剂的使用, 进而控制其能耗。同理, 当塔底温度变化存在较大差异时, 亦可在塔底塔板间加设再沸装置, 亦可有效降低主再沸器的热量消耗, 提高热效率。如上两步就可以起到节能的效果。但也应注意, 设备减耗的操作会使塔板分离能力有所减弱, 如何取舍要根据实际情况来判断[3]。
(三) 优化操作流程
1. 提升分离率, 降低顶与底之间压差与温差:
采用高效规整的填料 (波纹板、丝网填料等) 代替普通填料可做到有效节能, 其具有显著提高产能, 在同高度下增加理论板数使回流比下降等优点。且如果使用了规整填料, 可以降低再沸器所使用的热源的品位, 减少塔釜内的热敏性物质的聚合, 从而提高了产品的质量。
2. 改善热利用率:
改善精馏塔热利用率的方法有很多, 其中增强传热面积可选择以多孔向变化传热面积与扩散传热面积两手手段, 前者又包括微孔沸腾表面与特殊处理的冷凝表面;后者则包括翅片管及槽沟扩大传热面积, 这些手段都可以较为有效的提升传热系数。另外, 若塔釜液为无用废液, 也可将其转变为潜热加以利用。
3. 其他:
调整进料的状态可以获得较好的节能效果, 比如将料液的温度提高, 使液料气化或一部分气化, 此类方法操作简便且容易控制, 成本也较低, 值得考虑[4]。另外, 选择合适的进料口位置, 将不同组分物料混合后进行单塔或一塔多股进料, 都可起到降低能耗的作用。
综上所述, 化工精馏节能技术的应用在不降低产品质量的前提之下, 最大程度的降低了能源消耗, 亦满足了节能环保的企业要求。现阶段, 由于资料与经验不足等因素, 在化工精馏节能方面我们还存在许多薄弱点, 但相信伴随技术的优化与创新, 这一局面可以得到扭转, 以进一步推动企业的良性发展。
摘要：化工精馏是目前公认的最为有效的化工原料分离法, 被广泛应用于化工行业中。现如今, 能源与环境问题日益受到重视, 节能技术的作用与重要性逐渐彰显, 其发展也获得了较大的推动力, 在化工生产上, 既降低了能耗, 又促进了产品质量的提升。文章就化工精馏的节能技术内容进行总结和探讨, 以期为业内提供参考。
关键词：化学工业,精馏,节能
参考文献
[1] 胡玥.化工精馏节能技术探讨[J].科技与企业, 2013 (15) :244.
[2] 王梦华.精馏过程节能技术探讨[J].齐鲁石油化工, 2003, 31 (4) :324-326.
[3] 杨林.对化工精馏高效节能技术开发与应用探讨[J].中国石油和化工标准与质量, 2016, 36 (7) :124-125.
精馏实验报告范文第4篇
1 多元萃取精馏
当两种或多种组分的相对挥发度较小, 普通精馏难以分离时, 通常采用萃取剂来增大各组分的相对挥发度, 从而有效分离出每一种组分。这种精馏方式就是多元萃取精馏。萃取精馏体系一般由两个精馏塔组成, 一个作为分离塔, 一个作为精制塔。萃取剂在两塔之间循环使用, 精制塔的萃取剂出料量就是萃取剂的循环量。萃取剂在分离塔进行传质交换, 沸点最低的组分被萃取并带至精制塔精馏分离, 较高沸点的组分直接分离并在塔顶富积提纯或送往下一个系统分离。
多元萃取精馏较为理想的操作模式为:在分离塔, 精馏段的灵敏板温度设自动、回流量设为串级跟踪, 提馏段再沸器蒸汽流量则设为自动控制;在精制塔, 提馏段的灵敏板温度设自动、再沸器蒸汽量设为串级跟踪, 精馏段回流量则设为自动控制。这样的操作模式, 既保障各组分的有效分离精制, 又可以确保萃取剂不会异常夹带。当一个多元萃取单元的控制参数确定以后, 理论塔板数、塔的温度梯度、进料板、灵敏板及物流参数理论上都可以计算出来, 形成一套操作参数, 依据这些参数运行的系统, 就是一个动态平衡体系。
控制指标, 就是最终想要取得或者控制的目标;操作参数, 就是为实现控制指标而采取的手段和数值, 包括温度、压力、流量、调节手段、传质方式等。多元萃取精馏涉及多组分分离的控制指标, 且萃取剂循环使用, 操作上关联度大, 不能随意调整。
2 多元萃取精馏调整实例
事实上, 一套多元萃取精馏体系的控制参数是一个区间, 所以, 温度、压力、回流、采出、蒸汽消耗这些操作参数也是可以适当调整的。因此, 在保证控制指标合格的条件下, 优化操作参数, 不仅体现一个操作人员的水平, 更能拓展节能降耗的空间, 非常有意义。
下面是一个二元萃取精馏体系统操作参数, 分离塔塔顶控制指标为4000-5000wt.ppm, 精制塔塔顶控制指标为2000-3000wt.ppm, 循环量50T/h, 在符合控制指标的前提下, 保持进料参数、蒸汽参数不变的情况下, 我们尝试调整不同的操作状态, 统计如下 (流量为平均值) :
3 实例解析
第1种操作, 停车后恢复正常运行时, 尝试直接将分离塔精馏段灵敏板温度设定为84℃, 精制塔提馏段灵敏板温度设定为148℃, 系统稳定后恢复串级或自动操作模式。对比分析, 指标合格。因为精馏塔回流量小于设计值且提馏段温度低于设计值, 循环量保持设计值, 所以蒸汽消耗略低于设计值。萃取剂带入分离塔的热量有所减少, 精馏段温度设定高于设计值, 串级跟踪的回流量低于设计值, 蒸汽则适当下调。
第2种操作, 从第1种操作状态尝试将分离塔精馏段灵敏板温度设定维持84℃, 精制塔提馏段灵敏板温度设定为149℃, 循环量降低1T//h, 系统稳定后恢复串级或自动操作模式。对比分析, 指标合格。因为精馏塔回流量维持不变, 提馏段温度有所提升, 循环量有所降低, 所以蒸汽消耗稳中有降。萃取剂带入分离塔的热量有所减少, 精馏段温度设定不变, 所以塔的温度梯度有所下降, 回流略有降低, 蒸汽则略有下调。
第3种操作, 为设计理论模型, 依此操作, 通常没有问题。
第4种操作, 尝试直接将分离塔精馏段灵敏板温度设定为82℃, 精馏塔提馏段温度按设计值设定, 循环量将为48T/h。对比分析, 指标合格。因为循环量低于设计值, 所以蒸汽消耗略低于设计值。萃取剂带入分离塔的热量有所减少, 精馏段温度设定低于设计值, 所以塔的温度梯度有所下降, 但要维持系统平衡则需适当增加塔底蒸汽量, 这样又导致回流量有增大趋势。
第5种操作, 从第4种操作状态尝试将分离塔精馏段灵敏板温度设定继续降为81℃, 精制塔提馏段灵敏板温度设定为149℃, 循环量恢复设计值。对比分析, 指标合格。因为精馏塔回流量大于设计值, 即使提馏段温度略低于设计值, 而蒸汽消耗仍略高于设计值。萃取剂带入分离塔的热量有所增加, 精馏段温度设定于更低, 所以回流跟踪增大, 导致塔的温度梯度下降, 适当增大蒸汽来维持平衡。
这几种状态组合, 并不是不可变的, 也不是极限的, 只是有意尝试性的组合。从上表可以看出, 在保证控制指标合格的条件下, 可以适当调整操作参数, 而蒸汽的消耗是有差别的, 其中, 分离塔蒸汽用量相差0.62T/h, 精馏塔蒸汽用量相差0.29T/h。若以8000小时/年计算, 蒸汽用量可节约的费用相当可观。其实, 这只是一个二元萃取精馏操作单元不同运行参数对比, 而多元萃取精馏系统较为庞大, 系统优化的经济效益巨大。
4 多元萃取精馏系统操作优化注意事项
操作弹性是调整的基础, 控制指标是调整的核心。如果一个操作单元或者系统没有操作弹性, 只能够单一的模式或参数运行, 优化调整就难以进行。还要明确的是, 所有的调整只能围绕一个核心, 那就是控制指标, 也就是我们最终要达到的目的, 如果保证不了控制指标合格, 那么, 所有的调整就没有任何意义。
通常, 每个系统都会有操作弹性。控制指标不能随意改变, 但操作参数是可以优化调整的。而优化调整必须注意以下几点:
(1) 优化操作方案事先充分论证, 并在技术人员精心指导下由操作人员按要求实施调整运行参数。
(2) 调整必须分步进行, 禁止多参数同时大幅度调整, 防止液泛、系统紊乱等严重异常状况发生, 造成工艺事故。
(3) 每调整一个步骤, 要稳定一段时间, 并要全面取样分析, 对分析结果认真评估, 然后采取相应的措施。
(4) 一旦分析结果偏离控制指标, 要及时予以纠正。纠正后分析确认、评估。
(5) 调整运行参数优化以后, 要及时发布技术指导书, 补充操作规程、工艺规程和安全规程, 并要求每位操作人员掌握。
5 结语
每一个单元或系统的操作都需要不断摸索, 以便更加优化, 在保证控制参数的前提下, 达到效益最大化。多元萃取精馏操作系统的优化, 不仅可以有效降低能耗, 直接产生经济效益;还能降低机泵电力消耗, 延长设备折旧周期, 间接经济效益同样可观。企业要大力培养熟练的具有创新意识的操作人员, 不断降低企业的生产成本, 充分发挥成本优势, 不断增强市场竞争力。
摘要：文章对多元萃取精馏的操作原理进行了解释, 从实际操作经验分析了萃取精馏操作特点, 剖析了萃取剂循环量、回流量、灵敏板温度设置对蒸汽消耗的影响, 提出了操作模式优化应当注意的问题, 为多元萃取精馏系统的优化操作提供了很好的借鉴作用。
关键词：萃取精馏,回流,蒸汽消耗,控制指标,操作参数
参考文献
[1] 上海师范学院.《化工基础》上册, 人民教育出版社, 1981.
[2] 丁绪淮.《化工操作原理与设备》下册, 上海科学技术出版社, 1966.
精馏实验报告范文第5篇
1 甲醇精馏工艺概述
1.1 甲醇概述
甲醇是比较基础的饱和脂肪醇, 也是重要的新型有机染料。目前, 我国三分之二的甲醇资源都被用于化工行业, 相关产品已达上百种。甲醇具有清洁、可再生、易输送等特质, 还可作为动力染料。因此, 甲醇在社会发展中的应用范围越来越广泛。甲醇可从煤炭中提取, 尤其是将质量较差的高硫煤进行回收获得, 也可从自然生物中提取, 例如林木等。我国的甲醇提取和生产技术目前已比较成熟, 加之其生产工艺比较简单, 因此甲醇的提取和生产所需的资金投入和时间投入都比较低, 在社会生产中, 充分利用甲醇, 能够有效提升经济效益。
1.2 甲醇精馏工艺流程
甲醇精馏的工艺较多, 典型的工艺流程包括单塔流程、双塔流程、三塔流程以及四塔流程。单塔精馏是指将纯度不高的甲醇只经过一个塔就可以采出。双塔精馏是指来自于合成环节的纯度不高的甲醇进入预精馏塔, 为长压操作。对甲醇精馏产生影响的因素较多, 包括进料的环境、回流的比率、进料的量和构成等, 因此在进行甲醇精馏的过程中, 不仅需注意保证甲醇的组成, 还需重视甲醇入塔时的状态等, 以保证甲醇精馏的效果和质量。简单来说, 在实现稳定塔压的基础上, 选择适当的回流比, 降低能耗。在进料状态比较稳定的时候, 对甲醇和重组分的采出量进行适当调整, 并尽量减少残渣中有机物的残留。
2 精馏过程模拟与优化
2.1 稳态过程系统优化
稳态模拟是比较基础的模拟。所谓稳态, 是指系统的数据输入能够保持一定程度的稳定状态, 同时输出的数据也是处于稳定的状态。稳态过程的模拟主要通过电脑辅助实现, 通过计算机, 对选取的化工环节进行稳态状态的运算, 包括其热量、规格以及经费等。通常情况下, 稳态模拟的主要内容有三个, 即系统建模、物性信息以及运算方法。稳态模拟主要依据是从化工环节中得到的数据, 例如物料温度、组成部分等。借助合适的流程模拟程序, 通过计算机实现化工过程的模拟, 以得出详细的模型的数据和信息, 包括原料、所需能量等。总的来说, 化工模拟能够通过计算机对不同的设计思路和工艺等进行研究。并且, 花费的时间成本和经费成本都比较低, 在科学研究中发挥着重要的作用。
2.2 动态过程系统优化
稳态过程的模拟只能针对短时期的状态, 而在实际生产中涉及到的因素较多, 受到的影响因素也较多。因此, 有许多问题和现象是通过稳态模拟不能实现的, 此时需要动态模拟解决这些问题。动态模拟主要有两个方面的内涵, 一是对动态状态下的输入模拟, 二是将实际化工的数据输入到模拟系统中, 同时将数字信号进行输出, 并利用输出的信号对化工过程进行掌控。动态模拟的过程相对比较复杂, 既要模拟系统的性能和运算速度能够跟上, 又要求模拟系统有一定的流程反映能力。动态模拟主要用于研究设备的负荷承载能力、通过模拟选择最优的方案, 以及利用模拟方法代替更为复杂的实验方式。
2.3 化工模拟技术优化
国内的化工模拟大致起源于二十世纪中期。在1970年之后, 我国开始大力推动模拟技术和应用程序的开发。甲醇化工模拟技术的优化, 能够在很大程度上提升甲醇精馏的技术, 并逐渐实现精馏能耗和资金的不断降低, 以提升甲醇的经济性和实用性。而甲醇精馏的模拟实现, 要求要确定进料的相关信息、出料的性质及出料的位置, 以及塔的性质。例如塔的压力环境、回流的比率等信息。而模拟技术的优化, 应包含两个方面的内容, 一是具有系统模拟的必要功能和延伸功能, 能够实现更科学、要求更高的流程模拟, 以使精馏过程中的甲醇能够保证适中处于正常的状态。二是具有成本预估和利润预估的能力。另外, 还要求操作环境尽量实现便捷和直观。
2.4 模拟结果与分析
模拟结果受到的影响因素较多, 不同状态、不同条件下的模拟结果也有所不同。模拟结果的分析主要包括预精馏塔的模拟结果分析、加压塔的模拟分析、常压塔的结果分析、回收塔的结果分析, 以及对甲醇精馏系统的整体环节的结果分析和研究。
3 结语
本文对甲醇精馏工艺流程的优化方式和内容进行了简要阐述和说明, 包括稳态过程的优化、动态过程的优化, 模拟结果的分析, 以及对模拟技术进行优化提出的几点建议。实际上, 只有从多个角度考虑甲醇精馏的消耗和成本等, 并结合精馏的实际情况, 包括社会生产的环节, 进行最佳的精馏方案的设计和选择, 才能寻求到最佳的精馏方式, 提升甲醇的经济性。
摘要：甲醇是当前比较常用的有机产品, 作为一种重要的新型燃料, 如何保证甲醇的浓度是一个重要的问题。本文主要探讨甲醇精馏工艺的流程, 首先对当前的主要甲醇精馏工艺进行简单概述, 包括甲醇的基本信息以及甲醇精馏工艺的流程。并采用系统模拟的方式, 对甲醇精馏工艺过程的实施和优化进行分析, 包括静态过程的系统模拟、动态过程的系统模拟、涉及到的主要化归模拟技术以及最终的模拟结果分析等。
关键词：甲醇精馏工艺,优化,流程分析
参考文献
[1] 田旭等.甲醇精馏工艺流程分析[J].小氮肥, 2011, 11:1-5.
[2] 彭涛等.基于机械蒸汽再压缩的甲醇精馏技术研究[J].化学工业与工程技术, 2014, 03:62-65.