萃取精馏溶剂

萃取精馏溶剂（精选五篇）

萃取精馏溶剂 篇1

我厂隶属中国石化中原油气高新股份有限公司。是一个年处理轻烃5万吨的精细化工厂。主要产品之一的植物油抽提溶剂油(即6#溶剂油)采用以N-甲基吡咯烷酮为萃取剂的典型双塔萃取精馏工艺。系统由萃取精馏塔(T-107)和萃取剂回收塔(T-108)组成。

自2001年10月投运以来,该系统存在开机时间长,操作稳定性差的问题,厂里技术人员进行多次分析,对开机参数进行高速有交往地缩短了开机时间。

2 萃取精馏原理及主要影响因素

2.1 萃取精馏原理

在原溶液中加入萃取剂后达到把组分分离的一种特殊精馏操作。其基本原理是基于加入萃取剂后,改变以原溶液中关键组分问的相对挥发度,即改变了原溶液组分问相互作用力,构成一个新的非理想溶液。其变化可用相对挥发度α表达:α12=(γ1/x1)/(γ2/x2)=(γ1P10)/(γ2P20)

式中:P10、P20纯组分1,2在系统操作条件下的饱和蒸气压;

γ1,γ2组分1,2在液相中的活度系数

加入萃取后希望改变组分间的相对挥发度,而且希望其变化大些,相对挥发度的变化虽与馏分蒸气压有关,但主要与活度系数有关。

2.2 萃取剂改变机理

萃取的微观原理是:在芳烃分子中存在流动的电子云,极性的萃取剂对流动的电子云有很强的吸引力,两者结合后沸点将会升高,而烷烃不存在流动的电子云,这样就很容易将他们分开。

2.3 萃取精馏的影响因素

2.3.1萃取剂的恒定浓度(xs=0.6-0.8)。萃取剂的用量及其浓度是萃取精馏的主要影响因素。在萃取精馏塔内,由于所用萃取剂的相对挥发度比所处理的原料低得多,萃取剂蒸汽压都要比分离混合物中所有蒸汽压小得多,所以在塔内各板上,基本维持一个固定的浓度值,此值为萃取剂恒定浓度。通常情况下,恒定浓度增大,选择性明显提高,分离越容易进行,但是,过大的萃取剂恒定浓度将导致设备与操作费用增加,经济效果差。在实际操作中,随选择萃取剂的不同其萃取剂恒定浓度也不同。2.3.2萃取剂的物理性质。其对萃取蒸馏过程有很大的影响,萃取剂的沸点低,可在较低温度下操作,降低能耗,但塔顶馏出物中萃取剂夹带量增加,导致萃取剂损耗量上升,萃取剂粘度对萃取精馏塔板效率有较大的影响,粘度大板效率低,粘度小则板效率大。2.3.3萃取剂温度。在萃取精馏操作过程中,由于萃取剂量很大,所以萃取剂的进料温度对分离效果也有很大的影响。萃取剂进料温度主要影响塔内温度分布汽液负荷,同时影响组分间的相对挥发度,热负荷和操作稳定性。

3 萃取精馏过程

在通常的精馏过程中,原料进行精馏塔后分成气液两相,通过连续的传质传热,逐渐提纯,最终以塔顶,塔底产品拿出。(如图1所示)整个过程是一个连续的气液相平衡问题,在压力一定的情况下,塔内温度的变化即可反映各段组分的变化情况。而对于萃取精馏过程中,除正常的原料进料外,还有沸点温度远远大于原料的萃取剂进料。萃取剂进入塔内后,大部分以液态的形式颁布在塔内,形成局部的液相负荷加大,影响塔的操作平衡。在开机阶段,提高萃取剂温度和减少回流量有利于塔的操作平衡,大大缩短了开机时间。因为这样能使整个塔的轻组分尽量蒸上去,稳定塔的压力。塔压力波动,将影响全塔填料分离效果。压力不稳,气液相平衡无法保证,填料上气液相分布变化较大,塔填料上正常的传质过程被破坏,从而会迅速影响分离效果及产品质量,所以这对于萃取精馏平衡的建立十分重要。

与普通精馏相似,精馏塔分为精馏段和提馏段,下面我们分段对精馏过程进行讨论:

3.1 精馏段

萃取精馏塔的精馏段分为萃取剂回收段和萃取段两部分。(如图2所示)

萃取剂回收段落的主要作用是防止萃取剂流失,对整个萃取精馏过程影响不大。当然,加大回流量将会降低整个塔的温度,这一点作用和普通精馏回流的作用相同的,但相对于萃取剂进料和原料进料,它的影响是很小的。

萃取段是萃取精馏的关键。萃取剂和芳烃的结合过程是在均相溶液中完成的,因此,苯要被萃取,必须以液体形态存在,如果温度高于苯的沸点温度80.1c,苯将无法液化,萃取精馏也就无法实现。苯是以气态形式从提馏段进入精馏段,苯液化所需要的冷量是由萃取剂进料和原料进共同提供。在进料一定的情况下,萃取剂进料流量偏低时,塔的各点温度将逐渐提高,此时的有效萃取段落的高度将会减低,苯和萃取剂的接触时间将会减少。再加上时,萃取剂进料流量过小,萃取剂和原料到将无法达到要求的反应浓度,萃取剂不能和原料充分接触,萃取效果将大大下降,此时表现为塔中部温度迅速上升,6#油产品苯含量超标,因此,萃取精馏过程必须保证足够的萃液比(萃取剂和原料进料的比例),但萃液比过大了是不行的,此时塔内液相负荷过大,影响塔的稳定运行,严重时会引起液泛,即使能够正常生产,也无端增大了塔的操作能耗。

3.2 提馏段

我们把塔底再沸器出口到原料进料口这一段塔称为提馏段。它的作用是避免6#油组分进入萃取剂回收塔,造成苯产品不合格,由于进料段与塔底间距有限,再加上提馏段采用的是空塔气速较大的波纹板填料,分离效果差,因此只有足够的热负荷,才能保证苯的纯度。

重沸器提供的热能We恒定,萃取进料,原料进料,塔顶回流,都能改变全塔的热平衡,增加其中任一流量,都可以降低塔内热能,但是为保证塔底苯的纯度,不能增加原料进料量,只宜通过萃取剂进料,塔顶回流量调节塔内热分布,其二回流与增加萃取剂所提供的冷量关系为:

即增加1Kg/h回流,也可以通过增加1.1Kg/h萃取剂来实现。也就是说,为了保证塔底的产品,我们可以无限度的增加全塔热负荷,即增加导热油量,由此造成的塔内热能上升,提高的热能部分可以通过加大萃取剂流量或加在塔顶回流量来平衡,加大热负热能部分可以通过加大萃取剂流量或加在塔顶回流量来平衡,加大热负荷,加大回流量,最终的结果就是主要的精馏过程逐渐向塔底接近,表现是中部温度不断降低,并与顶部温度越来越接近,而中部温度的降低,说明萃取段在拉长,显然也是有利于萃取的,只是考虑到能耗原因,才必须选择合适的热负荷,保证塔顶6#抽提溶剂油中苯含量低于质量标准,而塔底也没有6#抽提溶剂油中的重组分。

4 实际应用

塔顶产品质量通过塔中部温度来控制,只要保证不低于1.1:1的萃液比,既可以通过改变萃取剂量,也可以通过改变回流量来控制中部温度。

如在实际操作过程中遇到的6#抽提油中苯含量超标可采取以下解决方法:

4.1检查T-108塔底温、判断返回T-107塔萃取剂纯度是否过到要求,如底温过低,应首先检查T-108塔热负荷是否满足工艺要求,如热负荷不够,应逐渐增加热油流量,提高塔热负荷,保证塔底萃取剂量的纯度,如热负荷满足要求、应逐渐增大塔顶出料量,从而减少回流量提高底温,达到萃取剂提纯的目的。

4.2当T-108塔底温达到萃取剂纯度满足工艺要求时应采取:a.提高进入T-107塔萃取剂流量增大萃液比(保证不低于1.1:1)。b.降低塔顶回流量,提高塔内萃取剂量的相对浓度,保证分离效果。(但回流量降低有最低限度)

4.3在采取上述措施后,产品仍达不到要求,采取降低塔底热负荷的办法,逐渐减少T-107塔的热负荷,少量多次,保持系统平稳运行,并随时注意T-108塔参数变化情况保证苯产品合格。

摘要：阐述了萃取精馏的原理及萃取精馏过程的建立,分析了生产中的一些问题,提出在萃取精馏开机阶段提高萃取剂温度和减少回流量的观点。

关键词：萃取精馏,气液相平衡,产品质量,稳定

参考文献

[1]段占庭.石油化工,1980.

[2]刘家祺.化学工程,1995.

[3]蔡世千.石油化工工艺学,1993.

关于浅析萃取精馏技术的研究论文 篇2

在基本有机化工生产中，经常会遇到组分的相对挥发度比较接近，组分之间也存在形成共沸物的可能性。若采用普通精馏的方法进行分离，将很困难，或者不可能。对于这类物系，可以采用特殊精馏方法，向被分离物系中加入第三种组分，改变被分离组分的活度系数，增加组分之间的相对挥发度，达到分离的目的。如果加入的溶剂与原系统中的一些轻组分形成最低共沸物，溶剂与轻组分将以共沸物形式从塔顶蒸出，塔底得到重组分，这种操作称为共沸精馏；如果加入的溶剂不与原系统中的任一组分形成共沸物，其沸点又较任一组分的沸点高，溶剂与重组分将随釜液离开精馏塔，塔顶得到轻组分，这种操作称为萃取精馏。

2、溶剂筛选原理

由于萃取精馏混合物多为强非理想性的系统，所以工业生产中选择适宜溶剂时主要应考虑以下几点：

（1）选择性：溶剂的加人要使待分离组分的相对挥发度提高显著，即要求溶剂具有较高的选择性，以提高溶剂的利用率；

2）溶解性：要求溶剂与原有组分间有较大的相互溶解度，以防止液体在塔内产生分层现象，但具有高选择性的溶剂往往伴有不互溶性或较低的溶解性，因此需要通过权衡选取合适的溶剂，使其既具有较好的选择性，又具有较高的溶解性；

（3）沸点：溶剂的沸点应高于原进料混合物的沸点，以防止形成溶剂与组分的共沸物。但也不能过高，以避免造成溶剂回收塔釜温过高。目前萃取精馏溶剂筛选的方法有实验法、数据库查询法、经验值方法、计算机辅助分子设计法用实验法筛选溶剂是目前应用最广的方法，可以取得很好的结果，但是实验耗费较大，实验周期较长。实验法有直接法、沸点仪法、色谱法、气提法等。实际应用过程中往往需要几种方法结合使用，以缩短接近目标溶剂的时间。溶剂筛选的一般过程为：经验分析、理论指导与计算机辅助设计、实验验证等。若文献资料和数据不全，则只有采取最基本的实验方法，或者采取颇具应用前景的计算机优化方法以寻求最佳溶剂。

3、萃取精馏的分类

萃取精馏按照其操作方式可以分为两类，即连续萃取精馏和间歇萃取精馏。

3.1 连续萃取精馏

连续萃取精溜过程中，进料、溶剂的加入及回收都是连续的。连续萃取精馏一般采用双塔操作，第一个塔是萃取精馏塔，被分离的物料由塔的中部连续进入塔内，而溶剂则在靠近塔顶的部位连续加人。在萃取精馏塔内易挥发组分由塔顶馏出，而难挥发组分和溶剂由塔底馏出并进入溶剂回收塔。在溶剂回收塔内，可使难挥发组分与溶剂得到分离，难挥发组分由塔顶馏出，而溶剂由塔底馏出并循环回送至萃取精馏塔。

3.2 间歇萃取精馏

间歇萃取精馏是近年来兴起的新的研究方向，由于间歇萃取精馏具有间歇精馏和萃取精馏的优点，近年来引起了一些学者的注意。间歇萃取精馏比连续萃取精馏复杂得多，其流程及操作方法与连续萃取精馏不同。间歇萃取精馏的操作步骤如下：不加溶剂进行全回流操作；加溶剂进行全回流操作；加溶剂进行有限回流比操作；有限回流操作，停止向萃取精馏塔加溶剂。恒塔顶组成操作包括3种方法：

（1）溶剂的进料速率保持不变，改变回流比；

（2）保持回流比恒定，改变溶剂的进料速率，此方法在理论上是可行的，但在实践中却难以实现；

（3）同时改变回流比和溶剂进料速率。

4、萃取精馏在实际中应用

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，如甲醇一丙酮、乙醇一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。加盐萃取精馏既解决了溶盐精馏中盐的溶解和运输问题，又改进了萃取精馏中萃取剂用量大、塔板效率低的缺点。但是，加盐萃取精馏在实际应用过程中，还存在盐的回收及结晶等问题，有待进一步完善。加盐萃取精馏技术的主要应用研究如下。

4.1 醇类物系

加盐萃取精馏最早被应用在无水乙醇的生产中。段占庭等""以无水乙醇为制取对象，分别采用含氯化钠、氯化钙、醋酸钾等9种盐的乙二醇溶液为溶剂，测定了相关的汽液平衡数据，经过比较，优选出了醋酸钾一乙二醇复合溶剂，用于工业制备乙醇。实践表明，乙二醇的用量减少了75％～80％，相同产量的操作时间比普通精馏缩短了65％～75％。赵林秀等用改进的汽液平衡釜测定了101．3kPa下醋酸甲酯一甲醇物系在萃取剂和盐存在下的相对挥发度，测定了全浓度范围内的汽液平衡数据，并进行了加盐萃取精馏工艺的实验。结果表明，水作为萃取剂，加入醋酸钾，可提高醋酸甲酯一甲醇物系的相对挥发度，加盐萃取精馏比普通精馏有优势，当溶剂体积比为1:1时，萃取精馏塔塔顶采出的醋酸甲酯的质量分数可达到99％以上，萃取剂回收率达98％，盐可全部回收。异丙醇和水形成共沸物系，共沸点为80.3℃。为获得高纯度的异丙醇，柳阳等采用间歇加盐的萃取方式，以含盐乙二醇溶剂为萃取剂，考察了盐的类型、回流比、溶剂比等因素对异丙醇一水混合液精馏分离效果的影响，小型工艺试验装置的操作结果表明，在回流比0.5、溶剂比0.625、萃取剂进料速率20mL/min的条件下，异丙醇质量分数可达98.87％，能够满足工厂生产的要求。

4.2 非极性物系

加盐萃取精馏不仅可以分离极性组分，也可以应用在非极性组分的分离过程中。而对于分离非极性物系，加盐萃取精馏研究的报道较少。碳四组分中丁二烯是合成橡胶的重要单体，工业上生产丁二烯最具竞争力的方法是萃取精馏法。萃取精馏的缺点是溶剂比大，大溶剂量降低了塔的生产能力和塔板效率，所以降低溶剂比、提高溶剂分离能力，对分离过程的技术指标有重要的影响。目前常用的溶剂是：乙腈、Ⅳ一甲基吡咯烷酮、二甲基甲酰胺。在此基础上，碳四抽提溶剂改性不仅对丁二烯的生产具有积极意义，而且对于烃类物系的萃取精馏分离具有参考和推广价值。雷志刚等 副开展了一系列碳四组分的加盐萃取精馏实验，考察了盐的类型、浓度及温度对碳四组分间相对挥发度的影响。结果表明，加盐DMF比纯DMF从碳四组分中分离丁二烯的效果明显，丁二烯

萃取精馏塔工艺计算的结果表明，加盐DMF可以有效地降低能耗，与纯DMF相比再沸器和冷凝器负荷分别节省17.5％和8.0％。有资料表明对乙腈萃取精馏分离碳四的助溶剂进行计算机辅助分子设计，将分子设计分为有机物和盐类分别进行，比较设计结果后认为，乙腈加盐能够有效地提高碳四组分间的相对挥发度，并且NaSCN和KSCN是最优的助溶剂。萃取精馏的计算机辅助分子设计能够减少实验的工作量。

4.3 其他物系

针对工业上传统蒸馏法分离环己酮一水物系能耗过大的问题，邱学青等研究了含盐类的复合萃取剂对该物系的萃取分离效果，其结果表明MgC1能明显改变环己酮与水之间的互溶度，大幅度提高复合萃取剂对组分的萃取分配系数和选择性系数，为工业上环己酮的生产提纯提供了一种新的分离方法；刘思周以醋酸异丙酯为萃取剂，用加盐萃取一恒沸精馏的方法分离醋酸一水溶液。考察了不同种类的盐及其浓度对萃取剂中醋酸含量的影响，盐可以大大提高萃取剂的分配系数和选择性系数；杨金苗等分别用不同浓度的乙二醇、盐及含盐乙二醇溶液考察了对醋酸甲酯一水物系的影响，并进行汽液平衡测定。其研究结果表明，加盐萃取精馏比单纯的普通精馏、加盐精馏、萃取精馏的分离效果好。对于醋酸甲酯一水物系，通过汽液平衡实验可看出，加入盐明显提高了共沸物中醋酸甲酯的含量，可达到较好的分离效果；针对醋酸甲酯一甲醇一水物系分离难、生产能耗高的现状，杨东杰等采用MgCl2、CH3COOK和水组成的复合盐萃取剂对该物系进行分离。气相色谱分析结果表明，盐可降低醋酸甲酯在水中的溶解度。

5、结论及展望

多元萃取精馏优化操作研究 篇3

关键词：萃取精馏,回流,蒸汽消耗,控制指标,操作参数

蒸馏是分离均相液体混合物最常用的操作方法之一, 它是利用各液体组分的挥发度不同, 部分汽化时, 汽相中所含的易挥发组分将比液相中的多, 使原来的混合液达到某种程度的分离;当混合气体部分冷凝时, 冷凝液中所含的难挥发组分将比汽相中的多, 也能达到一定程度的分离。蒸馏很难达到完全分离, 于是就衍生出多级蒸馏, 称为精馏。精馏是石油、化工行业生产过程中经常用到的一种单元操作, 是将不同组分有效分离的常用方法之一。精馏过程往往采用不同的设备、引入其他组分, 从而呈现不同的操作模式。

1 多元萃取精馏

当两种或多种组分的相对挥发度较小, 普通精馏难以分离时, 通常采用萃取剂来增大各组分的相对挥发度, 从而有效分离出每一种组分。这种精馏方式就是多元萃取精馏。萃取精馏体系一般由两个精馏塔组成, 一个作为分离塔, 一个作为精制塔。萃取剂在两塔之间循环使用, 精制塔的萃取剂出料量就是萃取剂的循环量。萃取剂在分离塔进行传质交换, 沸点最低的组分被萃取并带至精制塔精馏分离, 较高沸点的组分直接分离并在塔顶富积提纯或送往下一个系统分离。

多元萃取精馏较为理想的操作模式为:在分离塔, 精馏段的灵敏板温度设自动、回流量设为串级跟踪, 提馏段再沸器蒸汽流量则设为自动控制;在精制塔, 提馏段的灵敏板温度设自动、再沸器蒸汽量设为串级跟踪, 精馏段回流量则设为自动控制。这样的操作模式, 既保障各组分的有效分离精制, 又可以确保萃取剂不会异常夹带。当一个多元萃取单元的控制参数确定以后, 理论塔板数、塔的温度梯度、进料板、灵敏板及物流参数理论上都可以计算出来, 形成一套操作参数, 依据这些参数运行的系统, 就是一个动态平衡体系。

控制指标, 就是最终想要取得或者控制的目标;操作参数, 就是为实现控制指标而采取的手段和数值, 包括温度、压力、流量、调节手段、传质方式等。多元萃取精馏涉及多组分分离的控制指标, 且萃取剂循环使用, 操作上关联度大, 不能随意调整。

2 多元萃取精馏调整实例

事实上, 一套多元萃取精馏体系的控制参数是一个区间, 所以, 温度、压力、回流、采出、蒸汽消耗这些操作参数也是可以适当调整的。因此, 在保证控制指标合格的条件下, 优化操作参数, 不仅体现一个操作人员的水平, 更能拓展节能降耗的空间, 非常有意义。

下面是一个二元萃取精馏体系统操作参数, 分离塔塔顶控制指标为4000-5000wt.ppm, 精制塔塔顶控制指标为2000-3000wt.ppm, 循环量50T/h, 在符合控制指标的前提下, 保持进料参数、蒸汽参数不变的情况下, 我们尝试调整不同的操作状态, 统计如下 (流量为平均值) :

3 实例解析

第1种操作, 停车后恢复正常运行时, 尝试直接将分离塔精馏段灵敏板温度设定为84℃, 精制塔提馏段灵敏板温度设定为148℃, 系统稳定后恢复串级或自动操作模式。对比分析, 指标合格。因为精馏塔回流量小于设计值且提馏段温度低于设计值, 循环量保持设计值, 所以蒸汽消耗略低于设计值。萃取剂带入分离塔的热量有所减少, 精馏段温度设定高于设计值, 串级跟踪的回流量低于设计值, 蒸汽则适当下调。

第2种操作, 从第1种操作状态尝试将分离塔精馏段灵敏板温度设定维持84℃, 精制塔提馏段灵敏板温度设定为149℃, 循环量降低1T//h, 系统稳定后恢复串级或自动操作模式。对比分析, 指标合格。因为精馏塔回流量维持不变, 提馏段温度有所提升, 循环量有所降低, 所以蒸汽消耗稳中有降。萃取剂带入分离塔的热量有所减少, 精馏段温度设定不变, 所以塔的温度梯度有所下降, 回流略有降低, 蒸汽则略有下调。

第3种操作, 为设计理论模型, 依此操作, 通常没有问题。

第4种操作, 尝试直接将分离塔精馏段灵敏板温度设定为82℃, 精馏塔提馏段温度按设计值设定, 循环量将为48T/h。对比分析, 指标合格。因为循环量低于设计值, 所以蒸汽消耗略低于设计值。萃取剂带入分离塔的热量有所减少, 精馏段温度设定低于设计值, 所以塔的温度梯度有所下降, 但要维持系统平衡则需适当增加塔底蒸汽量, 这样又导致回流量有增大趋势。

第5种操作, 从第4种操作状态尝试将分离塔精馏段灵敏板温度设定继续降为81℃, 精制塔提馏段灵敏板温度设定为149℃, 循环量恢复设计值。对比分析, 指标合格。因为精馏塔回流量大于设计值, 即使提馏段温度略低于设计值, 而蒸汽消耗仍略高于设计值。萃取剂带入分离塔的热量有所增加, 精馏段温度设定于更低, 所以回流跟踪增大, 导致塔的温度梯度下降, 适当增大蒸汽来维持平衡。

这几种状态组合, 并不是不可变的, 也不是极限的, 只是有意尝试性的组合。从上表可以看出, 在保证控制指标合格的条件下, 可以适当调整操作参数, 而蒸汽的消耗是有差别的, 其中, 分离塔蒸汽用量相差0.62T/h, 精馏塔蒸汽用量相差0.29T/h。若以8000小时/年计算, 蒸汽用量可节约的费用相当可观。其实, 这只是一个二元萃取精馏操作单元不同运行参数对比, 而多元萃取精馏系统较为庞大, 系统优化的经济效益巨大。

4 多元萃取精馏系统操作优化注意事项

操作弹性是调整的基础, 控制指标是调整的核心。如果一个操作单元或者系统没有操作弹性, 只能够单一的模式或参数运行, 优化调整就难以进行。还要明确的是, 所有的调整只能围绕一个核心, 那就是控制指标, 也就是我们最终要达到的目的, 如果保证不了控制指标合格, 那么, 所有的调整就没有任何意义。

通常, 每个系统都会有操作弹性。控制指标不能随意改变, 但操作参数是可以优化调整的。而优化调整必须注意以下几点:

(1) 优化操作方案事先充分论证, 并在技术人员精心指导下由操作人员按要求实施调整运行参数。

(2) 调整必须分步进行, 禁止多参数同时大幅度调整, 防止液泛、系统紊乱等严重异常状况发生, 造成工艺事故。

(3) 每调整一个步骤, 要稳定一段时间, 并要全面取样分析, 对分析结果认真评估, 然后采取相应的措施。

(4) 一旦分析结果偏离控制指标, 要及时予以纠正。纠正后分析确认、评估。

(5) 调整运行参数优化以后, 要及时发布技术指导书, 补充操作规程、工艺规程和安全规程, 并要求每位操作人员掌握。

5 结语

每一个单元或系统的操作都需要不断摸索, 以便更加优化, 在保证控制参数的前提下, 达到效益最大化。多元萃取精馏操作系统的优化, 不仅可以有效降低能耗, 直接产生经济效益;还能降低机泵电力消耗, 延长设备折旧周期, 间接经济效益同样可观。企业要大力培养熟练的具有创新意识的操作人员, 不断降低企业的生产成本, 充分发挥成本优势, 不断增强市场竞争力。

参考文献

[1]上海师范学院.《化工基础》上册, 人民教育出版社, 1981.

[2]丁绪淮.《化工操作原理与设备》下册, 上海科学技术出版社, 1966.

萃取精馏溶剂 篇4

氟原子具有半径小、电负性大, 可以有效地将C-C键屏蔽, 保证了C-C键的稳定性, 从而使含氟化合物具有高的化学稳定性、热稳定性、耐酸和耐碱性;C-F键的键距较C-H键的短、极性小, 从而表面能低, 具有非粘着性、自润滑性, 憎水憎油性;同时F半径小, 引入药物中, 可以增加其生理活性。有机氟化合物中正是由于F的引入, 从而使显示出各种非同寻常的特异的性能, 使其在医药、农药、染料、表面活性剂、电子 (电气) 和许多精细化学品领域得到广泛的应用, 因此有机氟材料有“特效材料”之称。含氟有机中间体作为有机氟材料制备的关键点, 以其附加值高, 市场需求大, 成为精细化工领域的重点发展方向和技术创新点。

2 萃取精馏分离技术

2.1 萃取精馏概述

在分馏过程中, 有时会得到一个具有固定气液相组成与恒定沸点的混合物, 这种混合物称为共沸 (或恒沸) 混合物, 其沸点称为共沸点 (或恒沸点) 。

萃取精馏是向原料液中加入第三组分 (称为萃取剂或分离剂) , 以改变原组分间的相对挥发度而达到分离要求的特殊精馏方法。其要求萃取剂的沸点较原料液中各组分的沸点高得多、与组分形成共沸液、易回收。萃取精馏常用于分离各组分挥发度差别很小的溶液。

2.2 萃取精馏在有机氟化工中的应用实例

楼芳彪等人提出了一种纯化三氟二氯乙烷的萃取精馏方法, 选用标准沸点在55℃—160℃范围内的醇类、酯类、取代烷烃类或其混配物为萃取剂, 其中可优选丁酮、环己酮、丁酮+乙酸乙酯, 通过萃取精馏可将三氟二氯乙烷中的杂质六氟氯丁烯脱除至1×10-6以下。

Hibino等人提出选用沸点高于1, 1, 1, 3, 3-五氟丙烷 (R245fa) 中烯烃杂质1-氯-3, 3, 3-三氟-1-丙烯 (CF-1233zd (t) ) 的氯代烃、氟氯代烃、饱和烃以及它们的混配物为溶剂, 通过萃取精馏的方法可将R245fa粗品中CF-1233zd (t) 脱除至1×10-3以下, 将HCFC-1233zd (c) 脱除至检测限以下。

针对由沸点接近的CFC-115与HFC-125组成的二元体系, Felix等人提出了萃取精馏法分离去除CFC-115。其专利实验表明, 当体系温度升高时, CFC-115/HFC-125的相对挥发度随之下降, 接近1.0。

常用的萃取剂多为易形成氢键的物质, 如:苯酚、芳族胺 (苯胺及其衍生物) 、高级醇、乙二醇等。因为这些萃取剂都具备高沸点, 不与体系形成共沸物, 稳定性好, 易分离回收再利用等优点。但对于氟烷烃产品, 使用这些萃取剂存在引入新的杂质的风险。

针对氟烷烃体系, 提出了新型萃取剂。即:沸点高于体系物质的含有1—4个碳原子的氟氯烃。例如:针对CFC-115/HFC-125体系, 沸点在-50℃—-39℃之间, 可选用CFC-114、CFC-114a、CFC-113、CFC-113a、HCFC-123、FC-C-318等。

Barry A Mahler等人提出了萃取精馏法分离提纯R143a。所用萃取剂主要有甲醇、乙醇、丁醇及其混合物。分离效果:对于HFC-143a/CFC-115体系, 杂质CFC-115含量可控制在1×10-6;对于HFC-143a/CFC-125体系, 杂质CFC-125含量可控制在9×10-6;对于HFC-143a/CFC-12体系, 杂质CFC-12含量可控制在1×10-4;对于HFC-143a/HFC-32体系, 杂质HFC-32含量可控制在1×10-4;对于HFC-143a/H CFC-1113体系, 杂质HCFC-1113含量可控制在1×10-5。

萃取蒸馏方法可有效分离共沸混合物, 但萃取蒸馏过程也增加了操作时间与成本, 还需经过蒸馏来回收分离剂。

3 亚沸精馏分离技术

3.1 亚沸精馏概述

在高精度的晶片生产中, 微量的杂质都会很大程度上减低产品的性能, 普通纯度的试剂中的杂质将造成严重的后果:碱金属杂质 (Na、Ca等) 会溶进氧化膜中, 从而导致耐绝缘电压下降;重金属杂质 (Cu、Fe、Cd、Ag等) 附着在硅晶片的表面上, 将会使PN结耐电压降低;杂质分子或离子的附着又是造成腐蚀或漏电等化学故障的主要原因。只有超净高纯试剂才能满足微电子芯片工业的需要。

亚沸精馏是一种除去液体中金属离子与固体微粒的极为有效的方法。该技术的关键就是将被提纯的液体加热到沸点以下5℃—20℃。由于液体未达到沸点, 和液相平衡的气相也就不再由大量蒸汽物粒所组成, 而是以分子状态与液相平衡。因此蒸汽中极少夹带或不夹带金属离子和固体微粒。这种以分子状态存在于气相空间的蒸汽, 又在冷凝管壁上冷凝成液体, 这样得到的亚沸精馏法提纯的液体, 其金属离子杂质含量会低于1×10-10。

3.2 亚沸精馏在有机氟化工中的应用实例

1, 1, 1-三氯乙烷已被成功用作集成电路清洁剂。

其原理如下:在高温时, l, l, l-三氯乙烷会分解出活性氯及氯化氢, 分解物能与金属杂质离子反应生成氯化物, 在高温下能被氧化, 随氮气带走, 或抽真空去除, 利用这一性质可达到清洗目的。但l, l, l-三氯乙烷必须是超高纯的, 以避免其本身的杂质, 它的每种金属离子浓度含量必须严格控制。

施沁清等对l, l, l-三氯乙烷料液进行亚沸蒸馏, 采用电热丝加热的形式加热液体, 在亚沸态时将液体蒸出, 用于去除低沸点溶剂中的金属离子, 可使达到10-9级。但是1, 1, 1-三氯乙烷在红外线照射下不稳定, 采用普通亚沸蒸馏, 分解将达1%~2%, 生成氯化氢和二氯乙烯, 即使加入稳定剂也只能达到99.5%~99.8%。为了解决这一难题, 采用高真空度下低温蒸馏深度冷却亚沸蒸馏法, 取得了满意的效果。

4 总结

提纯技术各有特点, 各具所长。不同的提纯技术适应于不同产品的提纯工艺。对于每一个待分离纯化的对象, 应根据其自身价值、耐热性、耐光性以及其所含杂质类型及浓度的不同, 选用合适的提纯技术。对于一个待分离对象, 当只用一种提纯方法不能达到要求时, 如采用多种提纯技术联合或集成使用, 往往更容易达到令人满意的提纯效果。

参考文献

[1]周黎旸, 苏利红.ODS替代品联产技术研究进展[J].有机氟工业, 2010, 147 (1) :22—24.[1]周黎旸, 苏利红.ODS替代品联产技术研究进展[J].有机氟工业, 2010, 147 (1) :22—24.

萃取精馏溶剂 篇5

1 问题分析及对策研究

1.1 问题分析

在精馏装置开机过程中, 开机时导热油油温由常温升至220℃需要4个小时, 在热油温度达到220℃时才开始给装置进料, 8个小时左右产品才能全部合格进罐。开机过程时间较长、耗能较高, 但是却没有产品产出。在开机时戊烷发泡剂、异戊烷和橡胶工业用溶剂油产品很快合格进罐, 但是萃取精馏系统中的苯和植物油抽提溶剂产品合格耗时较长。精馏装置在一年开机时, 统计产品合格时间如表2-1所示。

由表2-1可以看出, 自装置开机进料到产品全部合格所用时间平均为8.74小时, 发泡剂产品合格时间平均为2.53小时, 萃取精馏系统中植物油抽提溶剂和苯的合格时间平均为6.21小时。其中发泡剂产品合格时间比较稳定, 用时较短, 关键是萃取精馏系统产品的合格时间较长, 影响了装置全部产品合格时间, 导致装置的整体开机能耗大大增加。

造成萃取精馏系统产品合格时间较长的主要因素有:精馏塔填料脏堵、环境温度变化、参数调整方法不当、萃取精馏系统开机方法不够优化, 导致系统升温较慢, 压力不稳定, 以致花费较长时间调温调压。

1.2 对策研究

通过对全年的开机时间统计数据进行对比, 在4月、7月、8月苯和植物油抽提溶剂产品合格时间都在5小时以内, 因此将萃取精馏系统的产品合格时间缩短至5小时是有可能的。

针对精馏塔填料脏堵的问题, 每年对萃取精馏系统在线清洗两次, 确保填料干净不影响萃取精馏塔的分离精度, 以保证开机过程中塔参数稳定。针对环境温度变化的问题, 及时调整塔釜导热油流量及空冷器频率, 保证产品质量和采出量不受影响。在苯析出塔压力稳定后, 加大塔釜热负荷, 提高萃取剂纯度, 植物油抽提溶剂塔进料后, 控制热负荷, 调节萃取比和回流量, 保证分离精度, 缩短植物油抽提溶剂的合格时间。针对开机方法不够优化, 系统升温较慢, 压力不稳定的问题, 采用提前启用系统真空泵, 使得苯析出塔塔压稳定, 将系统两个塔物料通过塔底泵循环, 使两个塔的升温速度提升, 以缩短萃取精馏系统的开机时间。

2 现场应用

在开机过程中, 根据制定的对策采取措施, 在热油炉点炉升温期间, 就启用真空泵, 保持苯析出塔压力稳定, 然后启用植物油抽提溶剂塔、苯析出塔塔底泵对塔内物料进行循环。装置在下午1点30分进料, 3点38分发泡剂产品合格后, 向萃取精馏系统进料, 因为在升温期间萃取精馏系统塔底温度和压力已经稳定, 进料后于7点30分苯和植物油抽提溶剂产品相继合格, 明显缩短了产品合格时间。

在优化开机措施以后, 开机产品合格时间如下表3-1所示, 萃取精馏系统产品合格时间有较大的缩短, 基本可以稳定的控制在5小时以内, 最低时可达到3.17小时, 平均值为4.56小时, 远低于之前的6.21小时, 取得了明显的成效。

3 结语