萃取精馏、反应精馏、精馏塔的工艺参数调节

向原料液中加入第三组分（称为萃取剂或溶剂），以 改变原有组分间的相对挥发度 而得到分离。与恒沸精馏不同的是萃取剂不与原料液中任何组分形成恒沸物。

为增大被分离组分的相对挥发度，应使各板液相均保持足够的添加剂浓度，当原料和萃取溶剂以一定比例加入塔内时，必存在某一个最合适的回流比。当不含添加剂的回流过大，非但不能提高馏出液组成，反而会降低塔内添加剂的浓度而使分离变得更为困难。同样，当塔顶回流温度过低或添加剂加入温度较低，都会引起塔内蒸汽部分冷凝而冲淡各板的添加剂浓度。

在设计时，为使精馏段和提馏段的添加剂浓度大致接近， 萃取精馏的料液往往以饱和蒸汽的热状况加入塔内 。若为泡点加料，精馏段与提馏段的添加剂浓度不同，应使用不同的相平衡数据进行计算。

萃取精馏中的添加剂加入量一般较多，沸点又高，精馏热能消耗中的相当可观部分用于提高添加剂的温度。

主要设备是萃取精馏塔。由于 溶剂的沸点高于原溶液各组分的沸点，所以它总是从塔釜排出的 。为了在塔的绝大部分塔板上均能维持较高的溶剂浓度，溶剂 加入口一定要在原料进入口以上 。但一般情况下，它又不能从塔顶引入，因为溶剂入口以上必须还有若干块塔板，组成溶剂回收段，以便使馏出物从塔顶引出以前能将其中的溶剂浓度降到可忽略的程度。溶剂与重组分一起自萃取精馏塔底部引出后，送入溶剂回收装置。一般用蒸馏塔将重组分自溶剂中蒸出，并送回萃取精馏塔循环使用。一般，整个流程中溶剂的损失是不大的，只需添加少量新鲜溶剂补偿即可。

例如，从烃类裂解气的碳四馏分分离丁二烯时，由于碳四馏分的各组分间沸点相近及相对挥发度相近的特点，而且丁二烯与正丁烷还能形成共沸物，采用普通的精馏方法是难以将丁二烯与其它组分加以分离的。如果采用萃取精馏的方法，在碳四馏分中加入乙腈做萃取剂，则可增大组分间的相对挥发度，使得用精馏的方法能将沸点相近的丁二烯、丁烷和丁烯分离。碳四馏分经过脱碳三、和碳五馏分后，进入丁二烯萃取剂精馏塔，在萃取剂乙腈的存在下，使丁二烯（包括少量的炔烯）、乙腈与其它组分分开，从塔釜采出并进入解析塔，在此塔中，丁二烯、炔烯从乙腈中解析出来，萃取剂循环使用。丁二烯、炔烯进入炔烯萃取精馏塔，丁二烯从塔顶逸出，经水洗，得到成品丁二烯。

由于加入的萃取剂是大量的（一般要求xs>0.6）,因此塔内下降液量远大于上升蒸汽量，造成汽液接触不佳，设计时要考虑塔板及流体动力情况。

由于组分间相对挥发度是借助萃取剂的加入量来调节， 当塔顶产品不合格时 ，不能采用加大回流的办法调节，一 般调节方法：①加大萃取剂用量；②减少进料量，同时减少塔顶产品的采出量；

在决定塔径及设计塔板结构时，除了按照蒸汽量计算外，还应注意液流中有较大量的萃取剂。

萃取精馏的添加剂(又称 萃取剂 )的 选择原则 是：①选择性高，即加入少量添加剂就可大幅度增加组分间的相对挥发度；②挥发度小，即具有比料液组分高得多的沸点；③与原料液有足够的互溶度，在塔板上不出现液体分相现象；④来源充足,价格便宜,水和某些极性有机化合物是最常用的添加剂。

萃取精馏主要用于那些加入添加剂后，因相对挥发度增大所节省的费用，足以补偿添加剂本身及其回收操作所需费用的场合。萃取精馏最初用于丁烷与丁烯以及丁烯与丁二烯等混合物的分离。目前， 萃取精馏比恒沸精馏更广泛地用于醛、酮、有机酸及其他烃类氧化物等的分离 。

①萃取剂比挟带剂易于选择。

②萃取剂在精馏过程中基本上不汽化，萃取精馏的耗能量较恒沸精馏少。

③萃取精馏过程中，萃取剂加入量的变动范围较大，在恒沸精馏中适宜的挟带剂量多为一定。所以萃取精馏操作较灵活，易控制。

④萃取精馏不宜采用间歇操作，而恒沸精馏可以采用间歇操作方式。

⑤恒沸精馏操作温度较萃取精馏低，所以恒沸精馏适用于分离热敏性溶液。

化学及石油化工等领域中，萃取精馏主要用于两个方面：一是沸点相近的烃的分离，如最典型的丁烯与丁二烯的分离，两者沸点相差只有2℃，相对挥发度为1.03；二是共沸物的分离，如甲醇-丙酮、乙醇-乙酸乙酯以及乙醇和醋酸等有机物水溶液。

萃取精馏的优点是增加了被分离组分之间的相对挥发度，使难分离物系的分离能够进行；缺点是加入的萃取剂量较大，增大了分离过程的能耗。因此，对萃取精馏进行改进，对强化分离过程具有重要意义。

①芳烃分离过程

在芳烃回收方面，液液萃取技术已经有很长的使用历史，液液萃取技术基于组分的极性，来影响组分间的分离，而对于沸点的影响较小。因为受到溶剂选择的限制，对于较宽沸点混合料的分离，采用萃取精馏很难实现，早先它只能对窄沸点物料使用，如采用N-甲基吡咯烷酮或N-甲酰吗啉作为溶剂进行的C6和C7物料的分离过程。

然而，随着萃取精馏技术的发展，采用混合溶剂进行的萃取精馏解决了以上问题。美国GTC技术公司的GT-BTX技术具体体现了现代萃取精馏技术在混合芳烃(苯、甲苯、二甲苯)分离过程中的应用。

与传统混合芳烃分离过程相比，GT-BTX工艺具有投资成本低、所需设备单元数少、溶剂性能优异、产品被污染的风险小、产品回收率高、纯度高，同时能量消耗低、操作弹性大。经过工业化(120万t/a)技术经济指标的考核， 苯和甲苯的纯度分别达到99.995%和99.99%。总芳烃回收率高于99.19%，溶剂中抽余液和萃取液的质量分数小于10 ^-6 ，每千克进料的能量消耗为798kJ

②催化裂化汽油的脱硫

催化裂化(FCC)汽油中所含的硫化物中50%～60%(质量分数)是噻吩及其烷基衍生物，其余为硫醇及其他硫化物。在催化裂化条件下噻吩化合物稳定性较强，国外公司普遍采用加氢脱硫方法，为了进一步降低汽油中的硫含量，目前采取的措施是提高加氢处理能力。加氢有利于进行燃料中脱硫处理，但是它存在运行费用高、深度加氢将降低汽油辛烷值等缺点。

根据油品所含硫化物的特点，目前普遍采用催化氧化、络合法、催化吸附、生物法、溶剂萃取和碱洗法等进行油品中硫化物脱除。在这些方法中，萃取精馏技术具有其自身优势，在处理FCC汽油时，该工艺技术采用一种可以改变进料中非芳烃组分(含烯烃)和噻吩化合物相对挥发度的溶剂，在萃取噻吩化合物的同时，也萃取其他芳烃硫化物(由于这些化合物的强极性)，而不含烯烃的组分进入加氢系统进行处理。采用萃取精馏和碱洗法，具有无辛烷值损失、加氢负荷低、可处理较宽范围硫含量的裂解料、操作弹性大的特点。

通过在加氢前加入萃取精馏，解决了传统工艺中存在的问题，芳烃中的噻吩硫化物被高选择性的溶剂萃取，减少了抽余液中的烯烃含量，低硫、高烯烃的抽余液可以直接与含10×10 ^-6 噻吩硫的汽油掺混。而高含量的硫醇在进料或抽余液中可以采用传统的碱洗方式进行处理，这样总的硫含量很容易降低到(5～110)×10 ^-6 ，同时不用降低辛烷值。

③裂解汽油回收和苯乙烯提纯

裂解汽油副产品中含有丰富的石油化工化合物，如果对其进行提纯并加以充分利用，将产生相当大的经济效益。由于这些组分沸点接近，形成了络合物，采用传统分离方法很难将其分离。而萃取精馏技术的发展为其提供了可能，萃取精馏技术通常用于从裂解汽油的轻组分中提纯丁二烯和异戊二烯，实际上也可以用于从C8料中有效分离苯乙烯。

传统的裂解过程存在一个加氢工艺步骤，该步骤中一方面存在结焦问题，同时，反应也需要大量的氢源。近年研究表明，苯乙烯是结焦的根源之一，降低苯乙烯含量是解决结焦较好的方法。

采用混合溶剂进行的萃取精馏技术，可以以较小的成本实现苯乙烯的提取，因此，萃取精馏技术应用一方面使得苯乙烯从燃料产品转化为石化产品，价值得到提升。另外，加氢处理氢消耗减少，结焦问题得到解决。

  关于反应精馏:  

在进行反应的同时用精馏方法分离出产品的过程。可以是为提高分离效率而将反应与精馏相结合的一种分离操作；也可以是为了提高反应转化率而借助于精馏分离手段的一种反应过程。

  反应精馏的原理：  

对于可逆反应，当某一产物的挥发度大于反应物时，如果将该产物从液相中蒸出，则可破坏原有的平衡，使反应继续向生成物的方向进行，因而可提高单程转化率，在一定程度上变可逆反应为不可逆反应。

反应精馏技术的应用：  

应用很广泛，例如酯化、酯交换、皂化、胺化、水解、异构化、烃化、卤化、脱水、乙酰化和硝化等反应，具体反应举例见下表：

反应精馏仅适用于反应过程和反应组分的蒸馏分离可以在同一温度条件下进行的化学反应。如果反应组分之间存在有恒沸现象，或者反应物与产物的沸点非常接近时，反应精馏技术则不适用。已经达到商业规模或者进行过实验室研究的工业上， 重要的反应精馏过程主要包括以下反应类型 ：

1、烷基化

乙烯与苯烷基化的RD塔由二部分组成，上部填装特殊设计的捆扎包内装Y型分子筛，下部安装精馏塔板，乙烯从催化剂层底部进料，苯从回流罐进塔，过程的特点是反应温度受饱和点温度制约，避免反应区热点的生成，提高了催化剂的寿命，副产物二乙丙苯和三异丙苯返回RD塔，与苯进行烯烃转移反应生成更多的异丙苯，消除了大量苯的循环，反应热有效利用。与传统工艺比较，RD过程节能50%，投资降低25%。但是催化剂的活性和选择性相差较大，因此必须开发出适合的催化剂。

2、叠合过程

采用反应精馏技术可使烯烃分子有选择的叠合，因为精密的温度控制和反应段的宽分布将减少非理想产品的二聚物、三聚物或高聚物的生成，丁烯叠合的反应精馏工艺目前已获工业许可。

3、烯烃选择性加氢

已经证明，反应精馏可使不需要的烯烃杂质选择加氢，使其失去化学活性或不有利于精馏分离去除。目前，可应用反应精馏技术的有：丁二烯、戊二烯及己二烯选择性加氢。

4、酯转移

某些化学反应所使用的酸具有腐蚀性。为了避免酸性腐蚀，可以以酯的形式引入酸。例如，甲酸甲酯分解会生成甲酸和甲醇，而甲酸一旦形成就被平衡反应消耗掉，这样避免了甲酸的腐蚀。

5、氧化脱氢

如有合适的催化剂，就可使异丁烷氧化脱氢生成异丁烯。

6、醚化反应

甲基叔丁基醚(MTBE)是应用RD技术第一个取得工业成功的产品，该过程与传统流程相比具有无反应器的外部循环和冷却;通过预反应有效脱除催化剂毒物，延长催化剂的使用寿命；充分利用反应放出的热量，反应物转化率高以及产品纯度高等特点。

7、酯化和水解

乙酸甲酯(MeOAc)合成与水解的催化精馏工艺是近年来国内外研究和开发的热门话题，由于乙酸和甲醇的酯化受化学平衡的限制，且物系中有多个共沸物，故传统流程十分复杂，需多个反应器和精馏塔。

▲醋酸甲酯反应精馏塔

由1983年Estman化学公司开发的反应精馏工艺。

8、其它反应

其它有可能利用反应精馏方法的领域包括：氧化，电化学，合成气反应，从醇和氨选择性地生产胺，羧基化反应。除此之外，通过引入第三组分(即反应夹带剂)，反应精馏技术就能用于分离沸点极为接近的混合物。如：分离C1芳烃，氯苯胺。甲基吡啶等同分异构体的混合物。

几种反应精馏流程：

反应A←→C，若产物比反应物易挥发α _C ＞α _A ， 进料位置在塔下部或塔釜。

反应A←→C，若反应物比产物易挥发α _A  ＞α _C ，进料位置在塔上部或塔顶。

反应A←→C＋D 或A→C→D，C 为目的产物，相对挥发度α _C ＞α _A  ＞α _D 。

反应A+B←→C+D，反应物的挥发度介于两产物之间，α _C ＞α _A ＞α _B  ＞α _D 。

反应A+B←→C+D，相对挥发度，α _A ＞α _B  ＞α _C ＞α _D 。

工业上一个典型的催化精馏过程，甲醇和异丁烯在强酸性离子交换树脂上催化反应生成甲基叔丁基醚（简写为MTBE）:

几种催化精馏流程的反应段位置：

精馏操作中怎样调节塔的压力？

影响塔压变化的因素是什么？

塔的压力是精馏塔主要的控制指标之一。任何一个精馏塔的操作，都应把塔压控制在规定的指标内，以相应地调节其它参数。塔压波动过大，就会破坏全塔的物料平衡和气液平衡，使产品达不到所要求的质量。所以，许多精馏塔都有其具体的措施，确保塔压稳定在适宜范围内。

对于加压塔的塔压，主要有以下两种调节方法 。

① 塔顶冷凝器为分凝器时，塔压一般是靠气相采出量来调节的。在其它条件不变的情况下，气相采出量增大，塔压下降；气相采出量减小，塔压上升。

② 塔顶冷凝器为全凝器时，塔压多是靠冷剂量的大小来调节，即相当于调节回流液温度。在其它条件不变的前提下，加大冷剂量，则回流液的温度降低，塔压降低；若减少冷剂量，回流液温度上升，塔压上升。

对于减压精馏塔的压力控制，主要有以下两种方法。

① 当塔的真空借助于喷射泵获得时，可以用调节塔顶冷凝器之冷剂量或冷剂温度从而改变尾气量的方法来调节塔的真空度。

 当被分离的物料允许与空气接触时，在此控制方案中，蒸汽喷射泵在最大的能力下工作，调节阀装在通大气的管线上，用调节阀开度的大小，调节系统的尾气抽气量，从而达到调节塔的真空度的目的。

② 当采用电动真空泵抽真空时，调节阀装在真空泵的回流管线上，用调节阀开度的大小来调节系统的尾气抽出量，从而调节塔的真空度。

对于常压塔的压力控制，主要有以下三种方法 。

① 对于塔顶压力的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 对于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，塔顶压力的控制可采用加压塔加压的控制方法。

以 上调节塔压的方法未考虑不凝气实际需分析来调节塔的气相压力。

『 2 』

精馏操作中怎样调节釜温？

影响釜温波动的因素是什么？

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。

当釜温变化时，通常采用改变再沸器的加热蒸汽量，将釜温调节至正常 。当釜温低于规定值时，应加大蒸汽用量，以提高釜液的气化量，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，以减少釜液的气化量，使釜液中轻组分的含量相对增加，泡点降低，釜温降低。

釜温波动的原因比较多 。当塔压突然升高时，釜温会随之升高，而后又下降。这种釜温的升高是因为压力升高引起了釜液泡点的升高所致。因而，塔内的上升蒸气量不但不会增加，反而还会因为压力的升高而减少；这样，塔釜混合液中轻组分的蒸出就不完全，将导致釜液泡点的下降，因而使釜温又随之下降。反之，当塔压突然下降时，塔内的上升蒸气量会因塔压的降低而增加，造成塔釜液面的迅速降低，这样重组分可能被带至塔顶。随着釜液中组分的变重，釜液的泡点升高，釜温也会随之升高。由此看来，塔压是引起釜温变化的重要因素。因此，操作中只有首先把塔压控制在要求的指标上，才能确切地知道釜温是否符合工艺要求，否则会导致错误的操作。

釜温也会随着进料中轻组分浓度的增加而降低，重组分浓度的增加而升高。另外，釜中有水、再沸器中物料聚合堵塞了部分列管、加热蒸汽压力的波动、调节阀的失灵、物料的平衡采出受到破坏等，都能引起釜温的波动。釜温波动时，要分析引起波动的原因，加以消除。例如，塔顶采出量过小，使轻组分压入塔釜而引起釜温下降。此时若不增加塔顶采出，单纯地加大塔釜加热蒸汽的用量，不但对釜温没有作用，严重时还会造成液泛。又如，再沸器的列管因物料聚合而堵塞，致使釜温下降，此时，应停车对设备进行检修。

『 3 』

在精馏操作中怎样调节回流比？

回流比是根据对原料的分离要求确定的 。回流比过大或过小，都会影响精馏操作的经济性和产品的质量。加大回流比，可使塔顶产品中的轻组分浓度增加，但是，却减小了塔的生产能力，也使塔顶冷量、塔釜热量的消耗增大。在正常操作中应保持适宜的回流比，在保证产品质量的前提下，争取最好的经济效果。只有在塔的正常生产条件受到破坏或产品质量不合格时，才能调节回流比。

例如，塔顶产品中重组分含量增加，质量下降，要适当增大回流比。塔的负荷（进料量）过低，为了保证塔内一定的上升蒸气速度，也要适当增大回流比。对于大型的生产装置，当不同类型的塔板结构与上升蒸气速度的要求及仪表的设计工作范围与实际生产量的大小产生矛盾时，可以相应地适当改变回流比。又如浮阀塔板，如果处理能力只有设计能力的50-60%时，为了使浮阀在适宜范围内工作，为了让仪表的测量范围在适宜的工作范围内，应采取加大回流比来保证生产的稳定，这对大型生产装置维持必要的稳定生产是极为重要的。

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。

『 4 』

在精馏操作中怎样调节塔的压差？

塔压差是衡量塔内气体负荷大小的主要因素，也是判断精馏操作的进料、出料是否均衡的重要标志之一。在进料、出料保持平衡，回流比不变的情况下，塔压差基本上是不变的。当正常的物料平衡遭到破坏，或塔内温度、压力改变时，都会造成塔内上升蒸气流速的改变，以及塔板液封高度的改变，从而引起塔压差的变化。

精馏操作中，要针对引起塔压差变化的原因相应地进行调节，常用的方法有三种。

① 在进料量不变的情况下，用塔顶的液相采出量来调节塔压差。产品采出多，则塔内上升蒸气的流速减小，塔压差下降；采出量减少，塔内上升蒸气的流速增大，塔压差上升。

② 在采出量不变的情况下，用进料量来调节塔压差。进料量加大、塔压差上升；进料量减小，塔压差下降。

③ 在工艺指标许可的范围内，通过釜温的变化来调节塔压差。提高釜温，塔压差上升；降低釜温，塔压差下降。

对于因设备问题造成的压差变化，应具体问题具体对待，严重时应停车检修。

『 5 』

在精馏操作中怎样调节塔顶温度？

塔顶温度是决定塔顶产品质量的重要因素 。在塔压不变的前提下，顶温升高，塔顶产品中的重组分含量增加，质量下降。

塔顶温度的调节方法，主要为两种：一种是固定回流量，调节回流温度；一种是固定回流温度，调节回流量。 由于生产装置日趋大型化，考虑到生产的稳定性，调节回流量的方法得到了广泛采用。具体的调节方法如下：

① 用回流量控制顶温。回流量加大，顶温降低，这种调节方法多在塔顶为全凝器时采用。

② 当塔顶使用的冷剂在传热过程中有相变化时，可用冷剂的蒸发压力与顶温串级调节来控制顶温。蒸发压力降低，对应的蒸发温度也降低，引起顶温降低。这种方法在塔顶冷凝器为分凝器时可以改变回流量；在塔顶冷凝器有过冷作用时，又可以用来改变回流温度。

③ 当塔顶的冷剂在传热过程中无相变化时，可用冷剂流量与顶温串级调节来控制顶温。如流量加大，顶温降低。这种方法既可改变回流量，又可改变回流温度。

④ 用塔顶冷凝器的换热面积调节顶温。提高冷剂液面，换热面积增大，顶温降低。这种方法既可改变回流量，又可改变回流温度。

⑤ 当精馏段的物料浓度比较高时，可用某两板间的温差来调节顶温。温差增大，回流液量加大，顶温降低。

『 6 』

在精馏操作中，有时釜温升不起来的原因是什么？

精馏塔在开车的升温过程及正常操作中都会遇到釜温升不起来的现象。

在开车的升温过程中，釜温升不起来的原因可能是：

① 加热系统的疏水器（或叫排水阻气阀）失灵；

② 扬水站的回水阀门未开；

③ 再沸器内的蒸汽冷凝液没有排空，蒸汽加不进去；

④ 塔釜物料中有大量的水存在（水与物料不相溶）；

⑤ 设备结构不合理，使釜液循环受阻；

⑥ 由于操作不当（再沸器供热太晚或进料量太大，太猛），造成回流到塔釜的轻组分量太大，一时釜温很难提到正常，特别是低温液相进料的塔，极易出现这种现象。此时应改变进料量、进料组成或加大塔顶采出量，以调整操作。

正常操作中，引起釜温提不起来的原因可能是：

① 塔底再沸器的液相循环管堵塞，使釜液不循环；

② 再沸器列管内的物料结焦或列管被堵塞；

③ 排水阻气阀失灵；

④ 塔釜组分过重，现有的热剂不能将釜液加热到泡点，致使釜液循环不畅通；

⑤ 加热釜的热剂压力下降；

⑥ 釜液面太低或太高。