Содержание к диссертации
Введение
1. Литературный обзор 9
1.1. Экстрактивная ректификация как один из методов разделения неидеальных смесей 9
1.2. Синтез энергосберегающих схем ректификации 25
1.2.1. Синтез множества TCP, состоящих из простых двухсекционных колонн 26
1.2.2. Термодинамически обратимая ректификация 31
1.2.3. Комплексы со связанными тепловыми и материальными потоками и с обратимым смешением потоков 34
1.2.4. Сопоставительный анализ схем ректификационного разделения зеотропных смесей, содержащих сложные колонны 36
1.2.5. Синтез множества TCP, содержащих сложные колонны 47
1.3. Постановка задачи исследования 56
2. Синтез схем экстрактивной ректификации, включающих сложные колонны 58
2.1. Разработка метода синтеза схем экстрактивной ректификации, включающих сложные колонны с частично связанными тепловыми и материальными потоками, на основе трансформации графов 58
2.2. Выбор агрегатного состояния бокового отбора в сложных колоннах 68
3. Оценка эффективности использования комплексов с частично связанными тепловыми и материальными потоками в технологиях экстрактивной ректификации бинарных азеотропных смесей 78
3.1. Объекты исследования 81
3.2. Моделирование парожидкостного равновесия 83
3.3. Оценка эффективности схем экстрактивной ректификации смеси ацетон-хлороформ 84
3.4. Оценка эффективности схем экстрактивной ректификации смеси аллиловый спирт-аллилацетат 108
3.5. Обсуждение полученных результатов 131
4. Оценка эффективности использования сложных колонн с боковыми секциями в технологиях экстрактивной ректификации трех компонентных смесей 163
4.1. Моделирование фазового равновесия 164
4.2. Параметрическая оптимизация традиционной схемы ЭР смеси ацетон-гексан-этанол 166
4.3. Разработка энергосберегающей схемы экстрактивной ректификации смеси ацетон-гексан-этанол, включающей сложную колонну с боковой секцией 173
Выводы 183
Литература
- Синтез энергосберегающих схем ректификации
- Выбор агрегатного состояния бокового отбора в сложных колоннах
- Оценка эффективности схем экстрактивной ректификации смеси ацетон-хлороформ
- Параметрическая оптимизация традиционной схемы ЭР смеси ацетон-гексан-этанол
Введение к работе
Задача создания энергосберегающих технологий ректификации является одной из главных в технологии основного органического и нефтехимического синтеза. Это определяется, с одной стороны, широким распространением ректификации как метода разделения и очистки продуктов органического синтеза, а, с другой стороны, достаточно высоким, в ряде случаев до 70% от суммарного на производство продуктов, уровнем энергопотребления ректификационной подсистемы технологии. В большинстве случаев разделяемые смеси являются сильно неидеальными и содержат азеотропы различной размерности. Одним из наиболее широко распространенных методов разделения таких смесей является экстрактивная ректификация (ЭР), которая в ряде случаев оказывается менее энергоемкой по сравнению с другими методами разделения. Энергосбережение в конкретных технологиях ЭР обеспечивается за счет подбора более селективного разделяющего агента, поиска оптимальной совокупности рабочих параметров колонн разделительного комплекса, а для многокомпонентных смесей — и синтеза оптимальной последовательности разделения. Специальные приемы снижения энергозатрат в данном методе разделения исследованы мало. Существенно снизить энергопотребление можно за счет приближения условий проведения процесса к термодинамически обратимой ректификации.
Разделение зеотропных смесей в комплексах со связанными тепловыми и материальными потоками в ряде случаев обеспечивает снижение энергозатрат на 30- 0%.
В связи с этим целью настоящей работы является разработка технологий экстрактивной ректификации, обеспечивающих снижение энергозатрат на разделение за счет приближения к термодинамически обратимому процессу.
Конкретными задачами исследования являются:
1) создание алгоритмов синтеза схем экстрактивной ректификации, включающих сложные колонны с боковыми секциями и боковыми отборами;
2) разработка технологий ЭР, включающих комплексы со связанными тепловыми и материальными потоками, для бинарных и многокомпонентных смесей продуктов органического синтеза;
3) оценка энергетической эффективности предлагаемых решений.
Работа выполнялась в рамках МНТП «Научные исследования высшей школы по приоритетным направлениям науки и техники», подпрограмма:203 «Химические технологии», разделы: 203.01, гранта Минобразования РФ Т02-09.4-2768, фанта РФФИ 04-03-32987.
Для решения поставленной задачи в работе используются математическое моделирование схем ректификации, теория графов, методы трансформации графов структур технологических схем ректификации (TCP) и вычислительный эксперимент.
Диссертация состоит из 4 глав, выводов, приложений и списка литературы из наименований.
В первой главе представлен обзор литературы по основным направлениям исследований в области экстрактивной ректификации и по методам синтеза схем, содержащих комплексы с частично связанными тепловыми и материальными потоками. Показано, что ЭР применяется в промышленности для выделения бутадиена и изопрена из продуктов пиролиза и дегидрирования углеводородов С4 и С5, выделения аренов из соответствующих фракций пиролизатов и катализатор риформинга, а также для разделения смесей растворителей. Широкое распространение ЭР обусловлено ее низкой энергоемкостью по сравнению с другими методами разделения. Основное число работ в области ЭР посвящено вопросам выбора селективного растворителя. Снижение энергопотребления в конкретных технологиях ЭР достигается подбором более селективного разделяющего агента, параметрической оптимизацией колонн разделительного комплекса, а для многокомпонентных смесей — и разработкой оптимальной схемы разделения. В ряде работ рассмотрено применение универсальных для процессов ректификации методов рекуперации тепла (теплообмен между конденсирующимися и испаряющимися потоками, метод теплового насоса, дифференциальный подвод тепла и холода по высоте аппарата), в технологиях ЭР.
Вместе с тем, как отмечается разными авторами, применение колонн с боковыми секциями (БС) и боковыми отборами (БО) при ректификации зеотропных смесей в ряде случаев позволяет существенно снизить энергозатраты (до 30%) за счет приближения условий разделения к термодинамически-обратимой ректификации. В литературе появилась информация об эффективности использования колонны с боковым отбором в технологии экстрактивной ректификации смеси этанол-вода в присутствии этиленгликоля.
В настоящее время методы синтеза схем, содержащих комплексы со связанными тепловыми и материальными потоками, разработаны только для зеотропных смесей. Наиболее перспективным из них является метод преобразований графов структур схем. В связи с этим целесообразно распространить данный подход и на синтез схем ЭР, включающих сложные колонны (СК) с БС и БО, и провести оценку энергетической эффективности полученных технологических решений на примере разделения конкретных промышленных смесей.
Вторая глава посвящена разработке алгоритма синтеза схем экстрактивной ректификации бинарных и многокомпонентных азеотропных смесей, включающих сложные колонны с БС и БО.
Метод заключается в представлении схем в виде графов, которые можно преобразовывать по определенным правилам. Схемы, на основе которых синтезируют новые технологические решения, называют прообразами, а полученные в результате — образами. В данном случае в качестве прообразов выбраны традиционные варианты организации процесса ЭР. Поскольку схемы состоят из разнородных аппаратов, то при осуществлении преобразований их эксплицировали графами, вершины которых соответствуют сечениям, разделяющим секции, а ребра — потокам пара и жидкости внутри колонны и потоковым связям между колоннами.
Показано, что практически любую из традиционных схем экстрактивной ректификации можно преобразовать в комплекс с частично связанными тепловыми и материальными потоками. Определены требования, позволяющие применить метод трансформации графов к синтезу схем ЭР: полученная схема должна сохранять в неизменном виде экстрактивную часть схемы-прообраза, запрещена операция стягивания над ребром, отображающим рецикл в схеме-прообразе. Получены принципиально новые схемы экстрактивной ректификации бинарных и многокомпонентных азеотропных смесей, содержащие сложные колонны с БС и БО.
На основе структурных трансформаций графов TCP теоретически обоснован критерий выбора агрегатного состояния БО в зависимости от расположения тарелки отбора по отношению к тарелке питания.
На примере разделения смеси бензол-толуол-этилбензол показано, что оптимальное по энергозатратам разделение обеспечивает технологическая схема из СК, являющаяся образом лучшей по тому же критерию схемы из простых двухсекционных колонн (ПДК). Расчеты показали, что во всех случаях при одинаковом соотношении примесей в боковом потоке энергетически выгодным является отбор в жидкой фазе при отборе бокового потока выше тарелки питания, а при отборе ниже тарелки питания — в паровой фазе. Были рассмотрены также и сложные колонны с двумя БО. На примере ректификации четырехкомпонентнои смеси нормальных насыщенных углеводородов Се—-Сэ показано, что при обеспечении необходимых концентраций в боковом отборе удовлетворительные энергозатраты на разделение дают только решения, полученные трансформацией схем из ПДК.
В третьей главе проведена оценка эффективности использования СК с БС в технологиях экстрактивной ректификации бинарных азеотропных смесей.
В качестве объектов рассмотрены две бинарные азеотропные смеси с различным типом отклонения от закона Рауля: ацетон-хлороформ (смесь I) и аллило-вый спирт-аллилацет (смесь II). Смесь I характеризуется наличием азеотропной точки с максимумом температуры кипения, а смесь II — с минимумом.
Задача разделения смеси ацетон-хлороформ возникает при создании блока регенерации растворителей, используемых в производстве термостабилизатора Стабилина-9. Смесь аллиловый спирт-аллилацетат азеотропного состава выделяется в качестве верхнего продукта при бутанолизе аллилацетата в реакционно-ректификационной колонне при производстве аллилового спирта из аллилацетата. В качестве разделяющего агента для смеси I используется диметилформамид, а для смеси II — этиленгликоль.
В качестве критерия для сопоставления традиционного и предлагаемого вариантов организации процесса ЭР мы использовали суммарные энергетические затраты в кипятильниках колонн.
Для каждой смеси проведена параметрическая оптимизация традиционной схемы и предлагаемого варианта.
В результате расчета установлено, что основные закономерности ЭР исследуемых смесей, полученные для экстрактивной колонны схемы-прообраза, справедливы и для схемы-образа. В частности, для СК с БС и колонны экстрактивной ректификации традиционной схемы оптимальное положение тарелок подачи исходной смеси и ЭА практически совпадает. Флегмовые числа в экстрактивной колонне схемы-прообраза и СК с БС схемы-образа также практически равны. Таким образом, результаты параметрической оптимизации схемы-прообраза можно использовать в качестве хорошего начального приближения при подборе оптимальных рабочих параметров для схемы-образа. Это позволит сократить объем вычислительного эксперимента и, следовательно, время на предпроектную разработку нового технологического решения. Показана возможность использования отдельных элементов колонного оборудования при реконструкции существующих установок с традиционной структурой.
Показано, что применение комплексов с частично связанными тепловыми и материальными потоками для ЭР исследованных бинарных азеотропных смесей позволяет сократить энергозатраты на разделение. При ректификации смеси ацетон-хлороформ снижение энергоемкости составляет 32,2%, а при разделении смеси аллиловый спирт-аллилацетат — 4,0%.
Четвертая глава посвящена оценке эффективности применения СК с БС, в технологиях экстрактивной ректификации трехкомпонентных смесей. В качестве объекта рассмотрена смесь гексан-ацетон-этанол, которая является составной частью смеси растворителей, образующихся при производстве витамина А. Разделяющий агент — диметилсульфоксид.
Разработаны варианты схем ЭР данной смеси, включающие сложные колонны с БС. Показано, что при условии использования в дефлегматорах колонн оборотной воды, работоспособным является только один вариант.
Проведена параметрическая оптимизация схем прообраза и образа.
Установлено, что, как и для бинарных смесей, основные закономерности ЭР идентичны для схем прообраза и образа.
Показано, что суммарные энергозатраты в кипятильниках колонн предлагаемой схемы на 4,0 % меньше, чем для традиционного варианта.
Предложенные структуры схем и статические параметры работы колонн могут быть рекомендованы для опытно-промышленной апробации в производствах термостабилизатора Стабилина-9, аллилового спирта из аллилацетата и витамина А.
Синтез энергосберегающих схем ректификации
Процессы ректификации являются одними из самых энергоемких процессов химической технологии, и их эффективность часто определяет экономику производства в целом. В ряде случаев на разделение методом ректификации смесей органических продуктов затрачивается до 70% всей энергии, необходимой для их производства. Такие особенности производственных процессов как непрерывность и многотоннажность приводят к тому, что даже относительно невысокое снижение энергозатрат, повышение качества товарных фракций обеспечивают значительный экономический эффект для технологии в целом.
Поэтому синтез оптимальных технологических схем ректификационного разделения (TCP) является одной из важных проблем в химической технологии. Сложность выбора оптимального технологического решения связана, с одной стороны, с высокой вариантностью схем разделения, а с другой, зависимостью структуры оптимальной схемы от исходного состава питания.
В целом, процедура синтеза оптимальной технологической схемы необратимой ректификации зеотропных смесей включает в себя две составляющие. Первой их них является задача синтеза множества вариантов разделения исходной многокомпонентной смеси. Элементами такого множества могут выступать схемы из простых или сложных колонн, а также схемы по структуре соответствующие обратимой ректификации. К последним относятся схемы с полностью связанными тепловыми и материальными потоками и схемы с обратимым смешением потоков.
Второй составляющей процедуры выбора технологической схемы является дискриминация всего множества TCP по выбранному критерию. При этом методика поиска оптимальной технологической схемы может предусматривать либо исследование всего множества схем (метод перебора), целенаправленный поиск (алгоритмические методы), либо использование субъективных оценок (экспертные методы и системы) и эвристических подходов.
В качестве критерия, на основании которого осуществляется дискриминация технологических схем ректификации, могут использоваться различные экономические (себестоимость продукции, приведенные затраты, средняя прибыль и т.п.) или технологические {качество продуктов, разделительный потенциал и т.п.) показатели, характеризующие процесс разделения. Выбор того или иного критерия оптимизации блока разделения определяется задачами и целями оптимизации.
Вопросам синтеза структуры технологических схем посвящено относительно небольшое число работ, в основе которых лежат либо эвристические правила, либо алгоритмические методы, основанные на теории графов и комбинаторных методах. Эвристики и алгоритмические методы направлены в первую очередь на синтез оптимальной по заданному критерию технологической схемы ректификации, при этом задаче синтеза общего множества технологических схем ректификации не уделяется достаточного внимания,
Рассмотрению вопросов определения числа возможных вариантов разделения в последовательностях простых колонн посвящена работа [87]. Так для л-компонентной смеси количество схем определяется эмпирической зависимостью:
В общем случае, когда каждая выделяемая в виде товарного продукта фрак ция содержит заданное число компонентов Su S2, S3 S„, а число фракций равно S, причем 2 /=w (1.2) уравнение (1.1) записывается в модифицированном виде: [2(5-1)]! Z = LV {± (13) 5!(5-1)! т.е. число вариантов схем определяется числом фракций. Позднее, в работе [88] получено строгое обоснование выражений (1.1) и (1.3) на основании рекуррентных соотношений и производящих функций Пойя.
Определение общего возможного числа технологических схем ректификации, предложенное в [88], тем не менее, не дает возможности выявить внутри этого множества, некоторые подмножества, обладающие определенными признаками. Для решения такого рода задачи в [89, 90] предложено использовать аппарат теории графов.
Технологическая схема может быть представлена в виде мультиграфа (рис. 1.2), в котором разнородным вершинам поставлены в соответствие аппараты технологической схемы или материальные потоки. Подграфы, связывающие кипятиль ник и дефлегматор с колонной одинаковы для всех ректификационных колонн схемы. Если рассматривать только последовательность колонн и фракций, то каждый из таких циклов может быть стянут в одну вершину, которая соответствует колонне, а промежуточные фракции опущены. Тогда исходный мультиграф преобразуется в граф-дерево (рис. 1.3а). Исключением вершин, степень которых равна единице, может быть получен граф с корнем (рис. 1.36). Этот граф определяет только структуру взаимосвязи ректификационных колонн и место первой колонны в технологической схеме.
Выбор агрегатного состояния бокового отбора в сложных колоннах
Комплексы ЭР могут включать не только колонны с боковыми секциями, но и колонны с боковыми отборами. Следовательно, выбор агрегатного состояния БО представляет существенный интерес.
Практически все известные нам работы по сопоставлению технологических схем из ПДК и схем со сложными колоннами, имеющими боковые отборы [118, 121, 123, 139, 141], вне рассмотрения оставляли вопрос в каком агрегатном состоянии следует отбирать «боковую» фракцию. Сопоставлению подвергались только схемы с разным взаиморасположением бокового отбора (отборов) и питания.
Боковой отбор может быть осуществлен как в жидкой, так и в паровой фазах. При этом термодинамических ограничений, накладываемых системой ректификации на расположение уровня бокового отбора в той или иной фазе относительно тарелки питания, не существует. Тарелка бокового отбора и в той и в другой фазе может быть расположена как выше, так и ниже тарелки подачи исходной смеси.
Авторы [124, 142] предлагают осуществлять выбор агрегатного состояния отбора бокового продукта на основе анализа распределения концентраций компонентов с промежуточными значениями относительных летучестей. Концентрация среднелетучего компонента в укрепляющей секции колонны выше в жидкой фазе, а в исчерпывающей — выше в паровой фазе. То есть, коэффициент распределения среднелетучего компонента К2 1 в точке бокового отбора при расположении ее выше точки питания. Соответственно, К2 1 в точке бокового отбора при расположении ее ниже точки питания. Очевидно, что отбор бокового продукта целесообразно проводить в той фазе, в которой концентрация среднелетучего компонента выше. Таким образом, энергетически более выгодно проводить отбор в жидкости, когда тарелка бокового отбора расположена в укрепляющей секции колонны и в паре, если тарелка бокового отбора расположена в исчерпывающей секции колонны.
В работе [143] на примере разделения смесей гексан-гелтан-октан и изобу-тан-бутан-изопентан в СК с боковым отбором в результате вычислительного эксперимента автором получены графики зависимости величины энергозатрат в кипятильнике от положения тарелки бокового отбора при организации отбора в паре и жидкости. Показано, что точка отбора в сложной колонне с одним боковым отбором и одним питанием должна располагаться выше точки питания, если боковой поток отбирается в жидкой фазе и практически не содержит тяжелокипящего компонента, и ниже точки питания, если боковой поток отбирается в паровой фазе и практически не содержит легкокипящего компонента. Однако теоретического обоснования полученных результатов не приводится.
Задача данной работы состоит в теоретическом обосновании выбора агрегатного состояния бокового отбора на основе структурной трансформации графов TCP из ПДК в другие подмножества TCP.
Рассмотрим простейший случай ректификации трехкомпонентных зеотроп-ных смесей. В данном случае множество схем из простых двухсекционных колонн (П) состоит из двух элементов G„, и С?п 2, соответствующих 1-му и 2-му заданным разделениям в первой колонне (рис.2.12). При стягивании по ориентированному ребру из этих схем можно получить две «одноколонные» схемы с боковыми секциями ?фЛ и ?ф 2, образующие множество Ф. Дальнейшая трансформация графов дает множество I, состоящее из сложных колонн с боковым отбором. Это множество также включает два элемента G]% и G)A.
Казалось бы графы Gfi и G12 отличаются только местом расположения вершины-выхода, соответствующей боковому отбору, по отношению к точке питания. Это справедливо в отношении вида этих графов, представленных на рис. 2.12. Однако, обратим внимание, что G u является отображением G%mi в подмножество
TCP класса I (одна сложная колонна со множеством боковых отборов). При этом, поскольку прообраз предполагает отбор в боковую секцию смеси в определенном агрегатном состоянии, то можно предположить, что этот фактор будет оказывать существенное влияние на энергетическую эффективность схем класса I. Таким образом, можно углубить предложенную нами ранее классификацию, пометив вершины выхода, соответствующие боковому отбору, индексами, описывающими агрегатное состояние отбора (V — пар, L — жидкость). В результате такого преобразования G)t с формальной точки зрения могут быть получены четыре различных варианта (рис. 2.13). Назовем такую операцию расщеплением.
Оценка эффективности схем экстрактивной ректификации смеси ацетон-хлороформ
Традиционная схема экстрактивной ректификации азеотропной смеси ацетон-хлороформ с использованием высококипящего разделяющего агента — диме-тилформамида — представлена на рис.3.1.
Исходная смесь поступает в среднюю часть экстрактивной колонны (К1), а диметилформамид — на ее верхний уровень. В качестве дистиллята отбирается практически чистый ацетон. Из кубовой жидкости во второй колонне в виде верхнего продукта выделяют хлороформ, а в виде нижнего — экстрактивный агент, который после охлаждения и добавления некоторого количества свежего ДМФА возвращают на орошение в первую колонну.
Параметрическая оптимизация традиционной схемы экстрактивной ректификации предполагает подбор оптимальных рабочих параметров двух колонн — колонны экстрактивной ректификации и колонны регенерации экстрактивного агента.
Все расчеты проводили на 100 кг/ч смеси, содержащей 82,9 % мае. ацетона и поступающей в колонну при температуре кипения.
Качество ацетона задавали равным 99,5% мае, качество хлороформа — 99,9 % мае. Полагали, что поток экстрактивного агента содержит 99,9 % мае. ДМФА.
Эффективность колонн ЭР и регенерации ДМФА составляет 22 т.т. Погрешность определения величины критерия оптимизации составляла 0,1%. Как уже отмечалось выше, энергозатраты в кубе колонны ЭР при заданных количестве, составе и температуре исходной смеси и заданном качестве продуктовых потоков определяются, в основном, температурой и расходом экстрактивного агента и положением тарелок подачи исходной смеси и ЭА.
На первом этапе мы исследовали влияние на энергозатраты температуры подачи в колонну ДМФА при фиксированном соотношении F:3A = 1:2,7. При этом для каждого значения ТЭА мы определили оптимальное положение тарелок питания. Результаты расчетов приведены в Приложении 1, в таблице 3.6 и на рис.3.2.
Видно, что с ростом температуры ДМФА оптимальное положение тарелок подачи в колонну исходной смеси и экстрактивного агента не изменяется. Флегмо-вое число постепенно увеличивается, а энергозатраты в кубе уменьшаются. Такой характер зависимости Q от температуры экстрактивного агента объясняется численным соотношением величин Оканд и Q3A в уравнении (3.3) (остальные члены этого уравнения практически не зависят от ТЭА). С ростом температуры ДМФА, с одной стороны, происходит увеличение флегмового числа и затрат на конденсацию {Оконд)і а с Другой стороны, увеличивается количество тепла, приносимое потоком ЭА в колонну (Q3A). Очевидно, что увеличение 3К0НД приводит к росту энергопотребления в кубе, а увеличение Q3A — к его снижению. Как видно из таблицы 3.7, снижение энергозатрат за счет увеличения теплосодержания ЭА (AQ3A) во всех случаях превышает их рост за счет увеличения затрат на конденсацию (АОконд).
Далее мы определили минимальный расход ДМФА в зависимости от положения тарелок питания при различных температурах его подачи в колонну. Мы рассмотрели несколько наборов N3A/NF, обеспечивающих близкое к минимальному энергопотребление при F:3A = 1:2,7. Результаты представлены в Приложении 2, таблицах 3.8 и 3.10.
Расчеты показали (см. табл. 3.8), что при заданных Тэд и N3A/NF существует некоторое оптимальное значение расхода ДМФА, при котором энергозатраты в кипятильнике минимальны.
Появление минимума на зависимости энергозатрат от расхода ЭА можно легко объяснить, если рассмотреть изменение численного соотношения величин ОЭА, Qw и Оконд в уравнении (3.3) (очевидно, что QF и QD не зависят от расхода ДМФА). В таблице 3.9 приведены значения этих составляющих при ТЭА = QQ С. тепла, приносимое в колонну с потоком экстрактивного агента. Эти два фактора обуславливают рост Qmn. С другой стороны, за счет уменьшения кубового потока происходит снижение Qw, а следовательно и Qwr,.
При сокращении расхода ДМФА с 270 до 250 кг/ч увеличение энергозатрат за счет первых двух факторов (Д QKOhW + A 0.ЭА) составляет 5600 кДж/ч, а их снижение за счет уменьшения кубового потока (Д Qw) — 6600 кДж/ч. В результате наблюдается сокращение Окип на 1000 кДж/ч.
При дальнейшем уменьшении расхода с 250 до 240 кг/ч наблюдается обратная картина: Д Оконд + Д Q3A = 5200 кДж/ч, а Д Qw = 3300 кДж/ч. В результате QMn увеличивается на 1900 кДж/ч.
Параметрическая оптимизация традиционной схемы ЭР смеси ацетон-гексан-этанол
Структура принципиальной технологической схемы разделения смеси аце-тон-гексан-этанол с использованием высококипящего разделяющего агента — ди-метилсульфоксида представлена на рис. 4.3.
Схема состоит из трех колонн — колонны экстрактивной ректификации (К1), колонны выделения ацетона (К2) и колонны регенерации ДМСО (КЗ). Исходная смесь при температуре кипения поступает в среднюю часть колонны К1, а ДМСО — в ее верхнее сечение. В виде дистиллята выделяется практически чистый гексан, а кубовая жидкость, представляющая собой зеотропную смесь ацетон-этанол-ДМСО, направляется в колонну К2, где из нее в качестве дистиллята выделяется практически чистый ацетон. Кубовый поток после дросселирования поступает в колонну КЗ, которая работает при пониженном давлении, т.к. ДМСО разлагается при температуре выше 150 С. Здесь в виде верхнего продукта отбирают этанол, а в виде кубовой жидкости —ДМСО, который после охлаждения в теплообменнике Ті и смешения с порцией свежего разделяющего агента, вновь попадает в колонну экстрактивной ректификации.
Параметрическую оптимизацию традиционной схемы проводили в соответствии с процедурой, подробно рассмотренной в главе 3 на примере бинарных азео-тропных смесей. Единственное отличие состоит в том, что в данном случае схема включает не одну, а две простые двухсекционные колонны, для которых необходимо определить оптимальное положение тарелок питания.
Все расчеты проводили на 100 кг/ч исходной смеси эквимассового состава. Эффективность экстрактивной колонны составляла 20 т.т., эффективность колонн выделения ацетона и регенерации ДМСО — 20 и 10 т.т., соответственно.
Содержание основного компонента в продуктовых потоках гексана, ацетона и этанола задавали равным 99,5% мае. Полагали, что поток разделяющего агента содержит 99,9% мае. ДМСО и 0,1% мае. этанола.
Первоначально мы определили оптимальное положение тарелок питания в экстрактивной колонне при различных температурах подачи ДМСО и фиксированном соотношении F:3A = 1:4. Результаты представлены в Приложении 17 и табл. 4.6.
Видно, что оптимальное положение тарелок питания мало изменяется с увеличением температуры ДМСО. При этом минимальное энергопотребление в кубе наблюдается при ТЭА = 80 С. Причины существования минимума на зависимости Окип от температуры РА при фиксированном соотношении F:3A подробно рассмотрены в главе 3, и здесь мы не будем на них останавливаться.
Далее для экстрактивной колонны мы определили оптимальное сочетание рабочих параметров (тарелок питания, температуры и расхода ЭА), при котором обеспечивается минимальное энергопотребление в ее кипятильнике. При этом в качестве начального приближения мы использовали результаты, полученные на предыдущем этапе. Результаты представлены в Приложении 18 и табл. 4.7.
Видно, что величина оптимального расхода ДМСО зависит, как от соотношения эффективностеи различных частей колонны, так и от его температуры. При этом с ростом ТЭА получение продуктов заданного качества возможно при меньшем соотношении F:3A. По-видимому, это связано с особенностями формирования траектории ректификации вследствие наличия в системе расслаивания.
Заметим, что с уменьшением расхода ДМСО энергозатраты в кубе монотонно уменьшаются (см. Приложение 18) и достигают минимального значения при минимально возможном соотношении F:3A. Таким образом, в отличие от рассмотренных в главе 3 примеров ЭР бинарных азеотропных смесей, величины оптимального и минимального расхода ЭА в данном случае совпадают. Такой характер зависимости Окип от расхода ДМСО объясняется численным соотношением величин ОЭА, Оконд и Qw в уравнении (3.3). В качестве примера в табл. 4.8 представлено изменение этих составляющих в зависимости от расхода ДМСО при Тэд = 80 С и NSA/NF = = 4/10.
Видно, что с уменьшением расхода ДМСО флегмовое число, а вместе и с ним и Оконд, также уменьшаются. Одновременно за счет уменьшения кубового потока происходит снижение Qw. Эти два фактора обуславливают сокращение ОКИп. Вместе с тем, уменьшается количество тепла, приносимое в колонну с потоком экстрактивного агента, что вызывает рост Окип. Из таблицы видно, что при снижении расхода ЭА сокращение энергозатрат в кубе за счет первых двух факторов ( Д Оконд I +1A Qwl) всегда превышает их рост вследствие снижения теплосодержания потока ЭА А ОЭА! и в результате Окип монотонно уменьшается.
Из табл.4.7 видно, что минимальное энергопотребление в кипятильнике экстрактивной колонны достигается при ТЭА = 90 С, N3A/NF = 5/12 И соотношении F:3A = 1:2,3. Вместе с тем получение продуктов заданного качества возможно и при более низком расходе ДМСО (F:3A = 1:2,1).
