Содержание к диссертации
Введение
ГЛАВА 1 Литературный обзор 7
1.1 Математическое моделирование сложных химико-технологических схем 7
1.2 Дистилляция масляных мисцелл 14
1.3 Тепломассообмен при конденсации в присутствии инертного компонента 18
1.4 Парожидкостное равновесие в системах масляная мисцелла- растворитель 26
1.5 Задачи исследования 28
ГЛАВА 2 Разработка математической модели дистиллятора первой ступени 30
2.1 Разработка математической модели процесса тепломассообмена в дистилляторе масляной мисцеллы при его обогреве парами тостера 30
2.1.1 Диффузия и массоотдача при конденсации паров воды 31
2.1.2 Диффузия и массоотдача при конденсации эвтектической смеси 33
2.1.3 Тепломассообмен при гетерогенной конденсации 35
2.1.4 Дифференциальные уравнения процесса тепломассообмена в дистилляторе первой ступени 38
2.1.5 Анализ процесса дистилляции масляной мисцеллы при использовании в качестве греющего агента паров тостера 42
2.2 Разработка алгоритма поверочного расчета дистиллятора первой ступени 47
2.3 Выбор модели для описания парожидкостного равновесия в системе подсолнечное масло - гексан 58
ГЛАВА 3 Математическое моделирование системы дистилляции масляной мисцеллы и рекуперации паров растворителя 66
3.1 Разработка математических моделей систем дистилляции и их реализация в программной среде расчета сложных химико-технологических систем произвольной структуры 66
3.2 Идентификация математических моделей технологических процессов систем дистилляции 75
ГЛАВА 4 Совершенствование структурных элементов системы дистилляции и определение оптимального давления 83
Выводы 104
Литература 106
Приложение 119
- Дистилляция масляных мисцелл
- Диффузия и массоотдача при конденсации эвтектической смеси
- Разработка алгоритма поверочного расчета дистиллятора первой ступени
- Идентификация математических моделей технологических процессов систем дистилляции
Введение к работе
В масложировой промышленности наблюдается тенденция увеличения глубины извлечения масла из сырья, расширения использования процесса экстракции масла н наращивания мощности маслоэкстракцпоплого производства. В структуре маслоэкстракцпонных заводов наиболее энергоемкими являются установки дистилляции масляных мисцслл, рекуперации паров растворителя конденсацией и очистки газовоздушных смесей абсорбцией. В этой связи актуальной задачей является улучшение технико-экономических показателей работы этих установок.
Маслоэкстракционное производство - это сложная химико- технологическая система с обратными связями. Моделирование таких систем предполагает использование программной среды автоматизированного расчета сложных технологических схем произвольной структуры. Адаптация программных модулей такой среды к условиям маслоэкстракционного производства ставит задачу разработки недостающих математических моделей, а также идентификацию по производственным данным существующих моделей процессов дистилляции, конденсации, абсорбции, десорбции, эжектирования и теплообмена.
Для разработки математической модели дистиллятора первой ступени, в котором осуществляется рекуперативный теплообмен между соковыми парами тостера и масляной мисцсллои, нуждается в развитии теория теплоотдачи при гетерогенной конденсации трехкомпонентной парогазовой смеси (вода - растворитель-воздух), осложненная массопереносом.
Более подробного рассмотрения требуют вопросы моделирования термодинамического равновесия в системе пары растворителя - масляная мисцслл а.
Современные маслоэкстракционные заводы оснащены установками дистилляции, конденсации и абсорбции, поставляемыми фирмами "Де Смет" и "Европа Краун". Эти установки недостаточно изучены при работе на отечественном сырье и отсутствует их сравнительный анализ. В этой связи представляет интерес оптимизация работы этих установок и пх совершенствование.
Целью настоящей работы является совершенствование системы дистпл- ляции масляных мпсцелл, взаимосвязанной с системой рекуперации паров растворителя конденсацией и абсорбцией.
Для достижения поставленной цели определены следующие задачи: исследовать парожидкостное равновесие в системе растворитель — подсолнечное масло н выбрать метод расчета коэффициента активности, адекватно описывающий экспериментальные данные; развить теорию и разработать дифференциальные уравнения тепломассообмена при гетерогенной конденсации смеси пары воды — растворитель в присутствии неконденсирующегося компонента (воздуха); разработать математическую модель теплообмена между соковыми парами тостера и масляной мисцеллой в дистилляторе первой ступени; разработать математические модели схем дистилляции масляной мисцеллы, совмещенной с рекуперацией паров растворителя; па основе численного эксперимента усовершенствовать систему дистилляции мисцелл и рекуперации растворителя конденсацией и абсорбцией, а также определить оптимальный режим ее работы.
Научная новизна диссертационной работы заключается в следующем: проанализирована применимость современных моделей жидкости к описанию равновесия в системе масляная мисцелла - пары гексапа и установлено, что наиболее точно описывает поведение системы модель NRTL; разработана система дифференциальных уравнений для описания рекуперативного теплообмена между парами тостера и мисцеллой, которая учитывает одновременный тепломассообмен при гетерогенной конденсации паров тостера как в зоне конденсации паров воды, так и в зоне конденсации эвтектической смеси паров растворителя и воды; разработана инженерная методика расчета теплообмена между соковыми парами тостера и мисцеллой в дистилляторе первой ступени; разработаны математические модели схем дистилляции масляной мисцеллы, совмещенной с рекуперацией паров растворителя.
Практическая значимость работы заключается в том, что: - определено оптимальное давление первой ступени дистилляции в дистилля- ционных установках, совмещенных с рекуперацией паров растворителя, для схем, разработанных фирмами "Де Смет" и "Европа Крауп" и выполнено сравнение их технико-экономических показателей; предложена схема раздельной конденсации паров растворителя и смеси паров растворителя и воды; показана целесообразность оснащения десорбера, предназначенного для регенерации насыщенного растворителем минерального масла, укрепляющей частью колонны.
По результатам исследования получен патент РФ на полезную модель.
Реализация результатов исследования. Разработанные математические модели процессов и технологических систем использованы при оптимизации технологического режима установки фирмы "Европа Крауп" и при обосновании мероприятий по модернизации схемы дистилляции на ЗЛО "Бийский МЭЗ". Перевод установки фирмы "Европа Краун" на оптимальный режим работы обеспечивает расчетный экономический эффект более 2 млн. руб. в год. Фактический экономический эффект, полученный при внедрении на ЗЛО "Бийский маслоэкстракционный завод", составил 250 тыс. руб. в год.
Основные положення диссертационной работы, выносимые на защиту:
Математические модели совмещенных процессов дистилляции м нецел л подсолнечного масла, конденсации растворителя и абсорбция его паров из газовоздушных смесей, как сложных химико-технологических систем.
Оптимальный режим работы и усовершенствованная структура схем дистилляции масляной мисцеллы и рекуперации растворителя.
Теоретическое описание одновременного тепломассообмена при гетерогенной конденсации смеси паров растворителя и воды в присутствии воздуха.
Математическая модель дистиллятора, обогреваемого парами тостера, при наличии в нем трех зон: перегрева, конденсации паров воды, конденсации эвтектической смеси.
Результаты идентификации по собственным экспериментальным данным различных моделей описания парожидкостного равновесия в системе мис-целла подсолнечного масла- пары растворителя.
Дистилляция масляных мисцелл
При экстракционном способе получения растительных масел одной из важнейших стадий технологического цикла является дистилляция масляной мпсцеллы [81]. Дистилляция представляет собой процесс отгонки растворителя из мпсцеллы путем ее тепловой обработки [7]. Однако, температура кипения мпсцеллы существенно зависит от концентрации масла и резко возрастает при содержании масла свыше 60 % масс. [8, 47]. В этой связи полное удаление растворителя из мпсцеллы только за счет ее "закрытого" обогрева невозможно, так как даже при сравнительно глубоком вакууме температура кипения мпсцеллы настолько высока, что начинается термическое разложение масла и ухудшается качество готовой продукции [7, 18, 69]. Вследствие этого удаление растворите ля из мнсцеллы производится в два этапа. [60], которые в производстве принято называть предварительной н окончательной дистилляцией.
На этапе предварительной дистилляции за счет подвода тепла от внешнего источника (как правило, греющего водяного пара) осуществляется отгонка из мнсцеллы основной массы растворителя. На этапе окончательной дистилляции для обеспечения требуемого качества экстракционного масла удаление растворителя производится путем противоточного взаимодействия мнсцеллы с перегретым водяным паром в условиях внешнего обогрева.
Дистилляция масляной мнсцеллы является одной из наиболее дорогостоящих и энергоемких стадий при экстракционном способе получения растительных масел. Поэтому совершенствованию этого процесса уделялось и уделяется большое внимание. Все исследования по повышению эффективности процесса дистилляции условно можно разбить на две группы: Работы по совершенствованию аппаратурного оформления процесса ц работы, направленные на поиск путей снижения энергозатрат за счет изменений в технологической схеме процесса.
Совершенствование дистилляционного оборудования не является целью настоящей диссертации. В этой связи нет необходимости детально рассматривать работы, относящиеся к первой группе исследований. Отметим лишь, что все они направлены, в основном, на повышение производительности дистилляторов и увеличение коэффициента теплопередачи от греющего пара к кипящей мисцелле за счет организации естественной циркуляции жидкой фазы в аппарате, использования принципа взаимодействия фаз в закрученном (вихревом) потоке и т.д. [б, 18,20,24-26,40,41,60,66,68,69,81,82,88].
Безусловно, что вопросы оптимизации технологического режима и совершенствования схем дистилляции тесно взаимосвязаны с проблемой интенсификации тепло- массообменных процессов. Из работ, перечисленных выше, следует, что основное сопротивление теплопередаче оказывает процесс теплоотдачи к кипящей мисцелле. Этот факт подтверждается и в настоящей работе при исследовании рекуперации теплоты соковых паров тостера на первой ступени дистилляции.
Анализ работ второй группы исследований, посвященных совершенствованию процесса дистилляции, показывает, что основным способом снижения энергозатрат является использование вторичных источников теплоты маслоэкс-тракционного производства. Предварительную дистилляцию мнсцеллы по физической сущности, с известной степенью допущения, можно отнести к процессу выпаривания. Для снижения расхода греющего пара в смежных отраслях промышленности используют многокорпусные выпарные установки, в которых каждый последующий корпус обогревается вторичным паром из предыдущего корпуса [92]. Однако в маслоэкстракционном производстве такая схема не нашла применения из-за большой величины физико — химической температурной депрессии [8].
Основным источником вторичного тепла, используемого при дистилляции масляной мнсцеллы, являются соковые пары тостера [14,21,60,113]. Так, например, в технологических установках линий ДС-130, ТІ-МЭМ, МЭЗ предварительная дистилляция мнсцеллы осуществляется в две ступени. В качестве первой ступени служит экономайзер с сепаратором и насосами для подачи свежей мнсцеллы и для циркуляции мнсцеллы в системе. В трубном пространстве экономайзера поддерживается вакуум, что снижает температуру кипения мнсцеллы и позволяет использовать в качестве греющего агента соковые пары тостера, направляемые в межтрубное пространство. В работе [21] предлагается производить теплообмен между соковыми парами тостера и мисцеллой не в экономайзере, а непосредственно в греющей камере дистиллятора типа ТДА-8. Исходную мисцсллу рекомендуется подогревать за счет теплоты паров эжекторов, создающих разрежение в дистилляторах. Для подогрева исходной мнсцеллы авторами [1] предлагается использовать теплоту паров предварительной дистилляции. В работе [95] проведен термодинамический анализ возможной степени рекуперации теплоты отходящих потоков маслоэкстракционного про нзводства на стадии предварительной дистилляции. В качестве вторичных источников теплоты рассмотрены соковые пары тостера, пары предварительной дистилляции, пары окончательной дистилляции и дистиллированное масло. Показано, что эффект от рекуперативного теплообмена мисцеллы с дистиллированным маслом незначителен. Остальные из рассмотренных вторичных источников теплоты позволяют существенно снизить затраты греющего пара на стадии предварительной дистилляции. Авторами [95] предложена термодинамически рациональная система использования теплоты отходящих потоков для предварительного упаривания мисцеллы, согласно которой сначала осуществляется противоточный теплообмен мисцеллы с соковыми парами тостера. При этом в мисцеллу рециркулируются пары окончательной дистилляции. Полученная парожидкостная смесь сепарируется и мисцелла направляется на рекуперативный теплообмен с парами второй ступени предварительной дистилляции. На первой ступени дистилляции необходимо поддерживать давление не выше 0,07 МПа. Однако предложенная система использования теплоты отходящих потоков маслоэкстракциошюго цеха не нашла применения в промышленности из-за возможного обводнения мисцеллы при рециркуляции в нее паров окончательной дистилляции, что приведет к ухудшению качества получаемого масла.
Совершенствование процесса окончательной дистилляции связывают с созданием высокоэффективного дистилляционного оборудования, например [15]. Вместе с тем, для уменьшения потребления острого пара авторамп [4] предложено проводить окончательную дистилляцию мисцеллы в две ступени. Концентрация масла в мнсцелле на первой ступени доводится до 99,5 % масс, а окончательное удаление растворителя осуществляется на второй ступени. Общий расход острого пара в этой схеме, по сравнению с одноступенчатой, снижается более чем в два раза. Однако в работе [93] установлено, что применение схемы двухступенчатой окончательной дистилляции целесообразно при низкоэффективном дистилляционном оборудовании. При разделительной способно
Диффузия и массоотдача при конденсации эвтектической смеси
Учтем, что при конденсации смеси эвтектического состава поток инертного компонента (воздуха) равен нулю (N3 = 0). Тогда из уравнения (2.1) получим:
При конденсации эвтектической смеси соотношение потоков переноса воды и гексапа должно быть таково, чтобы состав паров уіз и у2э не изменялся. Иначе, тедшература паров повысится, что следует из диаграммы t - у2. Следовательно, должно соблюдаться следующее соотношение Очевидно, что суммарный поток Nc = N] + N2. С учетом этого и соотношения (2.7) преобразуем уравнение (2.6), умножив и разделив правую часть наNc: где верхний индекс (3) - относится к третьей зоне. Уравнение (2.8) принимает следующий вид:Ncdr = D ? .. Уз После его интегрирования по г от 0 до 6, где 6 толщина пограничногослоя, м, и по уз от уз до узґ получимУзПреобразуем уравнение (2.9) к более удобному виду:Уз Учтем, что температуры паров в ядре потока t и на границе раздела фаз tf определяются упругостямп паров чистых компонентов, так как жидкость вода -гексан расслаивается на практически чистые компоненты:где Р - давление смеси, бар; P(t) - упругость паров чистого компонента, бар.
В узком диапазоне изменения температур от t до tr можно использовать линейную аппроксимацию:где nr - тангенс угла наклона кривой зависимости температуры конденсации эвтектической смеси от суммарной концентрации переносимых компонентов Тогда уравнение (2.10) примет вид
При конденсации на поверхности теплообменных труб и кипении масляной мисцеллы в трубах протекают следующие процессы. На трубах образуется пленка конденсата. Через нее теплопроводностью передается теплота. Поток теплоты q Вт/м определяется известным соотношением
поверхности пленки, С; t - температура стенки трубы со стороны конденсата, С; а - коэффициент теплоотдачи через пленку, определяемый известной формулой Нуссельта, Вт/м -К.
Конденсирующиеся на поверхности пленки f компоненты переносятся из ядра парового потока массоотдачей, описываемой уравнениями (2.3) и (2.9) для конденсации воды и эвтектической смеси, соответственно. Поток вещества N переносит теплоту, а на границе раздела при фазовом переходе, который не является лимитирующей стадией, выделяется теплота N-r (г — мольная теплота конденсации, Дж/моль). Далее теплота переносится через стенку трубы и теплоотдачей q = ocM(t MJ к кипящей мнецелле (ам - коэффициент теплоотдачи о стенки к мисцелле, Вт/м -К).
За счет указанных процессов на бесконечно малом участке поверхноститеплообмена dF изменяются на бесконечно малую величину расходы фаз Gx, Gy со стороны конденсирующихся паров, их состав хп, у;, а также расходы фаз Lx, Ly, их температура t,„ состав жидкой фазы по маслу х и энтальпии \х, iy со стороны кипящей мисцеллы. Величина теплового потока за счет теплоотдачи от газовой смеси к пленке конденсата по сравнению с другими составляющими пренебрежимо мала. С учетом этого из уравнения (2.15) имеем:где гсм - удельная теплота парообразования смеси, Дж/моль.
Для второй зоны, где конденсируется только вода, Nc = Ni. Подставим в соотношение (2.16) величину N) из уравнения (2.5).Исключим из двух уравнений (2.17) величину tf и определим поток теплоты от пара к стенке уравнением:где ссКШ1 - коэффициент теплоотдачи от пара к стенке, Вт/м2-К. В результате получаем для второй зоны:
Для третьей зоны, где конденсируется эвтектическая смесь, воспользуемся уравнением (2.14) и аналогичным образом получим:Уравнения для расчета коэффициентов теплоотдачи апл обсуждаются при описании алгоритма расчета первой ступени дистилляции в разделе 2.2 Расчет коэффициента массоотдачи р(2) обсужден в разделе 2.1.1. ВеличинаР(3) =—— Sh(3). Критерий Sh(3) определяется в зависимости от Ре 3) = —щ—. Коэффициент теплопередачи К, Вт/м2-К, определяется в итоге общепринятым выражениемгде 5СТ - толщина стенки, м; Х„ - коэффициент теплопроводности стенки, Вт/м-К.
Уравнения (2.18) ч- (2.20) и (2.7) существенно упрощают постановку задачи расчета тепломассообмена в дистилляторе, если принять в пределах каждой из двух зон конденсации постоянными по длине коэффициенты теплопередачи (2) п j 3) вычнслпв нх для средних значений температур и концентраций. Это общепринятый и даже вынужденный прием, так как известные из литературы эмпирические критериальные уравнения для расчета величин коэффициентов теплоотдачи и массоотдачп ам, аП1, p(2J, pw получены для средних по длине трубы значений.
Запишем дифференциальные уравнения процесса для зоны конденсации воды. Выделим бесконечно малый участок поверхности теплопередачи dF.
Общий материальный баланс со стороны соковых паров тостерагде G - расход потока, моль/с; индексы: у - относится к паровой фазе, х - относится к жидкой фазе.
Материальный баланс по водеПо неконденсирующимся компонентам Рассмотрим порядок численного интегрирования уравнений (2.22) -т-(2.25).Во-первых, необходимо убедиться, что сначала конденсируется именно вода. Для соковых паров тостера этот факт был проверен нами экспериментально и подтвержден при моделировании. Расчетная проверка осуществляется следующим образом. Если сначала конденсируется только вода, то
Отсюда находится температура начала конденсации tj. Как правило, она меньше или равна температуре паров тостера на входе в дистиллятор первой ступени.Если сначала конденсируется гексан, тоВыбирается наибольшая из этих температур (как температура начала конденсации). На практике это t], то есть конденсируется сначала вода, а не гексан.
Во-вторых, следует учесть, что граничные условия не определены полностью ни на одном из концов теплообменника п, следовательно, задача решается итерационным методом, начиная с первого приближения по температуре мис-целлы и ее паров tM0, при которой они покидают зону теплообмена. При этой температуре решается хорошо известная задача "однократного испарения", то есть определяются расходы паровой Ly0 и жидкой Lxo фаз и состав жидкой фазы Хо (пары содержат только гексан). Затем рассчитывается зона снятия теплоты перегрева от температуры to до ti по известной методике расчета обычного теп
Разработка алгоритма поверочного расчета дистиллятора первой ступени
Теплопроводности, плотности, удельная теплота конденсации, коэффициент динамической вязкости конденсата; g - ускорение свободного падения; At - температурный напор в пограничном слое; Н — высота труб; Р - коэффициент мас-соотдачи в паровой фазе; у3- средняя концентрация воды в паро „ і Э(1-у3) , , „вой фазе; т = — — — коэффициент линейной аппроксимацииSt зависимости l-y3=a + m в пограничном слое. 12. Определение коэффициента теплопередачи в і- ой зоне.1 1 8„ 6, «(i) а? К К где 5ст, 63 - толщина стенки труб и слоя загрязнений; Х , Х3 - коэффициент теплопроводности стенки труб и загрязнений. 13. Определение средней движущей силы теплопередачи в І - ой зоне- разность температур теплоносителей на концах і -ой зоны. 14. Определение поверхности теплопередачи І - ой зоны
е, где є — задаваемая точность расчета. Если условие выполняется, идти в п. 19. Если условие не выполняется, идти в п. 17.17. Корректировка температуры соковых паров тостера на выходе 3 — ей зоны (на выходе дистиллятора) t .
Описанный алгоритм расчета дистиллятора первой ступени реализовав! в виде программного модуля и интегрирован в библиотеку расчетных модулей моделирующей системы HYSYS, выбранной в качестве инструментальной базы для анализа технико-экономических показателей маслоэкстракциошюго производства при изменении структурных и режимных параметров.
В таблице 2.2 представлены результаты расчета дистиллятора первой ступени по описанной модели в сравнении с данными обследования промышленных дистилляторов и результатами расчета по модели с учетом тепломассообмена. Как видно из этой таблицы, результаты расчета по обеим моделям удовлетворительно согласуются и между собой, и с экспериментальными данными.
Для моделирования процессов дистилляции необходимы надежные данные по парожид костному равновесию. Как было показано в литературном обзоре, имеющиеся экспериментальные данные по температурам кипения масляных мисцелл при различных давлениях получены с использованием растворителей различного состава. Между тем это не позволяет использовать их для нахождения зависимости коэффициента активности от состава или для проверки различных методов описания состояния жидкости. В этой связи были получены экспериментальные данные по температурам кипения масляной мисцеллы при различных давлениях с разной концентрацией масла в ней. При этом в качестве растворителя использовался технический гексан.
Для экспериментального определения температур кипения мисцелл была создана установка, представленная на рисунке 2.4. Рисунок 2.4 - Установка для определения температур кипения мисцелл: 1 - термометр ртутный; 2 - пароотводящая трубка; 3 - колба с мисцеллой; 4 - кольца Рашига керамические; 5 - плитка электрическая; 6 - штатив лабораторный; 7 - зажим; 8 - площадка горизонтальная; 9 - подвес колбы; 10 - весы электронные ВЛ-10 Установка состоит из термометра 1 с ценой деления ОД С и пароотводя-щей трубки 2, закрепленных в резиновой пробке, закрывающей колбу 3 с мис-целлой. Пароотводящая трубка 2 предназначена для отвода паров ацетона при кипении мисцеллы с целью поддержания в колбе атмосферного давления. Колба 3 через подвес 9 действует на чашку электронных весов ВЛ-10, которые служат для непрерывного взвешивания колбы с кипящей мисцеллой. Подвес 9 состоит из двух горизонтальных пластин, на одной из которых закреплена колба 3, и двух нитей равной длины, связывающих концы пластин. Основанием весов 10 служит металлическая площадка 8 с двумя отверстиями для нитей подвеса, закрепленная на четырех лабораторных штативах 6 зажимами 7. Площадка 8 выставлена горизонтально по строительному уровню с помощью зажимов 7. Колба 3 подвешена на расстоянии 10-15 мм над поверхностью электроплитки 5, которая служит для нагрева мисцеллы до температуры кипения.
На дне колбы 3 равномерным слоем размещены керамические кольца Ра-шига так, что покрывают всю поверхность дна. Их использование позволяет получить кипение во всем объеме мисцеллы, что практически исключает ее перегрев; кольца предотвращают нагрев термометра излучением от электроплитки 5.
В ходе проведения эксперимента были приготовлены растворы мисцелл с различной концентрацией масла. Для их получения использовали масляную мисцеллу 2-ой ступени дистилляционноЙ установки фирмы "Де Смет". Определение концентрации масла в мнецелле проводили стандартным весовым методом. Растворы мисцеллы в количестве 150 см поочередно помещали в колбу 3 со слоем колец Рашига на дне и закрывали пробкой с термометром и газоотво-дящей трубкой так, чтобы нижний конец термометра был полностью погружен в раствор мисцеллы. Соединяли газоотводящую трубку гибким шлангом с вакуум — ресивером объемом 10 л, в котором поддерживался заданный вакуум. Вакуум замерялся вакуумметром с ценой деления 0,01 бар. Затем колбу подвешивали над электроплиткой 5 и нагревали мисцеллу до температуры кипения, следя за показаниями термометра К Эксперимент проводили при давлениях 0,4 + 1,0 бар.
С целью исключения погрешности эксперимента, связанной с испарением гексана во время нагрева мисцелл до температуры кипения, в приготовленные растворы мисцелл дополнительно было введено по 6 г гексана. Количество дополнительно введенного гексана выбрано так, чтобы оно не успевало испариться до момента закипания мпсцеллы. После подвешивания колбы с мисцеллой показания весов обнуляли.
По окончании нагрева мпсцеллы до температуры кипения следили за показаниями весов. После испарения всего количества дополнительно введенного гексана снимали показания термометра, которые принимали за температуру кипения мпсцеллы известного состава. Затем сливали мисцеллу, промывали колбу и кольца Рашига дважды чистым гексаном. Эксперимент повторяли для мисцелл других составов.
Невозможно достоверно установить величину перегрева мисцелл различных концентраций при проведении эксперимента, поэтому при определении температур кипения учитывали поправку на перегрев, равную 0,2С.Концентрации мпсцеллы определены стандартным весовым методом.
Результаты эксперимента представлены в таблице 2.3. В этой же таблице даны результаты расчета температур кипения масляной мпсцеллы по методам NRTL, UNIQUAC и формуле однопараметрнческого уравнения Маргулеса, полученной Кошевым Е.П.Уравнения для расчета коэффициентов активности по различным моделям имеют следующий вид [80, 90, 61].
Идентификация математических моделей технологических процессов систем дистилляции
Моделирующая система HYSYS предназначена для расчета материальных и тепловых балансов технологических схем произвольной структуры в нефтехимической, нефтеперерабатывающей и газоперерабатывающей отраслях промышленности. Поэтому в банке данных теплофизических свойств компонентов отсутствуют данные для подсолнечного масла. В этой связи номенклатура компонентов системы HYSYS была дополнена компонентом "подсолнечное масло", а в банк данных внесены физико- химические свойства этого компонента, в том числе параметры уравнения NRTL, полученные при обработке собственных экспериментальных данных по равновесию в системе гексан — подсолнечное масло.
Для получения экспериментальных данных, необходимых для идентификации математических моделей процессов, входящих в состав систем дистилляции, разработанных фирмами "Де Смет" и "Европа Краун", было проведено обследование действующих производств на Морозовском и Ростовском МЖК. На промышленных установках вся информация с контрольно-измерительных датчиков н измерительных приборов фиксируется компьютером. Ряд параметров, в основном расходы технологических и энергетических потоков, определены по показателям работы смен и месячным отчетам. Недостающие данные взяты из производственного технологического регламента.
В качестве параметров идентификации второй ступени дистилляции, конденсаторов и теплообменников служили или коэффициент теплопередачи К или произведение коэффициента теплопередачи на поверхность теплообмена K-F. Для дистиллятора третьей ступени схемы, предлагаемой фирмой "Де Смет", параметром идентификации являлось число теоретических ступеней, а для сушилки окончательного дистиллятора - эффективность контактной ступе ни. Для абсорбера в качестве параметра идентификации принято число теоретических ступеней, а для десорбера - эффективность контактной ступени.
Определение перечисленных параметров идентификации проводилось не при моделировании каждого аппарата, а на основе моделирования схемы в целом. Это связано с тем, что обе схемы характеризуются большим количеством обратных связей как материального, так и энергетического характера. Давление в каждом из аппаратов было принято равным давлению на действующих установках.
В ходе идентификации для дистилляторов масляной мисцеллы обеспечивался минимум отклонения между расчетными и экспериментальными данными по концентрации масла в покидающей дистиллятор мнецелле. Для абсорбера обеспечивался минимум отклонения расчетных и экспериментальных данных по расходу и концентрации растворителя в газо-воздушной смеси, выбрасываемой в атмосферу, а для десорбера — минимум отклонения по количеству рекуперированного растворителя. Для конденсаторов функцией цели при идентификации принята минимальная разность между количествами образовавшегося конденсата в случае, если данные по количеству конденсата по результатам обследования имелись, а при отсутствии таковых обеспечивался минимум различия между температурами конденсата.
Величины найденных в результате идентификации параметров приведены в таблице 3.1 для схемы, разработанной фирмой "Де Смет", и в таблице 3.2 для схемы, разработанной фирмой "Европа Краун". В таблицах 3.3 и 3.4 представлены результаты моделирования по идентифицированным моделям схем фирм "Де Смет" п "Европа Краун" в сравнении с данными обследования действующих установок. Как видно из этих таблиц, обеспечивается удовлетворительное согласие между расчетными и экспериментальными данными.
Резюмируя изложенное, можно констатировать, что выполнены все необходимые и достаточные для разработки математических моделей сложной химико-технологической системы, включающей подсистемы дистилляции, кон граммы расчета технологических процессов, не входящих в библиотеку модулей программной среды, моделирующей сложную ХТС; во-вторых, в среде автоматического расчета сложных систем произвольной структуры реализованы математические модели отдельных процессов, а также технологических схем дистилляции фирм "Де Смет" и "Европа Краун"; в-третьих, выполнено обследование процессов, которые включают эти схемы, и установок в целом, и определены все необходимые для идентификации параметры технологического режима; наконец, в результате идентификации найдены подгоночные параметры (параметры идентификации), обеспечивающие согласие результатов математического моделирования с фактическими результатами функционирования схем.Разработанные модели используются ниже для анализа, оптимизации и совершенствования системы дистилляции импортных маслоэкстракциониых заводов, установленных в Ростове и Морозовске, а также для совершенствования установки дистилляции Бийского МЭЗа.
Разработанные математические модели могут использоваться для решения более сложных задач оптимизации и совершенствования системы более высокого уровня, включающей разработанные модели (как подсистемы) и дополнительные модели подсистем экстракции, тестирования, регенерации сточных вод.
Как было показано в главе 1, на действующих схемах дистилляционных установок применяется различное давление дистилляции. В рассматриваемых схемах фирм "Де Смет" и "Европа Краун" давление также различное: в схеме фирмы "Де Смет" - порядка 0,46 бар, а в схеме фирмы "Европа Краун" - 0,6 бар. В этой связи была поставлена задача определения оптимального давления дистилляции в рассматриваемых схемах.В качестве функции цели при определении оптимального давления дистилляции приняты суммарные энергетические затраты водяного пара и охлаждающей воды в стоимостном выражении. В процессе поиска оптимума капитальные затраты оставались постоянными, так как все расчеты выполнялись по идентифицированным моделям схем, в которых использовалось установленное оборудование.
В связи с тем, что установки дистилляции масляной мнсцеллы на масло-экстракциоЕшых заводах России работают при различных давлениях, выполнено моделирование этих схем при давлениях от 1 бара до 0,4 бар.
Обсудим в качестве примера подробно результаты моделирования технологической схемы дистилляции, разработанной фирмой "Европа Краун".В качестве базового рассматривался технологический режим действующей установки при давлении мнсцеллы на входе в первую ступень дистилляции, равном 0,6 бар.
Использование теплоты соковых паров тостера в дистилляторе 1оП ступени (экономайзере) позволяет из 22 т/ч исходной масляной мнсцеллы отогнать более 9 т/ч растворителя и вместе с тем сконденсировать более 3,5 т/ч соковых паров тостера (таблица 4.1). При этом не затрачивается водяной пар и охлаждающая вода.
