（化学工程专业论文）动态液相交换的全回流间歇精馏串联过程的研究.pdf

中文摘要 本文针对全回流动态累积操作分离效率高、控制简便的优点提出了动态液相 交换的全回流间歇精馏串联过程的新型操作方式。该新型操作方式具有以下特 点：( 1 ) 系统中各塔独立运行，互不干扰；( 2 ) 系统总压降等于单塔压降；( 3 ) 各塔均在全回流状态运行，最大程度地发挥了精馏塔的分离效率；( 4 ) 易于根据 分离要求不受限制地增加串联塔的数目。因而该操作方式可以应用于分离要求理 论塔板数多、压降小的热敏物系和要求上千块理论塔板数的同位素等难分离物 系。 本文设计了动态液相交换的全回流间歇精馏串联双塔实验系统和三塔实验 系统，选择乙苯一对二甲苯体系和乙醇一异丙醇体系两个难分离物系在双塔系统 和三塔系统中进行了分离实验，验证了这种新型操作方式的可行性。 动态液相交换的全回流间歇精馏串联过程的本质是动态累积过程的串联，而 现有对动态累积过程无回流阶段的研究过于简化，因此本文提出了动态累积过程 中无回流阶段的有效理论板模型，完善了动态累积过程的数学模型。在假设无回 流过程中膜状流动和垂直管流模型的基础上根据无回流过程的流体力学关系，建 立了无回流过程中的持液量模型。本文设计了测定无回流过程中动持液量变化的 实验装置，在与动态液相交换的全回流间歇精馏串联实验相同的条件下测定了无 回流阶段的动持液量变化，模型计算值与实验值比较吻合，结果表明在无回流过 程中随着精馏塔中动持液量越来越少，动持液向下流动速度也越来越小。有效理 论板模型通过精馏塔中动持液量的变化描述了无回流过程中精馏塔的有效理论 板变化，与简化模型相比更加符合实际情况。 动态液相交换的全回流间歇精馏串联操作过程分为全回流过程、无回流充液 过程、塔身充液过程和塔与塔之间的物料交换过程四个阶段，结合提出的有效理 论板模型建立了描述间歇精馏动态液相串联操作的平衡级模型，采用改进的两点 隐含法对数学模型进行求解，用乙苯一对二甲苯体系和乙醇一异丙醇体系在双塔 系统和三塔系统中的实验数据与模型计算结果进行了比较，实验值与计算值吻合 较好，表明了数学模型的准确性。 关键词：全回流间歇精馏；动态液相交换；串联；全回流过程；无回流过程； 有效理论板模型；模拟计算； a b s t r a c t an o v e lo p e r a t i o nm o d eo fc a s c a d e dt o t a lr e f l u xb a t c hd i s t i l l a t i o nw i t hd y n a m i c e x c h a n g eo fl i q u i dp h a s e ( c t b d e l ) i sp r o p o s e da c c o r d i n g t ot h ea d v a n t a g eo ft o t a l r e f l u xd y n a m i ca c c u m u l a t i o no p e r a t i o n t h ea d v a n t a g e so ft h en e w 。s t y l eo p e r a t i o n m o d e 踟ea sf o l l o w s ：( 1 ) e a c hc o l u m ni nt h ec t b d e ls y s t e m r u n si n d e p e n d e n t l ya n d d o e sn o ti n t e r f e r ew i t he a c ho t h e r ；( 2 ) t h et o t a lp r e s s u r ed r o po f t h es y s t e me q u a l st o t h ep r e s s u r ed r o po fe a c hc o l u m n ；( 3 ) e a c hc o l u m nr u n su n d e rt h et o t a lr e f l u xs t a t e a n dm a k e sf u l lu s eo fi t ss e p a r a t i o nc a p a b i l i t y ；( 4 ) t h ec o l u m nn e e d e d c a l lb ea d d e d c o n v e n i e n t l yt ot h ec t b d e ls y s t e ma c c o r d i n gt ot h et a s k s ot h ec t b d e l s y s t e m c a nb eu s et os e p a r a t et h eh e a t - s e n s i t i v em i x t u r ew h i c hr e q u i r e sal a r g en u m b e ro f h e t pa n ds m a l lp r e s s u r ed r o p ，a n di s o t o p es e p a r a t i o nw h i c hr e q u i r e st h o u s a n d so f h e 豫 t h ec t b d e ls y s t e mi n c l u d i n gt w oc o l u m n sa n dt h r e ec o l u m n s i sd e s i g n e d a n d t w om i x t u r e sd i f f i c u l tt os e p a r a t ea r ec h o s et ob es e p a r a t e di nt h es y s t e m ，w h i c ha r e e t h y l b e n z e n e p x y l e n es y s t e ma n de t h a n o l i s o p r o p a n o la l c o h o ls y s t e m t h e r e s u l t so f t h ee x p e r i m e n tv a l i d a t et h eo p e r a t i o nf e a s i b i l i t yo fc t b d e ls y s t e m t h ee s s e n c eo ft h ec t b d e lp r o c e s si st h ec a s c a d e dp r o c e s so fd y n a m i c a c c u m u l a t i o n 。h o w e v e r , t h ec u r r e n ts t u d y o nn o n - r e f l u xp e r i o do fd y n a m i c a c c u m u l a t i o np r o c e s si so nt h eb a s i so fo v e r s i m p l i f i e da s s u m p t i v ec o n d i t i o n s s ot h e e f f i c i e n th e t pm o d e li sp r o p o s e dt od e s c r i b et h en o n r e f l u xp e r i o d o fd y n a m i c a c c u m u l a t i o np r o c e s s ，w h i c hc o n s u m m a t e st h ed y n a m i ca c c u m u l a t i o nm o d e l ，t h e h o l d u pm o d e li ss e t u pa c c o r d i n gt o t h eh y d r o d ) ，n a m i c so fn o n r e f l u xp e r i o do f d y n a m i ca c c u m u l a t i o np r o c e s so nt h ea s s u m p t i o no f f i l mf l o wa n dv e r t i c a l l yc a n n u l a r f l o w t h ee x p e r i m e n t a ls e t u pi sd e s i g n e dt om e a s u r et h ec h a n g eo fd y n a m i ch o l d u p d u r i n gt h ec o u r s eo fn o n r e f l u xp e r i o da n dt h ec a l c u l a t i o nv a l u ei sc o n s i s t e n t w i t ht h e e x p e r i m e n t a lr e s u l t s ，w h i c hi n d i c a t e st h a tt h ed o w n f l o wv e l o c i t yo fd y n a m i ch o l d u p b e c o m e ss m a i l e rw i t ht h ed e c r e a s eo fd y n a m i ch o l d u pi n t h ec o l u m nd u r i n gt h e c c u r s eo fn o n - r e f l u xp e r i o d e f f i c i e n th e t pm o d e lr e f l e c t st h ec h a n g e o fe f f i c i e n t h e t po fd i s t i l l a t i o nc o l u m ni nt h en o n - r e f l u xp r o c e s sa c c o r d i n gt ot h ec h a n g eo f d y n a m i ch o l d u p a n de f f i c i e n th e t p m o d e li sn e a r e rt ot h et r u t hc o m p a r e dt ot h e s i m p l i e dm o d e l t h ec t b d e lp r o c e s si sm a d eu po ff o u rp e r i o d s ：t o t a lr e f l u xp e r i o d ，n o n r e f l u x p e r i o do ff i l l i n gt h ed r u m ，n o n r e f l u xp e r i o do ff i u i n gt h ec o l u m n ，a n dm a t e r i a l i n t e r c h a n g ep e r i o db e t w e e nc o l u m n s t h ee q u i l i b r i u mm o d e li n c l u d i n ge f f i c i e n t h e t pm o d e li se s t a b l i s h e dt od e s c r i b et h ea b o v e m e n t i o n e df o u rp r o c e s s e s a n dt h e m a t h e m a t i c a lm o d e li sw e l ls o l v e db ym o d i f i e dt w o - p o i n ti m p l i c i ti n t e g r a t i o n m e t h o d t h es i m u l a t i o nr e s u l t sa lei ng o o da g r e e m e n tw i t ht h ee x p e r i m e n t a ld a t ao f s e p a r a t i o no fe t h y l b e n z e n e - p - - x y l e n es y s t e ma n de t h a n o l - i s o p r o p a n o la l c o h o ls y s t e m i nt h ec t b d e ls y s t e m ，w h i c hs h o w st h ea c c u r a c yo ft h em a t h e m a t i c a lm o d e l k e yw o r d s ：t o t a lr e f l u xb a t c hd i s t i l l a t i o n ；d y n a m i ce x c h a n g eo fl i q u i dp h a s e ； c a s c a d e d ；t o t a lr e f l u xp r o c e s s ；n o n r e f l u xp r o c e s s ；e f f i c i e n th e t p m o d e l ；s i m u l a t i o n 符号说明 符号说明 塔釜 安托尼常数 安托尼常数 塔釜物料量 安托尼常数 比热容，j ( m o l 酗 活度 迭代函数 。吉不斯自由能 偏摩尔焓 总持液量，m l 静持液量，m l 动持液量，m l 摩尔焓 间歇精馏动态液相串联系统中的塔序号 汽液平衡常数 液相摩尔流量，m o l h 动态累积操作循环次数 闻歇耩馏动态液相串联系统中精馏塔个数 摩尔质量，k g m o l 理论塔板数 精馏塔下部的有效理论塔板数 精馏塔上部的有效理论塔板数 塔顶冷凝器 压力，k p a 物系中组分总数 再沸器热负荷，l 【j 冷凝器热负荷，k j 精馏塔半径，m 理想气体常数，8 3 1 4j ( m o l 轴 1 0 3 o a 塞 c q f ，g g h 址醯h k k l m m n m卅p q 啦q f r 符号说明 液膜厚度，m 时间，r a i n 温度， 动态累积循环操作周期 交换过程计算时间 塔板i 上组分i 的液相摩尔持液量，m o l 液膜运动速度 塔板j 上的液相摩尔持液量，t o o l 塔釜初始进料量 汽相摩尔流量，m o l h 精馏塔内总液相体积，m l 精馏塔内填料体积，m l 液相摩尔分数 汽相摩尔分数 填料层中位置，m 填料层总高度，m 希腊字母 a 相对挥发度 液相粘度，p a s p 。汽相密度，k g m 3 p l液相密度，k g m 3 小隐式积分常数 逸度系数 局部体积分数 芒阻力系数 y 活度系数 饱和 组合 剩余 无效理论板 汽相 s o t 孔n w u u u v x y z z 标。 上妇c r 口 v 符号说明 下标 i 塔板序号 j 组分序号 c a 未校正值 r 校正值 独创性声明 本人声明所里交的学位论文是本人在导师指导下进行的研究工作和取得的 研究成果，除了文中特别加以标浚和致谢之处外，论文孛不雹含其袍人已经发表 或撰写过煎研究戒暴，也不包含恣获得墨鲞盎茎或其袍教育杭构的学位或证 书焉使蹋过的材料。与我一麓工弦的燕志对本研究繇撤煞饪鹰贡献均瑟在论文中 作了明确的说明并表示了谢意。 学位论文作者签名：杏蟛参挚 签字基裁：哼年，箕缘璺 学位论文版权使用授权书 本学位论文作者完全了解。苤鲞基鲎。有关保留、使用学位论文的规定。 特授权。苤鲞叁鲎可以将学位论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检 索，并采用影印、缩印或扫描等复制手段保存、汇编以供查阅和借阅。同意学校 两国家有关部门或视构送交论文的复印件和磁盘。 ( 保密的学位论文在解整焉适用本授掇说明 学位论文作者签名：耋眵t l 争 导炳签名： 灭氯遗 签字目期：韧呵年，月1 7 - 霞签字蜀期：年月臻 第一章文献综述 第一章文献综述 间歇精馏，又称之为分批精馏，是分离科学中最古老的技术之一。根据精馏 的原理，间歇精馏是分批加料于塔系统中，从塔的个或多个出料口将挥发性不 同的缀分顺序馏出的过程【l 】。壹于在同一出料日不同时闻馏出不同馏分，所以单 塔就可以获褥多个产品，使得间歇精馏具有设备简单、一塔多用、操作灵活的优 点，同时还能根据分离任务满足高沸点、高纯度、高凝圈点和热敏物料等特殊过 程的要求鏊卅。近年来，随着精细化工、制药等高附加值产业翡迅猛发展，闻歇 精馏在精细化工和制药工业德到了更加广泛的应用。 间歇精馏是一个动态过程，5 0 年来研究者和工程披术人员对于间歇精馏的 研究主要集中在以下几个方面：( 1 ) 过程操作策略的优化；( 2 ) 新型结构塔的开 发；( 3 ) 过程模拟计算的研究。 1 1 间歇精馏过程的操作策略 由于回流比较其他的控制参数相对容易控制藤且对于产品的纯度和收率有 壶接的影响，间歇精馏过程操作策略的优化主要是对回流比的优化。根据回流比 可以将间歇精馏分为部分回流间歇精馏过程和全回流间歇精馏过程。 1 1 1 部分回流间歇精馏过程 部分回流间歇精馏是间歇精馏的基本模式，已经在工业间歇精馏塔和实验室 装置中得到了广泛的应用。 阁歇精馏过程中所采用的回流比控制策略总的来讲露以分为下列三种：( 1 ) 恒回流比操作；( 2 ) 恒塔顶浓度变回流比操作；( 3 ) 优化变阐流比操作【5 - 7 1 。其 中恒回流比操作策略是最简单易行的方法，被工业上广泛采用。恒塔顶浓度操作 严格来讲只是对于二元闰歇精馏过程。优化变圆流沈操作是近年来闻歇精馏过程 中研究得最多得一种操作方式，其始于c o n v e r s e 等【5 】的工作，到目前为止还难以 广泛地应用于实际工业过程中。 c o n v e r s e 掣5 】以最大产羹为爱标丞数，震动态规划法对二元无持液闻歇精馏 过程的回流比策略进行了优化，结果表明优化变回流比策略比恒回流比和恒塔顶 浓度操作策略的产量最多可提高5 。r o b i n s o n 等1 7 】以时间为目标函数，利用 p o n 研a g i n 最大僵原理研究了二元体系闻歇精馏在特定条件下的变圈流比路线， 第一章文献综述 结果表明优化变回流比策略比恒塔顶浓度策略节省操作时间0 3 - 5 7 ，比恒回 流比策略节省操作时间8 3 1 3 5 。m a y u r 掣8 】以时间为目标函数研究了二元有 持液及多元无持液间歇精馏过程的回流比策略，对二元有持液间歇精馏过程采用 约束最速下降法进行优化，结果表明在所计算的条件下( 只考虑塔身持液) 优化 变回流比策略比恒回流比策略操作时间节省约1 0 ；对三元无持液间歇精馏过程 的优化结果表明优化分段恒回流比策略比单一恒回流比策略的操作时间节省约 1 2 ，而优化变回流比策略比单一恒回流比策略的操作时间节省约2 8 。k e r k h o f 等【9 】等人提出了最大经济效益目标函数，对二元无持液间歇精馏过程的回流比策 略进行了优化，结果表明优化变回流比策略比恒回流比策略的经济效益高出 2 5 ( 难分离的情况) 到1 0 0 ( 易分离的情况) ，比恒塔顶浓度操作策略经济 效益高出0 ( 易分离的情况) 到4 0 ( 难分离的情况) 。余国琮等【l o 】在二元物 系回流比优化问题的研究中综合考虑了塔身持液及塔板效率，在计算的条件下优 化变回流比策略比恒回流比策略的经济效益高出2 0 0 以上。f a r h a t 等【l l 】提出回 流比分段线性变化和分段指数规律变化两种策略，并采用非线性规化法以最大产 量为目标函数对三元无持液间歇精馏过程的回流比策略进行了优化，结果表明这 两种策略的单位时间的产量比优化分段恒回流比策略提高5 1 0 。 1 1 2 全回流间歇精馏过程 通常研究较多的全回流间歇精馏过程是在精馏塔顶设置一回流存料罐，进行 全回流操作，直到回流罐内料液浓度达到或接近平衡后放出的操作过程，过程示 意如图1 1 所示。 图1 1 全回流间歇精馏 f i g 1 - 1t o t a lr e f l u xb a t c hd i s t i l l a t i o n 2 第一章文献综述 全回流操作具有下列优点：( 1 ) 由于在全回流操作条件下，最大限度的利用 了精馏塔的分离效率，精馏塔的分离能力最强，浓缩倍数最大，所以可以得到最 好的分离效果；( 2 ) 在全回流操作条件下不需要连续馏出产品，无需回流比控制， 所以操作简便，控制简单，对过程扰动不敏感，尤其适用于要求回流变化很大的 分离物系，另外如果一个难分离物料难以确定其适宜的回流比，也可以采取全回 流间歇精馏过程 1 2 , 1 3 。 由于全回流过程独特的优点，全回流间歇精馏过程成为间歇精馏领域中研究 热点之一。 i i 2 1 动态累积全回流间歇精馏过程 动态累积全回流间歇精馏的思想最早由b a r b 1 4 l 和b l o c k ”1 于1 9 6 7 年提出， 随后n o w i c h i 1 6 和余国琮【1 7 】等相继对全回流动态累积法进行了深入的实验研究 和过程模拟。 动态累积操作按照循环次数和设置塔顶储罐个数分为下列几种：( 1 ) 单累积 罐一次循环操作；( 2 ) 单累积罐多次循环操作；( 3 ) 双累积罐交替循环操作。 s o r c n s o n 等【l8 】的研究结果表明只有一个循环的操作所用时间最长，因为所有 的产品都必须在一次循环中在塔顶累积罐中浓缩，他们的模拟计算表明，最佳的 循环次数为3 次。他们的结果还表明当动态累积循环次数趋近于无穷大时，循环 操作与优化回流比操作相当，从实用的角度看，最大循环次数在5 1 0 之间。 白鹏等【l9 】于1 9 9 4 年提出了双累积罐交替循环的动态累积操作，如图1 2 所 示，塔顶有两个可存液的累积罐，在操作中首先对累积罐1 进行充液，然后全塔 在全回流条件下运行使得轻组分不断在罐1 中浓缩，直至达到指定产品浓度，此 时切断罐l 与系统连接，切换累积罐2 进入全回流系统，使得轻组分不断在罐2 内浓缩，直至达到指定产品浓度，如此循环操作，直至累积罐内再也不能达到合 格产品浓度。部分回流操作中塔内持液对轻组分的“飞轮效应 2 0 ，2 1 】使精馏塔 的分离效率降低，动态累积操作不仅浓缩倍数高，而且能够消除“飞轮效应”的 不利影响，减少过渡馏分量。每一次循环中全回流浓缩和无回流充液交替进行， 塔内形成了“增浓一转移”的动态循环，由无回流充液将高浓度持液快速转移 到累积罐，为紧接其后的全回流增浓创造了有利条件。 张卫江等【2 2 j 将双累积罐交替动态累积法与传统恒回流比法进行了实验对 比，结果表明，对于相同的分离任务，双累积罐交替循环的动态累积操作的总操 作时间比传统恒回流比操作对于乙醇一异丙醇和异丙醇一正丙醇体系分别缩短 了2 5 和4 4 3 。b a i 等【2 3 】对双累积罐交替循环的动态累积过程进行了过程模拟， 优化结果表明，在相同的分离任务要求下，双累积罐交替循环的动态累积最多能 第一章文献综述 比恒回流比操作节省6 6 7 的操作时间。 图1 2 双累积罐动态累积循环操作间歇精馏塔 f i g 1 - 2c y c l i co p e r a t i o nb a t c hd i s t i l l a t i o nc o l u m nw i t ht w or e f l u xd r u m s 在动态累积双累积罐间歇精馏过程中，一个循环操作由无回流充液、全回 流浓缩和产品采出三个过程组成，在设计中需要确定以下操作参数：( 1 ) 循环次 数；( 2 ) 每次循环中累积罐的存液量；( 3 ) 每次循环中全回流浓缩的时间。无回 流充液阶段的时间由上升蒸汽速率确定，而产品采出阶段则不额外占用操作时 间。循环次数和每次循环中累积罐的存液量则要通过模型计算确定。 1 1 2 2 间歇精馏脉冲操作方式 李文秀等j 提出的间歇精馏脉冲操作方式将传统的间歇精馏塔顶回流比控 制这一操作问题简化为塔顶馏出开关式控制，使间歇精馏过程操作简化，便于实 现间歇精馏过程的自动控制。间歇精馏脉冲操作方式是在塔项设置一定容量的存 料点，当它被无回流充满后，开始运行全回流操作，使塔顶存料点中轻组分迅速 浓缩，并适时放出，然后再进行无回流充液，使全回流操作和无回流充液交替进 行。由于每一操作阶段都被划分为若干个小的时间周期，而每一周期内又由无回 流组分转移和全回流增浓两部分组成，它不仅利用了精馏塔全回流操作分离效率 高的优势，又利用了无回流充液时轻组分的迅速向塔顶移动的特点。此操作方式 用于间歇精馏过渡馏分的馏出时，可有效地克服“飞轮效应”，缩短了过渡馏分 地馏出时间，同时由于脉冲出塔的过渡馏分中轻组分含量较高，因而必然使过渡 馏分的量减少。他们的实验结果表明在给定的操作时间内二元体系的脉冲操作方 式比常规的恒回流比操作方式相比过渡馏分量减少了2 5o o 2 5 , 2 6 。 白鹏等1 2 列提出了间歇精馏最小过渡馏分量的概念，即假定在过渡馏分馏出 阶段精馏塔在一种接近全回流的虚拟状态下操作，此时塔顶馏出速率为无穷小 4 第一章文献综述 量，因而馏出一定量的过渡馏分所需时间为无限长，在此状态下塔的浓缩效率最 高，并使塔顶轻组分浓度始终保持最高值。随着残留于塔内的轻组分以精馏塔所 能达到的最高塔项瞬时浓度以接近无穷小量的速率缓慢馏出，下一组分的塔顶浓 度逐渐上升达到指定值，相应的过渡馏份量即为最小过渡馏份量，其值与操作无 关，它是间歇精馏设计的重要参数。结合最小过渡馏分量的概念，他们采用全回 流一全馏出交替进行的脉冲控制法处理过渡馏分。他们的实验结果表明对于近沸 点物系正己烷一环己烷采用脉冲控制法比恒回流比操作过渡馏分量减少了3 3 4 7 ，同时操作时间减少了2 3 3 5 【2 引。郭天仁等用全回流一全馏出循环重复的脉 冲控制法，对两个物系的实验结果显示过渡馏分量减少了2 4 3 1 - 2 9 8 1 ，过 渡馏分时间减少了1 2 2 0 - 2 4 7 3 【2 9 】。 1 1 2 3 间歇精馏脉冲操作的双温度控制法 在脉冲操作的基础上，刘佳等【3 0 ，3 l 】提出了间歇精馏的双温度控制法采出产 品的新操作方式。他们采用塔顶塔中双温度联合控制的方法控制间歇精馏塔以全 回流一全采出的交替过程代替设定回流比的操作方式，塔顶测温点用来控制塔顶 产品全采出，而塔中测温点用来控制精馏塔由全采出状态到全回流状态的转换， 即塔中温度作为一个预警温度来检测精馏操作的运行，同时根据塔中温度变化来 控制塔内重组分的上升幅度，降低过多重组分对产品质量和全回流时间的影响， 在提高产品产率的同时也保证了产品的质量。根据双温控制法的原理容易实现用 软件对于精馏过程的控制，利用塔顶和塔中温度的变化控制精馏过程，与常规的 回流比控制相比更容易在工业塔上实现自动控制。 对于不同的分离物系，在精馏操作运行达到稳定后，当塔顶温度稳定在指定 值时，利用控制程序将精馏塔由全回流切换到全采出状态，在塔顶采出产品，此 时监测塔中温度的变化，当塔中温度升高至预设值时，立即将精馏塔由全采出切 换到全回流状态，这是一个循环过程。重复上述的全回流一全采出过程，直至完 成产品采出进入过渡馏分段。实验结果表明乙醇一正丙醇体系用双温度控制法进 行了1 2 次的全回流一全采出切换，得到了9 5 7 的乙醇产品，乙醇收率达9 0 2 ， 产品采出过程中的塔中和塔顶温度变化曲线如图1 3 所示；异丙醇一正丙醇体系 用双温度控制法进行了1 1 次的全回流一全采出切换，得到了9 5 3 的乙醇产品， 异丙醇收率达9 7 o ，产品采出过程中的塔中和塔顶温度变化曲线如图1 - 4 所示 3 2 】。 5 第一章文献综述 c ) o 、 巴 ， l 江 i - - t i m e m i n 图1 3 乙醇一正丙醇体系双温度控制法产品采出过程中的塔顶和塔中温度曲线 f i g 1 - 3t o pa n dm i d d l et e m p e r a t u r ec u l v e sd u r i n gt h ec o u i s co fp r o d u c tw i t h d r a w a l o fe t h a n o l - p r o p a n o lm i x t u r eb yd u a lt e m p e r a t u r ec o n t r o lm e t h o d p 、 巴 3 藿 墨 a ， 卜- t i r 丫它，m i n 图1 - 4 正异丙醇体系双温度控制法产品采出过程中的塔顶和塔中温度曲线 f i g 1 - 4t o pa n dm i d d l et e m p e r a t u r ec u v v c sd u r i n gt h ec o u r s eo fp r o d u c tw i t h d r a w a l o fi s o p r o p a n o l - p r o p a n o lm i x t u r eb yd u a lt e m p e r a t u r ec o n t r o lm e t h o d 1 2 新型结构塔的开发 间歇精馏发展的一个重要方面是精馏塔结构形式的变化，塔型的改进是受不 6 第一章文献综述 断提出的新分离要求和任务推动的。伴随着学者们对简单蒸馏和常规精馏式间歇 精馏塔的操作参数和操作策略优化的研究，也不断有新型结构塔问世。 1 2 1 提馏式间歇精馏塔 提馏式间歇精馏塔最早由r o b i n s o n 和g i l l i l a n d 于1 9 5 0 年提出【3 3 1 ，它与常规 间歇精馏塔的不同点在于：( 1 ) 塔顶冷凝器又作为原料储罐；( 2 ) 塔釜的小持液 罐作为再沸器；( 3 ) 精馏操佟以提馏方式进行，产鼎从塔底取出。提馏式间歇精 馏塔装置如图l 一5 所示。 f e e dt a n k 百己 m a i n - c u to f f - c u tm a i n 。c u t 图1 5 提馏式间歇精馏塔 f i g 1 - 5i n v e r t e db a t c hd i s t i l l a t i o nc o l u m n 提馏式间歇精馏塔适用于多元溶液中的难挥发组分是所要产品的情况，减少 了过渡段数，也减少了塔内物料成分魄变化，因为高沸点的产品可以直接从塔底 馏出，改变了用常规的精馏式间歇精馏塔必须逐个从塔顶馏出易挥发组分，经过 多个过渡段才能蒸出难挥发产品的情况，比常规间歇精馏塔节能，重组分为热敏 物料时提馏式闻歇精馏塔可以大大缩短它的受热时闻。a b r a m 3 4 ，h a s e b e 0 5 】， m u j t a b a t 3 6 3 7 1 ，s o r c n s o n 3 8 1 ，d u s s e l 3 9 ，x u 4 0 ，4 1 1 ， k u c u k k u r a l t 4 2 1 ，l o w 【4 3 1 和张 雪梅】用提馏式间歇精馏塔进行了一些应用研究，并与常规间歇精馏塔的操作 性能作了比较。h a s e b e 等认为在相同的分离条件下并且各组分的相对挥发度恒 定时，常规阅歇精馏塔比提馏式闻歇精馏塔具有更赢的分离效率。m u j t a b a 等将 提馏式间歇精馏塔用于反应间歇精馏，他们发现当反应混合物具有极端沸点化合 7 第一章文献综述 物时( 即最高和最低沸点化合物均在反应产物中) ，这种新的塔结构可以大大提 高转化率和产品收率。s o m n s o n 等研究发现当原料中轻组分含量较少时，提馏式 间歇精馏塔达到相同的分离结果所用操作时间最短，原因在于为了得到高浓度的 轻组分，在常规间歇精馏塔顶用大回流比剥除少量的轻组分比从提馏式间歇精馏 塔底用小或中等的再沸比剥除大量的重组分需要更多的时间，而且常规间歇精馏 塔与提馏式间歇精馏塔相比动态响应性更低。张雪梅等提出了提馏式间歇精馏塔 的设计方法，他们认为对于二元物系，在对应参数相等的条件下，提馏式间歇精 馏塔与常规间歇精馏塔所需最小理论板数和最小回流比( 再沸比) 相等，因此提 馏式间歇精馏塔的初步设计中可将设计参数进行转化后按常规塔的设计方法进 行。x u 等把常规间歇精馏塔设计的f u g 应用到提馏式间歇精馏塔的设计中来， 并且研究了提馏式间歇精馏塔的操作，提出了三种控制方式，即恒再沸比变塔底 产品浓度、恒塔底重关键组分浓度变再沸比和更经济的优化操作，在这些控制方 式中第三种操作方式难于实现，而对于回流和再沸器加热的控制相对比较容易， 手动都可以实现；而且他们对于提馏式间歇精馏塔的开工以及过程操作都提出了 一些指导性的建议。 然而，提馏式间歇精馏塔也有两个缺点：( 1 ) 操作时间与塔釜持液量成正比， 故应尽量减少塔釜持液量，但这在实际中很难实现。( 2 ) 由于不能直接调节从塔 身到塔釜的液体流量，只能由回流罐的回流间接控制塔釜持液量。 1 2 2 中间储罐间歇精馏塔 中间储罐间歇精馏塔的结构如图1 - 6 所示，它的精馏塔部分象连续精馏塔一 样被分为精馏段和提馏段两段，在精馏段和提馏段中间设置一中间储罐作为进料 板。中间储罐间歇精馏塔的特点是：( 1 ) 进料点位于塔中间的合适位置，再沸器 中的持液量要保持最小；( 2 ) 进料点处的持液被循环到中间储罐，因此中间储罐 中的液体浓度接近于进料处的液体浓度；( 3 ) 产品或中间馏分可以同时从塔顶和 塔底采出，缩短了操作时间；( 4 ) 适用于分离热敏性物料，该塔型吸收了提馏式 间歇精馏塔的特点，塔釜存料量少，物料只在蒸发中受热，而后存于塔中段的储 罐，存料温度低【4 5 1 。 r o b i n s o n 等【3 3 】于1 9 5 0 年提出了中间储罐间歇精馏塔型的设想，b o r t o l i n i 等 【4 6 】首次用该塔进行了实验，他们用二元体系评价了中间储罐间歇精馏塔的操作 性能。h a s e b e 3 5 1 ，d a v i d y a n 4 7 ，m e s k i 4 8 1 ，b a r o l o t 4 9 ，5 0 ，z a m p r o g n a t 51 1 ，g r e a v e s 5 2 ， m o n r o y 5 3 1 ，w a r t e r f 5 4 1 和g r u e t z m a n n 5 5 1 深入研究了中间储罐间歇精馏塔的设计和 模拟计算。d a v i d y a n 等用非线性数学理论对该塔型进行了模拟计算，他们以具 有恒定相对挥发度的混合物系为研究对象，结果发现这种新塔型最重要的特征之 8 第一章文献综述 一是存在着纯组分以外的稳定状态，这些稳态是鞍型的，是动态过程的不稳定奇 图1 - 6 中间储罐间歇精馏塔 f i g 1 - 6m i d d l ev e s s e lb a t c hd i s t i l l a t i o nc o l u m n 异点；他们以二元物系为例，证明了二元物系在有限回流比和再沸比下可以被分 离为纯组分。m e s k i 等用无限分离和最小回流模型比较了常规间歇精馏塔和中间 储罐精馏塔，得出了与d a v i d y r a l l 相似的结论；而且他们还比较了常规间歇精馏 塔，提馏式间歇精馏塔和中间储罐间歇精馏塔，发现中间储罐间歇精馏塔往往具 有更好的操作性能；分离二元物系通过分离得到纯组分时中间储罐间歇精馏塔的 最优控制问题用最小回流模型得到解决。b a r o l o 等研究了中间储罐间歇精馏塔的 设计和操作问题，提出了一种新的更具经济性和简单易行的全回流和全再沸比操 作策略；他建立了中试规模的中间储罐间歇精馏塔的数学模型，以高度非理想物 系证明了模型的可靠性，并用该模型研究了不同的操作参数和设计参数对于塔操 作性和生产性能的影响。z a m p r o g n a 等开发了中间储罐间歇精馏塔中估算产品浓 度的基于人工神经网络的虚拟传感器。g r e a v e s 等建立了基于人工神经网络的方 法来进行中间储罐间歇精馏塔的优化计算，以最大产量为目标函数通过操作参数 如回流比，再沸比和操作时间，优化了中试规模的中间储罐间歇精馏塔。m o a r o y 等分析了用中间储罐间歇精馏塔分离三元混合物的可能性，中间沸点的物质浓缩 于中间储罐，轻组分和重组分分别浓缩于塔顶和塔釜，并且在模拟计算的基础上 提出了双浓度法控制半连续操作该塔型的方法。w a r t e r 等在中间储罐间歇精馏塔 中以全回流模式分离了三元非共沸物系，在中间储罐中得到了中间沸点物质，然 9 第一章文献综述 后又在该塔中实验证实了萃取精馏法分离二元共沸物的可行性，该塔型能够直接 循环夹带剂到塔顶进料板，因此减少了分离所需的夹带剂的量。l e e 等在中间储 罐间歇精馏塔中进行了反应精馏研究。g r u e t z r n a n n 等深入研究了循环操作的中 间储罐间歇精馏塔的操作行为，分析了过程的操作压力和再沸器热负荷等操作参 数选择，提出了适合工业应用的两步法过程控制结构。张荣兰等【5 6 】以甲醇一乙 醇一水三元物系的分离为例比较了中间储罐间歇精馏塔的全回流间歇精馏操作 法和常规操作法，结果表明将这种新操作方法用于多组元多产品的分离中可大大 减小甚至消除常规操作中难以避免的过渡馏分和缩短操作周期，在操作中无需调 节回流比，并可提高处理能力。潘晓梅等【5 7 】在中间储罐间歇精馏塔中完成了精 馏与盐效萃取过程的偶合，该过程适用于从含水量较高的共沸液中分离有机溶 剂，分相器可以将塔顶蒸出的共沸物中的大部分水除去，中间罐可以实现水从塔 底除去，该装置上、下同时出水，有机溶剂浓缩在中间罐中，该装置大大缩短了 操作时间，节约了能源。 1 2 3 多罐间歇精馏塔 m a i n c u t1 c u t1 c u t2 图1 7 多罐间歇精馏塔 f i g 1 - 7m u l t i v e s s e lb a t c hd i s t i l l a t i o nc o l u m n 多罐间歇精馏塔是h a s e b e 等5 8 1 9 9 5 年提出的，装置如图1 7 所示，整个系 统由一个再沸器，一个冷凝器，数段储罐连接的精馏塔组成，他们提出的全回流 操作策略使产品得以在沿塔的各罐中收集，因为多罐间歇精馏塔可看作是数个常 1 0 第一章文献综述 规间歇精馏塔堆积而成，因此他们又称之为多效间歇精馏系统。与常规间歇精馏 塔相比，多罐间歇精馏塔有下列优点：( 1 ) 可用n 段塔同时分离n + 1 个组分， 建立足够多的中闻储罐可以同时分离多个组分；( 2 ) 操佟简单，只需将各储罐及 塔釜装入一定量的原料液后进行全回流操作，使相对挥发度不同的组分分别在塔 不同的位置的储罐内浓缩至一定的纯度要求后，将产品放出即可，无需进行产品 切换，且能获得纯度很高魏产品；( 3 ) 节能，这种塔只在第段塔的塔釜加热， 在最后一段塔的塔顶设冷凝器，其它塔段都是后面塔段的再沸器和前面塔段的冷 凝器热集成，因此能耗大大降低。 h a s e b e 等瑟9 1 提出的优化持液策略主要依赖子汽液平衡关系，当各组分相对 挥发度恒定时，变持液策略的操作步骤是：首先原料全部加到再沸器中，其它罐 的持液逐渐增加到其体积，结果表明变持液策略的总操作时间比恒持液策略平均 缩短了4 7 。h a s e b e 6 8 1 等又提出了恒摩尔持液的全回流操作策略，对子原料组 成确定的情况，根据原拳淳组成及原料量通过物料衡算先计算出每个储罐的最终持 液量，然后将原料液按计算的持液量分布在各个储罐，采用液面控制系统保持各 个储罐的持液量恒定。而对于原料组成并不确定的情况，要在储罐中安装浓度测 定装置，每隔一定豹时闻根据浓度测定来调整持液量，他们对多罐精馏塔的优化 策略进行了研究，认为通过对各罐的持液量进行优化使得多罐精馏塔的操作性能 可接近连续塔。随后n o d a 等1 6 1 , 6 2 】又提出了多罐精馏塔的在线优化系统，整个系 统毒四个子系统组成：( 1 ) 在浓度测定子系统中，各罐中产最的浓度通过近红外 分析器测定；( 2 ) 在浓度估算和模型升级子系统中，各塔板上不可测的浓度和塔 板效率定期更新以使得测定的浓度分布与估算的浓度分布之间的误差最小化： ( 3 ) 在优化子系统串，计算了再沸器、各储罐和圈流罐中的最优浓度分布使得 分离性能最佳；( 4 ) 最优化的浓度分布被传输到控制子系统中，使褥产品按照给 定的浓度采出；这个在线优化控制系统应用于中试规模的三元体系的分离，实验 证明在线优化策略使得多罐精馏塔的能量消耗大大减小。w i t t g e n s 等【6 m 锄提出了 全回流操作多罐阅歇精馏塔的反馈控制策略，健们在孛试规模翁多罐闻歇精馏塔 中证明了方法的可行性，反馈控制策略即在每段塔中安装温控元件，通过温度控 制调节各个储罐的回流量，从而调节其持液量，而不需要液面和持液量控制系统。 f u r l o n g e 等f 蛔用歪规动态优化的方法进行了多罐闻歇精馏塔的最优操佟策 略优化，以生产指定浓度的产品和产量所需要的单位时间能耗作为目标函数，建 立了严格模型对带两个中间储罐的多罐间歇精馏塔进行了模拟优化，对四种操作 策略，酃：全匿流下的恒摩尔持液、全圈流下的优化撩液、优佬产燕采嬲及反馈 控制操作策略进行了比较和优化。对于等摩尔含量的物料，他们得到如下结论： ( 】) 当物料等摩尔分布于各罐时，优化产品采出及反馈控制操作策略优于恒摩 第一章文献综述 尔持液操作策略；反馈控制操作策略优于优化产品采出操作策略，这是因为反馈 控制的回流速率是适时而变的，当后者回流速率变化间隔缩短时二者逐渐接近。 ( 2 ) 当物料全部加入塔釜时，全回流下的优化产品采出操作策略最优。( 3 ) 初 始原料分布对塔的能耗有重要影响，对于优化持液、优化产品采出及反馈控制