Разделение смеси бензол – циклогексан – этилбензол – н-пропилбензол экстрактивной ректификацией (стр. 6 из 9)

Мы рассмотрели тройную смесь, разделяемую в комплексе экстрактивной ректификации при давлении 0,3 кг/см². В концентрационном симплексе мы определили ход альфа линий (рис. 6). Значения альфа линий представлены для пары компонентов 12, где 1 – циклогексан, 2 – бензол.

Рис. 6. Ход альфа-линий в смеси циклогексан-бензол-анилин при 0,3 кг/см²

В данном случае на рис. 6 единичная альфа линия делит симплекс на две области. Область α<1 прилегает к легкокипящему циклогексану. Здесь максимальным коэффициентом распределения обладает бензол, что делает невозможным выделение чистого циклогексана при нахождении состава питания в данной области.

В области α>1 циклогексан обладает максимальным коэффициентом распределения и может быть выделен в качестве дистиллата экстрактивной колонны. Поэтому нами был выбран эквимолярный состав исходного питания, при котором х_РА=0,8 (F:РА=1:4), где значение коэффициента относительной летучести α ≈ 8 (>2).

Тепловой баланс процесса экстрактивной ректификации

В качестве критерия оптимизации традиционного варианта организации процесса экстрактивной ректификации мы использовали суммарные энергетические затраты в кипятильниках колонн:

, (6)

где N – число колонн в технологической схеме.

Причем, энергетические затраты в кубе каждой колонны рассчитываются, исходя из общего теплового баланса.

Для колонны экстрактивной ректификации традиционной схемы уравнение теплового баланса имеет вид:

,(7)

где Q_F = F*C_F*T_F – количество тепла, поступающее с потоком исходной смеси;

Q_ЭА = P_ЭА*С_ЭА*Т_ЭА – количество тепла, поступающее в колонну с потоком экстрактивного агента;

Q_D = D*C_D*T_D – количество тепла, отводимое из колонны с потоком дистиллята;

Q_W = W*C_W*T_W – количество тепла, отводимое из колонны с кубовым потоком;

Q_конд = D(R+1)r – количество тепла, отводимое при конденсации потоков дистиллята и флегмы.

Откуда затраты тепла в кипятильнике:

Q_кип = Q_D + Q_W + Q_конд – Q_F – Q_ЭА(8)

Q_кип = D*C_D*T_D + W*C_W*T_W + D(R+1)r – F*C_F*T_F – P_ЭА*С_ЭА*Т_ЭА (9)

При заданных количестве, составе питания и качестве продуктов поток дистиллята определяется из общего материального баланса колонны и является фиксированной величиной. Следовательно, теплосодержание верхнего продукта Q_D есть величина практически постоянная. Величина кубового потока также определяется из материального баланса и зависит от F:ЭА. Следовательно, теплосодержание нижнего продукта Q_W зависит от расхода разделяющего агента. Величина Q_F в уравнении (8) является постоянной, поскольку все расчеты мы проводили при фиксированном количестве исходной смеси заданного состава, поступающей в колонну при температуре кипения.

Таким образом, величина энергетических затрат в кубе экстрактивной колонны в рассматриваемом 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 ЭР на формирование профиля оказывает существенное влияние и уровень ввода ЭА.

Температура подачи в колонну ЭА оказывает неоднозначное влияние на величину энергозатрат. С одной стороны, как видно из уравнения (9), чем выше температура ЭА, тем меньше на первый взгляд, Q_кип. Однако поскольку ЭА подают в верхнее сечение колонны и при этом увеличивается его концентрация на верхних тарелках, то для получения дистиллята заданного качества потребуются более высокие значения флегмового числа, что в свою очередь приводит к росту Q_кип.

Для колонны регенерации ЭА уравнение теплового баланса имеет вид:

Q_F + Q_кип = Q_D + Q_W + D(R+1)r.(10)

Откуда Q_кип = Q_D + Q_W + D(R+1)r – Q_F(11)

Обозначения те же, что и в уравнении (7)

В данном случае количество и состав исходной смеси и продуктовых потоков определяется общим материальным балансом схемы. Поэтому величина энергозатрат зависит в основном от флегмового числа, которое в свою очередь в колонне заданной эффективности определяется положением тарелки питания.

Таким образом, основными параметрами, определяющими энергоемкость традиционной схемы экстрактивной ректификации, состоящей из двух колонн, при заданных количестве, составе и температуре исходной смеси и заданном качестве продуктовых потоков являются:

— для колонны экстрактивной ректификации: взаиморасположение тарелок подачи в колонну исходной смеси и экстрактивного агента, температура и расход ЭА;

— для колонны регенерации экстрактивного агента: уровень ввода исходной смеси.

Выбор адекватной модели ПЖР

Из литературных данных нами были получены данные по парожидкостному равновесию для следующих бинарных составляющих: бензол – этилбензол; этилбензол – н-пропилбензол; бензол – н-пропилбензол; бензол – циклогексан. Фазовое равновесие остальных бинарных пар были рассчитаны, используя групповую модель UNIFAC. Экспериментальные и псевдоэкспериментальные данные, а также результаты их сравнения представлены в табл. 4.

В качестве критерия сравнения для статистической обработки результатов было выбрано среднее относительное отклонение описания паровой фазы, δ:

,(12)

где N – количество экспериментальных точек фазового равновесия.

Таблица 4.

Результаты моделирования парожидкостного равновесия бинарных составляющих

Смесь	δ, %
	NRTL	UNIQUAC	Wilson	SRK	PR
бензол-этилбензол	1,261	4,343	3,460	0,755	0,182
бензол-циклогексан	0,332	0,249	0,256	0,070	0,363
бензол-пропилбензол	1,025	–	0,090	0,361	0,176
этилбензол-пропилбензол	0,052	–	0,053	0,537	0,317
циклогексан-этилбензол	0,038	0,027	0,038	0,148	0,280
бензол-анилин	0,006	0,015	0,014	0,034	0,171
циклогексан-анилин	0,012	0,033	0,019	0,163	0,299
этилбензол-анилин	0,037	0,058	0,055	0,127	0,369

Из табличных данных видно, что во всех случаях значение критерия сравнения не превышает 1%, исключение составляет лишь описание фазового равновесия бинарной составляющей бензол-этилбензол моделями UNIQUAC и Wilson. Однако при более подробном рассмотрении можно сказать о приоритете модели NRTL над всеми остальными. Только эта модель обеспечивает минимальное отклонение описания паровой фазы в 50% случаев, в то время как все оставшиеся – всего лишь в 12%. Исходя из этого, примем для дальнейшего описания фазового равновесия системы модель локальных составов NRTL.

Определение оптимальных рабочих параметров экстрактивной ректификации по схеме с использованием разделяющего агента в первой колонне

Принципиальная технологическая схема ректификации азеотропной смеси циклогексан-бензол–этилбензол–н-пропилбензол с использованием анилина в качестве разделяющего агента приведена на рис.7.

Рис. 7. Технологическая схема ЭР с применением ЭА в первой колонне

Технологическая схема представляет собой последовательность из четырех ректификационных колонн. Две первые колонны составляют традиционный комплекс экстрактивной ректификации, необходимый для разделения азеотропообразующей пары компонентов. Согласно классификации схем экстрактивной ректификации данный вариант организации процесса относится к группе схем с использованием разделяющего агента на первом этапе и, следовательно, выделением азеотропообразующего компонента в первой колонне.

Рассмотрим работу установки более подробно. В колонне 1 осуществляется разноуровневая подача: разделяющий агент подается в верхнюю часть, а исходная смесь – в среднюю часть колонны. Под действием ЭА происходит изменение относительной летучести компонентов исходной смеси, в результате в качестве дистиллята отбирается практически чистый высококипящий компонент – циклогексан. Кубовая жидкость, содержащая анилин и бензол, направляется на разделение в колонну 2. В колонне регенерации экстрактивного агента анилин выделяется в качестве нижнего продукта и возвращается в верхнюю часть колонны 1, образуя рецикл. Верхний продукт колонны 2, содержащий бензол, этилбензол и пропилбензол далее разделяется в последовательности простых двухсекционных колонн, работающих в режиме первого заданного разделения.

Нами была проведена параметрическая оптимизация комплекса экстрактивной ректификации с целью снижения энергозатрат на разделение.

Первоначально мы определили оптимальную совокупность рабочих параметров колонны экстрактивной ректификации. Известно, что энергоемкость разделения в колонне экстрактивной ректификации при фиксированных количестве, составе и температуре исходной смеси и заданном количестве продуктовых потоков зависит от температуры и расхода ЭА, а также от уровня ввода исходной смеси и разделяющего агента.