Физико - химические свойства индивидуальных компонентов

Физико - химические свойства индивидуальных компонентов.

Данные о физико - химических свойствах бензола, циклогексана, гексан и сульфолан взяты из базы данных программы PRO II фирмы SIMSCI. Таблица 4.4. Наименование вещества Молекулярная масса г моль Относительная плотность кг м3 tкип 0С бензол 78,1150 883,92 80,1 гексан циклогексан 84,163 782,65 80,74 сульфолан 5.2. Моделирование паро-жидкостного равновесия На первом этапе исследований перед нами стоит задача выбора модели, адекватно описывающей ПЖР в четырехкомпонентной смеси бензол - толуол - циклогексан - ДМФА. Для проведения оценки адекватности нами были собраны имеющиеся в литературе данные о фазовом равновесии для бинарных составляющих смеси 44-46 бензол - ЦГ гексан - ЦГ бензол - гексан бензол - ДМФА для систем толуол - ДМФА и циклогексан - ДМФА экспериментальных данных нет. Также для всех 6 групп бинарных систем были получены псевдоэкспериментальные данные при помощи групповой модели UNIFAC. На основании общих рекомедаций были выбраны две группы математических моделей, основанных на различных представлениях о структуре раствора и межмолекулярных взаимодействий Модели локальных составов Wilson, NRTL, UNIQUAC Уравнения состояния SRK, Peng - Robinson Для статистической обработки результатов в качестве критерия, оценивающего адекватность описания ПЖР, выбрана средняя относительная погрешность описания экспериментальных данных различными моделями д , N - количество точек фазового равновесия. 5.1. Результаты статистической обработки имеющихся псевдоэкспериментальных данных представлены в таблицах 2 и 3 Таблица 2 Средняя относительная погрешность описания экспериментальных данных различными моделями бинарная пара д NRTL UNIQUAC Wilson SRK PR UNIFAC бензол - ЦГ 0,0300 0,0283 0,0237 0,0482 0,0644 0,0315 ЦГ - толуол 0,0499 0,0489 0,0516 0,1907 0,1333 0,0220 бензол - толуол 0,1041 0,0689 0,0977 0.0467 0,0658 0,0160 бензол - ДМФА 0,2443 0,1987 0,2147 0,2363 0,2180 0,0500 Таблица 3. Средняя относительная погрешность описания псевдоэкспериментальных данных, полученных при помощи групповой модели UNIFAC, различными моделями бинарная пара д NRTL UNIQUAC Wilson SRK PR бензол - ЦГ 0,1019 1,11 10-5 5,32 10-3 0,0343 0,0714 бензол - толуол 8,79 10-3 5,24 10-5 4,48 10-3 0,0152 0,0576 бензол - ДМФА 0,011 9,34 10-5 0,0551 0,1237 0,1041 толуол - ДМФА 0,0741 0,0634 0,0803 0,0486 0,0672 толуол - ЦГ 0,0496 0,0561 0,0572 0,0441 0,0876 ЦГ - ДМФА из-за высокой неидеальности системы ЦГ-ДМФА оценить адекватность модели при помощи д невозможно.

Как можно заметить из приведенных выше результатов все выбранные модели удовлетворяют условиям адекватности, однако нам необходима такая модель, которая будет способна описать сложный фазовый портрет в системе ЦГ-ДМФА. Поэтому казалось бы целесообразным применить для расчета групповую модель UNIFAC, которая удовлетворительно описывает экспериментальные данные и хорошо согласуется с данными, полученными по другим моделям табл. 3 . Однако, поскольку в системе может реализоваться сосуществование двух жидких фаз, то этот вопрос также требует обсуждения и оценки применимости той или иной модели.

Исходя из литературных данных, система характеризуется сильным отклонением от идеальности обусловленным наличием азеотропа и расслаивания.

Согласно информации, полученной нами из банка данных по физико-химическим свойствам компонентов и их смесей RSA DB Решетова С. А. при атмосферном давлении вторая жидкая фаза присутствует в интервале температур от 20 до 53 єС. 5.3. Критерий оптимизации.

В качестве критерия при подборе оптимальных рабочих параметров колонн мы использовали минимум суммарных энергетических затрат в кипятильниках колонн где N число колонн в технологической схеме.

Энергетические затраты в кубе каждой колонны рассчитываются исходя из общего теплового баланса.

Для колонны экстрактивной ректификации уравнение теплового баланса имеет вид 5.2 где количество тепла, поступающее с потоком исходной смеси количество тепла, поступающее в колонну с потоком экстрактивного агента количество тепла, отводимое из колонны с потоком дистиллята количество тепла, отводимое из колонны с кубовым потоком количество тепла, отводимое при конденсации потоков дистиллята и флегмы Откуда затраты тепла в кипятильнике 5.3 или 5.4 При заданном количестве и составе питания, а также заданном качестве продукта, поток дистиллята определяется из общего материального баланса колонны и является фиксированной величиной.

Следовательно, теплосодержание верхнего продукта QD есть величина практически постоянная.

Величина кубового потока также определяется из материального баланса и зависит от соотношения исходная смесь ЭА. Следовательно, теплосодержание нижнего продукта QW зависит от расхода разделяющего агента.

При проведении расчетов мы полагали, что исходная смесь поступает в колонну при температуре кипения. Таким образом, величина энергетических затрат в кубе экстрактивной колонны в данном случае зависит в основном от флегмового числа, температуры и расхода подаваемого в колонну экстрактивного агента.

Как известно, флегмовое число в колонне заданной эффективности определяется, с одной стороны, природой разделяемой смеси, а с другой, положением тарелки питания, поскольку в зависимости от точки подачи исходной смеси в колонне формируется определенный профиль концентраций компонентов траектория ректификации. В колонне экстрактивной ректификации на формирование профиля оказывает существенное влияние и уровень ввода экстрактивного агента.

Температура подачи в колонну экстрактивного агента оказывает неоднозначное влияние на величину энергозатрат. С одной стороны, как видно из уравнения 4.3 , чем выше температура экстрактивного агента, тем меньше на первый взгляд Qкип. Однако, поскольку экстрактивный агент подают в верхнее сечение колонны при этом увеличивается его концентрация на верхних тарелках, и для получения дистиллята заданного качества потребуются более высокие значения флегмового числа, что, в свою очередь, приводит к росту Qкип. Для колонны регенерации ацетонитрила уравнение теплового баланса имеет вид 5.5 обозначения те же, что и в формуле 5.2 Количество питания, потоки дистиллята и куба в этой колонне при фиксированном соотношении исходная смесь экстрактивный агент и заданном качестве продуктовых потоков определяются из общего материального баланса схемы, и являются постоянными величинами.

Поэтому в данном случае Qкип зависит в основном от флегмового числа, которое, в свою очередь, определяется положением тарелки подачи в колонну исходной смеси. Таким образом, существует определенный набор рабочих параметров, при котором энергозатраты на разделение минимальны.

Для колонны экстрактивной ректификации такими параметрами являются взаиморасположение тарелок подачи в колонну исходной смеси и экстрактивного агента, температура и расход экстрактивного агента, флегмовое число. Для колонны регенерации экстрактивного агента уровень ввода исходной смеси и флегмовое число. 5.4 Анализ работоспособности синтезированных схем разделеня. Рис.18 Портрет паро-жидкостного равновесия смеси ЦГ-бензол-толуол Система ЦГ-бензол-толуол характеризуется наличием азеотропа с минимум Ткип на стороне бензол-ЦГ, сепаратрисса azбензол-ЦГ - толуол делит концентрационный симплекс на две области дистилляции ЦГ- azбензол-ЦГ - толуол и azбензол-ЦГ - бензол - толуол.

Работоспособные схемы П1 V1.1, V1.2, Ф1.1 , П2 V2.1, V2.2, Ф2.1 , см. 3.2 на первом этапе экстрактивной ректификацией выделяется компонент бензол, далее разделяется зеотропная составляющая ЦГ-толуол.

П5 V5.2 - на первом этапе предварительным фракционированием выделяется компонент толуол, далее экстрактивной ректификацией разделяется азеотропная пара бензол-ЦГ. Неработоспособные схемы П3, V3.2 - в первой колонне в качестве дистиллята выделяется азеотропная составляющая бензол-ЦГ, которую невозможно разделить простой ректификацией.

V3.1, Ф3.1 - невозможно разделить азеотропную составляющую бензол-ЦГ, так как точки отбора этих компонентов находятся выше зоны экстрактивной ректификации точки подачи ЭА , организация двухуровневой подачи экстракивного агента не решит задачу, так как приведет к попаданию ЭА в боковую исчерпывающую секцию и не позволит выделить чистый компонент ЦГ. П4 V4.1, V4.2, Ф4.1 - на первом этапе выделить предварительным фракционироанием компонент бензол невозможно, так как он образует азеотроп с компонентом ЦГ. 5.5 Расчет схем экстрактивной ректификации.

На первом этапе мы рассчитывали энергозатраты на разделение в простых колоннах. Согласно проведенному нами выше анализу существует три работоспособных варианта разделения исходной смеси в схемах состоящих из простых двухсекционных колонн. рис.19 Рис.19. Схемы, состоящие из простых двухсекционных колонн П1, П2, П5 а Схема П1 б Схема П2 Все расчеты проводили на 1000 кг час исходной смеси, содержащей 37 масс. ЦГ, 23 масс. бензола, 40 масс. толуола.

Полагали также что поток РА содержит 99,96 масс. ДМФА и 0,04 масс. толуола, попадающего в поток РА вместе с рециклом из колонны регенерации. Параметры работы колонн, расхода РА и число тарелок подбирались методом последовательного сканирования так, чтобы обеспечить наилучшее качество продуктовых потоков. Процесс проводится при условиях вакуума P 0,1 атм для того чтобы сдвинуть границу тангециального азеотропа ДМФА - циклогексан 95 масс. ДМФА и для предотвращения термического разложения РА. 43 Энергозатраты на разделение и параметры процесса представлены в табл.5, а материальный баланс в Приложении 2. Таблица 5. Рабочие параметры простых схем экстрактивной ректификации.

П1 П2 П5 колонна Т1 Т2 Т3 Т1 Т2 Т3 Т1 Т2 Т3 Qконд, Гкал час. -0,3350 -0,2053 -0,4191 -0,3355 -0,2786 -0,0643 -0,1137 -0,3653 -0,0747 Qкип, Гкал час 0,2791 0,4386 0,2306 0,2786 0,3144 0,0634 0,0876 0,5440 0,1036 R 8,5 8,6 9,9 5 3,3 1,7 0,3 15,22 2,1623 NЭА NF 11 14 14 15 11 14 9 11 10 7 12 1 Nт.т. 20 20 20 20 20 20 20 20 20 Q?кип, Гкал час 0,9483 0,6564 0,7352 На втором этапе мы производили расчет схем ректификации, состоящих из последовательности простая двухсекционная колонна - колонна с боковой секцией и сложная колонна с двумя боковыми секциями.

Расчетный эксперимент показал, что в колоннах наблюдается расслаивание жидкой фазы, а значит затруднительно обеспечить равномерный отбор брутто-составов жидкости с тарелки. Поэтому варианты V2.2, Ф2.1, подразумевающие отбор в боковую секцию жидкой фазы, были исключены из расчета.

Рассчитанные схемы с частично связанными тепловыми и материальными потоками представлены на рис. 20. Рис.20. Схемы с частично связанными тепловыми и материальными потоками V1.1, V1.2, Ф1.1, V2.1, V5.2 а1 схема V1.1 а2 схема V1.2 а3 схема Ф1.1 б схема V2.1 в схема V5.2 При расчете синтезированных сложных схем, мы закрепляли число тарелок в секциях, а также положение тарелок питания и подачи РА. Параметры работы схем V1.1, V1.2, Ф1.1, V2.1, V5.2 представлены в табл.6-8. Taблица 6. Рабочие параметры схем-образов П1 V1.1 V1.2 Ф1.1 колонна Т1 S1.1 Т2 Т1 Т2 S2.1 Т1 S1.1 S1.2 Qконд, Гкал час. -0,274 -0,1866 -0,4191 -0,3355 -0,2350 -0,1544 -0,2113 -0,1388 -0,1900 Qкип, Гкал час 0,5943 - 0,2306 0,2791 0,6269 - 0,5287 R 5,2 8,6 9,9 5 10 2,9 3,1 3,4 3,9 NЭА NF 11 14 - 14 - 15 11 14 - 14 - 15 11 14 - 14 - 15 NS1 NS2 20 20 20 26 Nт.т. 26 14 20 20 25 15 31 14 15 Q?кип, Гкал час 0,8249 0,906 0,5287 NS1 - тарелка отбора в первую боковую секцию S1 - первая боковая секция NS2 - тарелка отбора в первую боковую секцию S2 -вторая боковая секция снижение энергозатрат схем образов относительно схем праобразов, Taблица 7. Рабочие параметры схемы-образа П2 V2.1 колонна Т1 S1.1 Т2 Qконд, Гкал час. -0,1933 -0,2311 -0,0643 Qкип, Гкал час 0,4043 - 0,0634 R 4,7 2,6 1,7 NЭА NF 11 14 - 9 - 11 NS1 20 Nт.т. 31 9 20 Q?кип, Гкал час 0,4677 Taблица 8. Рабочие параметры схемы-образа П5 V5.2 колонна Т1 Т2 S2.1 Qконд, Гкал час. -0,1137 -0,1649 -0,0304 Qкип, Гкал час 0,0876 0,2200 - R 0,9 5,8 0,7 NЭА NF - 10 7 12 - 10 NS1 - 20 - Nт.т. 20 30 10 Q?кип, Гкал час 0,3076 5.6. Обсуждение полученных результатов Для сравнительного анализа полученных результатов в табл.9 представлены суммарные энергозатраты для всех рассмотренных схем. Таблица 9. Сводная таблица полученных результатов по всем рассмотренным схемам.

П1 V1.1 V1.2 Ф1.1 П2 V2.1 П5 V5.2 Q?кип, Гкал час 0,9483 0,8249 0,9060 0,5287 0,6564 0,4677 0,7352 0,3076 - 13,01 4,06 44,25 - 28,75 - 58,16 Как видно из табл.9 применение связывания тепловых и материальных потоков приводит к существенному снижению суммарных энергозатрат на разделение в процессе экстрактивной ректификации.

Среди образов схемы П1 наименьшими энергозатратами обладает образ Ф1.1, он на 0,4196 Гкал час 44,25 менее энергоемок схемы праобраза, на 0,2962 Гкал час 35,91 менее энергоемок схемы образа V1.1 и на 0,3773 Гкал час 41,64 менее энергоемок схемы образа V1.2. Образ схемы П2 V2.1 на 0,1887 Гкал час 28,75 менее энергоемок схемы праобраза. И наконец образ схемы П5 V5.2 на 0,4276 Гкал час 58,16 менее энергоемок схемы праобраза.

Казалось бы, что среди всех рассмотренных схем, образ Ф1.1. наиболее приближен к термодинамически обратимому процессу, и следовательно он должен обладать минимальными энергозатратами.

Однако расчет показал, что наименьшими тепловыми нагрузками обладает схема V5.2. Q?кип 0,3076 Гкал час. Это можно объяснить тем, что рассмотренная нами смесь содержит значительно количество тяжелокипящего толуола, поэтому наиболее эффективной оказалась схема с предварительным отделением тяжелокипящего компонента от бинарной азеотропной составляющей. 6.