Email this article Сопоставительный анализ схем экстрактивной ректификации с различным фазовым состоянием бокового отбора из экстрактивной колонны
- Authors: Анохина E.A.1, Рамочников Д.A.1, Тимошенко A.В.1
-
Affiliations:
- МИРЭА – Российский технологический университет (Институт тонких химических технологий им. М.В. Ломоносова)
- Issue: Vol 58, No 5 (2024)
- Pages: 655–666
- Section: Articles
- Published: 25.09.2024
- URL: https://journals.rcsi.science/0040-3571/article/view/281142
- DOI: https://doi.org/10.31857/S0040357124050125
- EDN: https://elibrary.ru/wcpdgk
- ID: 281142
Cite item
Full Text
Abstract
Исследовано влияние агрегатного состояния бокового отбора на энергопотребление схем экстрактивной ректификации, включающих экстрактивную колонну с боковым отбором, на примерах разделения трех бинарных смесей (ацетон–хлороформ, ацетон–метанол, бензол–циклогексан). Для каждой смеси определены оптимальные по критерию суммарных энергетических затрат в кипятильниках колонн параметры четырех схем: традиционной двухколонной; схемы с частично связанными тепловыми и материальными потоками; схемы, включающей экстрактивную колонну с боковым отбором в паровой фазе, и схемы, включающей экстрактивную колонну с боковым отбором в жидкой фазе. Установлено, что энергопотребление в кипятильниках колонн схемы с частично связанными тепловыми и материальными потоками и схем, включающих экстрактивную колонну с боковым отбором, практически совпадает и ниже энергопотребления в кипятильниках колонн традиционной двухколонной схемы. Однако число теоретических тарелок в схемах, включающих экстрактивную колонну с боковым отбором, больше, чем в схемах с частично связанными тепловыми и материальными потоками. Выявлено, что агрегатное состояние бокового отбора практически не влияет на суммарное энергопотребление в кипятильниках колонн схем, включающих экстрактивную колонну с боковым отбором.
Full Text
ВВЕДЕНИЕ
Экстрактивная ректификация (ЭР) – эффективный метод разделения неидеальных смесей, основанный на принципе перераспределения полей концентраций между областями разделения [1] за счет добавления к исходной (базовой) смеси специально подобранного вещества – разделяющего агента (РА), увеличивающего относительную летучесть трудноразделимых компонентов базовой смеси. Наиболее известными примерами промышленных технологий ЭР являются выделение дивинила и изопрена из фракций пиролиза и дегидрирования углеводородов С4–С5 [2, 3]; выделение бензола из бензолсодержащих фракций, образующихся при пиролизе и риформинге углеводородов и коксовании каменного угля [4]; очистка бензола от тиофена [5–7].
Повышение энергоэффективности установок экстрактивной ректификации – одна из приоритетных задач химической технологии. Для ее решения используются как давно известные способы (выбор высокоселективных РА [8–11] и оптимальной последовательности выделения компонентов и фракций [12– 15], определение оптимальных рабочих параметров колонн [8, 15–19]), так и относительно новые подходы, связанные с применением схем с частично связанными тепловыми и материальными потоками [6, 20–23], колонн с боковым отбором [7, 24–29], тепловых насосов [30–34], неадиабатической ректификации [35–37].
Традиционная схема экстрактивной ректификации (CED) бинарной смеси с высококипящим разделяющим агентом, состоящая из колонны экстрактивной ректификации (EC) и колонны регенерации разделяющего агента (RC), представлена на рис. 1а.
Рис. 1. Различные структуры схем ЭР бинарной смеси с высококипящим разделяющим агентом: (а) – традиционная двухколонная, (б) – схема с частично связанными тепловыми и материальными потоками, (в) – схема, состоящая из одной колонны ЭР с боковым отбором, (г) – схема, включающая колонну ЭР с боковым отбором. A, B – компоненты исходной смеси, E – разделяющий агент, EC – колонна экстрактивной ректификации, RC – колонна регенерации, MC – основная колонна, SS – боковая секция, SSEC – колонна экстрактивной ректификации с боковым отбором, PC – колонна очистки компонента B от разделяющего агента, 1–5 – секции колонн.
Авторами [38] предложен алгоритм трансформации традиционных схем ЭР, состоящих из двухотборных колонн, в схемы ЭР с частично связанными тепловыми и материальными потоками (PTCED). В соответствии с этим алгоритмом схема CED (рис. 1а) отображается графом, представленным на рис. 2а. Вершины в этом графе соответствуют границам секций колонн, неориентированные ребра – противоположно направленным потокам пара и жидкости в секциях колонн, ориентированные ребра – потокам, связывающим колонны. В результате объединения двух вершин, связанных ориентированным ребром BE, получается граф, представленный на рис. 2б, которому соответствует схема PTCED (рис. 1б). Данная схема состоит из основной колонны (MC) и термически связанной с ней противоположно направленными потоками пара и жидкости боковой укрепляющей секции (SS). При объединении вершин S и B в графе на рис. 2б получается граф, представленный на рис. 2в, который является отображением схемы (рис. 1в), состоящей из одной колонны ЭР с боковым отбором (SC-SSED). В соответствии с терминологией авторов [38] традиционная схема ЭР называется прообразом, а полученные при ее трансформации схемы – образами.
Рис. 2. Графы традиционной схемы ЭР (а) и ее образов (б, в).– вершина, соответствующая входному потоку колонны,– вершина, соответствующая выходному потоку колонны с отводом тепла,– вершина, соответствующая выходному потоку колонны с подводом тепла,– вершина, соответствующая тарелке отбора бокового потока.
Из описанного выше алгоритма синтеза схем [38] следует, что в схеме SC-SSED (рис. 1в) боковой поток из экстрактивной колонны необходимо отбирать в паровой фазе, чтобы получить компонент B высокой степени чистоты. Это подтверждается данными работы [24], в которой рассмотрено разделение смеси этанол–вода с высококипящим разделяющим агентом – этиленгликолем (ЭГ) – в традиционной двухколонной схеме и в одной колонне ЭР с отбором воды в парофазном боковом потоке. Расчеты авторов [24] показали, что энергопотребление в кипятильнике схемы SC-SSED на 9% ниже суммарного энергопотребления в кипятильниках колонн традиционной схемы, однако при этом чистота этанола и воды снизилась с 99.94 до 99.71 мол. % и с 99.7 до 99.27 мол. %, соответственно. Для получения компонентов A и B такого же качества, как и в традиционной двухколонной схеме, авторы [25] предложили отбирать компонент B в паровой фазе из зоны экстрактивной колонны, где его концентрация максимальна, а затем направлять парофазный боковой отбор в парциальный конденсатор-сепаратор для отделения компонента B от примесей разделяющего агента. На примере ЭР смесей этанол–вода (РА – этиленгликоль) и этилацетат–метанол (РА – диметилсульфоксид) показано, что предлагаемая схема характеризуется меньшими энергетическими и капитальными затратами по сравнению с традиционной двухколонной схемой и экстрактивной колонной с перегородкой.
В приведенных примерах в качестве РА применяются вещества с температурой кипения существенно выше, чем температура кипения компонента, отбираемого в боковом потоке (разница составляет более 98°С). Вследствие этого содержание РА в боковом отборе относительно невелико (менее 10 % мол.). Если использовать РА с более низкой температурой кипения, то его концентрация в боковом потоке увеличится, и получить компонент B высокой степени чистоты в парофазном боковом отборе будет практически невозможно. При отборе бокового потока в жидкой фазе концентрация в нем РА будет еще выше. Таким образом, в этих случаях в схему необходимо включить ректификационную колонну очистки компонента B от разделяющего агента (рис. 1г). В работах [26–28] рассмотрена ЭР смесей этанол–вода (РА – ЭГ) [26], ацетон–метанол (РА – вода) [26], гептан–толуол (РА – анилин) [26], оксид пропилена–метанол–вода (РА – вода) [27], этилацетат–этанол (РА – диметилсульфоксид) [28] в двухколонной схеме, состоящей из экстрактивной колонны с боковым отбором и колонны очистки компонента B от РА (DC-SSED). Показано, что схема DC-SSED (рис. 1г) характеризуется меньшими энергетическими и полными годовыми затратами, чем традиционная двухколонная схема из двухотборных колонн (рис. 1а). В перечисленных примерах боковой поток отбирается из экстрактивной колонны в жидкой фазе и концентрация РА в этом потоке составляет 40–60 мол. %. Очевидно, что при отборе бокового потока в паровой фазе концентрация РА в нем будет существенно ниже. Таким образом, количество потока, поступающего в колонну очистки компонента B, уменьшится, и энергозатраты в кубе этой колонны снизятся. Кроме того, известно, что даже при одинаковом количестве потока питания энергозатраты в кипятильнике колонны при подаче потока исходной смеси в паровой фазе ниже, чем при подаче потока исходной смеси в жидкой фазе. Но, с другой стороны, энергопотребление в кубе экстрактивной колонны с боковым отбором при отборе бокового потока в паровой фазе выше, чем при отборе бокового потока в жидкой фазе.
Цель данной работы – исследовать влияние фазового состояния бокового отбора на суммарные энергозатраты в кипятильниках колонн двухколонной схемы ЭР, включающей экстрактивную колонну с боковым отбором.
ТЕОРЕТИЧЕСКАЯ ЧАСТЬ
В качестве объектов исследования рассмотрены схемы ЭР трех азеотропных смесей: ацетон–хлороформ (смесь I), ацетон–метанол (смесь II) и бензол–циклогексан (смесь III). В соответствии с литературными данными [4, 18, 21] в качестве разделяющих агентов для смесей I, II и III выбраны диметилформамид (DMFA), вода и N-метилпирролидон (NMP), соответственно. С использованием программного комплекса Aspen Plus v.10.0 были определены оптимальные по критерию суммарных энергетических затрат в кипятильниках колонн параметры трех схем ЭР указанных смесей: традиционной схемы, состоящей из двухотборных колонн (CED); схемы с частично связанными тепловыми и материальными потоками (PTCED) и двухколонной схемы, включающей экстрактивную колонну с боковым отбором (DC-SSED). Расчеты всех схем выполнялись на 1000 кг/ч исходной смеси, поступающей в экстрактивную колонну при температуре кипения. Состав потока питания для смесей I и II был задан близким к составу азеотропов при атмосферном давлении (21.5 мас. % ацетона для смеси I и 86.3 мас. % ацетона для смеси II), а для смеси III – эквимассовым. Температуру подачи РА в колонну ЭР задавали близкой к температуре кипения дистиллята, а именно: 60°C в случае ЭР смесей I и II и 70°C в случае ЭР смеси III.
Таблица 1. Параметры уравнения NRTL
Компонент I | Компонент J | Параметры бинарного взаимодействия, K | ||||
A(I,J) | A(J,I) | B(I,J) | B(J,I) | C(I,J) | ||
Ацетон | Хлороформ | –1.20022 | 2.98553 | 138.927 | –960.628 | 0.100 |
Ацетон | DMFA | 0.000 | 0.000 | 167.045 | –91.8073 | 0.300 |
Хлороформ | DMFA | 0.000 | 0.000 | –172.370 | –148.630 | 0.300 |
Ацетон | Метанол | 0.000 | 0.000 | 88.3797 | 126.178 | 0.300 |
Ацетон | Вода | –3.0768 | 7.9385 | 1203.73 | –2099.67 | 0.300 |
Метанол | Вода | –2.626 | 4.8241 | 828.387 | –1329.54 | 0.300 |
Бензол | Циклогексан | 0.657505 | –1.2279 | –64.7939 | 400.999 | 0.3375 |
Бензол | NMP | 0.000 | 0.000 | 663,349 | –502.497 | 0.1771 |
Циклогексан | NMP | 0.000 | 0.000 | 523,919 | 323.62 | 0.2902 |
Исходя из анализа литературных данных, посвященных моделированию и оптимизации схем экстрактивной ректификации исследуемых смесей [8, 18, 21, 22, 39], в качестве модели для описания парожидкостного равновесия была выбрана модель локального состава NRTL, параметры которой представлены в табл. 1. Для бинарных систем ацетон–хлороформ и ацетон–DMFA параметры взяты из базы данных программного комплекса Aspen Plus v.10.0, а для остальных бинарных систем – из литературных источников [21, 22, 34]. Как показали наши расчеты, средние относительные ошибки описания состава паровой фазы и температуры кипения бинарных смесей уравнением NRTL с указанными параметрами не превышают 3%.
Таблица 2. Состав продуктовых потоков, мас. %
№ смеси | Смесь | Компонент, выделяемый в дистилляте | Компонент, RC или MC или | |
EC или MC или SSEC | RC или SS или PC | |||
I | Ацетон (1) – | Ацетон, x1 = 99.5 | Хлороформ, x2 = 99.9 | DMFA, xDMFA = 99.9 |
II | Ацетон (1) – | Ацетон, x1 = 99.5 | Метанол, x2 = 99.95 | Вода, xводы = 99.9 |
III | Бензол (1) – | Циклогексан, x2 = 99.9 | Бензол, x1 = 99.9 | NMP, xNMP = 99.99 |
Расчет всех ректификационных колонн выполняли в проектно-поверочном варианте, давление в колоннах 101.3 кПа, тарелки – теоретические. Требования к составу продуктовых потоков приведены в табл. 2.
Определение оптимальных параметров традиционных схем ЭР. Для традиционных схем ЭР было найдено оптимальное число теоретических тарелок (т.т.) в колоннах EC (Ntotal,EC) и RC (Ntotal,RC), оптимальное положение тарелок подачи РА и питания (NE, NF,EC, NF,RC), а также оптимальный расход РА (FE). Критерий оптимальности – минимум суммарных энергозатрат в кипятильниках колонн (QΣCED), ограничения на оптимизацию – качество продуктов разделения. Алгоритм оптимизации подробно описан нами в работе [6], итоговые результаты приведены в табл. 3.
Таблица 3. Оптимальные рабочие параметры традиционных схем ЭР
Параметр | Смесь I | Смесь II | Смесь III |
Колонна экстрактивной ректификации | |||
Ntotal,EC | 24 | 38 | 35 |
NE/NF,EC | 4/11 | 19/30 | 5/21 |
FE, кг/ч | 3096.4 | 893.2 | 1454.3 |
RREC | 2.3 | 2.2 | 0.9 |
Qcond,EC, кВт | –100.7 | –404.9 | –92.1 |
Qreb,EC, кВт | 267.7 | 438.8 | 144.1 |
Колонна регенерации РА | |||
Ntotal,RC | 26 | 28 | 11 |
NF,RC | 6 | 18 | 5 |
RRRC | 2.9 | 2.9 | 0.3 |
Qcond,RC, кВт | –212.2 | –162.0 | –71.8 |
Qreb,RC, кВт | 235.5 | 172.0 | 132.1 |
Суммарные энергозатраты в кипятильниках колонн | |||
QΣCED, кВт | 503.2 | 610.8 | 276.2 |
Определение оптимальных параметров схем ЭР с частично связанными тепловыми и материальными потоками. Для схем PTCED по критерию минимума энергозатрат в кипятильнике основной колонны (QPTCED) был осуществлен поиск оптимального положения тарелки отбора потока из основной колонны в боковую секцию (NS) и оптимального количества бокового отбора (FS). При оптимизации PTCED положение тарелок подачи РА и исходной смеси в основную колонну, а также расход РА были заданы в соответствии с оптимальными значениями указанных параметров, найденными для схем CED. Как следует из алгоритма синтеза схем ЭР с частично связанными тепловыми и материальными потоками [38], суммарное число теоретических тарелок в колоннах CED и PTCED должно быть одинаковым, при этом число тарелок в основной колонне (Ntotal,MC) равно сумме числа тарелок в экстрактивной колонне и в исчерпывающей секции колонны регенерации РА схемы CED, а число тарелок в боковой секции (Ntotal,SS) равно числу тарелок в укрепляющей секции колонны регенерации схемы CED. Например, оптимальное число теоретических тарелок в колоннах традиционной схемы ЭР смеси I составляет 24 и 26 для EC и RC, соответственно (табл. 3). Тогда Ntotal,MC = 24 + 20 = 44 т.т. (где 20 – число т.т. в исчерпывающей секции колонны регенерации CED), а Ntotal,SS = 6 т.т. Алгоритм оптимизации схем PTCED подробно описан в работе [6], итоговые результаты приведены в табл. 4.
Таблица 4. Оптимальные рабочие параметры схем ЭР с частично связанными тепловыми и материальными потоками
Параметр | Смесь I | Смесь II | Смесь III |
Ntotal,MC | 44 | 48 | 41 |
Ntotal,SS | 6 | 18 | 5 |
NE/NF/NS | 4/11/29 | 19/30/42 | 5/21/36 |
RRMC | 1.3 | 2.2 | 0.9 |
RRSS | 0.6 | 1.3 | 0.1 |
FE, кг/ч | 3096.4 | 893.2 | 1454.3 |
FS, кг/ч | 1000 | 252 | 520 |
QcondMC, кВт | –70.9 | –393.9 | –95.7 |
QcondSS, кВт | –85.7 | –97.2 | –60.8 |
QPTCED, кВт | 346.9 | 535.0 | 266.4 |
Снижение энергозатрат | 31.1 | 12.4 | 3.5 |
Видно, что при ЭР смесей I and II энергопотребление в кипятильниках колонн схем PTCED существенно ниже, чем в соответствующих традиционных схемах, а в случае ЭР смеси III разница в энергозатратах схем CED и PTCED незначительна. Полученные результаты подтверждают выявленную нами ранее зависимость энергоэффективности применения PTCED в экстрактивной ректификации бинарных смесей от величины флегмового числа в колонне регенерации РА традиционной схемы [21]: если флегмовое число в указанном аппарате существенно меньше 1, то ∆QPTCED относительно невелико и составляет менее 10%. Именно такая ситуация наблюдается при ЭР смеси бензол-циклогексан: RRRC = 0.3 и ∆QPTCED = 3.5 %.
Определение оптимальных параметров двухколонных схем ЭР, включающих экстрактивную колонну с боковым отбором. Оптимизация данных схем проводилась по критерию минимума суммарных энергетических затрат в кипятильниках колонн (Q∑DC-SSED). Параметры оптимизации: число теоретических тарелок (Ntotal,PC) и положение тарелки питания (NF,PC) в колонне очистки целевого компонента от РА, положение тарелки отбора бокового потока (NS) и количество бокового отбора (FS). Положение тарелок подачи РА и исходной смеси в колонне с боковым отбором, а также расход РА были заданы в соответствии с оптимальными значениями указанных параметров, найденными для схем CED. Число теоретических тарелок в колонне с боковым отбором и в основной колонне схемы PTCED одинаковое, что является следствием применения алгоритма синтеза данных схем [38].
Для каждой смеси смоделированы и оптимизированы два варианта схем: 1) схема с отбором бокового потока в паровой фазе (DC-SSED-V) и 2) схема с отбором бокового потока в жидкой фазе (DC-SSED-L).
Первоначально при закрепленных NS и FS было выбрано число тарелок в колонне очистки целевого компонента от РА. Выбор проводили на основе анализа зависимости энергозатрат в кубе колонны (Qreb,PC) от числа тарелок в ней. На рис. 3 представлены примеры таких зависимостей для колонны очистки хлороформа от DMFA.
Рис. 3. Зависимость энергозатрат в кубе колонны очистки хлороформа от DMFA от числа теоретических тарелок в ней: а) при отборе бокового потока в паровой фазе, б) при отборе бокового потока в жидкой фазе.
Как видно из рис. 3а, энергопотребление в кубе колонны очистки хлороформа от DMFA схемы DC-SSED-V при сокращении числа тарелок с 30 до 22 т.т. увеличивается незначительно: рост энергозатрат составляет менее 2 % на каждые 2 тарелки. При дальнейшем уменьшении числа тарелок с 22 до 20 т.т. Qreb,PC увеличивается уже на 4.2 %. Поэтому число тарелок в PC схемы DC-SSED-V при проведении всех последующих расчетов приняли равным 22 т.т. Энергозатраты в кубе PC схемы DC-SSED-L возрастают менее чем на 3 % на каждые 2 тарелки в интервале уменьшения числа тарелок с 30 до 18 т.т., а при сокращении Ntotal,PC с 18 до 16 т.т. рост Qreb,PC составляет 7.9 % (рис. 3б). Исходя из этого, число теоретических тарелок в колонне очистки хлороформа от DMFA схемы DC-SSED-L выбрали равным 18.
Рис. 4. Алгоритм оптимизации двухколонных схем ЭР, включающих экстрактивную колонну с боковым отбором.
Аналогичным образом было выбрано число тарелок в колоннах очистки целевого компонента от РА в схемах DC-SSED смесей II и III. Далее оптимизацию схем DC-SSED проводили в соответствии с алгоритмом, представленным на рис. 4. Результаты приведены в табл. 5.
РЕЗУЛЬТАТЫ И ИХ ОБСУЖДЕНИЕ
Таблица 5. Оптимальные рабочие параметры двухколонных схем ЭР, включающих экстрактивную колонну с боковым отбором
Параметр | Смесь I | Смесь II | Смесь III | |||
Схема | Схема | Схема | Схема | Схема | Схема | |
Экстрактивная колонна с боковым отбором | ||||||
Ntotal,SSEC | 44 | 44 | 48 | 48 | 41 | 41 |
NE/NF,SSEC/NS | 4/11/29 | 4/11/28 | 19/30/42 | 19/30/42 | 5/21/35 | 5/21/36 |
RRSSEC | 1.3 | 1.4 | 2.1 | 2.1 | 1.0 | 0.9 |
FE, кг/ч | 3096.4 | 3096.4 | 893.2 | 893.2 | 1454.3 | 1454.3 |
FS, кг/ч | 891 | 1730 | 177 | 323 | 508 | 1005 |
Qcond,SSEC, кВт | –70.3 | –71.9 | –391.9 | –391.3 | –98.8 | –94.2 |
Qreb,SSEC, кВт | 334.7 | 241.6 | 503.3 | 431.2 | 267.3 | 177.8 |
Колонна очистки целевого компонента от РА | ||||||
Ntotal,PC | 22 | 18 | 32 | 30 | 11 | 9 |
NF,PC | 7 | 5 | 26 | 23 | 7 | 4 |
RRPC | 0.6 | 0.7 | 1.2 | 1.2 | 0.1 | 0.18 |
Qcond,PC, кВт | –85.9 | –92.9 | –90.3 | –91.1 | –60.1 | –64.5 |
Qreb,PC, кВт | 11.8 | 113.5 | 22.7 | 95.1 | 1.6 | 90.9 |
QΣDC-SSED, кВт | 346.6 | 355.1 | 526.0 | 526.3 | 268.9 | 268.7 |
Снижение энергозатрат | 31.1 | 29.4 | 13.9 | 13.8 | 2.6 | 2.7 |
Как видно из табл. 5, суммарное энергопотребление в кипятильниках колонн схем DC-SSED-V и DC-SSED-L практически совпадает. При этом энергозатраты в кубе колонны с боковым отбором потока в паровой фазе выше энергозатрат в кипятильнике колонны с боковым отбором потока в жидкой фазе в 1.4, 1.2 и 1.5 при ЭР смесей I, II и III, соответственно. Напротив, энергопотребление в кубе колонны очистки целевого компонента от РА при отборе бокового потока в паровой фазе ниже, чем при отборе бокового потока в жидкой фазе в 9.6, 4.2 и 56.8 раза при ЭР смесей I, II и III, соответственно. Таким образом, чем выше температура кипения РА, тем сильнее фазовое состояние бокового отбора влияет на энергозатраты в кипятильниках колонн SSEC и PC. Количество бокового потока, отбираемого в жидкой фазе, больше количества бокового потока, отбираемого в паровой фазе, в 1.94, 1.82 и 1.98 раза при ЭР смесей I, II и III, соответственно, что обусловлено существенным различием в составах данных потоков. Как видно из табл. 6, концентрация хлороформа, метанола и циклогексана в парофазном боковом потоке выше, чем в жидкофазном в 1.94, 1.82 и 1.98 раза, соответственно. Таким образом, при использовании РА с более высокой температурой кипения различие в количестве и составе бокового потока проявляется более заметно. Следует отметить, что составы боковых отборов в схемах PTCED и DC-SSED-V практически совпадают.
Таблица 6. Состав бокового отбора в схемах PTCED и DC-SSED
Компоненты | Концентрация компонентов, мас. % | ||
Схема PTCED | Схема DC-SSED-V | Схема DC-SSED-L | |
ЭР смеси ацетон-хлороформ | |||
Ацетон | 0.08 | 0.08 | 0.03 |
Хлороформ | 88.10 | 88.05 | 45.39 |
DMFA | 11.82 | 11.87 | 54.57 |
ЭР смеси ацетон-метанол | |||
Ацетон | 0.01 | 0.03 | 0.01 |
Метанол | 77.35 | 77.05 | 42.27 |
Вода | 22.64 | 22.92 | 57.72 |
ЭР смеси бензол-циклогексан | |||
Бензол | 98.07 | 98.34 | 49.72 |
Циклогексан | 0.08 | 0.08 | 0.03 |
NMP | 1.85 | 1.58 | 50.25 |
Из табл. 4 и 5 следует, что оптимальное положение тарелки отбора бокового потока в схемах PTCED и DC-SSED практически совпадает. Это объясняется тем, что концентрация целевого компонента, отбираемого в боковом потоке, достигает максимальных значений на одних и тех же тарелках основной колонны схемы PTCED и колонны с боковым отбором схем DC-SSED. На рис. 5 в качестве примера представлено распределение концентраций компонентов по высоте колонн схем ЭР смеси ацетон–хлороформ.
Рис. 5. Распределение концентраций компонентов по высоте основной колонны схемы PTCED (а) и экстрактивной колонны с боковым отбором схем DC-SSED-V (б) и DC-SSED-L (в) при разделении смеси ацетон-хлороформ.
Видно что, концентрация хлороформа достигает максимальной величины в паровой и в жидкой фазах на 26–29 т.т. основной колонны схемы PTCED и экстрактивной колонны с боковым отбором схем DC-SSED, и оптимальное значение NS в схеме DC-SSED-L равно 28 т.т., а в схемах PTCED и DC-SSED-V – 29 т.т. Аналогичная картина наблюдается и в случаях ЭР смесей II и III.
Диаметры секций 1–3 колонн всех рассмотренных для каждой смеси схем ЭР (CED, PTCED и DC-SSED) имеют близкие значения (табл. 7). Очевидно, это связано с тем, что трансформация традиционной схемы ЭР в схемы PTCED и DC-SSED в соответствии с алгоритмом [38] эти секции экстрактивной колонны не затрагивает. Диаметр секции 4 в схеме PTCED и секции 4’ в колонне очистки компонента В схемы DC-SSED меньше, чем диаметр секции 4 в колонне регенерации РА традиционной схемы, поскольку флегмовые числа и паровой поток в боковой секции схемы PTCED и в колонне PC ниже, чем в колонне RC традиционной схемы. Диаметр секции 5 основной колонны схемы PTCED и колонны SSEC выше, чем диаметр секции 5 колонны регенерации РА традиционной схемы, так как паровой поток в секции 5 указанных двух аппаратов, больше, чем в секции 5 колонны регенерации.
Таблица 7. Диаметры секций колонн схем ЭР смесей I–III
Диаметр, м | ||||
№ секции | Схема CED | Схема PTCED | Схема DC-SSED-V | Схема DC-SSED-L |
ЭР смеси ацетон-хлороформ | ||||
Секция 1 | 0.33 | 0.28 | 0.28 | 0.28 |
Секция 2 | 0.51 | 0.47 | 0.47 | 0.47 |
Секция 3 | 0.54 | 0.52 | 0.54 | 0.52 |
Секция 4 | 0.54 | 0.34 | – | – |
Секция 5 | 0.52 | 0.61 | 0.60 | 0.53 |
Секция 4’ | – | – | 0.34 | 0.36 |
Секция 5’ | – | – | 0.11 | 0.35 |
ЭР смеси ацетон-метанол | ||||
Секция 1 | 0.67 | 0.66 | 0.66 | 0.66 |
Секция 2 | 0.59 | 0.58 | 0.58 | 0.58 |
Секция 3 | 0.57 | 0.58 | 0.58 | 0.58 |
Секция 4 | 0.36 | 0.28 | – | – |
Секция 5 | 0.29 | 0.54 | 0.51 | 0.47 |
Секция 4’ | – | – | 0.27 | 0.27 |
Секция 5’ | – | – | 0.11 | 0.23 |
ЭР смеси бензол-циклогексан | ||||
Секция 1 | 0.36 | 0.36 | 0.37 | 0.36 |
Секция 2 | 0.37 | 0.37 | 0.37 | 0.37 |
Секция 3 | 0.39 | 0.39 | 0.40 | 0.39 |
Секция 4 | 0.29 | 0.21 | – | – |
Секция 5 | 0.39 | 0.54 | 0.55 | 0.45 |
Секция 4’ | – | – | 0.20 | 0.28 |
Секция 5’ | – | – | 0.04 | 0.32 |
Диаметры секции 4′ в схемах DC-SSED с отбором бокового потока в паровой и жидкой фазах отличаются незначительно, в то время как диаметр секции 5′ колонны PC в случае жидкофазного бокового отбора больше, чем в случае парофазного бокового отбора в 3.2, 2.1 и 8 раз при ЭР смесей I, II и III, соответственно. Однако следует отметить, что укрепляющая и отгонная секции колонны PC схемы DC-SSED-L имеют примерно одинаковый диаметр, а в схеме DC-SSED-V диаметры указанных секций отличаются в 3.1, 2.5 и 5 раз при ЭР смесей I, II и III, соответственно.
Из таблиц 3–5 видно, что флегмовые числа в экстрактивной колонне традиционной схемы, в основной колонне схемы PTCED и в колонне SSEC схем DC-SSED при ЭР смесей II и III имеют близкие значения, при ЭР смеси I RRMC и RRSSEC в 1.7 раза меньше, чем RREC. Это связано с тем, что для снижения размерности задачи оптимизации расход РА, тарелки подачи РА и исходной смеси в схемах PTCED и DC-SSED были заданы в соответствии с оптимальными значениями этих величин, найденными для традиционной схемы. Однако ранее нами [39] было показано, что при ЭР смеси ацетон–хлороформ оптимальный расход РА в схеме PTCED ниже, чем в традиционной двухколонной схеме, но при этом RRMC и RREC отличаются незначительно. Поскольку в данной работе для схем PTCED и DC-SSED величину оптимального расхода DMFA не определяли, то при более высоком, по сравнению с оптимальным, значении расхода РА заданное качество продуктовых потоков в основной колонне схемы PTCED и в колонне с боковым отбором схем DC-SSED достигается при более низких значениях флегмового числа, чем в экстрактивной колонне традиционной схемы.
Флегмовые числа в боковой секции и колонне очистки целевого компонента от РА значительно ниже, чем в колонне регенерации РА традиционной схемы, что обусловлено существенно разным составом потоков питания указанных аппаратов. Например, при ЭР смеси I концентрация хлороформа в парофазном и жидкофазном потоках бокового отбора равна 88.05 и 45.39 мас. %, соответственно (табл. 6), а в кубовом потоке экстрактивной колонны – 20.28 мас. %.
Из табл. 4 и 5 следует, что при разделении каждой смеси схемы с частично связанными тепловыми и материальными потоками и схемы, включающие экстрактивную колонну с боковым отбором, обеспечивают примерно одинаковое снижение энергозатрат по сравнению с традиционной схемой ЭР. Однако суммарное число теоретических тарелок в колоннах схем DC-SSED больше, чем число теоретических тарелок в схемах PTCED на 24–32 % в случае ЭР смеси ацетон–хлороформ, на 18–21 % в случае ЭР смеси ацетон–метанол и на 9–13 % в случае ЭР смеси бензол–циклогексан. Очевидно, это обусловлено тем, что в схемах PTCED вследствие наличия термической связи между MC и SS посредством противоположно направленных потоков пара и жидкости (рис. 1б) разделение смеси “целевой компонент В–РА” осуществляется в боковой укрепляющей секции и в исчерпывающей секции основной колонны. В схемах DC-SSED термическая связь между экстрактивной колонной с боковым отбором и колонной PC отсутствует. Следовательно, при одинаковом энергопотреблении схем PTCED и DC-SSED число тарелок в колонне очистки целевого компонента от РА должно быть приблизительно равно сумме числа тарелок в SS и в исчерпывающей секции основной колонны схемы PTCED.
ЗАКЛЮЧЕНИЕ
На примере ЭР трех бинарных азеотропных смесей (ацетон–хлороформ, ацетон–метанол, бензол–циклогексан) исследовано влияние фазового состояния бокового отбора на суммарные энергозатраты в кипятильниках колонн двухколонной схемы, включающей экстрактивную колонну с боковым отбором. Для каждой смеси определены оптимальные по критерию суммарных энергетических затрат в кипятильниках колонн параметры трех схем ЭР: традиционной двухколонной (CED), схемы с частично связанными тепловыми и материальными потоками (PTCED) и двухколонной схемы, включающей экстрактивную колонну с боковым отбором (DC-SSED). Смоделированы и оптимизированы два варианта схемы DC-SSED, отличающиеся фазовым состоянием бокового отбора: с отбором бокового потока в паровой фазе (DC-SSED-V) и с отбором бокового потока в жидкой фазе (DC-SSED-L). Установлено, что для каждой исследованной смеси энергопотребление в кипятильниках колонн схем PTCED, DC-SSED-V и DC-SSED-L практически совпадает. Таким образом, по критерию суммарных энергозатрат в кипятильниках колонн нет разницы, в какой фазе (паровой или жидкой) отбирать боковой поток из экстрактивной колонны. В дальнейшем необходимо исследовать динамическое поведение схем DC-SSED-V и DC-SSED-L и осуществить выбор оптимальной схемы по критерию устойчивости к внешним возмущающим воздействиям (например, в виде изменения состава и количества потока питания). Можно предположить, что по этому критерию более предпочтительной будет схема DC-SSED-L, поскольку жидкофазный поток бокового отбора легче регулировать, чем парофазный.
***
Работа выполнена при финансовой поддержке Гранта Государственного задания РФ № FSFZ-2023-0003.
ОБОЗНАЧЕНИЯ
FE - расход экстрактивного агента, кг/ч
FS - количества потока, отбираемого в боковую секцию, кг/ч
N - номер тарелки
Ntotal - число тарелок в колонне
Q - тепловая нагрузка, кВт
RR - флегмовое число
ИНДЕКСЫ
cond - конденсатор
E - экстрактивный агент
F - питание
reb - кипятильник
S - боковой отбор
About the authors
E. A. Анохина
МИРЭА – Российский технологический университет (Институт тонких химических технологий им. М.В. Ломоносова)
Author for correspondence.
Email: anokhina.ea@mail.ru
Russian Federation, Москва
Д. A. Рамочников
МИРЭА – Российский технологический университет (Институт тонких химических технологий им. М.В. Ломоносова)
Email: anokhina.ea@mail.ru
Russian Federation, Москва
A. В. Тимошенко
МИРЭА – Российский технологический университет (Институт тонких химических технологий им. М.В. Ломоносова)
Email: anokhina.ea@mail.ru
Russian Federation, Москва
References
- Серафимов Л.А., Фролкова А.К. Фундаментальный принцип перераспределения полей концентраций между областями ректификации как основа создания технологических комплексов // Теорет. основы хим. технол. 1997. Т. 31. № 2. C. 84.
- Павлов С.Ю. Выделение и очистка мономеров для синтетического каучука. Л.: Химия, 1987.
- Мазурин О.А., Волков А.Н., Курбатов В.А., Зиятдинов Н.Н. Способ разделения смесей углеводородов изопентан-изоамилен-изопренсодержащией фракции или бутан-бутилен-дивинильной фракции: пат. 2406717 Российская Федерация. № 2008144948/04; заявл.; опубл., Бюл. №35. 5 с.
- Гайле А.А., Сомов В.Е. Процессы разделения и очистки продуктов переработки нефти и газа. СПб.: Химиздат, 2012.
- Зарецкий М.И. Очистка коксохимического бензола от тиофена. Получение чистого тиофена из тиофеновой фракции методом экстрактивной ректификации. Расчет промышленной установки // Кокс и химия. 2004. № 6. С. 20.
- Anokhina E.A., Timoshenko A.V., Akishin A.Yu., Remizova A.V. Benzene purification from thiophene using dimethylformamide as an entrainer in thermally coupled extractive distillation columns // Chem. Eng. Res. Des. 2019. V. 146. P. 391.
- Анохина Е.А., Якутин Р.И., Тимошенко А.В. Очистка бензола от тиофена экстрактивной ректификацией с применением колонн с боковым отбором в паровой фазе // Теорет. основы хим. технол. 2021. Т. 55. № 5. С. 578.
- Shen W., Dong L., Wei S., Li J., Benyounes H., You X., Gerbaud V. Systematic design of an extractive distillation for maximum-boiling azeotropes with heavy entrainers // AIChE Journal. 2015. V. 61. № 11. P. 3898.
- Sprakel L.M.J., Kamphuis P., Nikolova A.L., Keijspe,r D.J., Schuur B. Solvent selection for extractive distillation processes to separate close-boiling polar systems // Chem. Eng. Res. Des. 2019. V. 144. P. 123.
- Guo C., Wang F., Xing J., Cui P. Thermodynamic and economic comparison of extractive distillation sequences for separating methanol/dimethyl carbonate/water azeotropic mixtures // Sep. Purif. Technol. 2022. V. 282. P. 120150.
- Wang L., Zhang X., Li C., Cao X., Zhao W., Xiang S. Superefficient separation of HFC-245fa/HF using extractive distillation: From computational thermodynamics to process assessment // Sep. Purif. Technol. 2023. V. 307. P. 122663.
- Errico M., Rong B.-G., Tola G., Spano M. Optimal synthesis of distillation systems for bioethanol separation. Part 1: Extractive distillation with simple columns // Ind. Eng. Chem. Res. 2013. V. 52. P. 1612.
- Raeva V.M., Dubrovskii A.M. Comparison of extractive distillation flowsheets for methanol-tetrahydrofuran-water mixtures // Fine Chem. Technol. 2020. V. 15. № 3. P. 21.
- Jian X., Li J., Qing Ye, Lia X. Intensification and analysis of extractive distillation processes with preconcentration for separating ethyl acetate, isopropanol and water azeotropic mixtures // Sep. Purif. Technol. 2022. V. 287. P. 120499.
- Sánchez-Ramírez E., Zhang Y., Yang A., Kong Z.Y., Segovia-Hernández J.G., Sunarso J. Integrating sustainability metrics to the design of extractive distillation for ternary azeotropic mixtures of ethanol, tetrahydrofuran, and methanol separation // Chem. Eng. Res. Des. 2023. V. 200. P. 58.
- Duan C. and Li Ch. Energy-saving improvement of heat integration for separating dilute azeotropic components in extractive distillation // Energy. 2023. V. 263. P. 125821.
- De Figueirêdo M.F., Guedes B.P., Araújo J.M.M., Vasconcelos L.G.S., Brito R.P. Optimal design of extractive distillation columns – A systematic procedure using a process simulator // Chem. Eng. Res. Des. 2011. V. 89. P. 341.
- You X., Rodriguez-Donis I. and Gerbaud V. Investigation of separation efficiency indicator for the optimization of the acetone-methanol extractive distillation with water // Ind. Eng. Chem. Res. 2015. V. 54. P. 10863.
- De Figueirêdo M.F., Brito K.D., Wagner B.R., Vasconcelos L.G.S., Brito R.P. Optimization of the design and operation of extractive distillation process // Sep. Sci. Technol. 2015. V. 50. P. 2238.
- Gutiérrez-Guerra R., Segovia Hernández J.G., Hernández S. Reducing energy consumption and CO2 emissions in extractive distillation // Chem. Eng. Res. Des. 2009. V. 87. P. 145.
- Anokhina E., Timoshenko A. Criterion of the energy effectiveness of extractive distillation in the partially thermally coupled columns // Chem. Eng. Res. Des. 2015. V. 99. P. 165.
- Timoshenko А.V., Anokhina E.А., Morgunov А.V., Rudakov D.G. Application of the partially thermally coupled distillation flowsheets for the extractive distillation of ternary azeotropic mixtures // Chem. Eng. Res. Des. 2015. V. 104. P. 139.
- Cao X., Liu R., Lu Y., Jia Sh., Yuan X. Application of the thermally coupled extractive distillation for recycling octafluoropropane based on thermoeconomic analysis // Sep. Purif. Technol. 2021. V. 279. P. 119813.
- Brito R.P., Maciel M.R.W. and Meirelles A.A. New extractive distillation configuration for separating binary azeotropic mixtures // The First European Congress on Chemical Engineering. – Florence, Italy. May 4–7, 1997. V. 2. P. 1333.
- Yan H., Song X., Xu L., Yuan X. New single-column extractive distillation with heavy entrainer to separate binary azeotropic mixtures // Sep. Purif. Technol. 2023. V. 312. P. 123393.
- Tututi-Avila S., Medina-Herrera N., Hahn J., Jiménez-Gutiérrez A. Design of an energy-efficient side-stream extractive distillation system // Comput. Chem. Eng. 2017. V. 102. P. 17.
- Zhang Zh., Wang Ch., Guang Ch., Wang Ch. Separation of propylene oxide-methanol-water mixture via enhanced extractive distillation: Design and control // Chem. Eng. Process. – Process Intensif. 2019. V. 144. P. 107651.
- Zhang Q., Zeng A., Yuana X., Ma Y. Design and control of economically attractive side-stream extractive distillation process // Chem. Eng. Res. Des. 2020. V. 160. P. 571.
- Chen Y.-Y., Kong Z.Y., Yang A., Lee H.-Y., Sunarso J. Design and control of an energy intensified side-stream extractive distillation for binary azeotropic separation of n-hexane and ethyl acetate // Sep. Purif. Technol. 2022. V. 294. P. 121176.
- Luo H., Bildea C.S., Kiss A.A. Novel Heat-pump-assisted extractive distillation for bioethanol purification // Ind. Eng. Chem. Res. 2015. V. 54. P. 2208.
- You X., Rodriguez-Donis I., Gerbaud V. Reducing process cost and CO2 emissions for extractive distillation by double-effect heat integration and mechanical heat pump // Applied Energy. 2016. V. 166. P. 128.
- Klauzner P.S., Rudakov D.G., Anokhina E.A., Timoshenko A.V. Energy saving in the extractive distillation of isobutyl alcohol–isobutyl acetate with n-butyl propionate // Fine Chem. Technol. 2020. V. 15. P. 14.
- Wang C., Zhuang Y., Liu L., Zhang L., Du J. Heat pump assisted extractive distillation sequences with intermediate-boiling entrainer // App. Therm. Eng. 2021. V. 186. P. 116511.
- Burachuk A.S., Anokhina E.A., Timoshenko A.V. Heat-pump efficiency in acetone-methanol extractive distillation depending on feed composition // Theor. Found. Chem. Eng. 2023. V. 57. P. 20.
- Nova-Rincón A., Ramos M.A., Gómez J.M. Simultaneous optimal design and operation of a diabatic extractive distillation column based on exergy analysis // International Journal of Energy. 2015. V. 17. P. 287.
- Rudakov D.G., Klauzner P.S., Anokhina E.A., Timoshenko A.V. Nonadiabatic schemes of the extractive distillation of an acetone–chloroform–n-butanol mixture // Theor. Found. Chem. Eng. 2022. V. 56. No 5. P. 734.
- Klauzner P.S., Rudakov D.G., Anokhina E.A., Timoshenko A.V. Energy efficiency of diabatic distillation schemes for an acetone–toluene–n-butanol mixture with an entrainer in the first column // Fine Chem. Technol. 2023. V. 18. No 1. P. 7.
- Timoshenko A.V., Anokhina E.A., Ivanova L.V. Extractive distillation systems involving complex columns with partially coupled heat and material flows // Theor. Found. Chem. Eng. 2005. V. 39. P. 463.
- Anokhina E.A., Timoshenko A.V. Effect of the side-stream location and the side-stream value on the optimal entrainer flowrate in thermally coupled extractive distillation columns // Theor. Found. Chem. Eng. 2023. V. 57. P. 165.
Supplementary files
