蒸餾塔在工業中的應用案例

『壹』 工廠如何製作蒸餾水

工廠製作蒸餾水
用蒸餾法，並配合以下一些措施，可以獲取質量較高的蒸餾回水。

①排去答初始餾分（約占原水的20%），因為揮發組分主要集中在初始餾分中。
②排去殘留部分（約占原水的20%），因為很多不揮發組分集中在殘留水中。
③添加某些物質以利於蒸餾。例如，添加NaOH，使水中的CO2變成難揮發組分，添加KMnO4可氧化水中的有機物
工業制蒸餾水是將水蒸餾、冷凝的水，蒸二次的叫重蒸水，蒸三次的叫三蒸水。有的時候為了特殊目的，在蒸之前加入特殊試劑。經過多級蒸餾才能達到很純，成本相對較高。

蒸餾水就是將水蒸餾、冷凝的水，蒸二次的叫重蒸水，三次的叫三蒸水。低耗氧量的水，加入高錳酸鉀與酸工業蒸餾水是採用蒸餾水方法取得。

『貳』 精餾塔的超重力精餾塔

近年來出現抄的超重力精餾技襲術，利用高速旋轉產生的數百至千倍重力的超重力場代替常規的重力場，極大地強化氣液傳質過程，將傳質單元高度降低1個數量級。從而使巨大的塔設備變為高度不到2米的超重力精餾機，達到增加效率、縮小體積的目的。超重力精餾改變了傳統的塔設備精餾模式，只要在室內廠房裡就可以實現連續精餾過程。對社會的發展而言可節省鋼材資源，延長地球資源的使用年限；對企業的發展而言，可以節約場地與空間資源，減少污染排放，提高產品質量，改善經營管理模式，降低生產勞動強度，增加生產的安全性。

『叄』 誰能給我說下萃取 蒸餾 精餾塔 發正就是化工廠一般用的一些工藝 誰給我說下 感激~~~

萃取又稱溶劑萃取或液液萃取（以區別於固液萃取,即浸取），亦稱抽提（通用於石油煉制工業），是一種用液態的萃取劑處理與之不互溶的雙組分或多組分溶液，實現組分分離的傳質分離過程，是一種廣泛應用的單元操作。 利用相似相溶原理，萃取有兩種方式：
液-液萃取，用選定的溶劑分離液體混合物中某種組分，溶劑必須與被萃取的混合物液體不相溶，具有選擇性的溶解能力，而且必須有好的熱穩定性和化學穩定性，並有小的毒性和腐蝕性。如用苯分離煤焦油中的酚；用有機溶劑分離石油餾分中的烯烴； 用CCl4萃取水中的Br2.
固-液萃取，也叫浸取，用溶劑分離固體混合物中的組分，如用水浸取甜菜中的糖類；用酒精浸取黃豆中的豆油以提高油產量；用水從中葯中浸取有效成分以製取流浸膏叫「滲瀝」或「浸瀝」。
雖然萃取經常被用在化學試驗中，但它的操作過程並不造成被萃取物質化學成分的改變（或說化學反應），所以萃取操作是一個物理過程。
萃取是有機化學實驗室中用來提純和純化化合物的手段之一。通過萃取，能從固體或液體混合物中提取出所需要的化合物。 蒸餾指利用液體混合物中各組分揮發性的差異而將組分分離的傳質過程。將液體沸騰產生的蒸氣導入冷凝管，使之冷卻凝結成液體的一種蒸發、冷凝的過程。蒸餾是分離混合物的一種重要的操作技術，尤其是對於液體混合物的分離有重要的實用意義。
蒸餾的特點
1、通過蒸餾操作，可以直接獲得所需要的產品，而吸收和萃取還需要如其它組分。
2、蒸餾分離應用較廣泛，歷史悠久。
3、能耗大，在生產過程中產生大量的氣相或液相。
蒸餾的分類
1、按方式分：簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾
2、按操作壓強分：常壓、加壓、減壓
3、按混合物中組分：雙組分蒸餾、多組分蒸餾
4、按操作方式分：間歇蒸餾、連續蒸餾
四, 蒸餾的主要儀器:蒸餾燒瓶,溫度計,冷凝管,牛角管,酒精燈,石棉網,鐵架台,錐形瓶,橡膠塞 精餾塔是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據操作方式又可分為連續精餾塔與間歇精餾塔。
蒸氣由塔底進入，與下降液進行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(低沸點)組分不斷地向蒸氣中轉移，蒸氣中的難揮發(高沸點)組分不斷地向下降液中轉移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發組分則愈富集，達到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為迴流液返回塔頂進入精餾塔中，其餘的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發後，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜殘液取出。
精餾原理蒸餾的基本原理是將液體混合物部分氣化,利用其中各組份揮發度不同（相對揮發度，α）的特性，實現分離目的的單元操作。蒸餾按照其操作方法可分為：簡單蒸餾、閃蒸、精餾和特殊精餾等。 本節以兩組分的混合物系為研究對象，在分析簡單蒸餾的基礎上，通過比較和引申，講解精餾的操作原理及其實現的方法，從而理解和掌握精餾與簡單蒸餾的區別（包括：原理、操作、結果等方面）。是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據操作方式又可分為連續精餾塔與間歇精餾塔。

『肆』 反應蒸餾技術及反應蒸餾技術在化工生產中的應用

E1, E2, E3, E4—換熱器F1, F2, F3—閃蒸罐EX1—膨脹裝置T1—精餾塔R1—反應罐FEED1—初始混合氣體
FEED2—苯PRODUCT1—主要產品甲烷PRODUCT2—主要產品枯烯BOTTOMS—尾氣
罐中出來的上部氣體S10中主要為甲烷、乙烷
和未反應完全的丙烯, 進一步冷凝後作兩相分
離, 氣體尾氣BOTTOMS 中主要為乙烷和丙
烷, 液體S12中含有丙烯迴流進入反應罐。
2熱力學方法的選擇
在化工流程模擬軟體PRO / II中, 需要通
過不多的已知物性數據對物系的熱力學性質和
傳遞性質進行估算, 估算的准確與否將直接影
響模擬結果的准確性。選擇適當的物性方法經
常是決定模擬結果的精確度的關鍵步驟, 選用
不恰當的物性方法將得到錯誤的計算結果。對
於絕大多數煉油和石化裝置, 所處理的物系均
為烴類系統和石油餾分, 其中可能含有一些非
烴氣體, 如氫氣、空氣、二氧化碳、一氧化
碳、硫化氫等。這些都可以認為是非極性物
質。對於非極性物質, 可以選用狀態方程來計
算熱力學性質。迄今為止, 文獻上發表的狀態
方程已上百個, 但是經常使用的方程只有十來
個, 而最重要、最符合本模型的僅僅2～3個。
現選用不同的熱力學方法進行估算。
211Soave - Redliofi - Kwong狀態方程( SRK
方程)
該方程是Georgi Soave在1972年發表的,
其計算公式如下:
P =
RT
V - b
-
a ( T)
V (V + b)
式中b = Σi
xi bi
bi = 0108664RTci /Pci
Tci、Pci ———成分i的臨界溫度和臨界壓
力
a ( T) = Σi
Σj
XiXj ( ai aj ) 1 /2 (1 - Kij )
ai = aciαi
aci = 0142747 (RTci ) 2 /Pci
αi
015 = 1 +mi (1 - Tci
015 )
mi = 01480 + 11574ωi - 01176ωi
2
ωi ———成分i的離心因子
Kij ———成分i和j的二元交互作用參數
希臘字母α的導入是為了改善純組分蒸
汽壓力的預測, 而聯合公式通過Kij的導入來
計算a ( T)是為了改善混合物的壓力預測。使
28 化工流程模擬在蒸餾與反應流程中的應用
用Soave公式預測混合物包括兩個步驟: 第
一, 這個組分的偏心因子ωi 對每個組分都是
已調諧的, 這樣組分的蒸汽壓力可以精確預
測; 第二, 字母Kij是組分i和j的二元交互系
統的實驗數據所確定的, 以便相平衡能夠匹
配。輸入各單元參數和原工藝條件後運算結果
見表1。
表1 選用SRK方程模擬運算後結果
流體名稱FEED1 FEED2 PRODUCT1 PRODUCT2 BOTTOMS
流量
kmol·h - 1 1300197 350 759104 403132 172147
成分
甲烷01576 01000 01986 01000 01005
乙烷01077 01000 01011 01026 01535
丙烷01057 01000 01000 01057 01293
丁烷01009 01000 01000 01015 01030
丙烯01281 01000 01003 01034 01136
枯烯01000 01000 01000 01784 8107 ×10 - 6
苯01000 11000 01000 01840 01001
212Peng - Robinson狀態方程( PR方程)
該方程於1976 年由Peng和Robinson 提
出, 這是另一個立方型狀態方程:
P =
RT
V - b
-
a ( T)
V (V + b)
式中b = Σi
xi bi
bi = 0107780RTci /Pci
Tci、Pci ———成分i的臨界溫度和臨界壓
力
a ( T) = Σi
Σj
XiXj ( ai aj ) 1 /2 (1 - Kij )
ai = ac iαi
aci = 0145724 (RTci ) 2 /Pci
αi
015 = 1 + ni (1 - Tci
015 )
ni = 01480 + 11574ωi - 01176ωi
2
ωi ———成分i的離心因子
Kij ———成分i和j的二元交互作用參數
代入與SRK方程相同的數據運算模型, 結果
見表2。
表2 選用PR方程模擬運算後結果
流體名稱FEED1 FEED2 PRODUCT1 PRODUCT2 BOTTOMS
流量
kmol·h - 1 1300197 350 749125 405101 170155
成分
甲烷01576 01000 01982 01000 01005
乙烷01077 01000 01013 01028 01478
丙烷01057 01000 01000 01059 01292
丁烷01009 01000 01000 01015 01029
丙烯01281 01000 01005 01035 01195
枯烯01000 01000 01000 01780 915 ×10 - 6
苯01000 11000 01000 01830 01001
213Benedict - Webb - Rubin - Starling狀態方
程(BWRS方程)
該方程於1973年由Starling提出, 計算公
式為:
P =ρRT + (B0 RT -
A0 C0
T2 -
E0
T4 )ρ2
+ ( bRT - a -
d
T
)ρ3 +α( a +
d
T
)ρ6
+
cρ3
T2 (1 + rρ2 ) exp ( - rρ2 )
對此方程進行運算, 所得結果為模型運行錯
誤。
根據兩種方法計算結果與實際情況的比
較, SRK熱力學方法比PR熱力學方法在本模
型中更接近實際, 故優先選用。
3工藝優化
運用化工流程模擬軟體可以很方便地修改
工藝參數, 從而得出更好的工藝。
311改變S4的進料位置
S4為初始混合流體冷凝閃蒸後的液態混
合物, 改變其進入蒸餾塔塔板的位置, 綜合比
較各產品和剩餘氣體的流量、濃度, 從而得到
最佳進料點。模擬運算結果見表3。
從表3可以看出, 根據產品甲烷的濃度和
尾氣枯烯的含量對比, 物料S4的最佳進料位
置為蒸餾塔塔板的第4層。
312改變蒸氨後換熱器E3、E4的換熱溫度
換熱器E3、E4的換熱溫度改變後, 產品
《化工裝備技術》第28卷第4期2007年29
表3 選用PR方程模擬運算後結果
進料塔
板位置
甲烷流量
kmol·h - 1
甲烷
濃度
%
枯烯流量
kmol·h - 1
枯烯
濃度
%
尾氣枯烯
含量
×10 - 6
第1層74813022 98153 31519965 77178 810865
第2層74813057 98155 31611300 78138 810683
第3層74813071 98157 31611293 78138 810557
第4層74813073 98157 31611291 78138 810547
第5層74813075 98156 31611290 78137 810551
第6層74813074 98156 31611289 78137 810556
第7層74813072 98155 31611287 78137 810552
和尾氣中枯烯的流量和濃度及迴流進入反應罐
的迴流流量也相應改變, 運算後結果見表4、
表5, 綜合比較可得最佳溫度控制點。
表4 換熱器E3換熱溫度的改變
溫度
℃
產品枯烯
流量
kmol·h - 1
產品枯烯
濃度
%
尾氣流量
kmol·h - 1
尾氣枯烯
含量
×10 - 6
S12迴流
流量
kmol·h - 1
35 31611291 78138 17212960 810547 714290
40 31614791 79147 17710329 810236 1014540
45 31618976 80147 18019907 810753 1413566
50 31714018 81139 18413300 811881 1913543
55 31719984 82104 18710697 813625 2516565
60 31813206 82155 18912116 816035 3814790
從表4可以看出, 隨著換熱器E3換熱溫
度的升高, 產品枯烯的產量和濃度增加, 尾氣
中枯烯的濃度也升高, 但變化不是很大, 只是
迴流流量增加較快, 選擇換熱溫度為50℃。
表5 換熱器E4換熱溫度的改變
溫度
℃
產品枯烯
流量
kmol·h - 1
產品枯烯
濃度
%
尾氣流量
kmol·h - 1
尾氣枯烯
含量
×10 - 6
S12迴流
流量
kmol·h - 1
- 25 31714018 81139 18413300 811881 1913543
- 28 31716092 81119 18218178 410633 3415521
- 29 31717248 81108 18119248 310836 4416888
- 30 31718947 80194 18017796 212878 6011557
- 31 31811412 80177 17911549 116735 8319138
- 32 31815234 80158 17619915 112163 12117759
分析表5的數據可以得到, 溫度越高, 雖
然產品中枯烯的濃度越高, 但尾氣中枯烯的含
量也越高, 當溫度過低時, 在產品濃度降低的
同時, 迴流量也加大了, 迴流管線的負荷也就
較大。所以綜合考慮, 選擇換熱器E4的冷卻
出口溫度為- 30℃。
313調節苯的加入量
根據蒸餾後塔底流體的丙烯含量, 再考慮
迴流流體中的丙烯及苯的含量, 調節苯的加入
量。
從表6可以看出, 隨著原料苯的增多, 產
品丙烯的產量有所提高, 其濃度變化不大, 尾
氣中丙烯的含量也增加了。根據表6數據, 苯
的加入量控制在365kmol/h左右為最好。
表6 調節苯的加入量
苯流量
kmol·h - 1
產品枯烯
流量
kmol·h - 1
產品枯烯
濃度
%
尾氣流量
kmol·h - 1
尾氣枯烯
含量
×10 - 6
S6迴流
流量
kmol·h - 1
350 31718947 80194 18017796 212878 6011557
360 32616796 81109 17119535 215423 4910288
365 33110751 81117 16715021 216837 4411746
370 33514825 81125 16311646 218253 3919938
380 34413002 81143 15414345 311396 3216252
390 35311362 81161 14518579 314811 2616930
314優化前後數據對比
比較優化前後產品的流量和濃度, 以及尾
氣中有毒氣體枯烯的含量, 從表7 中可以看
出, 優化後產品中枯烯的濃度得到提高, 尾氣
中枯烯的含量也降低到規定的標准之下。
表7 優化前後數據比較
甲烷流量
kmol·h - 1
甲烷
濃度
%
枯烯流量
kmol·h - 1
枯烯
濃度
%
尾氣流量
kmol·h - 1
尾氣中
枯烯含量
×10 - 6
優化
前
74813057 98155 31611300 78138 17214739 810683
優化
後
74813073 98157 33110751 81117 16715021 216837
4結束語
(1 ) 選擇了最符合本模型的熱力學方
法, 對工藝流程進行了優化。
(2) 提高了產品的濃度和流量, 尾氣中
枯烯的含量也控制在規定范圍以內。
(3) 為工藝控制提供理論依據, 實際生
產中還可以通過調節換熱器(E3、E4)的換熱溫

『伍』 減壓蒸餾的原理是什麼

液體的沸點是指它的蒸氣壓等於外界大氣壓時的溫度。化合物的沸點總是隨外界壓力的不同而變化，某些沸點較高的(200℃以上)的化合物在常壓下蒸餾時，由於溫度的升高，未達到沸點時往往發生分解、氧化或聚合等現象。

此時，不能用常壓蒸餾，而應使用減壓蒸餾。通過減少體系內的壓力而降低液體的沸點，從而避免這些現象的發生。許多有機化合物的沸點在壓力降低到1.3-2.0kPa(10-15mmHg)時，可以比其常壓下沸點降低80℃-100℃。

因此，減壓蒸餾對於分離或提純沸點較高或性質不太穩定的液態有機化合物具有特別重要的意義。

工業規模應用

真空蒸餾在工業上有幾個優點，沸點相近的混合物可能需要多個平衡級來分離出關鍵的物質，而真空蒸餾可以減少平衡級的數目。煉油廠中使用的真空蒸餾塔直徑可達約14米，高度可達50米，每天可處理160 000桶原油。

在大多數系統中，壓力降低而相對揮發度升高。真空蒸餾增加了許多應用中關鍵產物的相對揮發度，相對揮發度越高，就越容易分離不同產物。這意味著真空蒸餾可以通過更少的步驟達到蒸餾塔相同的分離效果。

在高溫下，一些反應的反應產物會發生進一步反應，真空蒸餾在工業上還可以在低壓下降低分離物質所需的溫度。

以上內容參考網路-減壓蒸餾

『陸』 精餾塔的工作原理

原理：利用混合物中各組分具有不同的揮發度，即在同一溫度下各組分的蒸氣壓版不同這一性質，使液相權中的輕組分(低沸物)轉移到氣相中，而氣相中的重組分(高沸物)轉移到液相中，從而實現分離的目的。

無論是平衡蒸餾還是簡單蒸餾，雖然可以起到一定的分離作用，但是並不能將一混合物分離為具有一定量的高純度產品。在石油化工生產中常常要求獲得純度很高的產品，通過精餾過程可以獲得這種高純度的產品。

(6)蒸餾塔在工業中的應用案例擴展閱讀

精餾塔產品質量指標選擇有兩類：直接產品質量指標和間接產品質量指標。精餾塔最直接的產品質量指標是產品成分。成分檢測儀表發展很快，特別是工業色譜儀的在線應用，出現了直接控制產品成分的控制方案，此時檢測點就可以放在塔頂或塔底。

然而由於成分分析儀表價格昂貴，維護保養麻煩，采樣周期較長(即反應緩慢，滯後較大)而且應用中有時也不太可靠，所以成分分析儀表的應用受到了一定的限制。因此，精餾塔產品質量指標通常採用間接質量指標。

『柒』 精餾設備的精餾塔

完成精餾操作的主體設備。塔體為圓筒形，塔內設有供氣液接觸傳質用的塔板（見板式塔）或填料（見填充塔）。在簡單精餾塔中，只有一股原料引入塔中，從塔頂和塔底分別引出一股產品。隨化工生產的發展，出現了多股進料和多股出料或有中間換熱的復雜塔。在實際生產中，常有組分相同而組成不同的幾宗物料都需要分離。如果把這些物料混合以後進行分離，則能耗較大。為此可在塔體適當位置設置多個進料口，將各宗物料分別加入塔內。例如裂解氣深冷分離的脫甲烷前冷流程，就是將四宗組成和溫度都不相同的液化裂解氣在不同位置送入脫甲烷塔進行精餾的。在精餾塔內，氣液兩相的組成沿塔高逐漸發生變化。因此，在塔體不同高度上設置出料口，可以得到組成不同的產品，這稱為側線出料。石油煉制工業中的常壓塔和減壓塔，就是通過側線出料得到不同產品的實例。
在精餾塔內氣液兩相的溫度自上而下逐漸增加，塔頂最低,塔底最高。如果塔底和塔頂的溫度相差較大,可在精餾段設置中間冷凝器,在提餾段設置中間再沸器，以降低操作費用。供熱費用取決於傳熱量和所用載熱體的溫位。在塔內設置的中間冷凝器，可用溫位較高、價格較便宜的冷卻劑，使上升氣體部分冷凝，以減少塔頂低溫冷卻劑的用量。同理，中間再沸器可用溫位較低的加熱劑，使下降液體部分汽化，以減少塔底再沸器中高溫加熱劑的用量。

『捌』 蒸餾過程單塔操作和多塔操作有什麼不同

蒸餾流程的確定應根據成品質量的要求與發酵成熟醪的組成。在保證產品質量的前提下要盡可能地節省設備投資與生產費用，並要求管道布置簡單，工作操作方便。

(一)單塔式蒸餾

用一個塔從發酵成熟醪中分離獲得酒精成品，稱為單塔蒸餾。它適用於對成品質量與濃度要求不高的工廠。

(二)兩塔蒸餾

若利用單塔蒸餾製造濃度很高的酒精，則塔需要很多層塔板，於是塔身很高，相應的廠房建築也要很高。另外這樣的單塔蒸餾酒糟很稀，用作飼料諸多不便。為了降低塔身高度和提高成品濃度，把單塔分做兩個塔，分別安裝，這就是兩塔流程。

粗餾塔的作用是將乙醇從成熟醪中分離出來，並排除酒糟。精餾塔的作用是濃縮乙醇和排除大部分雜質。

兩塔流程又有氣相進塔和液相進塔兩種型式，氣相進塔系粗餾塔發生的酒汽直接進入精餾塔，這種方式生產費用較低，為澱粉質原料廠所採用。液相進塔則系粗餾塔發生的酒汽先冷凝戍液體，然後進入精餾塔，這種方式由於多一次排醛機會，成品質量較好，適用於糖蜜酒精廠。

1．氣相進塔的兩塔流程 如圖1—42所示。成熟醪用泵自醪池進入預熱器3，與精餾塔來的酒精蒸汽進行熱交換，成熟醪被加熱至40℃左右，由醪塔頂部進入醪塔1，而醪塔底部用直接蒸汽加熱，使塔底溫度為l05—108℃，塔頂溫度為92—95℃，塔頂約50％(容量)的酒精蒸汽直接進入精餾塔2，被蒸盡酒精的成熟醪稱酒糟，由塔底部排糟器自動排出。

精餾塔底同樣亦用直接蒸汽加熱，使塔底溫度為105—107℃，塔中部溫度為92℃左右，醪塔來的粗酒精經提濃精餾後，酒精蒸汽由塔頂進入醪液預熱器3，未冷凝下的酒汽再進入第一、第二冷凝器4、5，冷凝液全部迴流入塔，部分還未冷凝的氣體則進入第三冷凝器6，該冷凝液里含的雜質較多，不再迴流入塔，作為工業酒精出售。沒有冷凝的為CO2氣體和低沸點雜質，由排醛管排至大氣中。

成品酒精在塔頂迴流管以下，即第4—6塊塔板上液相取出，經成品冷卻器12，檢酒器13，其質量達到葯用要求後送入酒庫。蒸盡乙醇的廢水稱余餾水，經排出管排至塔外。

這種兩塔流程，醪塔一般用2l—24塊塔板，精餾塔用56—70塊塔板，當然塔板數目還與塔板結構、安裝質量有關。如醪塔用雙沸式塔塔板，則2l層就可以，若用數個泡帽的，塔板數還可減少些。精餾塔板採用浮閥式則40—42層就夠了。

精餾塔的進料層為第14—18層塔板(自下向上數)，精餾塔除有提取成品、排除脂醛雜質任務外，還排除雜醇油。從精餾塔提取雜醇油的方法有兩種，一種是液相提取，即在進料層之上2—4層塔板，溫度為85—92℃的區域中提取。另一種是氣相取油。它在進料層以下2—4層塔板上提取，氣相取油，酒精質量較高，為我國南方工廠所採用，在北方則習慣液相取油。

雜醇油的分離，自塔內取出的粗雜醇油經冷卻器7再加水稀釋(經乳化器8)，含酒精10%(容量)以下時，粗雜醇油便分層，油浮在上面，送至儲存罐10中，下層的淡酒流至醪池中。雜醇油由儲存罐10利用位差經過鹽析罐11，以提高濃度。

2．液相進塔的兩塔流程 氣相進塔的優點是節省加熱蒸汽、冷卻水。但成熟醪含雜質較多時成品質量難保證。由於兩塔直接相通，相互影響較大，要求操作技術也較高。由於糖蜜發酵醪含雜質較多，所以一般都不採用氣相進塔方式。

液相進塔的工藝過程是：成熟醪經預熱器之後進入組餾塔，在塔內被加熱，酒精蒸發，在冷凝器冷凝成液體後，或直接流入精溜塔或迴流到粗餾塔再由粗餾塔頂層塔板液相取料至精餾塔。

液相進塔時，進料塔板上汽液兩相平衡，濃度較氣相進料時高，因此液相進塔時的進料位置要比氣相進料時高2—3層，否則塔底容易跑酒。

今以南方某糖蜜酒精廠為例，介紹液相進塔，氣相取雜醉油的兩塔流程，如圖1-43所示。

成熟醪經預熱器後從粗餾塔頂進入，塔底通入直接蒸汽進行蒸餾，成熟醪從上而下逐步降低酒精含量，最後由塔底排出。塔底排出的廢液含酒不應超過0.04%(容量)，塔頂蒸出的酒汽經預熱器，冷凝器變成液相，由酒精塔第18層入塔進行蒸餾。從進料層以下即第16、14、12層氣相提取雜醇油。塔頂蒸出的酒氣經第1、2、3冷凝器冷凝後迴流入精餾塔頂，即72層處。在第4冷凝器排除醛酒，與粗餾塔第4冷凝器排除的醛酒匯集一起，送入主發酵罐中，在第7l、70、69層板上液相提取酒精產品，粗餾塔和精餾塔底溫控制在104℃左右，塔頂分別控制在95℃和79℃。

(三)三塔蒸餾

兩塔流程無論是汽相過塔還是液相過塔，只能得到醫葯酒精。要獲得精餾酒精採用上述僅有濃縮設備的工藝流程是很難達到目的。三塔流程就是針對這缺點而改進的。三塔流程包括三個塔，一是粗韶塔，二是排醛塔又稱分餾塔，它安裝在粗餾塔與精餾塔之間，它的作用是排除醛脂類頭級雜質。三是精餾塔，它除有濃縮酒精提高濃度作用外，還繼續排除雜質，使能獲得精餾酒精。

三塔流程由於粗餾塔蒸餾出的粗酒精進入排醛塔，以及排醛塔的脫醛酒進入精餾塔的形式不同又可分為三類：

直接式 粗酒精由粗餾塔進入排醛塔以及脫醛酒進入精餾塔都是氣體狀態。

半直接式 粗酒精由粗餾塔進入排醛塔是氣體，而脫醛酒進入精餾塔是液體狀態。

間接式 粗酒精進入排醛塔以及脫醛酒進入精餾塔都是液體。

1．三塔直接式流程 由於粗酒精是蒸汽狀態進入排醛塔，再以氣體狀態進入精餾塔，所以它的排除雜質效率是不高的。另外還有可能將粗餾塔蒸汽中微量的成熟醪帶至精餾塔，致使所得的成品有不好的氣味。雖然這種流程熱能最經濟，由於上述缺點沒有推廣。

2．半直接式 熱能消耗雖然比直接式大些，但可以得到質量比較優良的成品，因此在我國酒精工業上得到廣泛的應用。其流程如圖1—44所示。成熟醪用泵自醪池經過預熱器1預熱後，進入粗餾塔2，這時蒸出的酒氣並不直接進入精餾塔而是先進入排醛塔3，脂醛類頭級雜質在乙醇濃度較低時精餾系數更大些，因此進入塔3的粗酒精濃度最好在35—40％(容量)之間，若酒度過高，有的廠還需加水稀釋。

排醛塔通常用較多的塔板層數（28—34)和冷凝面積很大的冷凝器，並採用很大的迴流比來提高塔頂酒精濃度。在13層(自下向上數)左右進料，塔頂控制在79℃，脂醛酒含酒精為95.8—96％(容量)，脂醛酒的提取量為成品的1.2—3％。

排醛塔底進入精餾塔的脫醛酒，由於採用直接蒸汽加熱和脂醛酒中酒精含量較高的緣故，其濃度較粗餾塔導出的粗酒精濃度略低，一般在30—35％(容量)之間。

脫醛液進入精餾塔4後，殘留的脂醛類頭級雜質隨乙醇蒸汽而上升，經冷凝器7、8、9，一部分由排醛管排至大氣，另一部分經冷卻器及檢酒器後進入工業酒精中。糖蜜酒精廠由於酯醛餾出物數量較大(主要含乙醛多)，則將其返回發酵罐中再次發酵，以增加酒精得率。

精餾塔頂蒸出的酒汽在冷凝器7、8冷凝後全部迴流人塔，成品酒精從塔頂迴流管以下2、4、6層塔板上液相取出。

雜醇油的提取方法與兩塔流程時一樣。

3．間接式三塔流程 它的成品質量比半直接式的高，還可以生產高純度酒精。這是由於粗餾塔蒸出的酒汽經冷凝成為液體，在這過程中可多一次驅除頭級雜質的機會。顯然生產費用要大些。無論澱粉原料還是糖蜜原料用半直接法的三塔流程都可獲得精餾酒精，因此間接式的三塔流程目前應用不很廣。

(四)白酒廠酒精蒸餾流程的商榷
目前我國酒精品種單一，故多採用雙塔流程就能滿足要求。現在酒廠的酒精車間都有一部分酒精用來生產白酒。有的廠在用代用原料時為了提高酒基質量，把已獲得的酒精經化學處理後再重蒸一次，質量有所提高，但費用也增加了。為了降低成本和減少操作過程，根據甲醇的特性，酒精濃度愈高時，其精餾系數愈大，即乙醇愈容易分離，建議酒廠的酒精蒸餾採用這樣的三塔式流程：粗餾塔、精餾塔、甲醇塔。當生產醫葯酒精時就用前面兩個塔，當生產白酒酒基時則用三個塔。把從精餾塔上部酒精濃度為85％左右含脂多的酒精液引入甲醇塔，甲醇塔可用填料塔，用間接蒸汽加熱，甲醇的精餾系數大於1，從塔頂排除，成品則從塔底流出，取濃度為85％(容量)左右，它含甲醇少，含脂多。至於雜醇油仍在精餾塔中取出，這樣精餾塔的操作重點放在取油上。這樣的三塔式可以一次蒸餾得到比醫葯酒精質量高的酒基，流程如圖1-45所示。

(五)蒸餾操作的控制
酒精蒸餾的流程不多，同一流程時控制點、控制參數都近似。操作上都必須嚴格控制進料、供汽、冷卻水的供應，以及取成品和雜酵油的量，使它們相互成為一定的平衡關系。如果在操
作上任意調整一個方面或操作條件中有一個變化，就會破壞這種平衡，造成生產過程混亂，甚至導致生產事故。因此操作上要求達到「三穩」：塔底壓力穩，控制點溫度穩，出酒量穩，才能達到產、質量的穩定。為了解蒸餾操作的控制，茲將各種連續蒸餾操作的一般標准摘錄如下，供參考。
1.兩塔流程，生產醫葯酒精。
(1)醪塔 蒸餾釜溫度為105—103℃，保證酒糟內不含酒精；蒸餾釜壓力為0.196—0.245萬帕斯卡（表壓）；進入精溜塔的酒精蒸汽溫度為93—95℃(醪塔頂溫度)。
(2)精餾塔 塔釜溫度為102—104℃；塔釜壓力為0.137—0.157萬帕期卡(表壓)；塔中部(取雜醇油區)溫度為86—93℃，比控制塔頂溫度靈敏。進入分凝器前塔頂酒精蒸汽之溫度78—79℃。第二冷凝器流至第三冷凝器的酒溫為35—40℃，這是保證成品質量的重要措施之一。
2．三塔流程，生產精餾酒精。
(1)醪塔 同兩塔流程。
(2)排醛塔 塔底溫度為84—86℃，由脫醛酒的濃度決定；塔底壓力為0.098萬帕斯卡(表壓)；塔頂溫度為78.5—79℃；第二冷凝器酒溫為40℃；脫醛酒濃度為36—38％(容量)；酯醛酒濃度為95.5—96%(容量)；酯醛酒的提取量為1.2-3%(對成品)。
(3)精餾塔 同兩塔流程。
3.蒸餾工藝條件決定的依據 上述各控制點的參數和設備結構，操作情況，產量，發酵成熟醪性質等有密切關系。
進醪速度和蒸汽耗量是由生產能力決定的，但也受到發酵成熟醪濃度的影響。醪塔和精餾塔底部的溫度和壓力是由塔板結構，塔內液面高度及保證不跑酒等因素決定。醪塔頂部溫度是由塔頂的酒精濃度，進醪的溫度及進醪量決定的。
各冷凝器的溫度由熱負荷分攤，並保證排醛管不跑酒等因素決定。
4．蒸餾操作 為了保證蒸餾設備的正常運轉與順利操作，最主要的是保證進醪、供汽、冷卻水三者間的平衡和穩定。其次是：成品提取、酯醛酒、雜醇油的提取部位，這對成品酒精質量以及減少蒸餾過程中的損失有很大的關系。現將其中幾個操作關鍵加以敘述。
(1)發酵成熟醪添加方式 醪液連續均勻地添加是保證醪塔穩定操作的主要條件之一，國
①在蒸餾工段最高層安裝高位槽，成熟醪用泵送入其中，醪液從高位槽經預熱器自動均勻地流入塔內。要注意的是應保持高位槽一定液位，一般用液面自動調節器控制。這種供醪方式比較簡單，其缺點在於發酵成熟醪中不能含有過多的固形物，否則可能發生管道堵塞現象。另外由於成熟醪時濃時稀現象，亦難避免，故澱粉質原料廠多不採用。
②第二種方法是用泵直接將醪液經預熱器後壓入塔內。常用的有蒸汽往復泵，醪液流量大小可通過蒸汽量的改變來達到。也有用離心泵送醪，但應裝迴流管來控制流量。要注意醪液的吸入高度不能大於1米，否則可能發生不良現象。
(2)加熱方式 酒精工廠常用的加熱方式有兩種：
①直接蒸汽加熱，採用鼓泡器或開孔蛇管。
②間接蒸汽加熱，一般用蛇管。
直接蒸汽加熱的優點在於熱能利用完全，操作比較靈敏。但是如果成品在塔底取出，例如甲醇塔就只能用間接加熱。這樣熱能利用要差些，但是可以保證酒精濃度，蒸汽冷凝水可用於鍋爐，對酒精質量也有好處。因為用直接蒸汽加熱時，如果水源有不良氣味，則會影響酒精質量。
酒糟余熱的回收利用：
分析醪塔的熱量平衡可以看出，加熱蒸汽消耗在成熟醪加熱，使它的溫度與從塔里排出的酒糟溫度相同，另外還消耗在各層塔板上，從醪液中驅出酒精。因此熱量從醪塔分作兩個流向排出，即隨著加熱到103—105℃的酒糟排出與隨著進入精餾塔的酒精蒸汽排出。
為了節約蒸餾成熟醪所用的蒸汽，有的廠利用真空裝置來蒸發冷卻酒糟，並利用回收的二次蒸汽去醪塔作加熱用。為了造成蒸發罐內的真空，並壓縮二次蒸汽，通常用蒸汽噴射器。
，蒸發罐里的酒糟由於噴射器所形成的負壓而沸騰，蒸發罐的壓力維持在5.88—7.84千帕斯卡絕對大氣壓，相當於150-300毫米汞柱。被冷卻至87—90℃的酒糟用泵抽出，或提高蒸發罐的位置，利用位壓排出。酒糟在沸騰時形成的二次蒸汽由噴射器吸入，與操作蒸汽混 合，降低到13.72—15.68千帕斯卡絕對大氣壓而進入醪塔中加熱，若操作蒸汽壓力不低於29.4千帕斯卡(絕)，上述裝置是有效的，一般可節約加熱蒸汽量的18％。

『玖』 工業生產中常利用連續生產等方法來提高生產效率，降低成本．圖1是工業合成氨與制備硝酸的流程：（1）簡述

（1）空氣中含有大量的氮氣，所以生成氨氣的原料N₂來源於空氣，H₂來源於焦炭與水蒸氣的反應產物水煤氣，
故答案為：N₂來源於空氣，H₂來源於焦炭與水蒸氣的反應；
（2）硝酸鎂加入到蒸餾塔中作吸水劑，濃硫酸能吸水，而且難揮發，所以選用濃硫酸，故答案為：A；
（3）由圖可知低溫主要產物為氮氣N₂，
生成NO的反應為放熱反應，升高溫度平衡向逆反應方向移動，NO的轉化率下降，
合成塔反應過程中產生NO，為充分利用，補充空氣會進一步與NO反應生成硝酸，
故答案為：N₂；生成NO的反應為放熱反應，升高溫度，平衡向逆反應方向移動，NO的產率下降；進一步與NO反應生成硝酸；
（4）由題目信息可知，NO、NO₂二者混合物與水反應生成亞硝酸，反應方程式為NO+NO₂+H₂O=2HNO₂；
亞硝酸再與尿素反應生成CO₂和N₂，反應方程式為CO（NH₂）₂+2HNO₂═CO₂↑+2N₂↑+3H₂O，
故答案為：NO+NO₂+H₂O=2HNO₂；CO（NH₂）₂+2HNO₂═CO₂↑+2N₂↑+3H₂O．

『拾』 簡述國內外精餾塔研究現狀、生產需求狀況

氣－液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可採用板式塔，也可採用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣－液傳質設備，其種類繁多，根據塔板上氣－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其後，特別是在本世紀五十年代以後，隨著石油、化學工業生產的迅速發展，相繼出現了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內外實際使用情況看，主要的塔板類型為篩板塔、浮閥塔及泡罩塔，而前者使用尤為廣泛。
在化工、煉油、醫葯、食品及環境保護等工業部門，塔設備是一種重要的單元操作設備。它的應用面廣、量大。據統計，塔設備無論其投資費還是所有消耗的鋼材重量，在整個過程裝備中所佔的比例都相當高，表1-1所示為幾個典型的實例。[4]
圖1-1 塔設備的投資及重量在過程設備中所佔得比例

裝置名稱

塔設備投資的比例%

裝置名稱

塔設備投資的比例%

化工及石油化工

25.4

60萬t，120萬t/a催化裂化

48.9

煤油及煤化工

34.85

30萬t/a乙烯

25.3

化纖

44.9

4.5萬t/a丁二烯

54