萃取精馏范文

萃取精馏范文（精选6篇）

萃取精馏 第1篇

由于间歇萃取精馏的操作较为复杂,控制变量较多,将其实现工业化的应用还有许多研究工作要做。近年来,对于间歇萃取精馏的研究主要集中在萃取精馏的溶剂选择、不同操作方式、新型塔设备研究、优化操作研究、过程模拟研究等几个方面。本文介绍了目前国内外有关间歇精馏操作的研究成果,以便使该项技术能得到广泛应用。

1 间歇萃取精馏的操作方式

根据溶剂加入方式,间歇萃取精馏可分为:一次性加入溶剂操作方式和连续加入溶剂操作方式[1,2]。

一次性加入溶剂操作方式(如图 1)是溶剂一次性加入装有物料的再沸器中,进行间歇萃取精馏的操作。该操作方式分为以下个几步骤:

(1)釜共沸物中加入足够量的溶剂 E;

(2)开始全回流操作(R=∞);

(3)采出 A 产品;

(4)分离产品 B 及溶剂。

Lelkes等[3]用丙铜-氯仿以苯为溶剂采用一次性加入溶剂进行间歇萃取精馏操作,证明此操作方式的可行性。但是由于溶剂一般采用沸点较高的物质,因此溶剂的绝大部分存在于再沸器中,故溶剂改变原料物系相对挥发度的作用仅在再沸器中发挥,对物系分离的效果较差。而且随组分的馏出,塔釜液组成的改变,必须选择适宜的回流比才能获得合格的产品。因此这种操作方式的经济性和可行性较差。

连续加入溶剂操作方式(如图 2)是将溶剂从塔顶或塔的某几块板处连续加入,将塔分为萃取段和精馏段,溶剂在加入塔板处以下每层塔板上处均起到改变原料组分相对挥发度的作有。Yatim提出连续加入溶剂的方式分为四个步骤:

(1)在塔釜共沸物中加入少量溶剂 E;

(2)开始全回流操作(R=∞,F=0);

(3)连续加入溶剂 E,采出产品 A(R<∞,F>0);

(4)停止加入溶剂,分离组分 B 和溶剂 E。

该操作方式由于溶剂加入和回流比的改变,使得操作参数中再沸器热负荷发生改变,操作困难,易于发生液泛等不稳定操作,这是采用连续加入溶剂操作方式的难点,还有很多方面需要改进。

2 萃取剂的性质及选择

萃取剂的选择是萃取精馏分离过程实现经济效益的首要问题。萃取精馏的溶剂需要满足如下条件:

(1)具有较高的沸点,不与原组分形成共沸物;

(2)具有一定的热稳定性,在分离过程中不发生聚合或分解;

(3)具有高选择性;

(4)不和被分离组分发生反应;

(5)不腐蚀设备,无毒,易回收;

(6)价格适宜,来源丰富。

萃取剂从组成上分为单一溶剂和混合溶剂两大类,在实践应用过程中,单一溶剂往往存在自身选择性与溶解性矛盾的问题,即具有高选择性的溶剂一般常常和原组分之间的相互溶解能力较弱,反之亦然。单一溶剂的这一弱点限制了萃取精馏技术的应用及发展,于是人们开始使用混合溶剂进行萃取精馏的研究,并取得了良好的效果[4]。表1和表2列出了采用各种溶剂时乙酸乙酯-乙醇组分的相对挥发度。

通过表1和表2可以看出,在相同的条件下混合溶剂比单一溶剂具有更高的选择性。混合溶剂的选择性随溶剂与进料质量比的增大而增大,这一点与单一溶剂具有相同的规律。混合溶剂选择性的还与所含组分的类型有关,而且当混合溶剂中所含的组分类型相同,但各组分比例不同时,其选择性也会有较大的差异。

3 新型萃取精馏塔设备的研究

常规的间歇萃取精馏过程是由单一的再沸器、塔体、冷凝器和产品接收罐组成。为了能更好地解决BED存在的缺点,一个重要的方面就是塔结构的变化,主要是受不断提出的分离要求推动的,这些新的分离要求就是要求产品纯度更高和馏出速率更快并且又有较高的全塔分离效率,从而推动间歇萃取精馏的工业化进程。目前一些学者在有关间歇精馏塔新结构形式研究的基础上提出了一些改进模式,期望能从根本上改善间歇萃取精馏塔的分离过程,带有中间罐的间歇萃取精馏塔就是重点研究的方向之一,具有广阔的发展前景。

带有中间储罐的间歇精馏塔这种结构首先由Robinson和Gilliland于1950年提出,主要分离双组分物系,Hasebe等[5]提出利用中间储罐塔来分离三组分物系, 直到1995年,Safrit等[6]提出将带有中间储罐的间歇精馏塔进行萃取精馏操作,在整个操作过程中,萃取剂被不断采出回收,所以大大减轻了再沸器负荷,从而减少了设备投资,尤其适于难分离、大溶剂比的热敏物料体系的分离,由于分离的物料一次性加入中间储罐,因此可在相对常规间歇萃取精馏操作时间短的情况下同时得到三种产品:塔顶馏出轻关键组分,塔底回收萃取剂,中间储罐累积并最终得到浓度较高的重关键组分,目前带有中间储罐的间歇萃取精馏塔根据中间储罐的汽液流动情况可分为五种,如图4所示。

带有中间储罐的间歇萃取精馏的典型操作流程如图所示,Safrit系统分析了带有中间储罐的间歇萃取精馏过程的可行性,并对甲醇-丙酮共沸物系(水做萃取剂)的分离过程进行了详细的研究,其操作主要有三个步骤:

(1)在中间储罐中加入丙酮和甲醇,不断在溶剂的加入口加入溶剂(水),塔顶采出产品(丙酮),塔底无采出;

(2)同时采出塔顶产品(丙酮)和塔底产品(水),在塔底得到的溶剂(水)可以循环到溶剂加入口;

(3)停止加入溶剂(水),在塔顶馏出以甲醇为主的馏出物,塔底馏出水。

通过上述三个步骤,单塔分离可同时得到三个组分,在相同条件下中间储罐的体积可以大大小于常规间歇萃取精馏再沸器的体积,说明了带有中间储罐的间歇萃取精馏不仅具有带有中间储罐的间歇精馏的一些优点,诸如操作灵活,设备通用性强等,还具有萃取精馏的优点,同时其操作时间也相应大大减少。目前国际上对其理论研究较多[7],其中以可行性居多,实验研究较少[8]。

此外,白鹏等[9]提出了带塔底贮罐的分批萃取精馏和伴有简单蒸馏回收的分批萃取精馏两种新的操作方法。在带塔底贮罐的分批萃取精馏操作过程中,加入的萃取剂和塔内回流液直接流入塔底贮罐,不再返回塔釜;而伴有简单蒸馏回收的分批萃取精馏操作过程除兼具了前者的特点外,又增加了精馏过程中同时进行溶剂简单回收这一操作手段。在这种操作方式中,一个再沸器作为原料再沸器,另一个作为溶剂再沸器,在操作过程中从塔上部流下的混有溶剂的塔内液相通过塔下部的折流板直接流入溶剂再沸器,经简单蒸馏后汽相返回原料再沸器,而富含溶剂的液相留在溶剂再沸器中,操作结束后即可回收溶剂。

4 间歇萃取精馏的操作优化

间歇萃取精馏的操作已经被前人证明是可行的,因此对其进行优化是必要的,通常使用计算机软件进行辅助计算,优化的目标函数包括溶剂比、回流比、塔釜温度控制等。例如在使用Aspen Plus化工流程软件进行模拟时,要严格设定初值,可运用Wilson方程对系统的物性进行计算,如果模型收敛较慢或不收敛,则需结合实际生产情况或采用文献数据进行校正,再重新获得初值。其中,对溶剂比的预测优化取得了较好的效果。

对于溶剂比的优化采用多层向前型神经网络算法,该算法基于最小均方差准则,由计算正向输出和误差反向传播组成,通过比较网络的实际输出与期望输出,不断地调整网络权值,直至收敛为止。利用此方法进行模拟优化可得到一系列不同进料组成的最佳溶剂比,通过实际装置的测试表明,优化预测的溶剂比是有效的,可以用来指导实际生产。

5 间歇萃取精馏的过程模拟

间歇萃取精馏过程模拟数学模型的建立机理和计算方法基本与间歇精馏塔过程数学模型相同。建模过程中,由于萃取精馏体系往往是非理想性极强的混合体系,因此,要注意尽量避开每一块理论板上出现两个不同组成的液相。近些年来,间歇萃取精馏过程模拟数学模型[10]的建立研究取得了长足进步。一些专业的计算机模拟软件,如Aspen Plus化工流程模拟软件,计算模式为序贯模块法,可进行单元过程及全过程的模拟,可进行简捷计算也可以进行严格计算。CCBATCH模拟软件在间歇精馏过程的计算中运用稳准态近似,收敛方法使用同时校正法及内外迭代法。这些研究成果都可以不同程度地建立较好的过程模拟理论模型,分别对最小共沸物和最大共沸物的间歇萃取精馏过程进行了模拟[11],研究了操作方式的优化策略,确定了一些重要的设计参数,如最佳精馏段塔板数,最佳溶剂加入位置,最佳溶剂流率等,对于实际生产具有重要的指导意义。由于间歇萃取精馏的复杂性,溶剂的回收过程及过渡产品段,混合溶剂间歇萃取精馏过程的模拟,以及更具体实用的经济可行性问题的数学模拟问题将是今后间歇萃取精馏技术优化研究的重心。

6 间歇萃取精馏存在的问题及展望

(1)间歇萃取精馏过程是非稳态操作过程,且整个物系为强非理想型物系,因此,接近真实过程的模拟,优化及其数学模型的求解是今后解决问题的手段之一。

(2)间歇萃取精馏工业化及中试的研究报道很少,这方面尚需大量工作来完善,在对过程仿真研究的同时,加强对间歇萃取精馏工艺的设计研究。

(3)进行间歇萃取精馏操作方式时,釜液及塔板持液浓度不断变化,组分间的相会挥发度也随时间变化,同时又有溶剂的加入,而使数学模型的建立面临许多困难,影响其进一步研究。在操作优化中,溶剂的用量与热负荷是必须考虑的两个变量,这就使操作优化问题边的更加复杂,在其过程机理方面还有许多工作要做。

(4)从优化操作的经济性方面考虑,回流比、溶剂流率等都应该随之改变,才能获得更大的利润。同时,连续加入溶剂的操作方式使得溶剂在再沸器中累积,会造成再沸器设计、操作困难。因此,在操作方式上还需要做更多的工作。

萃取精馏 第2篇

1 实验

1.1 主要仪器和试剂

仪器:GC9801型气相色谱仪,实验装置如图1所示,主要由塔釜、塔体、冷凝器、加热装置、保温装置、回流装置和接收瓶等组成。

试剂:无水乙醇(分析纯)、乙二醇(化学纯)、醋酸钾、Na OH、KOH均为分析纯。

1.2 实验步骤

(1)开启气相色谱仪,调节载气流量为4.0μL、柱箱温度为130℃、注样器温度为170℃、热导温度为180℃,调节桥流,使之稳定,待产品分析用。(2)配制乙醇所需浓度,混合后加入塔釜。(3)打开冷凝水,接通电源,调节塔釜加热温度为185℃,保温电压为50 V,进行加热。(4)设定回流比控制器,使之进行全回流。待塔头出现回流液时,稳定数分钟后,取馏分分析。(5)向高位储槽加入100 m L加热过的乙二醇(或不同的萃取剂),调节萃取剂的流量。6)全回流1 h,期间取塔顶产品,分析其组成;1h后再取一次产品,分析组成。(7)改变原料的浓度、萃取剂的加入量、各种萃取剂、萃取剂中盐的含量分别重复上述步骤,得产品,进行分析。(8)实验结束,停止加热,切断电源。一段时间后关闭冷却水。

2 实验结果与讨论

2.1 萃取剂为乙二醇的实验结果

2.1.1 原料浓度对分离效果的影响

以乙二醇为萃取剂,在保持其他条件不变的情况下,考察了原料浓度的不同对分离效果的影响。由图2可以看出,随着原料浓度的增大,馏分中乙醇的含量也随之提高,乙醇含量从70%(质量)到80%,产品浓度提高明显减缓。从节约原料考虑,确定乙醇含量为70%(质量)。

分离条件:溶剂为乙二醇,溶剂与原料比为1∶1(体积),全回流1 h。

2.1.2 乙二醇加入量对分离效果的影响

在其他条件不变的情况下,考察了乙二醇加入量(即溶剂和原料比)对分离效果的影响。实验结果如图3,由图3可看出,萃取剂与原料的比从0.8∶1至1.4∶1(体积比),馏分中的乙醇含量有了明显的提高;但萃取剂继续增加时,产品浓度不再提高。

2.2 萃取剂为乙二醇+醋酸钾的实验结果

萃取剂中醋酸钾的含量对分离效果的影响,以乙二醇+醋酸钾为萃取剂,在其他条件不变的情况下,考察了萃取剂中醋酸钾的含量对分离效果的影响。实验结果见图4,由图4可以看出,萃取剂中醋酸钾的含量由5 g/100 m L到10 g/100 m L,所得产品的浓度显著提高,但当醋酸钾的含量继续提高到15 g/100 m L、20 g/100 m L时,馏分中的乙醇浓度基本不变。

分离条件:溶剂为乙二醇,原料中乙醇含量为70%(休积),全回流1 h。

分离条件:溶剂为乙二醇+醋酸钾,溶剂与原料比1∶1(体积),原料中乙醇含量70%(体积),全回流1 h

固定水杨酸用量为0.1 mol,异戊醇和水杨酸的物料配比为3.0,催化剂2.5 g,硫酸4滴,回流时间200 min,改变反应温度,考察反应温度对产率的影响,结果见图4。

2.3 萃取剂为乙二醇+氢氧化钾的实验结果

2.3.1 萃取剂中碱的含量对分离效果的影响

以乙二醇+氢氧化钾为萃取剂,在保持其他条件不变的情况下,考察了萃取剂中氢氧化钾的含量对分离效果的影响。实验结果见图5,由图5可以看出,萃取剂中氢氧化钾的含量由5 g/100 m L增加到20 g/100 m L的过程中,所得产品的浓度波动小,

分离条件:溶剂为乙二醇+氢氧化钾,溶剂与原料比1∶1(体积),原料中乙醇含量70%(体积),全回流1 h。

2.3.2 比较

将图合并,得到图6。图中(1)、(2)、(3)、(4)依次代表乙二醇、乙二醇+醋酸钾、乙二醇+(氢氧化钠)氢氧化钾四种萃取剂(10 g盐(碱)/100 m L溶剂)。由图可知,乙二醇+氢氧化钾萃取剂的分离效果较好;乙二醇+醋酸钾次知。

3 结论

本文通过间歇萃取精馏分离乙醇-水体系,考察了乙二醇、乙二醇+醋酸钾、乙二醇+氢氧化钠、乙二醇+氢氧化钾这4种萃取剂对乙醇-水体系的分离效果,同时还研究了原料浓度、溶剂与原料比、溶剂的盐(碱)含量对分离效果的影响。最终都分离出了98.5%左右的乙醇,但乙二醇+氢氧化钠和乙二醇+氢氧化钾(盐(碱)含量为10 g/100 m L溶剂)能在使用更少量的情况下得到98.5%的乙醇,而乙二醇+氢氧化钾所得的产品浓度略高于乙二醇+氢氧化钠。所以就分离效果而言,本次实验评选出间歇萃取精馏分离乙醇-水的最佳萃取剂为乙二醇+氢氧化钾。

摘要：在间歇萃取精馏装置中,分别进行了以乙二醇、乙二醇+醋酸钾、乙二醇+氢氧化钠、乙二醇+氢氧化钾4种溶液为萃取剂,间歇萃取精馏分离乙醇-水的精馏操作。研究了原料浓度、溶剂和原料比、不同的溶剂对分离效果的影响,从而确定了间歇萃取精馏分离乙醇-水的最佳萃取剂。

关键词：间歇萃取精馏,乙醇,乙二醇,萃取剂,分离

参考文献

[1]马晓建,吴勇,牛青川.无水乙醇制备的研究进展.现代化工,2005;25(1):26—29

[2]王洪海,李春利,方静,等.加盐萃取精馏制取无水乙醇过程的模拟.石油化工,2008;37(3):258—261

[3]刘家祺.分离过程.北京:化学工业出版社,2002

[4]陈敏恒,丛徳滋,方图南,等.化工原理.北京:化学工业出版社,2006

萃取精馏 第3篇

1 萃取精馏系统简介

二气厂萃取精馏系统由萃取精馏塔及萃取剂再生塔构成, 均为填料塔, 工作压力分别为 (-30±5) k Pa和 (-70±5) k Pa (以上均为表压) , 生产植物油抽提溶剂和天然苯。

该系统从2009年3月开始出现处理能力下降;塔操作参数不易控制;产品质量不稳定等问题。通过对填料塔进行拆解发现, 两个填料塔填料均被黑色胶状物质堵塞。黑色胶状物质经过化验由酸性物质、碳化物以及少量金属碎末组成, 进一步分析可知是萃取剂结焦变性产生的物质以及填料等金属部件腐蚀和冲击产生的碎屑。

为了解决萃取系统出现的问题, 二气厂对系统进行专业清洗, 清除了填料表面胶状物质, 清洗后系统运行情况比较稳定。但运行半年后, 该系统的又出现上述问题。由此可见萃取剂的结焦变性在生产过程中一直缓慢进行, 因此有必要对其结焦变性的原因进行查找并寻找对策。

2 萃取剂变性结焦的原因分析

通过对黑色胶状物质进行化验可知, 同时分析萃取精馏系统运行状态, 可知黑色胶状物质主要由碳化物、萃取剂变性后产生的有机物质以及少量金属碎末组成。其产生的原因不仅与萃取剂的化学特性有关, 而且与系统的运行特点密不可分。

2.1 萃取剂结焦变性的化学机理

萃取剂N-甲基吡咯烷酮 (NMP) 为无色透明油状液体, 微有胺的气味, 熔点-24.4℃, 沸点203℃。正常情况下挥发度低, 热稳定性、化学稳定性均佳, 化学性质不活泼, 除铜外, 对其他金属如碳钢、铝等无腐蚀性。

由于NMP分子结构式中含有吡咯环, 吡咯具有遇酸易聚合的性质, 酸性环境进一步促进了NMP的聚合。经过查询相关资料和文献, NMP在使用过程中遇空气、水极易发生氧化、水解, 会产生酸性物质, 造成酸性环境。而金属填料长时间处于酸性环境中会逐渐被腐蚀。

2.2 生产过程中萃取剂变性的发生机理

2.2.1 工艺流程

萃取系统由两个塔构成, 一个是萃取精馏塔, 一个是萃取剂再生塔。工艺流程中与外界大气相通的有两个点。一个是萃取精馏塔回流罐阻火器, 一个是萃取剂再生塔真空系统的吸气调节阀。

萃取精馏塔回流罐阻火器安装在回流罐顶部, 在开机初期时塔内有少量的不凝气, 导致塔压不稳, 因此需要打开阻火器反复进行泄放直至不凝气排空塔顶压力稳定。泄放过程中, 当塔压降到0 k Pa以下, 就会关闭阻火器。而停机过程中阻火器始终关闭, 不考虑系统密封泄漏的问题, 空气也不会从阻火器直接进入系统。

吸气调节阀在回流罐与缓冲罐的连接管线上, 可以将少量空气引入真空系统以保证系统压力维持在-70 k Pa左右。正常运行时塔体、回流罐、真空泵进口三处的压力分别为:-70 k Pa、-72.2 k Pa、-80.8 k Pa。真空泵入口处压力最低, 根据气体流动扩散的原理可知, 空气总是由吸气调节阀流向真空泵入口管线。而停机过程中吸气调节阀始终关闭, 因此不考虑系统密封情况, 空气由吸气调节阀进入系统的可能性也很小。

2.2.2 系统停机过程中的参数变化

对萃取精馏系统停机后4.5 h内的系统两个填料塔的塔压及塔底温度变化进行记录。

通过对停机初期4.5 h内的参数进行分析, 我们发现, 萃取精馏塔由于塔内气相的冷凝, 压力逐渐降低, 在热负荷停止后半小时内压力由-30 k Pa降至-56 k Pa, 其后压力开始缓慢上升, 最后上升至20.78 k Pa。而萃取剂回收塔在停热负荷、停真空泵后压力逐渐升高, 最终压力为12.8 k Pa。

利用HYSYS工艺模拟软件对系统物料进行饱和蒸汽压计算, 在60℃时, 萃取精馏塔进料饱和蒸汽压为60 k Pa (绝对压力) , 而实测压力为12 k Pa (表压) 左右, 实测压力换算为绝对压力为112 k Pa。考虑系统密封不可能完全不漏气, 可知停机初期空气进入系统。而此时萃取剂回收塔塔底温度在110℃~150℃, 因此萃取剂极有可能在萃取剂回收塔塔釜或再沸器内与空气中的氧气发生反应而变性结焦。

3 应用惰性气体进行保护

通过以上研究分析可知, 系统停机初期最有可能发生萃取剂的结焦变性, 由于系统密封不严, 空气在压力差的作用下进入系统。为延缓萃取剂的变性结焦, 二气厂根据生产实际情况选取了方便易得对系统影响较小的天然气作为充压保护性气体, 并对现场进行了充压工艺改造, 在停机期间在系统内充入天然气, 系统压力保持在 (5~10) k Pa。系统充压保护后, 萃取剂变性结焦速度放慢, 填料塔的清洗由每年4次降低至每年1次。

4 结论

通过研究找到萃取剂变性结焦的原因, 并提出了在系统停机后充入天然气的方法来延缓萃取剂的变性。实际应用后在一定程度上延缓了萃取进的变性结焦, 系统运行较为稳定, 产品质量合格。在实际应用过程中, 该方法在一定程度上延缓了N甲基吡咯烷酮的变性结焦, 填料塔的清洗频率由一年4次降低至一年1次。但是这种办法不能从根本上解决萃取剂变性结焦, 在下一步的研究中应该与科研单位共同研究开发新的稳定性更好的萃取剂来替代N甲基吡咯烷酮或者在现有萃取剂中增加添加化合物来延缓甚至避免其变性。

摘要：从萃取精馏系统的工艺流程、生产运行特点进行研究, 分析了萃取精馏系统中萃取剂N甲基吡咯烷酮变性结焦的原因, 提出了延缓萃取剂变性的方法, 通过工艺改造实现了系统的充压保护。

萃取精馏 第4篇

1 实验装置

实验装置主要由汽液平衡釜、超级恒温油浴、测温与测压等部分组成。汽液平衡釜用不锈钢制成,容积约为1 L,釜内采用磁力搅拌。汽液平衡釜置于油浴中,油浴控温精度为±0.1 ℃,压力的测量精度为0.5级,平衡釜上设有测温孔和汽、液相取样口。

2 原料与溶剂

实验用含正丁烯59.90%~79.53%(w/w)的醚化后C4烃见表1;吗啉、N-甲酰吗啉、甲乙酮均为进口,纯度均为大于99.0%(质量分数)以上。

3 实验方法与分析方法

采用静态法测定了醚化后C4烃与混合吗啉体系的相平衡数据(不同溶剂配比)。实验前,先向釜内加入450 mL混合吗啉后抽真空,待保证釜内不含空气后再充入一定量的醚化后C4烃。实验过程中通过调节油浴温度控制平衡釜内温度、压力,待温度、压力恒定5~6 h后,开始取汽、液相样品。分析用岛津GC-14C型气相色谱仪,数据处理系统采用大连化物所提供的WDL-95色谱工作站。

4 溶剂的选择

溶剂性能的好坏直接影响萃取精馏装置的效率、操作费用及设备投资。一种分离丁烷与丁烯的优良溶剂应具备以下特点:对正丁烯溶解能力强;选择性好;热稳定性好;腐蚀性和毒性小;不与分离组分发生化学反应;价廉易得。对萃取精馏而言,还要求溶剂对丁烷也有一定的溶解能力。

对正丁烯溶解能力和选择性是溶剂的一项综合指标,二者相互制约。溶解能力决定溶剂的流率,也就决定着设备的大小,即装置投资和操作费用;选择性决定着分离效果和正丁烯的纯度。

4.1 溶剂的选择

用于分离丁烯与丁烷溶剂的研究较多,有单一溶剂与混合溶剂,如N-甲基吡咯烷酮(NMP)、吗啉(MOR)、N-甲酰吗啉(NFM)、 二甲基甲酰胺(DMF)、吗啉与N-甲酰吗啉的混合物等。

通过测定不同溶剂作用下,正丁烷与丁烯-1的相对挥发度和选择性所得数据如表2所示。

仅从关键组分正丁烷与丁烯-1的相对挥发度及选择性上考虑,NFM最优,但NFM对丁烷与丁烯的溶解能力较差,粘度也较大,不利于传质和传热,萃取精馏塔内易形成双液相,操作不易稳定,同时由于NFM凝固点较高,在气温低时,易堵塞设备,操作困难。而应用混合吗啉溶剂体系可以克服一些缺点。该溶剂体系粘度和表面张力较 N-甲酰吗啉溶剂体系明显下降,改善了萃取精馏塔内的发泡现象,强化了萃取精馏塔内传质、传热效果,使萃取精馏塔的操作更加稳定。同时由于混合溶剂体系的沸点较低,能够使汽提塔塔釜的操作温度在相同压力下较N-甲酰吗啉溶剂体系降低,节省投资,减少能耗,故混合吗啉溶剂体系是一种理想的萃取精馏分离丁烯与丁烷的溶剂。

4.2 吗啉与N-甲酰吗啉混合溶剂配比选择

采用静态法测定了50 ℃下含正丁烯59.90%~79.53%(w/w)的醚化后C4烃与混合吗啉溶剂体系(吗啉与N-甲酰吗啉在不同质量配比时)的汽液平衡数据,通过比较N-甲酰吗啉含量对醚化后C4烃在混合吗啉溶剂体系中的选择性、溶解能力及工程操作等因素的影响,选择出适合于萃取精馏分离丁烯与丁烷混合吗啉溶剂的最佳配比。

4.2 N-甲酰吗啉对选择性的影响

用静态法测定了50 ℃下含正丁烯59.90%~79.53%(w/w)的醚化后C4烃在吗啉与N-甲酰吗啉不同配比时的汽液平衡数据,实验结果如图1所示。

由图1可以看出:不论烯烃含量低或高的C4原料,其关键组分正丁烷与丁烯-1间的相对挥发度和总烷烃与总烯烃间的相对挥发度都随着混合吗啉溶剂中N-甲酰吗啉含量的增多而增大。但是,含烯烃低的C4原料在混合吗啉溶剂中的相对挥发度增加的幅度略高于含烯烃高的C4原料。这说明随着N-甲酰吗啉含量的增多,对丁烯与丁烷的选择性增大。但是,随着原料C4烃中烯烃含量的增加,其选择性将略有下降。当混合吗啉中含N-甲酰吗啉为40%~50%(w/w)时,可以得到较为满意的结果。

5 结 论

吗啉与N-甲酰吗啉混合溶剂具有高选择性、无毒、无腐蚀、热稳定性和化学稳定性好,且便于回收、溶剂损耗小等特点。N-甲酰吗啉含量对含正丁烯59.90%~79.53%(w/w)的醚化后C4烃在混合吗啉溶剂体系中的选择性、溶解能力及工程操作等因素的影响,选择出具有选择性及溶解能力均好,且工程上能稳定操作、能耗低、容易实现等特点的混合吗啉溶剂的最佳配比为混合吗啉中含N-甲酰吗啉为40%~50%(w/w)。

摘要：本文讨论了醚化反应后正丁烯含量为60%80%(质量分数)C4烃在溶剂体系中的选择性、溶解能力及工程操作等因素的影响,选择了具有选择性及溶解能力均好的吗啉和N-甲酰吗啉的混合溶剂,并探讨了最佳溶剂配比。

关键词：C4烃,溶剂,萃取精馏,丁烯,丁烷

参考文献

[1]Design Institute For Physical Property AICHE.Data Compilation Tablesof Pure Compounds.New York:Prentice Hall,1985.

[2]王立新,任万忠,徐世艾,等.C4烃在DMF体系中的相对挥发性[J].石油化工,1997,26(8):517-520.

[3]王立新,任万忠,徐世艾,等.C4烃在吗啉体系中的相对挥发性[J].烟台大学学报,1998,11(3):195-197.

[4]任万忠,徐世艾,王立新,等.从混合C4中分离正丁烯的研究进展[J].齐鲁石油化工,1998,26(2):95-99.

萃取精馏 第5篇

1实验

1.1试验原料

甲醇( 分析纯) ,北方化工厂; 丙酮( 分析纯) ,天津北方天医化学试剂厂; 单乙醇胺( 分析纯) ,天津北方天医化学试剂厂。

1.2试验仪器

气相色谱仪( 6820( G1176A) ) ,Agilent Technologies; 电热套( 1. 5 k W) ,山东鄄城; 微量水份测定仪( SC - 3) ,山东三泵科森仪器有限公司; 电子天平( FA2004N) ; 上海精密科学仪器有限公司; 玻璃精馏塔 ( 3 mm × 3θ 环丝网填料 ,填料高度为1. 2 m) ,天津公司海立公司。

1.3试验

将甲醇和丙酮配成丙酮质量分数为20% 的混合溶液,作为待分离原料。将原料加入塔釜1000 m L三口瓶中,加热塔釜, 塔顶冷凝器全冷凝,水萃取精馏塔的塔板数15,单乙醇胺萃取精馏塔的塔板数为11; 设定原料的进料量为2. 0 g/min ,溶剂和原料的进料温度均为25 ℃ ; 操作压力为常压。

2结果与讨论

作为进料的甲醇和丙酮混合物的丙酮质量分数为20% ,精馏塔的塔板数为15,单乙醇胺萃取精馏塔塔板数为11。

2.1以水为溶剂进行萃取精馏

原料的进料位置、溶剂的进料温度、溶剂比以及回流比等条件进行试验。

2.1.1改变原料进料位置的影响

保持溶剂水进料位置、回流比不变,溶剂和原料的质量比为2. 0,改变原料进料位置,进行试验,结果如图1所示。

由图1可以知道,当原料从第10块塔板进料时,塔顶的丙酮浓度最高,塔釜的丙酮浓度最低。如果原料的进料位置相对第10块塔板发生上移或者下移,塔顶的丙酮浓度都会降低, 塔釜的丙酮浓度反之会升高。之所以会发生这种现象,主要是因为原料的进料位置应该位于原料的浓度与塔板液相脱溶剂的浓度相同的地方或者最为接近的地方; 如若不然,进料将会对塔内原有的理想平衡产生破坏,加重分离负荷,降低分离效果。因此,在溶剂水的进料位置以及回流比不变的条件下,最佳的进料位置应该是,溶剂在第5块塔板进料,原料在第10块塔板进料。

2.1.2改变溶剂进料温度的影响

保持溶剂水和原料的进料位置、溶剂和原料的质量比以及回流比不变,改变溶剂的进料温度进行试验,结果表明溶剂的进料温度越低,萃取精馏的分离效果越好。这是因为,随着溶剂温度的逐渐降低,将溶剂加热到沸点温度所需热量就会越多,在各塔板发生的气液传质过程中,溶剂以及甲醇蒸汽则会更多地冷凝,丙酮则会更多地在塔顶馏出,导致塔内的液相溶剂浓度更大,分离效果更好。因此,溶剂的进料温度一般设为常温条件下的25 ℃ 。

2.1.3改变溶剂与原料的质量比的影响

设定溶剂从第5块塔板进料,原料从第10块塔板进料, 保持回流比为5. 0,改变溶剂和原料的质量比进行试验,结果如图2所示。

由图2可知,随着溶剂和原料比增大,馏出液中丙酮含量越高,塔釜丙酮含量越低,即分离效果越好。这是因为溶剂和原料比增大,塔板上的溶剂含量增大,轻、重组分的相对挥发度也将增大。但是,随着溶剂和原料比增大,分离效果增加的幅度减小,而且溶剂和原料比过大时,会造成塔釜和溶剂回收塔负荷过大。因此,溶剂水和原料质量比为2. 0时分离效果最佳。

2.1.4改变回流比的影响

保持溶剂与原料的进料位置以及溶剂与原料的质量比不变,改变回流比进行试验,结果表明在保持溶剂与原料的进料位置以及溶剂与原料的质量比等条件不变时,回流比为5. 0时,分离效果最好。

2.2以单乙醇胺(MEA)为溶剂进行萃取精馏

2.2.1改变原料进料位置的影响

保持溶剂的进料位置、溶剂与原料的质量比为1. 5以及回流比不变,改变原料的进料位置,结果表明在溶剂的进料位置、溶剂与原料的质量比以及回流比等条件不变的情况下,要获得最佳的分离效果,溶剂应从第1块塔板进料,原料应从第6块塔板进料。

2.2.2改变溶剂进料温度的影响

保持溶剂与原料的进料位置、溶剂与原料的质量比以及回流比不变,改变溶剂的进料温度进行试验,结果表明在溶剂与原料的进料位置、溶剂与原料的质量比以及回流比等条件不变的情况下,溶剂的进料温度越低,萃取分离的效果越好,因此一般选择常温条件下的25 ℃ 作为溶剂的进料温度。

2.2.3改变溶剂与原料比的影响

由于单乙醇胺 的沸点约 为171. 0 ℃ ,而丙酮的 沸点为56. 29 ℃ ,二者差异较大,因而溶剂的回收段较短。设定溶剂MEA从第1块塔板进料,原料从第6块塔板进料,回流比为4. 0,改变溶剂与原料的质量比进行试验,结果表明在溶剂与原料的进料位置、回流比等条件不变的情况下,溶剂与原料的质量比设为1. 5时可取得最佳的分离效果。

2.2.4改变回流比的影响

保持溶剂与原料的进料位置分别为第1块塔板和第6块塔板、溶剂与原料的质量比不变,改变回流比进行试验,结果表明在溶剂与原料的进料位置分别为第1块塔板和第6块塔板、 溶剂与原料的质量比保持不变的条件下,最佳分离效果下的回流比应为4. 0。

2.3以水和单乙醇胺作为溶剂进行萃取精馏特点的比较

2.3.1对萃取精馏分离效果和能耗的比较

在各自的最佳操作条件之下,两塔通过调整加热量控制的方式,所得的萃取精馏分离效果以及塔负荷对比的数据如表1所示。由表1可以看出,分离的组分质量分数近似相同,以水为溶剂的萃取精馏塔所需理论塔板数为15块,溶剂与原料的质量比为2∶ 0,回流比则为5. 0; 以单乙醇胺( MEA) 为溶剂的萃取精馏塔所需理论塔板数为11块,溶剂与原料的质量比为1. 5,回流比则为4. 0。由此可见,以水作为溶剂进行萃取精馏的分离效果相比以单乙醇胺作为溶剂的分离效果要差一些,因此以水为溶剂的萃取精馏塔的塔高要比以单乙醇胺为溶剂的萃取精馏塔的塔高要高,塔径也较大,前者的塔釜的热负荷也较大。

2.3.2对溶剂回收塔的比较

在萃取精馏过程中,溶剂回收塔是很有必要的。这是因为,考虑到绿色化学和重复利用、以及经济和实际操作的可行性等问题,在不影响反应效果的前提下,溶剂尽可能循环利用,甚至可以将纯组分分离出来。就溶剂而言,单乙醇胺的沸点要比水高很多,更容易进行回收,同时单乙醇胺的价格要高于水,因此单乙醇胺溶剂回收塔的塔高相比水的回收塔塔高要低。

另外,为防止结焦、降低能耗,可以采用减压精馏的方式对单乙醇胺进行回收。

3结论

( 1) 以水为溶剂进行萃取精馏的最佳操作条件: 溶剂从第5块塔板进料,原料从第10块塔板进料; 溶剂的进料温度为25 ℃ ; 溶剂与原料质量比为2. 0; 回流比为5. 0。

( 2) 以单乙醇胺为溶剂进行萃取精馏的最佳操作条件: 溶剂从第1块塔板进料,原料从第6块塔板进料; 溶剂的进料温度为25 ℃ ; 溶剂与原料的质量比为1. 5; 回流比为4. 0。

萃取精馏 第6篇

混合物常见分离方法有普通精馏、萃取、萃取精馏、共沸精馏和膜分离等[3,4]。对于被分离体系中组分的挥发度差别较大时, 可优先考虑普通精馏的分离方法, 但当组分的挥发度差别较小时, 采用普通精馏方法分离所需理论塔板数非常多且能耗较高, 经济上是不合理的。萃取精馏的方法是在普通精馏过程中添加一种或几种萃取剂 (或称溶剂) , 从而增大待分离组分间的相对挥发度从而使之有效分离, 适用于近沸或共沸体系的分离[3]。该分离方法具有装置相对简单、处理量大和可连续有效地分离等优点, 是目前最为广泛使用的分离方法之一[5,6,7]。本文采用Aspen Plus软件, 以甲苯-正庚烷-苯酚体系为例, 概念设计和优化连续萃取精馏过程, 为工业化设计提供理论指导。

1 模型建立

1.1 工艺流程

萃取精馏分离流程见图1。该流程由萃取精馏塔和溶剂回收塔组成, 溶剂和原料分别从萃取精馏塔进料, 在塔顶得到产品正庚烷, 塔釜液进入溶剂回收塔, 在溶剂回收塔塔顶得到产品甲苯, 塔釜为含少量甲苯的溶剂返回萃取精馏塔重复利用。

1.2 模拟计算

取原料进料量100 kmol/h为计算基准, 进料为含正庚烷摩尔分数0.5的饱和液体, 以苯酚为萃取剂, 规定产品正庚烷摩尔分数在0.995以上, 操作压力为常压, 热力学模型选择NRTL方程。采用Aspen Plus软件中简捷精馏塔DSTWU模块, 计算分析萃取精馏塔全塔总理论板数30块, 溶剂回收塔总理论板数20块, 回流比为2.0。采用严格精馏塔Rad Frac模块, 对图1所示萃取精馏过程进行流程模拟计算。在达到规定产品正庚烷摩尔分数的前提下, 采用Sensitivity灵敏度分析模块, 对萃取精馏塔原料进料位置、萃取剂进料位置、溶剂比及回流比等工艺条件进行优化设计计算。

2 设计结果与讨论

2.1 原料进料位置

原料进料位置对萃取精馏塔塔顶正庚烷摩尔分数的影响见图2。由图2可见, 正庚烷的摩尔分数随着进料位置下移呈明显的增大趋势, 但在21~25块板之间的影响差异很小。其原因为随之原料进料位置的下移, 塔的精馏段增长, 使得正庚烷和甲苯的分离效果逐渐增强。因此, 适宜原料进料位置可选在第21~25块塔板间, 本设计取第23块塔板。

2.2 萃取剂进料位置

萃取剂进料位置对萃取精馏塔塔顶正庚烷摩尔分数的影响见图3。由图3可见, 萃取剂进料位置从第2块板下移到第8块板时, 正庚烷摩尔分数呈明显增加趋势;而萃取剂的进料位置继续下移至11板时, 正庚烷摩尔分数变化很缓慢, 但继续下移时, 正庚烷摩尔分数呈快速下降趋势。导致这一结果的原因是随着萃取剂进料位置下移, 精馏段的板数减少, 分离效果下降, 但当萃取剂进料位置离塔顶过于接近时, 会导致部分萃取剂被塔内气相直接带出塔顶, 影响了萃取剂在塔内的浓度, 使得分离效果下降。因此, 适宜萃取剂进料位置可选在第8~11块板间, 本设计取第9块塔板。

2.3 溶剂比

溶剂比 (溶剂进料摩尔流量对原料进料摩尔流量比) 对萃取精馏塔塔顶正庚烷摩尔分数的影响见图4。由图4可见, 随溶剂比的增大, 正庚烷的摩尔分数呈增大趋势, 但当溶剂比超过2.0以后, 对正庚烷摩尔分数的影响效果不是很明显。这主要是由于随溶剂比的增大, 塔内各塔板上溶剂的含量增大, 从而加强了溶剂与甲苯、正庚烷间的相互作用, 有效地增大了二者间相对挥发度, 使得分离效果增强;但溶剂比若继续增大, 萃取剂对塔内甲苯-正庚烷物系有稀释作用, 降低了萃取剂的作用, 使得分离的效果增强不明显。另外, 过高的溶剂比还会增加塔的热负荷以及设备操作负荷。因此, 综合分离效果和能耗等问题, 适宜溶剂比可选在2.0~2.3, 本设计取2.2。

2.4 回流比

回流比对萃取精馏塔塔顶正庚烷摩尔分数的影响见图5。萃取精馏与普通精馏不同, 在普通精馏中, 回流比的增大总是有利于正庚烷的摩尔分数提高。由图5可见, 在回流比小于6.5时, 增大回流比可明显提高正庚烷摩尔分数, 但当回流比大于6.5之后, 随着回流比的继续增大, 正庚烷摩尔分数在逐渐下降。这是由于在萃取精馏过程中, 回流比的增大会导致塔内正庚烷-甲苯体系液相流率的增加, 若萃取剂没有按比例相应增加, 则回流比增大会造成萃取剂浓度和溶剂比降低, 从而削弱了萃取剂的作用, 使得分离效果下降。因此, 适宜回流比可选在6.5~7.0, 本设计取6.5。

2.5 优化设计结果

在保证产品正庚烷摩尔分数0.995以上的前提下, 萃取精馏塔的优化设计工艺条件为:理论板数30块, 原料进料为第23块板, 萃取剂进料为第9块板, 回流比为6.5, 溶剂比为2.2。在此条件下, 萃取精馏塔塔内正庚烷和甲苯汽相、液相脱溶剂浓度分布见图6和图7。

由图6和图7可见, 正庚烷、甲苯在溶剂苯酚的作用下, 能够得到有效的分离, 塔顶正庚烷产品的摩尔分数达到0.998。

3 结论

采用Aspen plus软件可快捷地完成连续萃取精馏过程的概念设计和优化。利用Aspen plus软件中的Rad Frac模块和Sensitivity灵敏度分析模块, 设计和优化得到萃取精馏塔适宜原料进料位置、溶剂进料位置、溶剂比和回流比等重要工艺参数的取值范围, 设计结果可为工业化设计提供理论依据和设计参考。

参考文献