Содержание к диссертации
Введение
1 Литературный обзор 7
1.1 Алгоритмы синтеза энергосберегающих технологий 7
1.1.1 Синтез множества технологических схем разделения, состоящих нз двухотборных колонн 8
1.1.2 Синтез множества технологических схем разделения, содержащихсложные колонны 16
1.2 Комплексы ректификационного разделения, основанные на принципетермодинамической обратимости 23
1.3 Производство энтропии в процессе ректификации 26
1.4 Сопоставительный анализ схем ректификационного разделениязеотропных смесей, содержащих сложные колонны 32
1.5 Разделение неидеальных смесей экстрактивной ректификацией 41
2 Объекты и методы исследования 51
3 Разделение зеотропной смеси бензол - этилбензол - н-пропилбензол вкомплексах со связанными тепловыми и материальными потоками 61
4 Синтез схем экстрактивной ректификации 70
4.1 Схемы, содержащие двухотборные колонны 70
4.2 Схемы, содержащие сложные колонны с боковыми секциями 84
5 Параметрическая оптимизация процесса экстрактивной ректификации смеси циклогексан бензол этилбензол 89
5.1 Тепловой баланс экстрактивного комплекса 89
5.2 Схема экстрактивной ректификации из двухотборных колонн 92
5.3 Схема, содержащая сложную колонну с боковой секцией 102
6 Обсуждение полученных результатов 114
6.1 Разделение смеси циклогексан - бензол - этилбензол 114
6.2 Разделение смеси ацетон - хлороформ - н-бутанол - ДМФА 132
6.3 Изокритериальные многообразия в концентрационном симплексеисходных составов питания азеотропной смеси циклогексан-бензол-этилбензол 137
6,5 Термодинамическая эффективность процесса ректификации смесициклогексан - бензол - этилбензол 141
Выводы 152
Список использованных источников 154
- Синтез множества технологических схем разделения, содержащихсложные колонны
- Сопоставительный анализ схем ректификационного разделениязеотропных смесей, содержащих сложные колонны
- Схема экстрактивной ректификации из двухотборных колонн
- Разделение смеси ацетон - хлороформ - н-бутанол - ДМФА
Введение к работе
Процессы разделения многокомпонентных смесей органических продуктов являются одними из самых сложных и энергоемких процессов в химической и нефтехимической промышленности. Их эффективность зачастую определяет экономику производства в целом. Это связано с такими особенностями процессов как многотоннажность и непрерывность. Поэтому даже незначительное улучшение их количественных показателей (снижение энергопотребления и капитальных затрат, повышение качества товарных продуктов и др.) дает значительную экономическую выгоду. С другой стороны, поливариантность организации процесса порождает сложную проблему выбора оптимального технологического решения. Решению этой задачи посвящено достаточно большое количество работ различных авторов, в которых предложены методы, позволяющие на основе эвристических правил и строгих алгоритмов синтезировать оптимальную структуру технологической схемы.
К настоящему времени достаточно подробно исследованы вопросы оптимизации технологических схем ректификации многокомпонентных зеотропных смесей для фиксированных составов исходного питания по критерию минимальных энергозатрат. Однако в отношении разделения сложных азеотропных систем эта задача практически не решена. Несмотря на широкий ассортимент методов разделения таких смесей, незатронутой остается проблема структурной оптимизации, явно недостаточно исследована проблема синтеза множества технологических схем разделения.
На сегодняшний день наиболее эффективным процессом разделения является процесс термодинамически обратимой ректификации. Этот процесс является теоретической моделью и на практике в силу ограничений не может быть осуществлен. Однако изучение такого процесса, с одной стороны, позволяет глубже понять особенности любого реального процесса ректификации, а с другой стороны, указывает направление, в котором желательно изменять процесс обычной ректификации для улучшения ее термодинамической эффективности.
В связи с этим актуальной задачей является разработка схем разделения с максимальной степенью приближения процесса к термодинамически обратимому. Такими являются схемы ректификации со связанными тепловыми и материальными
потоками. В работе предложено использовать данный подход для разделения как зеотропных, так и азеотропних смесей с целью снижения энергозатрат на разделение.
Цель работы.
Настоящая работа посвящена поиску структурно оптимальных технологических схем разделения зеотропной и сложных азеотропных смесей на основе приближения к термодинамически обратимой ректификации; выявлению закономерностей трансформации структуры технологической схемы разделения зеотропной смеси от исходного состава питания; разработке методов синтеза схем экстрактивной ректификации; оценке эффективности использования комплексов с частично и полностью связанными тепловыми и материальными потоками как элементов схем разделения.
Для достижения поставленных целей в работе использованы методы графовой трансформации структур технологических схем ректификации, теория графов, топологический анализ, математическое моделирование схем ректификации и расчетный эксперимент.
Научная новизна,
Разработан алгоритм синтеза схем экстрактивной ректификации многокомпонентных азеотропных смесей, основанный на использовании в качестве прообразов схем ректификации многокомпонентных зеотропных смесей.
Определены работоспособные структуры экстрактивной ректификации для всех типов фазовых диаграмм трехкомпонентных азеотропных смесей.
Для разделения азеотропных смесей методом экстрактивной ректификации показано существование концентрационных подмножеств, в каждом из которых оптимальна своя технологическая схема; для разделения зеотропной смеси определено расположение изокритериальных многообразий для набора структур, включающего схему с полностью связанными тепловыми и материальными потоками.
Показано, что термодинамическая эффективность, основанная на количестве произведенной энтропии, коррелирует с энергозатратами технологических схем разделения и для процессов экстрактивной ректификации.
Выявлена преемственность в эффективности схем экстрактивной ректификации при переходе от схем - прообразов из двухотборных колонн к схемам - образам из многоотборных колонн.
Практическая значимость. Для фракции, содержащей смесь бензола и алкилбензолов (бензол — этилбензол
- н-пропилбензол), предложены технологические схемы разделения из простых
двухсекционных колонн, а также схемы с частично и полностью связанными
тепловыми и материальными потоками, обеспечивающие минимальные
энергозатраты на разделение для любого исходного состава питания.
Для разделения смеси циклогексан - бензол - этилбензол, входящей в состав пироконденсата, а также фракции сырого бензола при переработке угля, разработаны схемы экстрактивной ректификации, обладающие минимальными энергозатратами.
Для автоэкстрактивной ректификации смеси растворителей ацетон - хлороформ
- н-бутанол - диметилформамид (ДМФА) разработана энергосберегающая схема
разделения, содержащая сложную колонну с боковой укрепляющей секцией.
Выявлено, что наличие корреляции между энергозатратами на разделение и величиной производимой энтропии позволяет для предварительных оценок термодинамической эффективности схем ректификации использовать данные об их энергопотреблении.
Объем работы.
Диссертационная работа состоит из введения, литературного обзора, постановки
задачи, шести глав, выводов и библиографического списка. Диссертация изложена на
166 страницах машинописного текста, содержит 33 таблиц, 62 рисунков и
библиографию из 145 наименований.
Во введении обоснована актуальность работы, сформулированы цели и задачи исследования.
В первой главе представлен обзор литературы по методам синтеза
технологических схем ректификации. Изложены теоретические основы
термодинамически обратимого процесса, описаны ректификационные комплексы,
основанные на принципе термодинамической обратимости. Приведен
сопоставительный анализ схем разделения многокомпонентных зеотропных смесей в
последовательностях простых двухсекционных колонн и комплексах, содержащих
связанные тепловые и материальные потоки. Освещен ряд работ, связанных с оценкой термодинамической эффективности процессов ректификационного разделения, которая в свою очередь основывается на вычислении количества произведенной энтропии необратимого процесса. Рассмотрен процесс экстрактивной ректификации неидеальных смесей, изложено влияние различных факторов на его протекание.
В второй главе представлены объекты и методы исследования, приведены основные физико-химические свойства используемых веществ, параметры бинарного взаимодействия.
В третьей главе рассмотрен процесс ректификации зеотропной смеси бензол -этилбензол - н-протшбензол, выявлены критерии применимости структур с частично и полностью связанными тепловыми и материальными потоками.
Четвертая глава посвящена разработке алгоритма синтеза схем экстрактивной ректификации многокомпонентных азеотропных смесей. Представлен синтез как традиционных структур из последовательностей двухотборных ректификационных колонн, так и вполне новых - схем, содержащих сложные колонны с боковыми секциями.
В пятой главе описана процедура параметрической оптимизации, проводимой по критерию минимума энергозатрат, для одной из схем каждого класса структур.
В шестой главе представлено обсуждение полученных результатов. Для процесса экстрактивной ректификации выявлена энергетическая и термодинамическая эффективность применения схем со связанными тепловыми и материальными потоками.
Синтез множества технологических схем разделения, содержащихсложные колонны
Использование сложных колонн в качестве элементов технологических схем разделения представляет значительный интерес с точки зрения сокращения энергозатрат на разделение. Это связано с возможностью приближения процесса к термодинамически обратимой ректификации и снижением числа аппаратов (кипятильников, дефлегматоров) в технологической цепочке. Использование сложных колонн как элементов разделительного комплекса резко повышает число возможных вариантов организации процесса разделения.
Для перечисления вариантов разделения с использованием сложной колонны с боковыми отборами и боковыми секциями в работе [21] применена теория графов. В общем случае сложная колонна имеет F; входов и Dj выходов, секции которой работают при определенных соотношениях потоков пара и жидкости m = L/V. При условии несовпадения уровней входов и выходов число секций (1) вычисляется по формуле:
Каждому входу и выходу поставлена в соответствие вершина графа, а секции колонны - ребро. Вся совокупность вершин, в таком случае, состоит из вводов исходных фракций F,, промежуточных выходов (F; - 2) и двух выходов конечных фракций. В этих графах могут варьироваться уровень ввода исходной смеси и уровень расположения бокового отбора или боковой секции. Для определения возможных конфигураций графа использована комбинаторная теория размещений. Для случая одноуровневого питания число отборов равно числу компонентов с промежуточной летучестью (п-2), вычисляемых по формуле (1.3).В таблице 1.2 приведено число вариантов сложных колонн, отличающихся уровнями расположения боковых отборов (секций) и подачи исходной смеси.
В работе [28] рассмотрены вопросы поливариантности технологических схем, представляющих комбинацию простых двухсекционных колонн и одной сложной колонны с множеством боковых отборов. Авторами предложен метод для синтеза схем разделения п-компонентной смеси, заключающийся в последовательном расчете числа схем, в которых первая колонна не содержит боковых отборов, содержит один боковой отбор, два и так далее до N-2 боковых отборов. Общее число схем смешанной последовательности описывается формулой (1.4):где ZNk - число схем, в которых первая колонна содержит к боковых отборов.
Полученные авторами данные для N й 10 приведены в таблице 1.3. Таблица Метод «суперструктуры» применим и для синтеза технологических схем, содержащих сложные колонны. Такой алгоритм был впервые предложен авторами [29] в 70-х годах прошлого века в альтернативу комбинаторным методам.
В данном случае суперструктура представляет собой граф (рис. 1.9), корневой вершиной которого является исходная смесь. Промежуточные вершины определяют отдельные стадии разделения исходной смеси. Конечные вершины соответствуют требуемым продуктам. Ребра графа, соединяющие две соседние вершины, эксплицируют секции ректификационной колонны.
Суперструктура включает в себя все возможные конфигурации схем разделения, содержащие простые двухсекционные колонны и сложные колонны с полностью или частично связанными тепловыми и материальными потоками. Любая конфигурация может быть получена путем перемещения секций колонн, кипятильников, конденсаторов или промежуточных потоков между собой.
В продолжение метода автором [30, 31] разработан систематический алгоритм перечисления всех возможных конфигураций технологических схем с полностью связанными тепловыми и материальными потоками, содержащих один кипятильник и один дефлегматор. Возможные конфигурации схем могут быть получены путем удаления соответствующих вершин и ребер суперструктуры [30] (рис. 1.10) или перераспределения секций между аппаратами ректификационного комплекса [31]. В первом случае число секций минимально и равно (4п-6), во втором - п(п-1), где п -число компонентов.
Рис. 1.10. Некоторые конфигурации технологических схем с полностью связанными тепловыми и материальными потоками
Автором предложен ряд правил, с помощью которых происходит синтез суперструктуры:
Сопоставительный анализ схем ректификационного разделениязеотропных смесей, содержащих сложные колонны
Структурная оптимизация схем ректификации, порожденная поливариантностью организации процесса, является неотъемлемой частью поиска экономичных и эффективных технологических решений. В последние годы внимание исследователей направлено на поиск оптимальных структур, содержащих сложные колонны, в . частности схем со связанными тепловыми и материальными потоками. Их применение позволяет приблизить процесс к термодинамически обратимому, а также существенно снизить как энергетические, так и капитальные затраты.
Одной из первых работ в данном направлении является [57]. Авторами рассмотрен ряд примеров разделения промышленных смесей фиксированного состава питания и показана экономическая эффективность применения ректификационных систем со связанными тепловыми и материальными потоками: Смесь этилбензола и изомеров ксилола (орто-, мета-, пара-). Применение усовершенствованной схемы позволяет на 50% сократить расход тепла и на 10% -капиталовложения. Разделение ШФЛУ на ЦГФУ (С2-Сб). Сокращение нагрузки на кипятильники и дефлегматоры на 48 и 38% соответственно. Разделение диэтилбензола - сырца. Разделение смеси хлорметанов. Разделение смеси ароматических углеводородов С9.
В последних трех примерах достигнуто сокращение суммарного количества испаренной жидкости и сконденсированного пара на 100 моль сырья порядка 20%, 50% и 40% соответственно.
В усовершенствованных технологических схемах три последние по ходу разделения простые двухсекционные колонны заменены на комплекс с полностью связанными потоками. При этом авторами отмечается, что экономический эффект может быть значительно повышен, если объединить большее число двухсекционных колонн. Что касается оптимального суммарного числа теоретических ступеней разделения, то он при новом способе разделения, как правило, несколько больше, чем при обычной ректификации. Тем не менее, капиталовложения в новую схему ниже, поскольку необходимое число колонн и теплообменников меньше.
По данным исследований схемы с обратимым смешением потоков в среднем характеризуются на 20 — 40% меньшей паропроизводительностъю по сравнению со схемами из простых колонн. В частности, при разделении смеси ксилолов использование схемы с обратимым смешением потоков позволяет снизить энергозатраты на 31% [58].
Авторами [65] показано, что термодинамическая эффективность ректификационных установок со стриппинг-секцнями выше эффективности многоколонных установок с последовательным выделением компонентов в двухсекционных колоннах. Разделению подвергали четырехкомпонентную смесь с относительными летучестями 1:0,3:0,1:0,05. Во всех случаях была взята одна и та же чистота продуктов разделения (табл. 1.5) и одинаковое суммарное число теоретических ступеней разделения (36).
В качестве критерия сравнения брали суммарные расходы тепла и холода при наилучших параметрах работы установок. В итоге было показано, что наименьшие величины потоков жидкости и пара требуются в системе с полностью связанными тепловыми потоками.
Схема со стриппинг-секциями занимает промежуточное положение по этим показателям. Суммарный поток пара возрастает всего на 5,8%, тогда как поток жидкости - на 55,8% по сравнению со схемой с полностью связанными потоками. В системе с несвязанными тепловыми потоками суммарный расход жидкости возрастает на 87% по сравнению со схемой с полностью связанными тепловыми потоками и на 20% по сравнению со схемой с частично связанными тепловыми потоками. Суммарный расход пара - соответственно на 23,4 и на 16,6%.
Авторами [66] проведен сопоставительный анализ эффективности четырех схем по величине приведенных затрат на примере разделения смеси бензол-толуол—о-ксилол. Две из схем работают по I и II заданному разделению; в третьей схеме толуольная фракция отбирается в виде жидкостного бокового отбора; четвертая является схемой с колонной-предфракционатором.
Исследовано 7 составов исходного питания с содержанием бензола 5-30%мол. и 6 составов с содержанием о-ксилол а 5-30%мол. Соотношение остальных компонентов в смеси принято равным единице. Принято, что бензольная, толуольная и о-ксилольная фракции содержат 95%, 90% и 95% мол. целевого компонента, соответственно. В результате исследования показано, что при соотношении относительных летучестей 3:2:1 и
Схема экстрактивной ректификации из двухотборных колонн
Для разделения трехкомпонентной смеси циклогексан - бензол - этилбензол, содержащей один бинарный азеотроп, реализуется три варианта схем экстрактивной ректификации (глава 4, рис. 4.12). Два из них принадлежат к группе схем с применением экстрактивного агента на первом этапе и выделением в первой колонне компонента азеотропной пары (схемы II-1 и ЇЇ-2), один относится к группе схем с предварительным фракционированием смеси на зеотропную и азеотропную составляющие (схема ЇЇ-3).
Для каждой схемы нами была проведена параметрическая оптимизация, а затем сравнение схем по критерию энергозатрат в кипятильниках колонн. Все расчеты проводили на 100 кмоль/час исходной смеси различных составов. Все аппараты технологической схемы работают при давлении 0,3 кг/см (исходя из условий термической стабильности компонентов, выделяемых в кубе), исходная смесь подается при температуре кипения. Качество продуктовых фракций задавали равным 95%мол. целевого компонента, регенерированного анилина - 99,9%мол. Эффективность колонн равна 20 теоретическим тарелкам.
Рассмотрим процесс параметрической оптимизации схемы II-1 подробно. Принципиальная схема разделения смеси представлена на рис. 5.3.
Первая колонна схемы представляет собой экстрактивную колонну, наверх которой подается экстрактивный агент - анилин, а в среднюю часть - разделяемая смесь. Сверху колонны отбирают легколетучий циклогексан, кубовый продукт подают на разделение в колонну 2. Во второй колонне выделяют бензол в качестве верхнего продукта. В колонне 3 происходит разделение этилбензола (дистиллат) и анилина (нижний продукт), который направляют на рецикл. Рециркулирующий потокэкстрагента охватывает все ректификационные колонны, это приводит к тому, что тяжелокигапций компонент приходится нагревать в каждой колонне. Это, несомненно, должно отразиться на энергоемкости технологической схемы.
Рассмотрим процедуру оптимизации для эквимолярного состава исходной смеси, равного соотношению компонентов - циклогексан : бензол : этилбензол = 33,3:33,3:33,4 мол. %. Вся процедура включает в себя несколько этапов, подробно рассмотренных ниже.
Выше было установлено, что энергоемкость разделения в экстрактивной колонне при фиксированных количестве, составе и температуре исходной смеси и заданном качестве продуктовых потоков зависит от температуры и расхода ЭА, а также уровня ввода исходной смеси и разделяющего агента.
На первом этапе, закрепив постоянным соотношение исходной смеси и разделяющего агента 1:2, было определено положение оптимальных тарелок питания экстрактивной колонны при различных температурах подачи разделяющего агента. Исходная температура разделяющего агента была выбрана близкой к температуре кипения верхнего продукта экстрактивной колонны. Исследован интервал изменения температур от 40С до 100С с шагом 10С. Результаты представлены в табл. 5.1.
Видно, что при изменении температуры экстрактивного агента положение оптимальных тарелок питания колонны 1 практически не изменяется. Энергозатратыже при этом увеличиваются на 6,12%. На рис. 5.4 представлена графическая зависимость снижения энергозатрат при увеличении температуры экстрактивного агента. Видно, что при увеличении температуры агента выше 80С энергозатраты практически постоянны.
Такой характер зависимости SQ от температуры экстрактивного агента объясняется численным соотношением величин QK0(U и Q3A в уравнении теплового баланса (5.1) (остальные члены этого уравнения практически не зависят от ТЭА). С ростом температуры анилина, с одной стороны, происходит увеличение флегмового числа и затрат на конденсацию (QKWlI), а с другой стороны, увеличивается количество тепла, приносимое потоком ЭА в колонну (СЬА)- Очевидно, что увеличение QK0M приводит к росту энергопотребления в кубе, а увеличение Q3A - к его снижению. В данном случае, снижение энергозатрат за счет увеличения теплосодержания экстрактивного агента во всех случаях превышает их рост за счет увеличения затрат на конденсацию.
Далее рассмотрим изменение энергозатрат при снижении расхода экстрактивного агента для фиксированных температуры и уровня ввода агента и тарелке питания экстрактивной колонны.
Рассмотрим численное соотношение величин СЬА, QW И QK0Ha в уравнении теплового баланса (5.1) (очевидно, что QF и QD не зависят от расхода анилина). С уменьшением расхода экстрактивного агента увеличивается флегмовое число и, количество тепла, приносимое в колонну с потоком экстрактивного агента. Эти два фактора обуславливают рост Q . С другой стороны, за счет уменьшения кубового потока происходит снижение Qw, а следовательно и CW
Итак, на предыдущих этапах мы определили совокупность тарелок питания, обеспечивающих минимальные энергозатраты на разделение, а также выявили оптимальный расход разделяющего агента при закрепленной температуре разделяющего агента. Теперь, для совокупности параметров: температуры подачи агента, уровней ввода питания и ЭА в экстрактивную колонну, определим значения оптимального и минимального расходов разделяющего агента, а затем из полученных данных выберем те, которые соответствуют наименьшим энергозатратам. Результаты представим в табл. 5.3.энергозатраты при оптимальном расходе экстрактивного агента. Видно, что при 90С, подаче разделяющего агента и питания на 3 и 9 тарелки соответственно, а также расходе ЭА = 60 кмоль/ч энергопотребление наименьшее. Также видно, что энергозатраты в основном определяются соотношением эффективностей различных частей колонны, при снижении температуры агента энергозатраты увеличиваются незначительно.
Таким образом, мы выявили оптимальные параметры работы экстрактивной колонны. На следующем этапе определим положение оптимальной тарелки питания в колонне выделения бензола. Результаты представим в табл.5.4.Видно, что изменение энергозатрат в представленном диапазоне невелико, однако оптимальной является тарелка 10.
Далее закрепив оптимальные параметры колонн экстрактивной ректификации и выделения бензола, определим положение оптимальной тарелки питания колонны регенерации экстрактивного агента при различных значениях его расхода. Результаты представим в табл. 5.5.
Вне зависимости от расхода экстрактивного агента положение тарелки питания не изменяется, питание следует подавать на 10-ю тарелку.Таким образом, оптимальными рабочими параметрами схемы II-1 разделения азеотропной смеси циклогексан-бензол-этилбензол эквимолярного состава являются: соотношение F:3A= 1:0,6; температура подачи анилина в колонну ЭР - 90 С; для колонны экстрактивной ректификации: уровень ввода ЭА - 3 т.т., исходной смеси-9 т.т.; тарелка питания колонны выделения бензола - 10 т.т. тарелка питания колонны регенерации ЭА — 10 т.т.,флегмовое число экстрактивной колонны - 1,74При этом энергозатраты на разделение 100 кмоль/ч исходной смеси составляют 7,517 ГДж/ч, потери экстрактивного агента - 1,71 кмоль/ч.
Разделение смеси ацетон - хлороформ - н-бутанол - ДМФА
Для разделения этой смеси ранее нами были получены шесть работоспособных структур класса П (рис. 6.14), все колонны в данном случае двухагборные, и шесть структур класса Ч с частично связанными тепловыми и материальными потоками (рис. 6Л 5).кмоль/ч исходной смеси промышленного состава - ацетон : хлороформ : н-бутанол : ДМФА = 47,88 : 4,81 : 7,39 : 39,93 %мол. Давление во всех аппаратах технологических схем составляет 1 атм. Качество продуктовых потоков задавали равным: ацетон, хлороформ - 99,5%мол., н-бутанол - 90%мол., ДМФА -99,9%мол. Результаты оптимизации представлены в табл. 6.6-6.7.энергетически выгодно подавать экстрактивный агент при температуре выше, температуры кипения дистиллата. Несмотря на увеличение в связи с этим потока флегмы экстрактивной колонны, тепло, приносимое в колонну с потоком разделяющего агента, позволяет снизить нагрузку на кипятильник. Что касается расхода экстрактивного агента, то его необходимое количество относительно невелико. Кратность по отношению к 1 молю исходной смеси составляет от 0,2 до 1,1 молей. При этом в трехколонных схемах-прообразах и соответственно двухколонных схемах-образах его оптимальный поток меньше, чем в остальныхсхемах. Это определяется их структурой, в схемах III-1 и Ш-2 (рис. 6.14) в исходной смеси уже содержится разделяющий агент и его дополнительная подача незначительна, в остальных схемах, когда ДМФА был выделен на первом этапе разделения, расход разделяющего агента существенно выше. В целом на разделение смеси азеотропообразующих компонентов ацетон - хлороформ в количестве 52,7 кмоль/ч необходимо от 60 до ПО кмоль/ч ДМФА, т.е. кратность FAU-ХЛ : ЭА для разных схем приблизительно составляет 1 : 1,1 - 2 (в мольных единицах).
Сравнение энергопотребления схем показывает, что практически во всех случаях использование структур, содержащих сложные колонны с боковыми секциями, позволяет существенно снизить затраты разделительных комплексов. Исключение составляют схемы Ш-4/ПІ-10 (прообраз/образ), где энергозатраты в обоих вариантах близки. Рассмотрим результаты табл. 6.8. Здесь проведено сопоставление суммарных энергозатрат схем-прообразов и соответствующих им схем-образов, а также энергопотребление колонн технологических схем, которые участвовали в трансформации при синтезе структур.
Видно, что экономия энергозатрат при использовании схем со связанными потоками для трансформируемых комплексов достигает до 50%. Для энергопотребления схем в целом можно составить ряд энергетической выгодности (рис. 6.16), для схем-прообразов: III-1 -2-6-5-3-4, для схем образов: Ш-7 - 8 -12-11-9-10. Учитывая трансформацию структур схем-прообразов в схемы-образы, можно сказать о полной преемственности энергозатрат на разделение. Для обоих классов схем наиболее предпочтительными оказываются структуры III-1/III-7 (прообраз/образ) наименее - схемы Ш-4/Ш-10 (прообраз/образ).разделения смеси ацетон - хлороформ - н-бутанол - ДМФА методом автоэкстрактивной ректификации
Окончательно, вариантом разделения смеси ацетон - хлороформ - н-бутанол - ДМФА методом автоэкстрактивной ректификации, обладающей минимальнымиэнергозатратами, следует принять схему III-1, содержащую сложную колонну регенерации экстрактивного агента с боковой исчерпывающей секцией (рис. 6.17).
Таким образом, нами была рассмотрена экстрактивная ректификация азеотропных смесей циклогексан - бегоол - этилбензол с использованием анилина в качестве разделяющего агента и смеси ацетон - хлороформ - н-бутанол — ДМФА. Для их осуществления синтезированы схемы, принадлежащие разным классам структур, одни из них - это схемы, состоящие из двухотборных колонн, другие -схемы, содержащие сложные колонны с боковыми секциями. Последние относятся к структурам с частично связанными тепловыми и материальными потоками, позволяющие снизить энергопотребление за счет приближения к термодинамической обратимости. Связывание секций колонн потоками определенным образом позволяет отказаться от наличия кипятильников или дефлегматоров для боковых секций, которые являются источниками термодинамической необратимости. В целом организация разделения в колоннах со связанными потоками приводит к снижению энергозатрат. В ходе работы нами была показана эффективность использования таких структур по сравнению с традиционными двухотборными экстрактивными комплексами.
Ранее в работах [12, 75-77, 142-143] проводилось исследование концентрационных симплексов многокомпонентных зеотропных смесей. Было показано, что каждая технологическая схема ректификации имеет в симплексе составов питания свою область, в которой она оптимальна. Общей закономерностью исследованных тройных и четырехкомпонентных смесей является сохранение качественного портрета системы при количественном изменении размера областей, в которых оптимальна та или иная технологическая схема, в зависимости от физико-химических свойств компонентов. Таким образом, весь концентрационный симплекс разбивается изокритериальными многообразиями Кр (выполняется равенство критерия оптимизации) различной размерности на связные подмножества, каждому из которых соответствует единственная оптимальная технологическая схема.
Значительный интерес представляет то, каким образом взаимно расположены области оптимальности технологических схем разделения в концентрационном симплексе. Такая информация дает возможность определить, как при изменении параметров исходного состава питания изменяется структура оптимальной схемы разделения. Систематический подход к решению данного вопроса относительно разделения зеотропных смесей предложен в работе [41]. Что же касается разделения сложных азеотропних смесей, то подобные данные отсутствуют.В настоящей работе была предпринята попытка получить подобные данные о
