【《叔丁醇水分离过程工艺计算研究》10000字】

目录叔丁醇水分离过程工艺计算研究摘要叔丁醇在有机化工中是很重要的一种原料，可以溶解于多数的有机溶剂里，例如酮、酯、醇、脂肪烃和芳香族烃等。在叔丁醇分子上的羟基被取代的最容易，叔丁醇同样是特别重要的烷基化剂，普遍用在了药物的制造、农作物药物、各种辅助用剂以及精细化学品的制造和生产当中[22]。叔丁醇在这种特性下，同时也应用于除蜡剂、氯烃的稳定剂、变性酒精等方面。本文研究课题针对叔丁醇-水共沸物分离技术工艺问题进行了深入的设计和研究,设计了叔丁醇-水共沸物的分离技术工艺,完成了分离工艺的方案设计,萃取剂选择,物性的计算,以及对精馏技术的主要器械和设备参数的计算等问题。对于叔丁醇-水蒸馏分离技术工艺的可靠性进行仿真和模拟优化主要依靠AspenPlus软件,研究理论中塔板的数量、原料以及二次萃取中溶剂的最小进料量和位置、最小溶剂回流比、、溶剂回流比(s/f)在进行萃取剂水精馏分离工艺模拟优化进行过程当中所可能产生的主要影响。证明乙二醇是一种高效、经济、易得的绿色溶剂。为用水+叔丁醇共沸物分离工艺本研究供应了牢靠的实验数据和理论根基。关键词：叔丁醇；共沸物；精馏塔；Aspen目录1绪论 绪论1.1叔丁醇性质及用途2-甲基-2-丙醇（tert-Butanol），味道如同樟脑。它是一种无色透明的液体或无色晶体，在室温下很容易冷却[22]。叔丁醇，沸点82.8℃，吸湿，可与水混合形成共沸混合物。易挥发，易燃，有毒，易溶于各种有机溶剂[22]。越来愈多的人们对于能源的需求度大大增加。酒精可用作单一燃料或与汽油、柴油按一定比例混合[3]，叔丁醇可代替甲基丁醇（MTBE）除了能提高汽油的辛烷值外，还可用作内燃机化油器的防冻剂[22]。叔丁醇最近被用于甘油的基本处理，提取的叔丁醇甘油醚是一种很有前途的柴油氧添加剂，但是叔丁醇中的水含量有限。叔丁醇是有机合成的中间产物，也是生产叔丁基化合物的烷基化剂。特别是对于芳香烃和酚类，它能产生许多精细化学品，如医药、农药和各种添加剂。叔丁醇可溶于醇、酮、酯、芳烃和脂肪。叔丁醇的这些性质使其广泛应用于除蜡剂、变性醇加溶剂、氯烃稳定剂等领域[22]。最重要的生产方法有：异丁烯硫酸法、异丁烯直接水法、环氧丙烷联产法等。但是，这些生产方法必须针对水+叔丁醇共沸物进行优化。在353.06k条件下，水与叔丁醇的混合物在常压下具有最低共沸点，萃取精馏作为一种特殊的精馏方法，用于水与叔丁醇的分离，是完善这一体系的有效方法[22]。1.2分离方法共沸精馏：图1.2共沸精馏模拟计算流程图Fig.1.2Flowchartofazeotropicrectificationsimulation图1.2模拟了共沸精馏塔的工艺过程。进料条件与其他精馏工艺相同，先是由C1塔的一块板进入原料混合物，水从塔底出来，共沸物从塔顶蒸出。之后进入C3塔并且进行精馏，液相部分流出，并且有两部分，一部分再回到C1塔，另一部分回流至C2塔，然后由一个热交换器回流至分相器，分相后，油相回流至C3塔，水相回流至C1塔。萃取精馏：向需要分离开来的组分之中添加萃取剂，将之前组分的相对挥发度进行了改变，便能达到分离的效果。但是前提是需要原料液中各组分的沸点小＜＜萃取剂的沸点,同时不能和其他的组分形成恒沸液。萃取物的精馏经常被应用于各物质组分之间萃取挥发性浓度很相近的矿物溶液。1.3AspenPlus模拟技术AspenPlus化学模拟软件系统是美国发明制造的一种功能强大的大型化学模拟软件。在几十年的沉淀过程中，该软件越来越成熟，并且普遍的应用于化工领域，同时在化工方面的贡献很大，得到了业内一致好评。依靠着精准的计算和成熟的模拟系统，软件可以对整个装置和设计的工艺过程进行计算。化工企业依靠该软件对装置进行模拟优化和提前评估，提前计算了工艺流程产生的各项指标，便能对整个设备进行评估和改造。那么就可以降低运行成本和设备功耗，从而大大降低了生产成本，提高了生产的利润。化工行业软件仿真系统一般过程包括系统仿真、优化、灵敏度仿真分析和整个系统仿真综合,其中最重要的部分是系统仿真优化系统[15]。AspenPlus是工业发展过程中最完善、最具有物性系统同样也是最具科学代表性的软件。同时，应用于对进一步优化化工过程起到了不可或缺的部分并且能广泛使用，使得其成为化工中计算机辅助模拟软件的佼佼者。Aspen软件能以多种方式模拟工厂的精馏过程，并能对模拟结果和实际数据进行详细比较，从而更好地识别实际化工生产中的问题，并作出改进。装置参数。由于经验引起的操作波动，提供准确的数据会大大减少，操作成本也会进一步降低。另外，在Aspen软件中模拟气体分离装置运行，可模拟丙烯蒸馏塔来确定高负荷下丙烯塔运行瓶颈。丙烯塔在设备改造、操作条件优化后，能适应高负荷、大产能的生产要求，并且能降低很多不必要的能耗，保证了产品质量和生产率。1.4本文内容叔丁醇在化工生产中承担着重要的角色，用作溶剂或者中间原料。在诸多化工场景层见叠出，纯度非常高的叔丁醇在制造过程中很重要的一步便是脱水精制，但是叔丁醇-水的共沸物很容易产生。所以对于其如何有效的分离，化工领域做出了大量的实验设计研究。普通的精馏工艺并不能很好的有效分离。化工领域所存在的分离水-叔丁醇共沸物的主要方式有：盐析法、共沸精馏、吸附精馏、萃取精馏、渗透汽化和吸附法等[7]。本论文目的在于设计共沸精馏塔和萃取精馏塔，模拟并优化结果，得出用于工业化分离更加经济、分离效率更高、成本更低的叔丁醇水分离工艺。2模拟优化本文采用SQP算法对多变量优化问题进行了较好的求解。近几年来,许多模型科学家对此搜索方法应用进行了深入性的研究,并将其广泛应用于模型信任域、模型内点搜索、图象域和内点搜索算法等科学领域。SQL这是一种二次优化规划(QP)优化算法,它把一个约束非线性二次优化规划问题简化成一个约束非线性二次规划优化问题。其基本设计思想方向是:在每一次迭轮交代中,通过依次求解一个或多个二次目标规划子集的问题即可来最终确定一个目标规划函数的向下迭代方向,减小最大值目标函数可以得到迭轮交代的时间长度,然后再次重复上述两个步骤,直至最终求解并给出不应该非线性二次规划的子问题[23]。非线性约束的最优化问题描述：使用Taylor等来展开例如在迭代点X(k)上关于构造二次函数规划子集的问题,将一个目标约束函数进行简化后作为二次约束函数,并将目标约束后的函数进行简化后放到二次函数规划中[23],如下所示:将上述问题变成关于变量d的问题以d(k)为最优解，得到下一个迭代点。通过重复该过程，得到原始问题的最优解。那是SQP算法的基本思想。2.1分离方法的选择目前，报道的分离水+叔丁醇体系的主要方法有：盐析法、共沸精馏、吸附精馏、萃取精馏、渗透汽化和吸附法等[7]。本章利用其他特殊精馏方法将叔丁醇-水共沸混合物分离，依靠之前学者们所用到的普通常规精馏方法进一步改进工艺流程，摸索效率更高的分离方式。在此提出共沸精馏塔和萃取精馏塔来对该共沸物进行分离，用到了隔壁塔中双塔热力学方法的等价模型对经济成本和全动态控制模拟分析；在此基础之上对萃取精馏分离该物系进一步研究，针对不同的进料情况，提出一种脱水段进料的萃取精馏隔壁塔流程，并与原流程进行对比分析和动态控制研究。2.2萃取剂的选择如何选取性能优良的萃取剂是非常关键的一步，要求如下：（1）没有腐蚀作用，保护设备，（2）不会和进入的原料产生反应，（3）对于温度的改变有很好的稳定性，（4）经济优惠降低成本，（5）不会产生有害物，保护环境。同时，要选取合适的萃取剂，要保证有很高的沸点，并且需要该萃取剂很难挥发，避免从塔的顶部挥发出去造成浪费和效率的降低。第二，能在分离系统中起到很好的选择作用，大大的增加物质的相对挥发度。低共晶溶剂的优点：（1）不具有毒性，（2）蒸汽压低，（3）不需要人为降解，（4）易于溶解，（5）能有效地进行导电，（6）良好的电化学稳定性。窗子很宽。它的浓度和粘度一般比离子液体小，生产制备便捷，造价便宜，容易讲解，并且原子能够全部利用起来用于合成。与无机盐和其它常规共沸剂相比，它具有显著的优越性[22]；因此，采用共晶溶剂作为萃取剂来分离水共沸体系的应用非常广阔和重要。萃取精馏工艺过程中第一步，也是最重要的一步便是选好萃取剂，选取萃取剂没有一个绝对统一的要求标准，大多数是依据要分离什么溶液中，该溶液组分的物系性质来定夺[15]。设计中依借各物质的介电常数来表明极性的大小，对萃取剂进行初步的选择。表2.2给出了待分离组分中不同物质和需要的各种萃取剂的介电常数和沸点。根据前人研究，当萃取剂和物系中的组分极性靠近时，便能与重组分互相产生作用，或者说是偶极与偶极之间作用，在这种情况下，原有组分之间的作用就会降低，提高了挥发程度，因此萃取剂和分离物系的介电常数尽可能的保持靠近，该物系的重组分是水，因为沸点最高，需要选择的萃取剂暂定为以下四种：乙二醇（EG）；二甲亚砜（DMSO）；环丁砜（Sulpholane）和丙三醇（Glycerol）。表2.2各种萃取剂和待分离组分的介电常数和沸点介电常数沸点/℃ET25.782.50TBA11.578.32Water78.5100EG38.7197.85DMSO48.9189环丁砜43.3287.31,2-丙二醇32.0187.31,3-丙二醇35.0214丙三醇42.5290.9Table2.2Dielectricconstantandboilingpointofeachcomponentinthesystemtobeseparatedandcommonextractant用Aspenplus软件计算并绘图，将各萃取剂添加进溶剂比都是1：1的水-乙醇、水-叔丁醇和乙醇-叔丁醇三个物系，得到了这三种物系的汽液平衡组成。如图2.2所示：在图(a)中水-乙醇物系中，乙二醇、环丁砜和丙三醇四个物系中的相对挥发度或多或少有了直接的变化，其中二甲亚砜（DMSO）的变化在四者里最为不明显。在图(b)中水-叔丁醇物系中，明显看出二甲亚砜和丙三醇变化最为明显，能够高效的提高组分的相对挥发度，乙二醇的效果一般，而环丁砜没什么变化。在图(c)中乙醇-叔丁醇物系中，除了二甲亚砜效果比较差以外，其他三者对组分相对挥发度较好的增加。所以经过三图分析得出，乙二醇和丙三醇分离效果比较不错，但另一方面可知丙三醇有着较高的沸点（290.9℃），结合需要环保和热工程因素，得到了最终对萃取剂的选择：乙二醇[20]。图2.2常压下不同萃取剂存在下的待分离物系汽液平衡相图（a）水-乙醇；（b）水-叔丁醇；（c）乙醇-叔丁醇Fig.3.2Vapor-liquidequilibriumphasediagramofthesystemtobeseparatedinthepresenceofdifferentextractantsatatmosphericpressure(a)Water-ethanol;(b)water-tert-butylalcohol;(c)Ethanol-tert-butanol2.3物性方法的选择乙醇-叔丁醇-水体系是典型的醇-水共沸体系，但存在着较大的缺陷。所以选择物性的方法起到了关键的作用来提高模型用来计算的准确程度。有三种模型适合该体系，NRTL、UNIQUAC和Wilson模型[17]。下图2.3显示了使用AspenPlus中内置的二元相互作用参数的UNIQUAC模型计算的气液平衡数据与系统实验数据之间的差别。根据图中实际走线与模型走线轨迹趋势基本符合。所以采用UNIQUAC模型计算该物系的物性数据。图2.3汽液平衡相图（a）水-乙醇；（b）水-叔丁醇；（c）乙醇-叔丁醇Fig.3.1Vapor-liquidequilibriumphasediagram(a)Water-ethanol;(b)water-tert-butylalcohol;(c)Ethanol-tert-butanolUNIQUAC方程：其中：2.4模拟的工艺流程图图2.4共沸精馏模拟计算流程图Fig.2.4Flowchartofazeotropicrectificationsimulation图2.4模拟了共沸精馏塔的工艺过程。进料条件与其他精馏工艺相同，先是由C1塔的一块板进入原料混合物，水从塔底出来，共沸物从塔顶蒸出。之后进入C3塔并且进行精馏，液相部分流出，并且有两部分，一部分再回到C1塔，另一部分回流至C2塔，然后由热交换器（用来使热量从热流体传递到冷流体）回流至分相器，分相后，油相回流至C3塔，水相回流至C1塔。2.5塔的工艺条件优化图2.5共沸精馏塔Fig.2.5Azeotropicrectificationtower图2.5是共沸精馏塔的真实模型。图I、II、III三个部分分别对应C1、C2、C3塔，见图2.4。分选系数的比值是部分液相流进入列的主要部分的流动液总量与总蒸馏液总量的比例。NT1、NT2、NT3分别是C1、C2、C3列的理论板号；NF、Naq是初始进料位置和水相位置；BR1、BR2是柱C1的再沸系数。C2作为SL的液相分离系数；ωH2o-摩尔水的纯度，ωT-BUT是叔丁醇的摩尔纯度。本节根据图2.3所示对共沸精馏塔工艺流程参数进行调整优化，整改了各板块的理论塔板数量和进料的多少，来优化共沸精馏塔存在的量的变化以及产生的牵连作用。进料、定位、共沸加料位置、液相分离率、再沸率。图2.6优化流程Figure2.6Optimizationprocess2.5.1共沸塔1）C1理论板数通过绘制图表，将不同的C1塔的理论塔板数NT1、原料进料位置NF、水相进料位置Naq代入，进行变化操作。随着三个条件的变化，观察TAC和H2O的摩尔分数如何变化。初始理论塔板数设为1，记录在该理论塔板数下NF和Naq的最优值，同时对这些数据进行记录比对分析，所得结果如图2.7所示。图2.7NT1、NF、Naq对TAC和水的摩尔分数的影响Fig.2.7EffectsofNT1,NFandNaqonthemolefractionofTACandwater图2.7中：红线是NT1和水摩尔分数的关系曲线，中黑线是NT1和TAC的关系曲线，同时对应着不同的NF和Naq。当理论塔板数为6,原料进料位置在3,水相进料位置在4时，可以用水来分离，水的摩尔分数大并且TAC也很小。2）C2理论板数同样操作于C2塔，通过绘制模拟图标，变化C2塔的理论塔板数，观察叔丁醇摩尔分率的变化。C2理论板数图2.8C2理论板数与产品纯度之间的关系Fig.2.8RelationshipbetweentheoreticalnumberofC2platesandproductpurity黑线为产品纯度和塔板数的关系，红线为水的纯度和塔板数的关系。随着C2塔板数目的增加，叔丁醇的摩尔分数逐渐增大，如图2.8所示。因为分离要求要是产品的纯度＞0。9990，通过观察横坐标C2塔板数在32时，此时叔丁醇的摩尔分数符合要求。而水的纯度一直保持不变，并不会受到影响，因为大部分水在C1塔蒸出后会与乙二醇共沸或进行回收再利用，不能进入C2塔。3）液相分流比此共沸高压精馏塔同时增加了液相回流分离比,不同的是应当注意折流板两侧在塔顶回流的比例。当其它分离条件相同时,调整丁醇液分比,改变再沸率相关值，达到符合分离的条件。为达到给定叔丁醇与蒸馏水的额定分离温度要求,观察了丁醇冷凝器的液相比和分离比、再沸器、TAC等。图2.9液相分流比对TAC的影响Fig.2.9InfluenceofliquidphasefractionalratioonTAC图2.9中显示，在液相分流比为0.90时，能达到TAC的最小值1.32左右。图3.0液相分流比对能耗的影响Fig.3.0Influenceofliquidphasefractionalratioonenergyconsumption研究了分离系数与共沸蒸馏塔能耗之间的关系。如图所示，C2塔的热负荷随着分流比提高而增加，C1塔反之则降低。因为C2液相流速也会随着分流的提高比而加快，冷凝器负荷也同时增加，而C1塔所需要流过的流量减小的话，需要的热负荷也就随之降低了。4）再沸比精馏塔的再沸比=。随着提馏段分馏液流量的降低，增加了回流液的流量，即提高了回流率，再沸比与之相比相似，对成本和分离率起到关键性作用。图3.1C1塔再沸比对水的摩尔分数的影响Fig.3.1InfluenceofreboilingratioofC1toweronthemolefractionofwater图3.1是C1塔再沸比水中摩尔分数的变化。结果表明，随着再沸比的增大，含水量逐渐增加；虚线标注，当摩尔分数大于2.7时，水达到分离要求，摩尔分数大于0.999，可见产物纯度较高，但能耗较大。图3.3C2塔再沸比对叔丁醇的摩尔分数的影响Fig.3.3EffectofreboilingratioofC2toweronthemolefractionoftert-butanol根据上图可以看出再沸比与叔丁醇摩尔分数成正比例关系，由虚线标出，当叔丁醇完全达到要求时，C2塔的再沸比为6.3左右。2.5.2萃取塔的优化常规双塔萃取精馏流程如图3.3所示，在25摄氏度时，将摩尔比例为1；5；4的TBA、ET、H2O在每小时100kmol的条件下进料。C1塔为萃取精馏塔，在其中进入TBA、H2O和萃取剂之后，TBA从顶部采出，H2O和萃取剂从塔釜采出，之后进入C2塔。C2塔为脱水塔，经脱水处理后顶部流出H2O，塔釜采出萃取剂。采出的多余萃取剂再次利用，重新进入C1和C2塔。图3.3叔丁醇-水萃取精馏流程图Fig.3.3Flowchartoftert-butanol-waterextractivedistillation回流比的优化：萃取精馏操作中的回流率举足轻重，因为回流率的改变会直接关系到塔顶产出物的浓度，也会牵连到再沸器产生的能耗，所以关系到了产出的结果和工作的成本消耗。图3.4显示了回流比对塔顶叔丁醇浓度和再沸器能耗的影响，塔板数定为40，给进板数23时，当回流比在1.1左右时，达到了产出物叔丁醇的浓度峰值。在1.1左侧产出浓度随回流比R的增大而增加。当回流比R在1.右侧1时，塔顶叔丁醇浓度出现相反的变化，如图3.4a。原因之一是在产品萃取中溶剂的使用量一定的程度情况下,提高萃取回流比不仅可以有效提高用于塔顶上水产品的萃取浓度,而在一定的程度回流比继续增大时,则可能会导致使产品萃取在溶剂中的浓度继续增大,从而获得使用于塔顶的水产品对天然水的直接挥发度大大减小,因此,在一定大的程度上,继续浓度增大时的回流比反而也会减少。如图3.4b所示，回流比与再沸器能耗几乎成直线正比例关系。回流比越大，回流塔的液体越多，自然需要增加更多的能耗。综上所述，在回流比为1.1时，为最佳。图3.4回流比对叔丁醇浓度（a）和再沸器能耗（b）的影响Fig.3.4Influenceofrefluxratioontert-butylalcoholconcentration(a)andreboilerenergyconsumption(b)进料位置优化：同样的先是将塔板数定为40，改变进料位置，观察对叔丁醇浓度和再沸器能耗的影响，寻找最佳进料位置[22]。从图3.5a中可以看出，随着NF增加，叔丁醇的浓度也同样增加，直到进料板数大于23时，叔丁醇的浓度能够在0.999，如果再一味的继续增加NF，产品浓度变化不大。如图3.5b所示，能量消耗随进料塔板数量的增加而降低。但原料塔板数量过多，提馏段的塔板数量就减少了，叔丁醇的回收比就会降低，原因在于塔底不易挥发物的浓度降低。综上所述，进料塔板数为23为最佳。图3.5恒沸物进料位置对叔丁醇浓度（a）和再沸器能耗（b）的影响[22]Fig.3.5Influenceofazeotropicfeedinglocationontert-butylalcoholconcentration(a)andreboilerenergyconsumption(b)2.5.3分析结果对于分离叔丁醇-水共沸物的分析理论数据，给出了优化后液相的具体数据和温度的控制。图3.6液相组成分布图Fig.3.6Compositiondistributionofliquidphase图3.8优化后精馏塔结构Fig.3.8Optimizeddistillationtowerstructure从C1塔各数据能看到，进料位置和塔板数都是可行的。可以将水进行分离，并且如图3.8，水从C1塔底部流出。从C2塔各数据也能看到，叔丁醇在图3.8的C2塔处也能够很好的分离，均达到了工艺计算控制的规定，每一塔段的塔板数都是合理的。在叔丁醇-水分离工艺过程模拟计算与优化后，对各理论板数、各组分进料位置、塔设计的各项数以及功耗上进行了优化，最终的结果见表3.8所示。表3.8SQP优化结果Table3.8SQPoptimizationresultsC1理论板数6液相分流比0.90C2理论板数32C1塔径/m0.88Feed进料位置4C2塔径/m1.55Aqueous进料位置4C1再沸器热负荷/MW1.70C1塔再沸比3.01C2再沸器热负荷/MW3.41C2塔再沸比6.29换热器负荷/MW5.07恒沸物进料位置23回流比1.1总塔板数40综上，本次研究了精馏塔的塔板数、共沸物位置、溶剂比例(S/F)、回流比、萃取剂加入量等因素对乙二醇萃取水+叔丁醇的影响。进料位置、溶剂进料位置、工作压力、溶剂进料温度、溶液进料温度、进料状态、进料量等[22]。4塔的设计4.1塔高、塔径、板间距的确定 （1）塔高塔顶空间高度：80cm，除雾器到汽提段喷嘴顶部的距离；130cm，塔顶空高度。装载空间高度：100cm，在汽提段顶部至精馏段填料底部。塔的总体高度：筒体封头17.5cm筒体高度精馏段和提馏段填料层高度为510cm，床控制器5cm，承重板4cm，液体再分流器22cm，除沫器12cm，液体分流器22cm，液体分流器上方空隙20cm，缸体与再沸器之间的过度筒节28cm，塔顶部空隙37cm。故筒体高度为660cm。再沸器高度240cm裙座高度190cm塔的总体高度为。（2）塔径分块式塔盘：因为塔径为2000mm＞800mm——干填料因子——液体粘度，——250Y型为0.291——液体气体质量流速，m/s——气体、液体密度——重力加速度，（3）板间距将板间距定为50厘米，上液层高度为7厘米，差值得出43厘米。塔径的计算还要用到空塔气体的流动速度u=（安全系数）×u（最大值）=（0.6-0.8）u（最大值）。u（最大值），史密斯关联图查出C。4.2理论塔板数的计算（1）相平衡方程如何获得从手册中获得叔丁醇-水体系的汽液平衡数据，平均相对挥发度计算如下：α=2.475.所以相平衡方程是（2）计算进料的液体分数Q进料温度为25℃℃,泡点为92.31℃露点为98.94℃.所以所以q线方程为（3）求最小回流比及操作回流比。联立q线与相平衡曲线方程的交点Q的坐标为＝0.748，＝0.547故最小回流比为取操作回流比为（4）求精馏塔的气、液相负荷（进料：q=1.277）（5）求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为（6）逐板法求理论板前面求得=2.475相平衡方程=0.991同理：表4.1理论塔板数1-9计算able4.1Theoreticaltraynumber1-9calculationynxnyn+110.9910.9780170.98243620.9824360.9576270.96830.9680.924370.94445440.9444540.8729340.90803750.9080370.7995780.85610160.8561010.7062080.78999570.7899950.6031610.71703880.7170380.5058940.64817390.6481730.4267260.592122因为＜精馏段理论板。进料板位置在第9块塔板。同理：<所以提留段理论板表4.2理论塔板数10-16计算Table4.2Calculationoftheoreticaltraynumber10-16ynxnyn+1100.6481730.4267260.535515110.5355150.3177910.397277120.3972770.2103090.260882130.2608820.1248120.152386140.1523860.067720.079937150.0799370.0339130.037036160.0370360.0153020.013418则整塔板数（不含再沸器）。4.3实际塔板数计算（1）全塔效率的计算采用"的精馏塔效率关联图"将全塔效率关联成的函数，近似式为液体平均粘度为（查表得各组分黏度=0.269，=0.277）（2）计算实际塔板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数总实际板层数进料板在第16块板。4.4溢流装置设计为防止从下降管底部漏出气体，下降管必须具有一定液封高度。降池底至下塔板的距离H0应小于溢池高度HW，一般HW-H0=6~12mm。但是，HW=20mm,H0=14mm，也就是HW-H0=6mm的设备的进口，这是一个下限，给生产带来很大的困难。不小心就会影响盘子的使用效率。当堰高HW增大时，塔板上液层高度增大，压降增大；如果h降低，流量将被阻断，压降将增加。因此，如果我们想通过提高hw或降低h0来提高hw-h0值，就有可能增加压降，导致提前注水。另外，上清液层高对气液接触时间和流经塔板的压力降有直接影响。上清层高h=溢流堰高度HW=溢流堰液流高度。但是这一点可以从方程式中得到[23]。溢流堰长度：LW=（0.6-0.8）d，单溢流堰长为0.7d=0.7×1.6=1.12出口堰高：堰上液层高度：降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速故降液管底隙高度设计合理。4.5浮阀布置设计浮球阀有F1型、十字型、v-4型、a型、v-O型等多种形式，目前应用最广泛的是F1型（相当于国外的v-1型）。F1型分为重型阀（代号Z）和轻型阀（代号q），分别由不同厚度的薄板制成。前者重约32克，最常用；后者适用于大容量、低阻力的系统，如真空塔。v-4型与F1型基本相同，除了有发光阀外,唯一的主要区别在于是装在塔板上的排气阀孔需要做成一个向下弯曲的达尔文丘里型,以有效减少惰性气体通过整个阀孔的径向阻力,主要用于真空塔。两种阀孔的直径为39mm。阀孔分为直线排列和交错排列，形状一般是等边三角形。中心孔距有很多种，多见的一般有75、100、125、150mm等。在交错排列的情况下，一般认为两相接触的条件最好。对大塔体，采用块式结构，阀孔也可布置成等腰三角形，错开不方便。在这种情况下，将底部大小不再变化。但是塔中气体流速不稳定，可以设置成一排重阀和一排轻阀，这样塔的操作更为方便，更易变通。阀孔的气速决定了浮阀数n，已知了气体的流速和阀孔直径。即可根据下式求得：气体在节流孔中的速度通常取决于在节流孔中动能系数。，是通过阀孔气体的密度，是通过阀孔的速度。从提升效率、压降和容量方面入手，表明当阀门开启得刚刚完全时=8～12，因此阀孔气体速度合适：①塔板分块因D≥800mm，故塔板采用分块式。查下表得，塔极分为4块。表4.3分块式塔板数目Table4.3Numberofblocktrays塔径/mm800～12001400～16001800～20002200～2400分块数目3456②边缘稳定区宽度的确定取WS=WS=0.10mWC=0.050m③浮阀数目，阀孔和塔板的设计动能因子F0=12精馏段：浮阀在每一层塔板上的数目鼓泡面积：其中R=D/2–WC=1.6/2–0.05=0.75mx=D/2–（Wd+WS）=1.6/2–0.151=0.649m4.6冷凝器实验设计用到管壳式冷凝器以排出冷凝液。用气凝水倒流，减少了液膜，提高了换热系数，使用面积小，降低了材料成本。冷凝器的传热面积和冷却水的用量：塔顶温度℃冷凝水℃℃产品出口温度℃则℃℃，气体流量，密度取传热系数传热面积冷凝水流量4.6再沸器塔底温度℃，用℃的蒸汽，釜液出口温度℃根据工程实际，选择传热系数为传热温差℃气体流量密度则当℃时传热面积冷凝水流量5结论综上所述，叔丁醇-水共沸体系中存在最小共沸点，所以对于丁叔丁醇如何快速有效的脱水有着很多的研究。本文的同样是为叔丁醇在工业制造产生中研究更有利于分离的溶剂。展示了乙二醇在分离水和叔丁醇共沸体系中的汽液平衡行为。主要研究内容和心得如下：（1）以乙二醇为萃取剂，采用萃取精馏和共沸工艺，研究了理论塔板数、共沸物进料位置、回流比、溶剂用量和溶剂用量对塔顶产品纯度和再沸器热负荷的影响。研究了水和叔丁醇共沸萃取精馏的基本操作条件。（2）采用共沸精馏塔分离叔丁醇和水。对理论塔板数、原料进料位置、共沸物进料位置、液相分流比、再沸器比等工艺参数进行了优化。通过SQP算法得到了最优条件。本文从热力学的角度对低共熔剂的分离性能进行了研究，但对低共熔剂的密度、声速、粘度、电导率、折射率等物理性质的研究还不够深入，这是今后研究的重点。溶剂水分占比率对萃取精馏所得产出物的纯度有直接的关系，共熔性相对较低的溶剂在萃取精馏过程中，考虑到溶剂的可重生属性。重新利用共熔点较低的溶剂大部分采用降低压力分级精馏，可按实际效果来看，降低压力分级精馏。故而低共熔剂在工业企业使用领域仍需要加强，效率更高的相关溶剂多次循环利用技术的大力研发。本研究为低共熔溶剂在萃取精馏水+叔丁醇共沸体系中的应用提供了可靠的理论依据。参考文献[1]张远鹏,王晓红,洪娟,等.共沸物分离的精馏-膜分离集成工艺策略[J].青岛科技大学学报:自然科学版,2020(4):70-75.[2]BhatnagarBS,SonjeJ,ShalaevE,etal.Arefinedphasediagramofthetert-butanol–watersystemandimplicationsonlyophilizationprocessoptimizationofpharmaceuticals[J].PhysicalChemistryChemicalPhysics,2020,22.[3]LiuY,SongS,FengW,etal.SimulationStudyonExtractionDistillationProcessofHexane-ethylAcetateAzeotrope.ShandongChemicalIndustry,2019.[4]BaiguzinFA,BurmistrovDA,KuznetsovVA,etal.Theoreticaldescriptionandnumericalmodellingofdehydration