蒸馏塔在工业中的应用案例

『壹』 工厂如何制作蒸馏水

工厂制作蒸馏水
用蒸馏法，并配合以下一些措施，可以获取质量较高的蒸馏回水。

①排去答初始馏分（约占原水的20%），因为挥发组分主要集中在初始馏分中。
②排去残留部分（约占原水的20%），因为很多不挥发组分集中在残留水中。
③添加某些物质以利于蒸馏。例如，添加NaOH，使水中的CO2变成难挥发组分，添加KMnO4可氧化水中的有机物
工业制蒸馏水是将水蒸馏、冷凝的水，蒸二次的叫重蒸水，蒸三次的叫三蒸水。有的时候为了特殊目的，在蒸之前加入特殊试剂。经过多级蒸馏才能达到很纯，成本相对较高。

蒸馏水就是将水蒸馏、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，加入高锰酸钾与酸工业蒸馏水是采用蒸馏水方法取得。

『贰』 精馏塔的超重力精馏塔

近年来出现抄的超重力精馏技袭术，利用高速旋转产生的数百至千倍重力的超重力场代替常规的重力场，极大地强化气液传质过程，将传质单元高度降低1个数量级。从而使巨大的塔设备变为高度不到2米的超重力精馏机，达到增加效率、缩小体积的目的。超重力精馏改变了传统的塔设备精馏模式，只要在室内厂房里就可以实现连续精馏过程。对社会的发展而言可节省钢材资源，延长地球资源的使用年限；对企业的发展而言，可以节约场地与空间资源，减少污染排放，提高产品质量，改善经营管理模式，降低生产劳动强度，增加生产的安全性。

『叁』 谁能给我说下萃取 蒸馏 精馏塔 发正就是化工厂一般用的一些工艺 谁给我说下 感激~~~

萃取又称溶剂萃取或液液萃取（以区别于固液萃取,即浸取），亦称抽提（通用于石油炼制工业），是一种用液态的萃取剂处理与之不互溶的双组分或多组分溶液，实现组分分离的传质分离过程，是一种广泛应用的单元操作。 利用相似相溶原理，萃取有两种方式：
液-液萃取，用选定的溶剂分离液体混合物中某种组分，溶剂必须与被萃取的混合物液体不相溶，具有选择性的溶解能力，而且必须有好的热稳定性和化学稳定性，并有小的毒性和腐蚀性。如用苯分离煤焦油中的酚；用有机溶剂分离石油馏分中的烯烃； 用CCl4萃取水中的Br2.
固-液萃取，也叫浸取，用溶剂分离固体混合物中的组分，如用水浸取甜菜中的糖类；用酒精浸取黄豆中的豆油以提高油产量；用水从中药中浸取有效成分以制取流浸膏叫“渗沥”或“浸沥”。
虽然萃取经常被用在化学试验中，但它的操作过程并不造成被萃取物质化学成分的改变（或说化学反应），所以萃取操作是一个物理过程。
萃取是有机化学实验室中用来提纯和纯化化合物的手段之一。通过萃取，能从固体或液体混合物中提取出所需要的化合物。 蒸馏指利用液体混合物中各组分挥发性的差异而将组分分离的传质过程。将液体沸腾产生的蒸气导入冷凝管，使之冷却凝结成液体的一种蒸发、冷凝的过程。蒸馏是分离混合物的一种重要的操作技术，尤其是对于液体混合物的分离有重要的实用意义。
蒸馏的特点
1、通过蒸馏操作，可以直接获得所需要的产品，而吸收和萃取还需要如其它组分。
2、蒸馏分离应用较广泛，历史悠久。
3、能耗大，在生产过程中产生大量的气相或液相。
蒸馏的分类
1、按方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏
2、按操作压强分：常压、加压、减压
3、按混合物中组分：双组分蒸馏、多组分蒸馏
4、按操作方式分：间歇蒸馏、连续蒸馏
四, 蒸馏的主要仪器:蒸馏烧瓶,温度计,冷凝管,牛角管,酒精灯,石棉网,铁架台,锥形瓶,橡胶塞 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。
蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。
精馏原理蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，α）的特性，实现分离目的的单元操作。蒸馏按照其操作方法可分为：简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。 本节以两组分的混合物系为研究对象，在分析简单蒸馏的基础上，通过比较和引申，讲解精馏的操作原理及其实现的方法，从而理解和掌握精馏与简单蒸馏的区别（包括：原理、操作、结果等方面）。是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。

『肆』 反应蒸馏技术及反应蒸馏技术在化工生产中的应用

E1, E2, E3, E4—换热器F1, F2, F3—闪蒸罐EX1—膨胀装置T1—精馏塔R1—反应罐FEED1—初始混合气体
FEED2—苯PRODUCT1—主要产品甲烷PRODUCT2—主要产品枯烯BOTTOMS—尾气
罐中出来的上部气体S10中主要为甲烷、乙烷
和未反应完全的丙烯, 进一步冷凝后作两相分
离, 气体尾气BOTTOMS 中主要为乙烷和丙
烷, 液体S12中含有丙烯回流进入反应罐。
2热力学方法的选择
在化工流程模拟软件PRO / II中, 需要通
过不多的已知物性数据对物系的热力学性质和
传递性质进行估算, 估算的准确与否将直接影
响模拟结果的准确性。选择适当的物性方法经
常是决定模拟结果的精确度的关键步骤, 选用
不恰当的物性方法将得到错误的计算结果。对
于绝大多数炼油和石化装置, 所处理的物系均
为烃类系统和石油馏分, 其中可能含有一些非
烃气体, 如氢气、空气、二氧化碳、一氧化
碳、硫化氢等。这些都可以认为是非极性物
质。对于非极性物质, 可以选用状态方程来计
算热力学性质。迄今为止, 文献上发表的状态
方程已上百个, 但是经常使用的方程只有十来
个, 而最重要、最符合本模型的仅仅2～3个。
现选用不同的热力学方法进行估算。
211Soave - Redliofi - Kwong状态方程( SRK
方程)
该方程是Georgi Soave在1972年发表的,
其计算公式如下:
P =
RT
V - b
-
a ( T)
V (V + b)
式中b = Σi
xi bi
bi = 0108664RTci /Pci
Tci、Pci ———成分i的临界温度和临界压
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的离心因子
Kij ———成分i和j的二元交互作用参数
希腊字母α的导入是为了改善纯组分蒸
汽压力的预测, 而联合公式通过Kij的导入来
计算a ( T)是为了改善混合物的压力预测。使
28 化工流程模拟在蒸馏与反应流程中的应用
用Soave公式预测混合物包括两个步骤: 第
一, 这个组分的偏心因子ωi 对每个组分都是
已调谐的, 这样组分的蒸汽压力可以精确预
测; 第二, 字母Kij是组分i和j的二元交互系
统的实验数据所确定的, 以便相平衡能够匹
配。输入各单元参数和原工艺条件后运算结果
见表1。
表1 选用SRK方程模拟运算后结果
流体名称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状态方程( PR方程)
该方程于1976 年由Peng和Robinson 提
出, 这是另一个立方型状态方程:
P =
RT
V - b
-
a ( T)
V (V + b)
式中b = Σi
xi bi
bi = 0107780RTci /Pci
Tci、Pci ———成分i的临界温度和临界压
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的离心因子
Kij ———成分i和j的二元交互作用参数
代入与SRK方程相同的数据运算模型, 结果
见表2。
表2 选用PR方程模拟运算后结果
流体名称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状态方
程(BWRS方程)
该方程于1973年由Starling提出, 计算公
式为:
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 )
对此方程进行运算, 所得结果为模型运行错
误。
根据两种方法计算结果与实际情况的比
较, SRK热力学方法比PR热力学方法在本模
型中更接近实际, 故优先选用。
3工艺优化
运用化工流程模拟软件可以很方便地修改
工艺参数, 从而得出更好的工艺。
311改变S4的进料位置
S4为初始混合流体冷凝闪蒸后的液态混
合物, 改变其进入蒸馏塔塔板的位置, 综合比
较各产品和剩余气体的流量、浓度, 从而得到
最佳进料点。模拟运算结果见表3。
从表3可以看出, 根据产品甲烷的浓度和
尾气枯烯的含量对比, 物料S4的最佳进料位
置为蒸馏塔塔板的第4层。
312改变蒸氨后换热器E3、E4的换热温度
换热器E3、E4的换热温度改变后, 产品
《化工装备技术》第28卷第4期2007年29
表3 选用PR方程模拟运算后结果
进料塔
板位置
甲烷流量
kmol·h - 1
甲烷
浓度
%
枯烯流量
kmol·h - 1
枯烯
浓度
%
尾气枯烯
含量
×10 - 6
第1层74813022 98153 31519965 77178 810865
第2层74813057 98155 31611300 78138 810683
第3层74813071 98157 31611293 78138 810557
第4层74813073 98157 31611291 78138 810547
第5层74813075 98156 31611290 78137 810551
第6层74813074 98156 31611289 78137 810556
第7层74813072 98155 31611287 78137 810552
和尾气中枯烯的流量和浓度及回流进入反应罐
的回流流量也相应改变, 运算后结果见表4、
表5, 综合比较可得最佳温度控制点。
表4 换热器E3换热温度的改变
温度
℃
产品枯烯
流量
kmol·h - 1
产品枯烯
浓度
%
尾气流量
kmol·h - 1
尾气枯烯
含量
×10 - 6
S12回流
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
从表4可以看出, 随着换热器E3换热温
度的升高, 产品枯烯的产量和浓度增加, 尾气
中枯烯的浓度也升高, 但变化不是很大, 只是
回流流量增加较快, 选择换热温度为50℃。
表5 换热器E4换热温度的改变
温度
℃
产品枯烯
流量
kmol·h - 1
产品枯烯
浓度
%
尾气流量
kmol·h - 1
尾气枯烯
含量
×10 - 6
S12回流
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的数据可以得到, 温度越高, 虽
然产品中枯烯的浓度越高, 但尾气中枯烯的含
量也越高, 当温度过低时, 在产品浓度降低的
同时, 回流量也加大了, 回流管线的负荷也就
较大。所以综合考虑, 选择换热器E4的冷却
出口温度为- 30℃。
313调节苯的加入量
根据蒸馏后塔底流体的丙烯含量, 再考虑
回流流体中的丙烯及苯的含量, 调节苯的加入
量。
从表6可以看出, 随着原料苯的增多, 产
品丙烯的产量有所提高, 其浓度变化不大, 尾
气中丙烯的含量也增加了。根据表6数据, 苯
的加入量控制在365kmol/h左右为最好。
表6 调节苯的加入量
苯流量
kmol·h - 1
产品枯烯
流量
kmol·h - 1
产品枯烯
浓度
%
尾气流量
kmol·h - 1
尾气枯烯
含量
×10 - 6
S6回流
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优化前后数据对比
比较优化前后产品的流量和浓度, 以及尾
气中有毒气体枯烯的含量, 从表7 中可以看
出, 优化后产品中枯烯的浓度得到提高, 尾气
中枯烯的含量也降低到规定的标准之下。
表7 优化前后数据比较
甲烷流量
kmol·h - 1
甲烷
浓度
%
枯烯流量
kmol·h - 1
枯烯
浓度
%
尾气流量
kmol·h - 1
尾气中
枯烯含量
×10 - 6
优化
前
74813057 98155 31611300 78138 17214739 810683
优化
后
74813073 98157 33110751 81117 16715021 216837
4结束语
(1 ) 选择了最符合本模型的热力学方
法, 对工艺流程进行了优化。
(2) 提高了产品的浓度和流量, 尾气中
枯烯的含量也控制在规定范围以内。
(3) 为工艺控制提供理论依据, 实际生
产中还可以通过调节换热器(E3、E4)的换热温

『伍』 减压蒸馏的原理是什么

液体的沸点是指它的蒸气压等于外界大气压时的温度。化合物的沸点总是随外界压力的不同而变化，某些沸点较高的(200℃以上)的化合物在常压下蒸馏时，由于温度的升高，未达到沸点时往往发生分解、氧化或聚合等现象。

此时，不能用常压蒸馏，而应使用减压蒸馏。通过减少体系内的压力而降低液体的沸点，从而避免这些现象的发生。许多有机化合物的沸点在压力降低到1.3-2.0kPa(10-15mmHg)时，可以比其常压下沸点降低80℃-100℃。

因此，减压蒸馏对于分离或提纯沸点较高或性质不太稳定的液态有机化合物具有特别重要的意义。

工业规模应用

真空蒸馏在工业上有几个优点，沸点相近的混合物可能需要多个平衡级来分离出关键的物质，而真空蒸馏可以减少平衡级的数目。炼油厂中使用的真空蒸馏塔直径可达约14米，高度可达50米，每天可处理160 000桶原油。

在大多数系统中，压力降低而相对挥发度升高。真空蒸馏增加了许多应用中关键产物的相对挥发度，相对挥发度越高，就越容易分离不同产物。这意味着真空蒸馏可以通过更少的步骤达到蒸馏塔相同的分离效果。

在高温下，一些反应的反应产物会发生进一步反应，真空蒸馏在工业上还可以在低压下降低分离物质所需的温度。

以上内容参考网络-减压蒸馏

『陆』 精馏塔的工作原理

原理：利用混合物中各组分具有不同的挥发度，即在同一温度下各组分的蒸气压版不同这一性质，使液相权中的轻组分(低沸物)转移到气相中，而气相中的重组分(高沸物)转移到液相中，从而实现分离的目的。

无论是平衡蒸馏还是简单蒸馏，虽然可以起到一定的分离作用，但是并不能将一混合物分离为具有一定量的高纯度产品。在石油化工生产中常常要求获得纯度很高的产品，通过精馏过程可以获得这种高纯度的产品。

(6)蒸馏塔在工业中的应用案例扩展阅读

精馏塔产品质量指标选择有两类：直接产品质量指标和间接产品质量指标。精馏塔最直接的产品质量指标是产品成分。成分检测仪表发展很快，特别是工业色谱仪的在线应用，出现了直接控制产品成分的控制方案，此时检测点就可以放在塔顶或塔底。

然而由于成分分析仪表价格昂贵，维护保养麻烦，采样周期较长(即反应缓慢，滞后较大)而且应用中有时也不太可靠，所以成分分析仪表的应用受到了一定的限制。因此，精馏塔产品质量指标通常采用间接质量指标。

『柒』 精馏设备的精馏塔

完成精馏操作的主体设备。塔体为圆筒形，塔内设有供气液接触传质用的塔板（见板式塔）或填料（见填充塔）。在简单精馏塔中，只有一股原料引入塔中，从塔顶和塔底分别引出一股产品。随化工生产的发展，出现了多股进料和多股出料或有中间换热的复杂塔。在实际生产中，常有组分相同而组成不同的几宗物料都需要分离。如果把这些物料混合以后进行分离，则能耗较大。为此可在塔体适当位置设置多个进料口，将各宗物料分别加入塔内。例如裂解气深冷分离的脱甲烷前冷流程，就是将四宗组成和温度都不相同的液化裂解气在不同位置送入脱甲烷塔进行精馏的。在精馏塔内，气液两相的组成沿塔高逐渐发生变化。因此，在塔体不同高度上设置出料口，可以得到组成不同的产品，这称为侧线出料。石油炼制工业中的常压塔和减压塔，就是通过侧线出料得到不同产品的实例。
在精馏塔内气液两相的温度自上而下逐渐增加，塔顶最低,塔底最高。如果塔底和塔顶的温度相差较大,可在精馏段设置中间冷凝器,在提馏段设置中间再沸器，以降低操作费用。供热费用取决于传热量和所用载热体的温位。在塔内设置的中间冷凝器，可用温位较高、价格较便宜的冷却剂，使上升气体部分冷凝，以减少塔顶低温冷却剂的用量。同理，中间再沸器可用温位较低的加热剂，使下降液体部分汽化，以减少塔底再沸器中高温加热剂的用量。

『捌』 蒸馏过程单塔操作和多塔操作有什么不同

蒸馏流程的确定应根据成品质量的要求与发酵成熟醪的组成。在保证产品质量的前提下要尽可能地节省设备投资与生产费用，并要求管道布置简单，工作操作方便。

(一)单塔式蒸馏

用一个塔从发酵成熟醪中分离获得酒精成品，称为单塔蒸馏。它适用于对成品质量与浓度要求不高的工厂。

(二)两塔蒸馏

若利用单塔蒸馏制造浓度很高的酒精，则塔需要很多层塔板，于是塔身很高，相应的厂房建筑也要很高。另外这样的单塔蒸馏酒糟很稀，用作饲料诸多不便。为了降低塔身高度和提高成品浓度，把单塔分做两个塔，分别安装，这就是两塔流程。

粗馏塔的作用是将乙醇从成熟醪中分离出来，并排除酒糟。精馏塔的作用是浓缩乙醇和排除大部分杂质。

两塔流程又有气相进塔和液相进塔两种型式，气相进塔系粗馏塔发生的酒汽直接进入精馏塔，这种方式生产费用较低，为淀粉质原料厂所采用。液相进塔则系粗馏塔发生的酒汽先冷凝戍液体，然后进入精馏塔，这种方式由于多一次排醛机会，成品质量较好，适用于糖蜜酒精厂。

1．气相进塔的两塔流程 如图1—42所示。成熟醪用泵自醪池进入预热器3，与精馏塔来的酒精蒸汽进行热交换，成熟醪被加热至40℃左右，由醪塔顶部进入醪塔1，而醪塔底部用直接蒸汽加热，使塔底温度为l05—108℃，塔顶温度为92—95℃，塔顶约50％(容量)的酒精蒸汽直接进入精馏塔2，被蒸尽酒精的成熟醪称酒糟，由塔底部排糟器自动排出。

精馏塔底同样亦用直接蒸汽加热，使塔底温度为105—107℃，塔中部温度为92℃左右，醪塔来的粗酒精经提浓精馏后，酒精蒸汽由塔顶进入醪液预热器3，未冷凝下的酒汽再进入第一、第二冷凝器4、5，冷凝液全部回流入塔，部分还未冷凝的气体则进入第三冷凝器6，该冷凝液里含的杂质较多，不再回流入塔，作为工业酒精出售。没有冷凝的为CO2气体和低沸点杂质，由排醛管排至大气中。

成品酒精在塔顶回流管以下，即第4—6块塔板上液相取出，经成品冷却器12，检酒器13，其质量达到药用要求后送入酒库。蒸尽乙醇的废水称余馏水，经排出管排至塔外。

这种两塔流程，醪塔一般用2l—24块塔板，精馏塔用56—70块塔板，当然塔板数目还与塔板结构、安装质量有关。如醪塔用双沸式塔塔板，则2l层就可以，若用数个泡帽的，塔板数还可减少些。精馏塔板采用浮阀式则40—42层就够了。

精馏塔的进料层为第14—18层塔板(自下向上数)，精馏塔除有提取成品、排除脂醛杂质任务外，还排除杂醇油。从精馏塔提取杂醇油的方法有两种，一种是液相提取，即在进料层之上2—4层塔板，温度为85—92℃的区域中提取。另一种是气相取油。它在进料层以下2—4层塔板上提取，气相取油，酒精质量较高，为我国南方工厂所采用，在北方则习惯液相取油。

杂醇油的分离，自塔内取出的粗杂醇油经冷却器7再加水稀释(经乳化器8)，含酒精10%(容量)以下时，粗杂醇油便分层，油浮在上面，送至储存罐10中，下层的淡酒流至醪池中。杂醇油由储存罐10利用位差经过盐析罐11，以提高浓度。

2．液相进塔的两塔流程 气相进塔的优点是节省加热蒸汽、冷却水。但成熟醪含杂质较多时成品质量难保证。由于两塔直接相通，相互影响较大，要求操作技术也较高。由于糖蜜发酵醪含杂质较多，所以一般都不采用气相进塔方式。

液相进塔的工艺过程是：成熟醪经预热器之后进入组馏塔，在塔内被加热，酒精蒸发，在冷凝器冷凝成液体后，或直接流入精溜塔或回流到粗馏塔再由粗馏塔顶层塔板液相取料至精馏塔。

液相进塔时，进料塔板上汽液两相平衡，浓度较气相进料时高，因此液相进塔时的进料位置要比气相进料时高2—3层，否则塔底容易跑酒。

今以南方某糖蜜酒精厂为例，介绍液相进塔，气相取杂醉油的两塔流程，如图1-43所示。

成熟醪经预热器后从粗馏塔顶进入，塔底通入直接蒸汽进行蒸馏，成熟醪从上而下逐步降低酒精含量，最后由塔底排出。塔底排出的废液含酒不应超过0.04%(容量)，塔顶蒸出的酒汽经预热器，冷凝器变成液相，由酒精塔第18层入塔进行蒸馏。从进料层以下即第16、14、12层气相提取杂醇油。塔顶蒸出的酒气经第1、2、3冷凝器冷凝后回流入精馏塔顶，即72层处。在第4冷凝器排除醛酒，与粗馏塔第4冷凝器排除的醛酒汇集一起，送入主发酵罐中，在第7l、70、69层板上液相提取酒精产品，粗馏塔和精馏塔底温控制在104℃左右，塔顶分别控制在95℃和79℃。

(三)三塔蒸馏

两塔流程无论是汽相过塔还是液相过塔，只能得到医药酒精。要获得精馏酒精采用上述仅有浓缩设备的工艺流程是很难达到目的。三塔流程就是针对这缺点而改进的。三塔流程包括三个塔，一是粗韶塔，二是排醛塔又称分馏塔，它安装在粗馏塔与精馏塔之间，它的作用是排除醛脂类头级杂质。三是精馏塔，它除有浓缩酒精提高浓度作用外，还继续排除杂质，使能获得精馏酒精。

三塔流程由于粗馏塔蒸馏出的粗酒精进入排醛塔，以及排醛塔的脱醛酒进入精馏塔的形式不同又可分为三类：

直接式 粗酒精由粗馏塔进入排醛塔以及脱醛酒进入精馏塔都是气体状态。

半直接式 粗酒精由粗馏塔进入排醛塔是气体，而脱醛酒进入精馏塔是液体状态。

间接式 粗酒精进入排醛塔以及脱醛酒进入精馏塔都是液体。

1．三塔直接式流程 由于粗酒精是蒸汽状态进入排醛塔，再以气体状态进入精馏塔，所以它的排除杂质效率是不高的。另外还有可能将粗馏塔蒸汽中微量的成熟醪带至精馏塔，致使所得的成品有不好的气味。虽然这种流程热能最经济，由于上述缺点没有推广。

2．半直接式 热能消耗虽然比直接式大些，但可以得到质量比较优良的成品，因此在我国酒精工业上得到广泛的应用。其流程如图1—44所示。成熟醪用泵自醪池经过预热器1预热后，进入粗馏塔2，这时蒸出的酒气并不直接进入精馏塔而是先进入排醛塔3，脂醛类头级杂质在乙醇浓度较低时精馏系数更大些，因此进入塔3的粗酒精浓度最好在35—40％(容量)之间，若酒度过高，有的厂还需加水稀释。

排醛塔通常用较多的塔板层数（28—34)和冷凝面积很大的冷凝器，并采用很大的回流比来提高塔顶酒精浓度。在13层(自下向上数)左右进料，塔顶控制在79℃，脂醛酒含酒精为95.8—96％(容量)，脂醛酒的提取量为成品的1.2—3％。

排醛塔底进入精馏塔的脱醛酒，由于采用直接蒸汽加热和脂醛酒中酒精含量较高的缘故，其浓度较粗馏塔导出的粗酒精浓度略低，一般在30—35％(容量)之间。

脱醛液进入精馏塔4后，残留的脂醛类头级杂质随乙醇蒸汽而上升，经冷凝器7、8、9，一部分由排醛管排至大气，另一部分经冷却器及检酒器后进入工业酒精中。糖蜜酒精厂由于酯醛馏出物数量较大(主要含乙醛多)，则将其返回发酵罐中再次发酵，以增加酒精得率。

精馏塔顶蒸出的酒汽在冷凝器7、8冷凝后全部回流人塔，成品酒精从塔顶回流管以下2、4、6层塔板上液相取出。

杂醇油的提取方法与两塔流程时一样。

3．间接式三塔流程 它的成品质量比半直接式的高，还可以生产高纯度酒精。这是由于粗馏塔蒸出的酒汽经冷凝成为液体，在这过程中可多一次驱除头级杂质的机会。显然生产费用要大些。无论淀粉原料还是糖蜜原料用半直接法的三塔流程都可获得精馏酒精，因此间接式的三塔流程目前应用不很广。

(四)白酒厂酒精蒸馏流程的商榷
目前我国酒精品种单一，故多采用双塔流程就能满足要求。现在酒厂的酒精车间都有一部分酒精用来生产白酒。有的厂在用代用原料时为了提高酒基质量，把已获得的酒精经化学处理后再重蒸一次，质量有所提高，但费用也增加了。为了降低成本和减少操作过程，根据甲醇的特性，酒精浓度愈高时，其精馏系数愈大，即乙醇愈容易分离，建议酒厂的酒精蒸馏采用这样的三塔式流程：粗馏塔、精馏塔、甲醇塔。当生产医药酒精时就用前面两个塔，当生产白酒酒基时则用三个塔。把从精馏塔上部酒精浓度为85％左右含脂多的酒精液引入甲醇塔，甲醇塔可用填料塔，用间接蒸汽加热，甲醇的精馏系数大于1，从塔顶排除，成品则从塔底流出，取浓度为85％(容量)左右，它含甲醇少，含脂多。至于杂醇油仍在精馏塔中取出，这样精馏塔的操作重点放在取油上。这样的三塔式可以一次蒸馏得到比医药酒精质量高的酒基，流程如图1-45所示。

(五)蒸馏操作的控制
酒精蒸馏的流程不多，同一流程时控制点、控制参数都近似。操作上都必须严格控制进料、供汽、冷却水的供应，以及取成品和杂酵油的量，使它们相互成为一定的平衡关系。如果在操
作上任意调整一个方面或操作条件中有一个变化，就会破坏这种平衡，造成生产过程混乱，甚至导致生产事故。因此操作上要求达到“三稳”：塔底压力稳，控制点温度稳，出酒量稳，才能达到产、质量的稳定。为了解蒸馏操作的控制，兹将各种连续蒸馏操作的一般标准摘录如下，供参考。
1.两塔流程，生产医药酒精。
(1)醪塔 蒸馏釜温度为105—103℃，保证酒糟内不含酒精；蒸馏釜压力为0.196—0.245万帕斯卡（表压）；进入精溜塔的酒精蒸汽温度为93—95℃(醪塔顶温度)。
(2)精馏塔 塔釜温度为102—104℃；塔釜压力为0.137—0.157万帕期卡(表压)；塔中部(取杂醇油区)温度为86—93℃，比控制塔顶温度灵敏。进入分凝器前塔顶酒精蒸汽之温度78—79℃。第二冷凝器流至第三冷凝器的酒温为35—40℃，这是保证成品质量的重要措施之一。
2．三塔流程，生产精馏酒精。
(1)醪塔 同两塔流程。
(2)排醛塔 塔底温度为84—86℃，由脱醛酒的浓度决定；塔底压力为0.098万帕斯卡(表压)；塔顶温度为78.5—79℃；第二冷凝器酒温为40℃；脱醛酒浓度为36—38％(容量)；酯醛酒浓度为95.5—96%(容量)；酯醛酒的提取量为1.2-3%(对成品)。
(3)精馏塔 同两塔流程。
3.蒸馏工艺条件决定的依据 上述各控制点的参数和设备结构，操作情况，产量，发酵成熟醪性质等有密切关系。
进醪速度和蒸汽耗量是由生产能力决定的，但也受到发酵成熟醪浓度的影响。醪塔和精馏塔底部的温度和压力是由塔板结构，塔内液面高度及保证不跑酒等因素决定。醪塔顶部温度是由塔顶的酒精浓度，进醪的温度及进醪量决定的。
各冷凝器的温度由热负荷分摊，并保证排醛管不跑酒等因素决定。
4．蒸馏操作 为了保证蒸馏设备的正常运转与顺利操作，最主要的是保证进醪、供汽、冷却水三者间的平衡和稳定。其次是：成品提取、酯醛酒、杂醇油的提取部位，这对成品酒精质量以及减少蒸馏过程中的损失有很大的关系。现将其中几个操作关键加以叙述。
(1)发酵成熟醪添加方式 醪液连续均匀地添加是保证醪塔稳定操作的主要条件之一，国
①在蒸馏工段最高层安装高位槽，成熟醪用泵送入其中，醪液从高位槽经预热器自动均匀地流入塔内。要注意的是应保持高位槽一定液位，一般用液面自动调节器控制。这种供醪方式比较简单，其缺点在于发酵成熟醪中不能含有过多的固形物，否则可能发生管道堵塞现象。另外由于成熟醪时浓时稀现象，亦难避免，故淀粉质原料厂多不采用。
②第二种方法是用泵直接将醪液经预热器后压入塔内。常用的有蒸汽往复泵，醪液流量大小可通过蒸汽量的改变来达到。也有用离心泵送醪，但应装回流管来控制流量。要注意醪液的吸入高度不能大于1米，否则可能发生不良现象。
(2)加热方式 酒精工厂常用的加热方式有两种：
①直接蒸汽加热，采用鼓泡器或开孔蛇管。
②间接蒸汽加热，一般用蛇管。
直接蒸汽加热的优点在于热能利用完全，操作比较灵敏。但是如果成品在塔底取出，例如甲醇塔就只能用间接加热。这样热能利用要差些，但是可以保证酒精浓度，蒸汽冷凝水可用于锅炉，对酒精质量也有好处。因为用直接蒸汽加热时，如果水源有不良气味，则会影响酒精质量。
酒糟余热的回收利用：
分析醪塔的热量平衡可以看出，加热蒸汽消耗在成熟醪加热，使它的温度与从塔里排出的酒糟温度相同，另外还消耗在各层塔板上，从醪液中驱出酒精。因此热量从醪塔分作两个流向排出，即随着加热到103—105℃的酒糟排出与随着进入精馏塔的酒精蒸汽排出。
为了节约蒸馏成熟醪所用的蒸汽，有的厂利用真空装置来蒸发冷却酒糟，并利用回收的二次蒸汽去醪塔作加热用。为了造成蒸发罐内的真空，并压缩二次蒸汽，通常用蒸汽喷射器。
，蒸发罐里的酒糟由于喷射器所形成的负压而沸腾，蒸发罐的压力维持在5.88—7.84千帕斯卡绝对大气压，相当于150-300毫米汞柱。被冷却至87—90℃的酒糟用泵抽出，或提高蒸发罐的位置，利用位压排出。酒糟在沸腾时形成的二次蒸汽由喷射器吸入，与操作蒸汽混 合，降低到13.72—15.68千帕斯卡绝对大气压而进入醪塔中加热，若操作蒸汽压力不低于29.4千帕斯卡(绝)，上述装置是有效的，一般可节约加热蒸汽量的18％。

『玖』 工业生产中常利用连续生产等方法来提高生产效率，降低成本．图1是工业合成氨与制备硝酸的流程：（1）简述

（1）空气中含有大量的氮气，所以生成氨气的原料N₂来源于空气，H₂来源于焦炭与水蒸气的反应产物水煤气，
故答案为：N₂来源于空气，H₂来源于焦炭与水蒸气的反应；
（2）硝酸镁加入到蒸馏塔中作吸水剂，浓硫酸能吸水，而且难挥发，所以选用浓硫酸，故答案为：A；
（3）由图可知低温主要产物为氮气N₂，
生成NO的反应为放热反应，升高温度平衡向逆反应方向移动，NO的转化率下降，
合成塔反应过程中产生NO，为充分利用，补充空气会进一步与NO反应生成硝酸，
故答案为：N₂；生成NO的反应为放热反应，升高温度，平衡向逆反应方向移动，NO的产率下降；进一步与NO反应生成硝酸；
（4）由题目信息可知，NO、NO₂二者混合物与水反应生成亚硝酸，反应方程式为NO+NO₂+H₂O=2HNO₂；
亚硝酸再与尿素反应生成CO₂和N₂，反应方程式为CO（NH₂）₂+2HNO₂═CO₂↑+2N₂↑+3H₂O，
故答案为：NO+NO₂+H₂O=2HNO₂；CO（NH₂）₂+2HNO₂═CO₂↑+2N₂↑+3H₂O．

『拾』 简述国内外精馏塔研究现状、生产需求状况

气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为筛板塔、浮阀塔及泡罩塔，而前者使用尤为广泛。
在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。它的应用面广、量大。据统计，塔设备无论其投资费还是所有消耗的钢材重量，在整个过程装备中所占的比例都相当高，表1-1所示为几个典型的实例。[4]
图1-1 塔设备的投资及重量在过程设备中所占得比例

装置名称

塔设备投资的比例%

装置名称

塔设备投资的比例%

化工及石油化工

25.4

60万t，120万t/a催化裂化

48.9

煤油及煤化工

34.85

30万t/a乙烯

25.3

化纤

44.9

4.5万t/a丁二烯

54