автореферат диссертации по химической технологии, 05.17.08, диссертация на тему:Энергосбережение в процессах ректификации на примере разделения бутиловых спиртов

АНГАРСКАЯ ГОСУДАРСТВЕННАЯ ТЕХНИЧЕСКАЯ АКАДЕМИЯ

На правах рукописи

СЕМЁНОВ ИВАН АЛЕКСАНДРОВИЧ

ЭНЕРГОСБЕРЕЖЕНИЕ В ПРОЦЕССАХ РЕКТИФИКАЦИИ НА ПРИМЕРЕ РАЗДЕЛЕНИЯ БУТИЛОВЫХ СПИРТОВ

05.17 08 - Процессы и аппараты химических технологий

АВТОРЕФЕРАТ

диссертации на соискание учёной степени кандидата технических наук

Ш

СЮЗ 158244

Ангарск, 2007

Работа выполнена в Ангарской государственной технической академии

Научный руководитель: доктор технических наук, профессор Ульянов Борис Александрович

Официальные оппоненты: Доктор технических наук, профессор Кузнецов Анатолий Макарович,

Кандидат технических наук, доцент Губанов Николай Дмитриевич.

Ведущее предприятие: ОАО «Ангарская нефтехимическая компания»

Защита состоится « 19 » октября_200^ г. в 12 часов на заседании диссертационного совета 1(212.007.01 при Ангарской государственной технической академии по адресу: 665835 г. Ангарск, ул. Чайкозского, 60, шнференц-эал.

С диссертацией можно ознакомиться в библиотеке Ангарской государственной технической академии.

Автореферат разослан «17 » сентября 200? г.

Учёный секретарь диссертационного совета Аспамов А.А.

ОБЩАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА РАБОТЫ

Актуальность исследования

Ректификация является одним из основных процессов химической, нефтехимической, нефтеперерабатывающей и смежных отраслей промышленности На долю ее приходятся громадные капиталовложения и энергозатраты В то же время ректификация имеет один из наиболее низких энергетически КПД среди всех процессов химической технологии Поэтому рациональное аппаратурное оформление процессов ректификации и снижение затрат энергии на их осуществление является актуальной задачей

Одним из эффективных способов, позволяющих сократить расход тепла на установках ректификации, является использование теплоты конденсации пара верха колонны для обогрева испарителя Однако, вследствие разности температур между верхом и низом колонны, непосредственно использовать теплоту конденсации пара верхнего продукта для обогрева испарителя той же колонны невозможно В этом случае можно применить схему ректификации с тепловым насосом Выбор наиболее выгодного объекта для установки теплового насоса и оценки эффективности использования его в конкретных условиях представляет определенный интерес и имеет большое практическое значение

Традиционным методом повышения эффективности процессов ректификации является синтез оптимальных схем разделения Однако при ректификации сложных многокомпонентных смесей возникают большие проблемы с описанием парожидкостного равновесия и, как следствие, с термодинамическим расчетом отдельных колонн и системы в целом Поиск путей расчета ректификации смесей с ограниченными сведениями о составах и парожидкостном равновесии представляет большой практический интерес

Цель работы

Выполнить эксергетический и термоэкономический анализ установки ректификации бутиловых спиртов с целью энергосбережения и повышения эффективности ее работы

Сформулировать показатели, определяющие целесообразность и эффективность использования теплового насоса в ректификации

Определить оптимальный перепад температур в испарителе ректификационной колонны с тепловым насосом

Осуществить поиск путей расчета ректификации смесей с ограниченными сведениями о составах и парожидкостном равновесии

Научная новизна

На основе сопоставления мощности реального теплового насоса и обратного цикла Карно с учетом цен на тепловую и электрическую энергию сформулирован коэффициент термодинамического совершенства, который позволяет оценить целесообразность и эффективность использования теплового насоса в конкретных условиях ректификации

На основе потерь и стоимости эксергии сформулирован критерий, позволяющий определить оптимальную разность температур в испарителе при использовании теплового насоса

Предложен способ компремирования насыщенного пара с помощью жидко-стно-кольцевого компрессора, отличающийся тем, что процесс сжатия пара происходит в контакте с конденсатом из испарителя Это приводит к улучшенным характеристикам работы теплового насоса и способствует увеличению экономического эффекта

Предложен подход к термодинамическому расчету ректификации сложных многокомпонентных смесей при ограниченных сведениях о составах и парожидко-стном равновесии

Практическая значимость

Эксергетический и термоэкономический анализ установок ректификации с использованием предложенного коэффициента термодинамического совершенства позволяет определить наиболее выгодную позицию установки теплового насоса Критерий оптимальности, основанный на потерях и стоимости эксергии позволяет обоснованно выбрать степень сжатия паров в компрессоре и тем самым минимизировать общие эксплуатационные затраты

Предложенный способ компремирования насыщенного пара с помощью жидкостно-кольцевого компрессора отличается меньшим потреблением мощности и позволяет исключить перегреватель пара перед входом его в компрессор

Разработанный подход к термодинамическому расчету ректификации сложных многокомпонентных смесей при ограниченных сведениях о составах и паро-жидкостном равновесии позволяет в ряде случаев решать практические задачи оптимизации работы ректификационных колонн

Все перечисленные пункты были использованы при эксергетическом и термоэкономическом анализе установки ректификации бутиловых спиртов в ОАО «Ангарская нефтехимическая компания» Предложенные мероприятия позволяют резко сократить энергопотребление на действующей установке Изменение в схеме и режиме работы установки приняты производством к внедрению Ожидаемый экономический эффект от внедрения составляет 20,8 млн руб в год

Апробация работы

Основные положения и результаты работы докладывались и обсуждались на всероссийской научно-практической конференции, г Иркутск (2006 г), на ежегодных научно-технических конференциях Ангарской государственной технической академии «Современные технологии и научно-технический прогресс», г Ангарск (2005 - 2007 г г) Материалы диссертации опубликованы в 6 статьях (список публикаций приведен в конце автореферата), установлен приоритет на получение патента РФ, издана монография «Энергосбережение в процессах ректификации»

Структура и объем работы

Диссертационная работа состоит из введения, четырех глав, выводов и списка литературы, включающего 123 наименования Работа изложена на 128 страницах машинописного текста, содержит 51 рисунок, 52 таблицы

СОДЕРЖАНИЕ РАБОТЫ

Во введении приводится обоснование актуальности работы, поставлены цели и задачи исследования

Первая глава посвящена обзору литературы по энергосбережению в процессах ректификации Рассмотрены основные способы сокращения расхода греющего пара с указанием их особенностей, преимуществ и недостатков Показано, что одним из эффективных методов энергосбережения является реализация схемы ректификационной колонны с тепловым насосом Вследствие того, что эффективность использования данного метода энергосбережения зависит от режима работы ректификационных колонн, сделан вывод о необходимости термодинамического анализа процессов, с целью объективной оценки условий и принятия оптимальных решений

Рассмотрено содержание и возможности теплового, эксергетического и термоэкономического методов анализа применительно к процессам ректификации Показано что тепловой анализ, основанный на использовании тепловых балансов, во многих случаях позволяет сопоставить различные схемы разделения смесей и выбрать оптимальные условия В тех случаях, когда используются энергии разного вида и необходимо учесть их качество следует применять эксергети-ческий анализ, основой которого является второй закон термодинамики Снижение потерь эксергии и увеличение КПД установки, как правило, связано с модернизацией производства и увеличением капитальных вложений Окончательную оценку эффективности мероприятий в этом случае дает термоэкономический анализ системы

Выбор наиболее выгодных режимов работы отдельных ректификационных колонн и установки в целом, исключение рециклов и синтез оптимальных схем разделения сложных смесей может привести к значительной экономии энергии на проведение процессов ректификации

Реализация этих мероприятий связана с термодинамическими и кинетическими расчетами ректификационных колонн В связи с этим рассмотрены подходы к описанию равновесия между паром и жидкостью и расчету ректификации многокомпонентных смесей

Отмечено, что при описании парожидкостного равновесия сложных смесей с большим числом компонентов можно использовать модель групповых составляющих иМИАС, которая во многих случаях дает вполне приемлемые результаты Наиболее точным методом термодинамического расчета ректификационных колонн является метод «от тарелки к тарелке», который и рекомендуется использовать в дальнейших исследованиях

На основе литературного обзора были сформулированы задачи исследования, связанные с анализом стадии ректификации бутиловых спиртов, поиском путей экономии энергоресурсов на этой установке, а также с формулированием некоторых общих подходов к энергосбережению в процессах ректификации

Во второй главе проводилось исследование установки ректификации бутиловых спиртов в ОАО «Ангарская нефтехимическая компания» (рис 1) Она включает в себя восемь колонн с рециклами и промежуточными отборами продуктов разделения

н-б\танот

Рис 1 Принципиальная схема ректификации бутиловых спиртов

За счет понижения давления и небольшого нагрева в колонне К-1 от гидро-генизата отделяется пентан-гексановая фракция Колонны К-3 и К-4 предназначены для выделения высококипящих компонентов, которые в виде кубового остатка бутиловых спиртов (КОБС) отводятся с установки В колонне К-5 происходит отделение эфирной головки Для создания азеотропной смеси в питание колонны К-5 добавляется вода в определенном соотношении Колонна К-6 предназначена для разделения бутиловых спиртов на технический изобутанол и технический нормальный бутанол В колоннах азеотропной ректификации К-7 и К-8 осуществляется дополнительная очистка и получение товарных бутиловых спиртов

Стадия ректификации очень энергоемка На ее долю приходится 78% от общих энергетических затрат в производстве бутиловых спиртов Поэтому вопросы экономии энергии стоят исключительно остро

Тепловой анализ стадии ректификации бутиловых спиртов выполнялся на основе расчета всех потоков тепла в системе Для простой колонны тепловой баланс имеет вид

где И, О, РГ - расходы исходной смеси, дистиллята, кубового остатка, кг/с, , ¡с, г„ -их теплосодержания, Дж:/кг, <2К, <2Я - тепло, подводимое в испарителе, отводимое в конденсаторе и теряемое в окружающую среду, соответственно, Дж/с

Для сложной колонны К-7, где отбор продукта осуществляется с промежуточной тарелки, а также для колонн азеотропной ректификации К-5, К-7 и К-8 уравнение теплового баланса содержало дополнительные слагаемые

Из уравнения (1) определялась тепловая нагрузка испарителя <2К, а исходя из нее находился расход греющего пара йГР, кг/с

где гГР - теплота конденсации греющего пара, Дж/кг

В результате были установлены расходы пара на обогрев каждой колонны Для одного из характерных режимов они представлены в табл 1

Анализ тепловых балансов отдельных колонн показывает, что основное количество тепла отводится в конденсаторах к охлаждающей воде

Использовать теплоту конденсации пара дистиллята можно с помощью тепловых насосов, задача которых состоит в том, чтобы передать тепловую нагрузку конденсатора Оп для обеспечения всей или части тепловой нагрузки испарителя

Эффективность теплового насоса определяется количеством переданного тепла <2 на единицу затрачиваемой работы Ж Тепловой насос будет иметь наибольшую эффективность в том случае, если будет работать по идеальному обратному циклу Карно

где ес - коэффициент преобразования энергии (КОП) для цикла Карно, 1¥с - работа, затрачиваемая в обратном цикле Карно, Дж, Т,, Г, - температуры холодного и горячего объектов, К

В действительности все тепловые насосы работают по менее эффективным реальным циклам Значение КОП для реального теплового насоса (е) рассчитывается как отношение количества переданного тепла (0 к реально затрачиваемой работе ШР

'л

(1)

(2)

P, ama

1

^Жидкост 1 > Па

3 \ 5 2

1 /

/ /

4 Г,

/

300

500

700

900 1100 i, кДж/кг

Рис 2 Диаграмма P-i для и-бутанола с циклом работы теплового насоса

0 - жидкость на линии насыщения при на-

чальном давлении Р 1=1,45 ama,

1 - насыщенный пар при давлении P¡,

2 - перегретый пар на выходе из компрес-

сора,

3 - конденсат при давлении Р2,

4 - парожидкостная смесь после дроссели-

рования до давления P¡,

5 - насыщенный пар при давлении P¡

В уравнении (4) работа ШР может быть определена с помощью диаграммы состояния пара и жидкости на линии насыщения (рис 2)

На данной диаграмме работа (ЖР), затрачиваемая на сжатие 1 кг пара верха колонны К-6, определяется разностью теплосодержаний в точках (1) и (2) Количество тепла (0, отдаваемое 1 кг сжатого пара в испарителе, находится как разность точек (2) и (3)

Совершенство реального теплового насоса будет определяться отношением работы, в обратном цикле Карно 1¥с к работе, которую затрачивает реальный тепловой насос Ше на создание одного и того же теплового потока

Wc /

W,

(5)

где щ - коэффициент термодинамического совершенства цикла (КТС)

Величина щ зависит от многих факторов от природы сжимаемых паров, степени сжатия, КПД компрессора и т п Минимальное значение КТС соответствует равенству затрат на совершение работы Шр и стоимости сэкономленного тепла О

с™ е=сэл1гР, (в)

где СШР и Сэл - стоимости тепла греющего пара и электрической энергии, соответственно, руб/Дж

Решая совместно (3 - 6) нами получено выражение для минимального значения КТС, выше которого возможен экономический эффект от использования теплового насоса

Vt мин 1

-Т>/

(7)

где Г, и Г, - температуры конденсации паров верха колонны и температура кипени жидкости в кубе, К

Чем меньше значение г)тшш , тем выгоднее использование теплового насоса Сравнение г]ткшп для разных колонн позволяет определить наиболее выгодные позиции установки тепловых насосов (табл 1)

Таблица 1

Показатеп и работы коп онн установки ректиф икации буттовых спиртов

Колонна Т„К т2,к (1-Т./Т,) Чтхят тонны пара/ч Эщкс > тонны пара/ч

К-2 326 391 0,166 0,316 5 3,421

К-3 379 427 0,112 0,214 9,23 7,259

К-4 389 434 0,104 0,197 8 6,424

К-5 362 393 0,079 0,150 3,6 3,061

К-6 385 407 0,054 0,103 9,9 8,880

К-7 365 403 0,094 0,179 2,5 2,052

К-8 361 387 0,067 0,128 3,8 3,315

Из табл 1 следует, чтоколонна К-6 имеет наименьшее значение ц, чии Это свидетельствует о том, что установка на данной колонне теплового насоса наиболее целесообразна

Недостатком показателя (7) является то, что он не учитывает количество тепла, передаваемое в той или иной колонне В то же время экономический эффект (Э) зависит от количества сэкономленного тепла <2 и мсжет быть рассчитан как

э = £ С„ЛР-№Р Сэл (8)

Максимальный экономический эффект будет получен в том случае, если тепловой насос работает по идеальному обратному циклу Карно

Эылкс =б С1Нр—(2 Сэл (9)

Преобразование уравнения (9) с помощью (7) позволяет получить значение максимального экономического эффекта, выраженное через щчт

ЭШкс=Е'Л1-71гм1т)< 0°)

где Огр - затраты на обогрев юлонны паром без применения схемы с тепловым насосом, тонны пара/ч

Показатель Экшсс мажет быть использован для более объективной оценки вариантов установки теплового насоса

Данные, представленные в табл 1 показывают, что колонна К-6 является наиболее предпочтительной Именно на ней мшет быть получена наибольшая экономия греющего пара за счет использования теплового насоса

В третьей главе детально рассмотрена возможность экономии греющего пара на колонне К-6 за счет установки теплового насоса Схема ректификационной колонны с тепловым насосом представлена на рис 3

Рис 3 Оема ре кассационной ю лонные тепловым насосом

Пар, выходящий с верха колонны, сжимается компрессором КП-1 При этом его температура повышается Сжатый пар идет на обогрев испарителя Р-2 Полученный в испарителе Р-2 конденсат проходит через дроссель Др-1 и поступает в емкость Е-1 Пар, образующийся в результате дросселирования конденсата, отделяется от жидкости в емкости Е-1 и направляется на повторное компремирова-ние Часть жидкости из емкости Е-1 направляется в качестве флегмы на орошение колонны, а другая часть отбирается в виде дистиллята

Основным параметром, определяющим режим работы данной схемы, является степень сжатия пара в компрессоре От этого зависит эффективность работы цикла и размер теплообменного оборудования

Расчет теплового насоса заключался в нахождении коэффициента преобразования энергии (е) при разных степенях сжатия пара в компрессоре Значения е определялось с помощью диаграммы Р-г (рис 2) Значение коэффициента преобразования энергии для разных степеней сжатия представлены втабл 2

Действительное значение коэффициента преобразования энергии (в') определялось с учетом коэффициента полезного действия компрессора r¡v и эффективности теплообмена r¡Q

= £ ПыМд (11)

Значения r¡M и г/д были приняты на основе опыта эксплуатации компрессоров равными 0,8 и 0,98, соответственно Результаты расчета е' для различных степеней сжатия пара изобутанола приведены в табл 2

Таблица 2

Показатеп и работы тепп ового насоса при разл ичных степенях сжатия пара в компрессоре

Л. ата Р,/Р, Энергия, кДж/кг е Ч. , Дж/м"с

'2 -Ь ь-ь

3,4 2,34 605 142 4,26 3,48 1447

3,9 2,69 620 178 3,48 2,84 2970

4,5 3,10 633 214 2,96 2,41 4880

5,4 3,72 652 265 2,46 2,01 7680

6,1 4,21 666 301 2,21 1,81 9690

6,9 4,76 678 334 2,03 1,66 11690

Представленные в таблице данные показывают, что увеличение степени сжатия пара в компрессоре приводит к уменьшению коэффициента преобразования энергии в' и, как следствие, к снижению эффективности работы теплового насоса

В тоже время степень сжатия определяет перепад температур в испарителе колонны, от которого зависит удельная тепловая нагрузка д и необходимая поверхность испарителя

Результаты расчета удельной тепловой нагрузки при различных степенях сжатия приведены в табл 2 Видно, что с увеличением степени сжатия удельная тепловая нагрузка растет и, значит, потребуется испаритель с меньшей поверхностью теплообмена

Оптимальный режим работы теплового насоса мажет быть определен на основе термоэкономического анализа Для этого необходимо было определить стоимость потерь эксергии в испарителе (Сэкс, руб/Дж) и связать ее с удельной стоимостью единицы поверхности теплообмена (Споа,руб/м2с)

В этом случае приведенные затраты (Д, руб/с), связанные с потерей эксергии в испарителе (Оиа/, Дж/с) и стоимостью испарителя, имеющего поверхность ,м2) можно выразить как

П ~ &исл С же + ^ Слов 0 2)

Удельные приведенные затраты, приходящиеся на 1 Дж теплового потока, будут иметь вид

П ТГ^^ЭАС +Т:СПОВ ~ ^ИСП Сэкс ^ Спов , (1 3)

6 6 2 ч

где д - удельная тепловая на грузе испарителя, соответствующая данному перепаду те мператур, Дж/м 2с

Удельные приведенные затраты (13) могут быть использованы для определения оптимального значения удельных потерь эксергии в испарителе йот

В случае оптимальных потерь эксергии величина приведенных затрат д должна приним ать м иним альное значение

Если осуществить декомпозицию системы и выделить узел, включающий компрессор и испаритель (на рис 3 обозначен пунктирной линией), то можно написать выражение, связывающее стоимость удельных потерь эксергии в испарителе СЭкС и электрической энергии Сэл, затрачиваемой на привод компрессора

С3ас м,с!г=сэл С4)

где А\ч - изменение удельной мощности, связанное с изменением режима работы компрессора, Д.ж эл энергииЩж тетового потока, Дс/яа7 - изменение удельньк потерь эксергии в испарителе, связанное с изменением температурного напора, Дж эксергии/Дж теплового потока, Сэж - сюимосъ электричесгой энергии, затрачиваемой на привод «эмпрессора, рубДж

Изменение удельной мощности &н- определяется уравнением

Ам> = =Уе'2-1/е'{, (15)

где IV, и и'3 - удельные мощности при двух режимах работы теплового насоса,в\ и е'2 -юз ффлциенты преобразования энергии при этих реумах работы теплового насоса

Изменение потерь эксергии за счет теплообмена в испарителе рассчитывается как

Д^яся=Г0(1/Г,-1/Г2), (16)

где Т0 - температура 01ружаюшэй среды, К, 7} и Т2 - температуры юнденсации сжатого пара верха юлонны при двух реям мах работы теплового насоса,.К" Соотношение

сж/ - с (17)

/ '-эл

зависит от природы сжимаемых паров, а также от КПД компрессора и эффективности теплообмена в испарителе Если КПД и эффективность принять неизменными, то соотношение (17) будет постоянным Для нашего случая ком премирования паров изобутанола оно было определено на основе данных табл 2 и равно С = 7,55

Решая совместно уравнения (13) и (14) можно получить критерий оптимальности К, экстремальное значение которою соответствует минимуму приведенных затрат

к = саИСПЛ^ (Щ

Ч эл

Видно, что значение л: зависит от соотношения стоимости теплообменной поверхности Спов (капитальные затраты) и стоимости электроэнергии Сэл (эксплуатационные затраты) На рис 4 показана зависимость критерия оптимальности от удельных потерь эксергии в испарителе для двух значений этого соотношения

к 0,8

0,4

0,0

!

i

i i

Из графиков были определены оптимальные значения удельных потерь эксергии Для (СПОВ/С37)=300 и (Спов/Сэ¥)= 30 они составили 0,022 и 0,009, соответственно

Из величин dom, были рассчитаны оптимальные перепады температур в испарителе Для donT= 0,022 и donT = 0,009 они равны 14 "С и б "С, что соответствует степеням сжатия пара в компрессоре 2,63 и 2,05

0 0,02 0,04 0,06 с!нсп

Рис 4 Зависимость критерия оптимальности от потерь эксергии в испарителе

1 " (Сиов/С^) = 300, 2 - (Спов/Сэл)=30

Недостатком систем ректификации с тепловыми насосами является высокая стоимость промышленных компрессоров Кроме того, они сложны в эксплуатации и не допускают подачу влажного пара Поэтому перед сжатием пар необходимо перегревать Это требует установки соответствующего теплообменного оборудования и дополнительного расхода тепла

Вследствие политропного сжатия пара в компрессоре происходит его перегрев (рис 2} Это приводит к большим затратам механической энергии на привод компрессора и к снижению термодинамической эффективности теплового насоса Кроме того, высокая температура пара во многих случаях значительно усложняет эксплуатацию компрессора и повышает требования к смазывающим и уплотняющим материалам

Для устранения этих недостатков нами было предложено сжимать пар верха колонны при помощи жидкостно-кольцевого компрессора Предлагаемая схема представлена на рис 5

Рис 5 Схема теплового насоса с жидкостно-кольцевым компрессором

Она соответствует ранее рассмотренной схеме (рис 3), за исключением того, что образующийся во время дросселирования пар, вместе с паром верха колонны поступает на сжатие в жидкостно-кольцевой компрессор, а часть полученного конденсата из испарителя Р-2 подается в компрессор в качестве рабочей жидкости

Такие компрессоры более дешевы и просты в исполнении Кроме того, они допускают сжатие влажного пара Главное преимущество предлагаемого процесса состоит в том, что вследствие контакта с жидкостью и хорошего теплообмена сжатие пара происходит вблизи линии насыщения Это позволяет устранить перегрев пара и уменьшить затрачиваемую мощность по сравнению с обычными сухими компрессорами

На рис 6 изображен идеальный цикл работы теплового насоса с жидкостно-кольцевым компрессором В данном случае процесс сжатия и отвода тепла протекают одновременно Одновременно протекающие процессы сжатия и равновесного отвода тепла условно можно представить на диаграмме в виде двух последовательных идеальных процессов изоэнтропийного сжатия (1-2') и изотермического теплообмена (2'-5) В этом случае пар изоэнтро-пийно сжимается до условного состояния (2'), при котором температура его равна температуре насыщенного пара (5) Отвод тепла от перегретого пара (2') производится по изотерме до состояния (5) В процессе теплопередачи часть уплотняющей жидкости испаряется и образуется дополнительное количество насыщенного пара Работа на сжатие пара (Ш') будет определяться разностью теплосодержаний условного состояния (2') и состояния (1)

Вследствие того, что отвод тепла протекает по изотерме, работа на сжатие пара в предлагаемом способе (!¥') значительно меньше работы, затрачиваемой в цикле с обычным компрессором (пунктирная линия на рис 6)

На данный способ подана заявка и получен приоритет на изобретение РФ

В четвертой главе рассматривается подход к расчету ректификации сложной многокомпонентной смеси, содержащей в себе значительное количество неидентифицированных компонентов, с целью исключения рецикла и связанного с этим уменьшения энергозатрат

В системе ректификации колонны К-3 и К-4 являются большими потребителями тепла (табл 1) Они предназначены для отделения бутиловых спиртов

Рис 6 Цикл работы теплового насоса с жидкостно-кольцевым компрессором

изо- и нормального строения от тяжелых компонентов, которые отводятся с установки в виде кубового остатка (КОБС) с низким содержанием н-бутанола (рис 1)

В существующей схеме колонна К-3 должна обеспечить содержание высо-кокипящих компонентов в дистилляте не выше 0,2 % масс Назначение колонны К-4 состоит в исчерпывании н-бутанола и обеспечении его содержания в КОБС на уровне 2 % При этом дистиллят К-4 возвращается в питание колонны К-3 Наличие рецикла отрицательно сказывается на энергетических показателях процесса Одновременное получение дистиллята и кубового остатка требуемой чистоты в одной колонне К-3 приведет к сокращению энергозатрат и повышению технико-экономических показателей процесса

Исключение из работы колонны К-4 повышает требования к разделяющему действию колонны К-3 и возможность такого решения должна быть подтверждена путем моделирования процесса и расчета на ЭВМ

С этой целью был выполнен анализ кубового остатка бутиловых спиртов на хроматографе «Цвет-800» и хроммасс-спектрометре фирмы НР Результаты анализа представлены в табл 3

Таблица 3

Состав кубового остатка бутиловых спиртов

N8 Наименование компонента % (масс) № Наименование компонента % (масс)

1 и-масляные альдегид 0,2 9 и-бутил-н-бутират 1,6

2 н-масляный альдегид 0,2 10 н-бутип-н-бутират 6,8

3 н-бутилформиат 0,1 11 2-этилгексенапь 0,4

4 дибутиловый эфир 0,1 12 н-бутилдиизобутилацеталь + 2-этилгексеналь 1,2

5 и-бутиловый спирт 0,6 13 н-бутилизобутилацеталь 1,8

6 н-бутиловый спирт 23,3 14 2-Этил-4-метилпентанол 2,6

7 и-бутил-и-бутират 0,3 15 2-Этилгексанол 22,7

8 н-бутил-и-бутират 1,7 16 неидентифицированные 36,4

Трудность расчета ректификации заключается в описании парожидкостного равновесия сложной смеси Наличие неидентифицированных компонентов делает эту задачу еще более проблематичной

Для моделирования паро-жидкостного равновесия и расчета колонны К-3 в новых условиях работы смесь необходимо было упростить путем замены большого количества компонентов несколькими При этом отдельные компоненты упрощенной смеси должны с приемлемой точностью описывать поведение отдельных групп веществ сложной смеси в процессе разделения

Исходя из назначения колонны, было решено заменить сложную смесь трехкомпонентой В качестве промежуточного компонента был использован бутиловый спирт нормального строения Все легкокипящие примеси объединялись с изобутанолом, а вещества, имеющие высокую температуру кипения, были выделены в отдельную группу Их следовало отождествить с одним из компонентов,

входящих в эту группу Им могли быть 2-этилгексанол или один из бутил-бутиратов, которые присутствуют в значительных количествах

Для определения вещества, наилучшим образом описывающего поведение тяжелых компонентов в процессе ректификации были выполнены опыты по ректификации смеси на лабораторной установке (рис 7)

Колонна (1) представляла собой трубу из нержавеющей стали высотой 1,5 м и внутренним диаметром 0,02 м, заполненную насадкой -керамическими шариками диаметром б мм

Для отбора проб по высоте колонны через каждые 11 см были вмонтированы пробоотборники (2)

В нижней части колонны была установлена стеклянная колба-испаритель (3) емкостью 2,5 дм3, которая нагревалась с помощь электрической плиты (4)

Конденсация паров верха колонны осуществлялась в головке полной конденсации, которая состояла из вертикального конденсатора (5) и сборника конденсата (в)

Отбор жидкости с верха колонны производился через трубку отвода дистиллята (7)

Для замера температуры кипения жидкости и конденсации пара были установлены ртутные термометры (8) и (9)

С целью уменьшения потерь тепла колонна снаружи была покрыта теплоизоляцией

Опыты были проведены при атмосферном и пониженном давлении в режиме полного орошения Для создания разряжения в колонне использовалась схема, представленная на рис 8

-Разряжение в системе создавалось с помощь пластинчатого вакуумного насоса типа Ру-5/2-А (1) Рабочей жидкостью насоса являлась полиэтилсилоксано-вое масло типа ПЭС-5

Рис 7 Лабораторная установка ректификации

1 - ректификационная колонна, 2 - пробоотборники, 3 - колба-испаритель, 4 - электрическая плита, 5 - конденсатор, 6 - сборник конденсата, 7 - трубка отвода дистиллята, 8 и 9-термометры

верх

колоь

Атмосфера

Регулировка давления осуществлялась с помощью вентиля (2), давление в системе замерялось ртутным манометром (3)

Рис 8 Схема для создания вакуума

Для оценки эффективности лабораторной колонны была выполнена разгонка стандартной смеси в режиме полного орошения при четырех расходах пара в колонне В качестве стандартной использовалась

1 - вакуумный насос, 2, 5 и 6 - вентиля, 3 - ртут- смесь бутиловых спиртов изо- и

Было установлено, что при атмосферном давлении для всех испытанных режимов число теоретических ступеней составляет 17 При давлении 0,5 ата эффективность колонны была меньше и составляла 15 теоретических ступеней

Разгонку КОБС производили также при атмосферном и пониженном давлении Отбор проб жидкостей, а также измерения температуры конденсации пара и кипения жидкости производились после выхода установки на режим Пробы отбирались с помощью медицинских шприцов и анализировались на газожидкостном хроматографе «Цвет-800» по стандартной методике анализа продуктов производства бутиловых спиртов Это позволило установить профиль изменения концентраций компонентов по высоте колонны Далее компоненты объединялись в группы и формировались упрощенные трехкомпонентные смеси

На рис 9 сплошными линиями показан экспериментальный профиль концентраций по высоте колонны при атмосферном давлении Пунктирными линиями показаны рассчитанные профили концентраций при отождествлении группы высо-кокипящих компонентов 2-этилгексанолом (I) и н-бутил-н-бутиратом (II) Аналогичные сопоставления были выполнены и для экспериментов под разряжением

Сопоставляя опытные и расчетные профили концентраций, можно заметить, что 2-этилгексанол является слишком тяжелолетучим, чтобы достаточно точно описать поведение группы тяжелых компонентов в процессе ректификации Н-бутил-н-бутират, напротив, является слишком легколетучим

В этой связи для описания поведения тяжелых компонентов целесообразно использовать смесь, состоящую из н-бутил-н-бутирата и 2-этилгексанола Для определения состава такой смеси, наилучшим образом отождествляющим поведение высококипящих компонентов, были проведены расчеты разных вариантов и выполнена статистическая обработка полученных результатов При этом было установлено, что группу высококипящих компонентов при атмосферном давлении наилучшим образом представляют н-бутил-н-бутират и 2-этилексанол в соотношении 41 59, а при давлении 0,5 ата в соотношении 12 88

ный манометр, 4 - ловушка

нормального строения с объемным соотношением 1 4

о

4

8

12

16

О 20 40 60 80 100

х, %( масс )

•с 0

4

8

12

16

О 20 40 60 80 100

х, %( масс )

Рис 9 Экспериментальные и расчетные профили концентраций ректификации смеси I (а) и смеси II (б) при атмосферном давлении 1 - легкие компоненты, 2 - н-бутанол, 3 - тяжелые компоненты

Сформированная таким образом упрощенная смесь КОБС была использована при моделировании и оптимизации работы колонны К-3 в новых условиях

Расчет колонны К-3 осуществлялся методом «от тарелки к тарелке» с учетом эффективности тарелок, установленных в промышленной колонне Равновесие между паром и жидкостью для упрощенной четырехкомпонентной смеси рассчитывалось по модели групповых составляющих иЫ1РАС

В ходе расчета были установлены режимы работы колонны К-3, обеспечивающие требуемое разделение смеси и получение КОБС с содержанием н-бутанола до 2 % масс Это позволяет исключить из схемы колонну К-4 и сократить расход греющего пара "

Высокая концентрация тяжелокипящих компонентов в кубе колонны К-3 обуславливает высокую температуру кипения смеси и создает проблему, связанную с подводом необходимого количества тепла в испарителе

Выход из создавшегося положения заключается в осуществлении процесса ректификации под пониженным давлением

Выполненные расчеты позволили определить оптимальное давление в системе, установить положение тарелки питания и флегмовое число в новых услови-~ ях работы колонны

Для практической реализации разработки были выполнены поверочные расчеты теплообменного оборудования, осуществлен подбор вакуум-насоса и другого вспомогательного оборудования Результаты работы приняты к внедрению на ОАО «Ангарская нефтехимическая компания»

ОСНОВНЫЕ РЕЗУЛЬТАТЫ И ВЫВОДЫ

1 Выполнены тепловой, эксергетический и термоэкономический анализы стадии ректификации бутиловых спиртов и разработаны мероприятия по сокращению энергозатрат на осуществление процесса Ожидаемый экономический эффект от внедрения составляет 20,8 млн руб в год,

2 Исходя из эффективности теплового насоса, работающего по идеальному обратному циклу Карно,- с учетом стоимости тепловой и электрической энергии разработан показатель термодинамического совершенства системы позволяющий оценить целесообразность использования теплового насоса на том или другом объекте и рассчитать максимальный экономический эффект, который может быть при этом достигнут,

3 На основе стоимости потерь эксергии в испарителе предложен критерий оптимальности, позволяющий определить степень сжатия пара в компрессоре, при которой, имеет место минимальные приведенные затраты на сооружение и эксплуатацию установки с тепловым насосом,

- 4 Выполнено сопоставление циклов сухого и жидкостно-кольцевого компрессора при работе их в системе теплового насоса Показано, что использование жидкостно-кольцевых компрессоров обеспечивает значительную экономию энергии и позволяет упростить аппаратурное оформление процессам

5 Разработан подход к расчету ректификации сложных смесей, содержащих вхвоем составе неидентифицированные компоненты, который базируется на выборе псевдокомпонентов, обеспечивающих в процессе расчета адекватное описание процесса разделения смеси с получением целевых продуктов

ОСНОВНОЕ СОДЕРЖАНИЕ ДИССЕРТАЦИИ ОПУБЛИКОВАНО В СЛЕДУЮЩИХ РАБОТАХ

1. Ульянов Б.А., Семенов И.А,. Бэльчугов A.B. «Использование теплового насоса при ректификации изомеров бутилового спирта» II Химическая промышленность сегодня, 2007, № 5, с,-49-56,

2 Ульянов Б.А., Ёлшин А.И,, Семёнов И.А. «Энергосбережение в процессах ректификации». Монография. Изд-во АГТА, 2007.-101 е.; ил

3. Семёнов И.А, Ульянов Б А, Дубровский Д.А «Целесообразность использования теплового насоса в процессах ректификации» I! Химия и химическая технология: Материалы доклада Всероссийской НПК- Иркутск: Изд-во ИрГТУ, 2006, с.55-58.

4. Семёнов H.A., Зепенцова Т.М., Щелкунов Б И «Технике-экономический анализ использования теплового насоса при ректификации изомеров бутилового спирта» // Сборник научных трудов В 2-х томах. Т.1. Ангарск: Изд-во АГТА. 2006, с.200-203.

5. Семёнов И.А.. Ульянов Б А. «Использование теплового насоса при ректификации изомеров бутилового спирта» // Сборник научных трудов. В 2-х томах. Т.1.- Ангарск: Изд-во АГГА, 2006, с 208-215

S. Семёнов И.А,, 3еленцова Т.М„ Ткачева E.H. «Использование теплового насоса при ректификации бутиловых спиртов» II Сборник научных трудов. В 2-х томах. Т. 1.-Ангарск: Изд-во АГТА, 2007, с,77-81.

7, Семёнов И.А., Ферефёров М.Ю., Щелкунов Б.И., Ульянов Б.А. «Описание п а рожид костного равновесия при ректификации кубового остатка бутиловых спиртов» // Вестник Ангарской государственной технической академии - Ангарск: Изд-аоАГГА, 2007, с.45-49.

5. Заявка на патент РФ №2007110456/06 (011364) «Способ снижения расхода тепла в процессах ректификации».

Подписано в печать 17.09.07. Формат 60x84/16. Печать офсетная Усл.печ. л 1.3. Уч.печ. л. 1,3, Тираж 100 экз. Заказ 1007.

Ангарская государственная техническая академия 665835, Ангарск , ул. Чайковского, 60

Соискатель учёной степени кандидата технических наук

Семёнов И.А.

Введение

1. Литературный обзор

1.1. Оптимальные режимы и условия работы ректификационных колонн

1.1.1. Оптимальное флегмовое число

1.1.2. Оптимальные давление и температура колонны

1.1.3. Установка дополнительных или более эффективных контактных устройств

1.2. Энергосберегающие схемы ректификации

1.2.1. Возможности рекуперации тепла на простой ректификационной колонне

1.2.2. Каскад ректификационных колонн

1.2.3. Разделенная колонна

1.2.4. Многоколонные ректификационные установки

1.2.5. Схемы с паровой рекомпрессией. Тепловые насосы

1.2.6. Схемы с обратимым смешением потоков

1.2.7. Схемы со ступенчатым испарением сырья

1.3. Тепловой анализ установок ректификации

1.3.1. Расчет тепловых потоков и тепловые балансы

1.3.2. Использование теплоты конденсации пара дистиллята

1.4. Эксергетический анализ установок ректификации

1.4.1. Виды эксергий и их выражения

1.4.2. Потери эксергии и эксергетический анализ систем

1.4.3. Эксергетический анализ установки с тепловым насосом

1.5. Термоэкономический анализ

1.6. Парожидкостное равновесие и расчет ректификации многокомпонентных смесей

1.7. Постановка задачи исследования

2. Тепловой анализ установки ректификации бутиловых спиртов

3. Анализ работы теплового насоса на ректификационной колонне К

3.1. Анализ работы теплового насоса

3.2.Расчет температуры конденсации пара

3.3. Расчет теплоты конденсации пара и-бутанола

3.4. Расчет энтальпии пара и жидкости и построение диаграммы P-i

3.5. Температура пара изобутанола на выходе из компрессора

3.6. Расчет теплоемкости пара и-бутанола

3.7. Расчет энтальпии перегретого пара

3.8. Построение циклов теплового насоса на диаграммах-?, /

3.9. Анализ циклов работы теплового насоса

3.10. Расчет поверхности испарителей при разных степенях сжатия пара в компрессоре

3.11. Термоэкономический анализ узла теплового насоса

3.12. Тепловой насос с жидкостно-кольцевым компрессором

4. Исключение из схемы установки ректификации бутиловых спиртов колонны К

4.1. Анализ узла ректификационных колонн К-3 - К

4.2. Описание лабораторной установки

4.3. Методика проведения экспериментов

4.4. Анализ проб

4.5. Обработка экспериментальных данных

4.6. Расчет режима работы колонны К

4.7. Расчет диапазона устойчивой работы тарелок колонны К

4.8. Выбор вакуум-насоса для поддержания разрежения в колонне К

4.9. Расчет расхода охлаждающей воды в колонне К

Химическая промышленность является крупнейшим потребителем энергии. На её нужды тратится около 15 % всех энергоресурсов страны [1, 2]. В то же время полезное использование энергии в химической промышленности не превышает 35 % [3].

Ректификация является одним из основных процессов химической, нефтехимической, нефтеперерабатывающей и смежных отраслей промышленности. На долю ее приходятся громадные капиталовложения и энергозатраты. В то же время ректификация имеет один из наиболее низких энергетический КПД среди всех процессов химической технологии [4]. Поэтому рациональное аппаратурное оформление процессов ректификации и снижение затрат энергии на их осуществление является актуальной задачей.

В литературе описано большое количество способов сокращения расходов тепла в процессах ректификации. Выбор того или другого способа энергосбережения возможен только после их детального анализа применительно к конкретной колонне и установке. В этой связи проблема энергосбережения неразрывно связанна с изучением методик анализа химико-технологических систем. Использование их позволяет достичь главной цели - максимального снижения потребления энергоресурсов при сохранении или увеличении выработки продукции заданного вида и качества.

Важным этапом в проектировании оптимальных схем разделения является моделирования процесса ректификации и определение оптимальных параметров моделей. Расчет процесса ректификации основан на расчете парожидкостного равновесия разделяемой смеси. В литературе известно много моделей позволяющих делать это. Однако все подобные модели требуют знания точного состава смеси и свойств компонентов.

При ректификации сложных смесей с неидентифицированными компонентами возникают большие проблемы с описанием парожидкостного равновесия и, как следствие, с термодинамическим расчетом отдельных колонн и системы в целом. Поиск путей расчета ректификации смесей с ограниченными сведениями о составах и парожидкостном равновесии представляет большой практический интерес.

1. Литературный обзор

Проблема энергосбережения в процессах ректификации широко описывается в различных литературных источниках. Одновременно с этим подробно описываются смежные проблемы - проблемы анализа и моделирования процессов разделения.

По литературным данным все способы энергосбережения можно разделить на два вида. Первый вид методов экономии тепла связан с изменением режима работы и управления аппаратами, а также с повышением эффективности работы отдельных колонны. Второй вид способов связан с изменением схемы установок ректификации. Второй подход требует определенных капиталовложений. Однако как правило, эффект от реализации оказывается положительным [5, 6].

ОСНОВНЫЕ РЕЗУЛЬТАТЫ И ВЫВОДЫ

1. Выполнены тепловой, эксергетический и термоэкономический анализы стадии ректификации бутиловых спиртов и разработаны мероприятия по сокращению энергозатрат на осуществление процесса. Ожидаемый экономический эффект от внедрения составляет 20,8 млн. руб. в год;

2. Исходя из эффективности теплового насоса, работающего по идеальному обратному циклу Карно, с учетом стоимости тепловой и электрической энергии разработан показатель термодинамического совершенства системы позволяющий оценить целесообразность использования теплового насоса на том или другом объекте и рассчитать максимальный экономический эффект, который может быть при этом достигнут;

3. На основе стоимости потерь эксергии в испарителе предложен критерий оптимальности, позволяющий определить степень сжатия пара в компрессоре, при которой имеет место минимальные приведенные затраты на сооружение и эксплуатацию установки с тепловым насосом;

4. Выполнено сопоставление циклов сухого и жидкостно-кольцевого компрессора при работе их в системе теплового насоса. Показано, что использование жидкостно-кольцевых компрессоров обеспечивает значительную экономию энергии и позволяет упростить аппаратурное оформление процесса;

5. Разработан подход к расчету ректификации сложных смесей, содержащих в своем составе неидентифицированные компоненты, который базируется на выборе псевдокомпонентов, обеспечивающих в процессе расчета адекватное описание процесса разделения смеси с получением целевых продуктов.

1. Лейтес И.Л., Сосна М.Х., Семенов В.П. Теория и практика химической энерготехнологии. М.: Химия, 1986, -280 с.

2. Гамаев И.П. Костерин Ю.В. Экономия тепла в промышленности. М.: Энергия, 1979.-96 с.

3. Губанов Н.Д., Ульянов Б.А. Методы термодинамического анализа энерго-химико-технологических систем. Изд. Иркутского политехнического института, 1987, -71 с.

4. Brown G. Energy conservation Seminars for Industry: Texas energy Conservation Program: Distillation Column Operations. Texas, USA: J.E.Sirrine Company., 1978, p. 112.

5. Danziger R Chem Eng.// Progress., 1979, ix, c.58-63.

6. Зельвенский Я.Д. Пути энергосбережения при разделении смесей ректификацией //Хим.пром., 2001, №5, с. 21-27.

7. Кафаров В.В. Основы массопередачи,- М: Высшая школа, 1972, -494с.

8. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А., Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии, изд. 10-е, М., Химия, 1987, -576 с.

9. Дытнерский Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии. Изд.З-е. В 2-х кн.: Часть 2. Массообменные процессы и аппараты.- М.: Химия, 2002 -368 с.

10. Ю.Кутепов A.M. и др. Химическая гидродинамика.// Справочное пособие М., Квантум, 1996,-336 с.

11. Ульянов Б.А., Бадеников В.Я., Ликучев В.Г. Процессы и аппараты химической технологии. Изд. Ангарской государственной технической академии, 2006. -743 с.

12. Андреев Б.М., Зельвенский Я.Д., Катальников С.Г. Тяжелые изотопы водорода в ядерной технике. М. Энергоатомиздат, 1987, гл. 2, 4.

13. Mix, T.S., J.S.Dweck & М. Weinberg, "Energy conservation in Distillation" chemical Engineering Progress, April 1978, pp. 49-55.

14. Huang, F. & R. Elshout, "Optimizing the Heat Recovery of Crude Units," Chemical engineering Progress, July 1976, pp. 68-74.

15. Bannon, Robert P., Stanley Marple Jr., "Heat Recovery in Hydrocarbon Distillation" A.I.Ch.E. annual Meeting, Nov. 1977, New York City.

16. Айнштейн В.Г., Захаров M.K., Носов Г.А. и др. Общий курс процессов и аппаратов химической технологии. Кн.2. М.: Химия, 2000, -850 с.

17. Гельперин Н.И. Основные процессы и аппараты химической технологии. -М.: Химия, 1981,-813 с.

18. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. М.: Химия, 1971,-784 с.

19. Айнштейн В.Г., Захаров М.К. Многоколонная ректификация (принцип и процессуальные схемы). //Хим.пром. 2001, №6, с. 39-47.

20. Львов С.В. Некоторые вопросы ректификации бинарных и многокомпонентных смесей. М.: АН СССР, 1960, -166 с.

21. Айнштейн В.Г., Захаров М.К., Носов Г.А. и др. Общий курс процессов и аппаратов химической технологии. Кн.1. М.: Химия, 1999, - 888 с.

22. Захаров М.К. Энергосберегающие схемы процессов ректификации. // Science & technology of hydrocarbons. 2002, №6, с. 3-8.

23. Яновский Е.И., Левин Л.А. Промышленные тепловые насосы. М.: Энерго-издат, 1989.-128 с.

24. Айнштейн В.Г., Захаров М.К, Носов Г.А. Компенсирующий тепловой насос в химико-технологических процессах // Хим.пром. 2000. - №9 с. 454-462.

25. Айнштейн В.Г., Захаров М.К, Носов Г.А. Оптимизация полного теплового насоса в процессах химической технологии //Хим.пром., 2001, №1 с.18-27.

26. Barmvell J., Morris С.Р. // Hydrocarbon Processing. 1982, pp. 117-119.

27. New Energy Conservation Technologies and Their Commercialization // Proc.of an Intern.Conference. Berlin, 6-10 April, 1981.

28. Ellerbe, R.W., "Steam-Distillation Basics", Chemical Engineering, March 4, 1974, pp. 105-112.

29. Geyer G.R., Kline P.E. "Energy conservation Schemes for distillation processes", Chemical engineering progress, May 1976, pp. 49-51.

30. Geyer G.R., "Distillation modifications conserve energy", Oil and gas journal, May 22, 1978, pp. 95-98.

31. Gunther Arnold, "New distillation approach", Chemical engineering, Sept. 16, 1974, pp. 140-144.

32. Huff George A. Selecting a vacuum producer//Chemical engineering, March 15, 1976, pp. 83-86.

33. Jenssen S.K., Heat exchanger optimization //Chemical engineering progress, (vol. 65, № 7) July 1964, pp. 59 66.

34. Kirkpatrick R.D., M.D. Trays can provide savings in propylene purification // The oil and gas journal, April 3,1978, pp. 72 83.

35. Null H.R., Heat pumps in distillation // Chemical engineering progress, July 1976, pp. 58-64.

36. Peterson William C., Wells Thomas A., energy-saving schemes in distillation // Chemical engineering, Sept. 26, 1977, pp. 78 86.

37. Rozycke J., Energy conservation via recompression evaporation // Chemical engineering progress, May 1976, pp. 69 72.

38. Ryskamp J., Wade H. L., Britton R. В., Improve crude unit operation // Hydrocarbon processing, May 1976, pp. 81 86.

39. Tyreus B. D., Luyben W. L., Two towers cheaper than one? // Hydrocarbon processing, July 1975, pp. 93 96.

40. Рей Д., Макмайкл Д. Тепловые насосы: Пер. с англ. М.: Энергоиздат, 1982. -24 е., ил.

41. Fearon, J. Heat from cold-energy recovery with heat pumps // CME, Sept., 1978, pp. 49 53.

42. Mostafa, H. Thermodynamic Availability analysis of Fractional Distillation with Vapor Compression // Chemical engineering progress, May 1981, pp. 69 72.

43. Мейли А. Снижение энергозатрат на дистилляционную колонну // Нефтегазовые технологии, 2005, №2, с. 63-65.

44. Рид Р., Праусниц Дж., Шервуд Т. Свойства газов и жидкостей. Л; Химия, 1982,-591 с.

45. Бродянский В.М. Эксергетический метод термодинамического анализа.: -Энергия, 1973.-296 с.

46. Рант 3. Эксергия новый термин для обозначения «техничесокй работоспособности» - В кн.: Вопросы термодинамического анализа (эксергетический метод). - М.: Мир, 1965, с. 11-14.

47. Соколов Е.Я., Бродянский В.М. Энергетические основы трансформации тепла и процессов охлаждения. 2-е изд., перераб. М.: Энергоиздат, 1981. -320 с.

48. Бродянский В.М., Семенов A.M. термодинамические основы криогенной техники. М.: Энергия, 1980.-448 с.

49. Бродянский В.М., Лейтес И.Л., Карпова Ю.Г. Выбор уровней отсчета при эксергетическом анализе химических процессов. // ТОХТ, 1971, т.5, №6, с. 858 -862.

50. Rodriquez L. Calculation of Available Energy Quantities. In: Thermodynamics: Second Law Analysis: ACS Symp. Ser., 122. - Washington, D.C., 1980, p. 1538.

51. Haywood R.W. A Critical Review of the Theorems of Thermodynamic Availability: with Concise Formulation. // Journal Mechanical Engineering Science, 1974, vol.16, №3, p. 160-173.

52. Шаргут Я., Петела P. Эксергия. M.: Энергия, 1968. - 279 с.

53. Шаргут Я. Эксергетический баланс тепловых процессов в металлургической промышленности В кн.: Вопросы термодинамического анализа (эксергетический метод). - М.: Мир, 1965, с. 164-190.

54. Шаргут Я. Теплоэнергетика в металлургии. М.: Металлургия, 1978. - 152 с.

55. Wepfer W.J., Gaggioli R.A. Reference Datums for Available Energy In: Thermodynamics: Second Law Analysis: ACS Symp.Ser.,122. - Washington, D.C., 1980, p.77-92.

56. Кафаров В.В. Методы кибернетики в химии и химической технологии. 3-е изд., перераб. и доп. М.: Химия, 1976.-464 с.

57. Кафаров В.В., Дорохов И.Н. Системный анализ процессов химической технологии. Основы стратегии. М.: Наука, 1976. - 500 с.

58. Кафаров В.В. Ветохин В.Н. Основы построения операционных систем в химической технологии. М.: Наука, 1980.-430 с.

59. Степанов B.C. Химическая энергия и эксергия вещества. Новосибирск: Наука, 1990,-161 с.

60. Дэвинс Д. Энергия. М.: Энергоатомиздат, 1985 - 360 с.

61. EI-Sayed Y.M., Evans R.B. Thermoeconomics and the Design of Heat Systems. // Journal Engineering for Power, Jan., 1970, vol. 92, p.27-35

62. Gaggioli R.A., Petit P.J. Use the Second Law First. // ChemTech, 1977, vol.7, p.496-506.

63. Рант 3. Процессы нагрева и второй закон термодинамики В кн.: Эксергетический метод и его приложения. - М.: Мир. 1967.

64. Umeda Т., Niida К., Shiroko К. A Thermodynamic Approach to heat Integration in Distillation Systems. //AICHE Journal, 1979, vol. 25, № 3, p. 423-429.

65. Borel L., Energy Economics and Exergy-Comparison of Different Heating Systems on the Theory of Exergy In: Heat Pumps and Contrib.Energy Conserv. -Noordhof-Layden, 1976, p. 51-96.

66. Petit P.J., Gaggioli R.A. Second Law Procedures for Evaluating Processes In: Thermodynamics: Second Law Analysis: ACS Symp.Ser., 122. - Eashington, D.C., 1980, p. 15-38.

67. Грассман П. К обобщенному определению понятия коэффициента полезного действия В кн.: Вопросы термодинамического анализа (эксергетический метод). - М.: Мир, 1965, с. 15-27.

68. Грассман П. Эксергия и диаграмма потоков энергии, пригодной для технического использования В кн.: Вопросы термодинамического анализа (эксергетический метод). - М.: Мир, 1965, с. 28-43.

69. Gyftopoulos Е.Р., Widmer T.F. Availability Analysis: The combined Energy and Entropy Balance. In: Thermodynamics: Second Law Analysis: ACS Symp. Ser., 122. - Washington, D.C., 1980, p. 61-76.

70. Покровский H.K. Холодильные машины и установки. М: Пищевая промышленность, 1969-323 с.

71. Плановский А.Н., Рамм В.М., Каган С.З. Процессы и аппараты химической технологии. М.: Химия, 1968, - 846 с.

72. Paradowsky Н., Dufresne J.P. Process Analysis Shows How to Save Energy. -Hydr.Proc., 1983, vol.62, July, p. 103.

73. Swearingen J.S. compare Methane Liquefying Processis. Hydroc. Proc., 1966, vol.45, Aug., p. 137-140.

74. Кайзер В., Хек Дж., Местралле Ж. Оптимизация давления в деметанизато-ре. // Нефть, газ и нефтехимия за рубежом, 1978,1 №6, с. 43-46.

75. Кайзер В., Досси П., Сальхи О. Выбор давления при ректификации этан -этиленовой смеси. // Переработка углеводородов, 1977, №2, с. 43-46.

76. Фуге К., Соне Д. Снижение расходов на олефиновых установках. // Переработка углеводородов, 1976, №11, с. 44-47.

77. Калинина Е.И., Бродянский Б.М. Основные положения методики термоэкономического анализа комплексных процессов. // Изв.вузов. Энергетика, 1973, -№12, с. 57-64.

78. Калинина Е.И., Бродянский В.М. Технико-экономический анализ установок разделения газовых смесей. М.: МЭЙ', 1979,с.

79. Linngof В. New Concepts in Thermodynamics for Better Chemical Process Design. //Chem. Eng. Res. Des., 1983, vol. 61, July, p. 207-223.

80. Vruggink R.S., Collins T.F. Apply Thermo Laws with Care. // Hydroc. Proc., 1982, vol.61, July, p. 129-132.

81. Umeda Т., Itoh J., Shiroko K. Heat Exchange System Synthesis. // Chem. Eng. Progress, 1978, July, p. 70-76.

82. Nishio M., Itoh J., Shiroko K. Umeda T. A Thermodynamic Approach to Steam-power Design. // Ind. Eng. Chem. Process Des. Dev., 1980, vol. 19, p. 308-312.

83. Nishio M., Shiroko K., Umeda T. Optimal Use of Steam and Power in Chemical Plants. // Ind. Eng. Chem. Process Des. Dev., 1982, vol. 21, p. 640-646.

84. Ишида M., Оно E. Использование энергетических диаграмм для энергетического анализа ректификационных колонн . // Экспресс-информация: Процессы и аппараты химических производств и химическая кибернетика. М.: Химия, 1984, № 19, с. 5-10.

85. Сорин М.В., Синявский Ю.В., Бродянский В.М. Термодинамические принципы и алгоритм структурно-вариантной оптимизации энерготехнологических систем. //Химическая промышленность, 1983, №8, с. 452-455.

86. Синявский Ю.В., Подметухов Ю.В. О структурном анализе криогенных установок. // Химическая промышленность, 1977, № 1, с. 29-36.

87. Reistad G.M., Gaggioli R.A. Available-Energy Costing In: Thermodynamics: Second Law Analysis: ACS Symp.Ser., 122. - Washington, D.C., 1980, p. 143159.

88. Трайбус M., Эванс P. Термоэкономическое проектирование при условии переменной структуры стоимости В кн.: Эксергетический метод и его приложения. - М.: Мир, 1967, с. 202-232.

89. Шаргут Я., Петеля Р. Использование эксергии в экономике В кн.: Эксергетический метод и его приложения. - М.: Мир, 1967, с.165-201.

90. Evans R.B., Tribus М. Thermo-Economics of Saline Water Conversion. // Ind.and Eng.Chem. Process Des.Dev., 1965, vol.4, №2, p. 195-206.

91. Wepfer W.J. Applications of Available-Energy Accounting In: Thernmodynam-ics: Second Law Analysis: ACS Symp. Ser., 122. - Washington, D.C., 1980, p. 161-186.

92. Кафаров В.В., Перов В.Л., Иванов В А, Бобров ДА Системный подход к оптимальному проектированию химико-технологических систем // ТОХТ, 1972, т.6, №6, с. 903-915.

93. ЭЗ.Кафаров В.В., Перов В.Л., Мешалкин В.П. Принципы математического моделирования химико-технологических систем. М.: Химия, 1974. - 343 с.

94. Пиччиотти М. Оптимизация работы холодильного хозяйства. // Нефть, газ и нефтехимия за рубежом, 1979, №8, с. 118-127.

95. Чечеткин А.В., Занемонец Н.А. Теплотехника. М.: Высшая школа, 1987, -344с.

96. Кириллин В.А., Сычев В.В., Шейдлин А.Е. Техническая термодинамика. -М.: Энергия, 1973,-512 с.

97. Бродянский В.М., Фратшер В., Мехалек К., Эксергетический метод и его приложения. М.: Энергоатомиздат, 1988, - 341 с.

98. Карапетьянц М.Х Химическая термодинамика. М.: Химия, 1975, - 583 с.

99. Нащокин В.В. Техническая термодинамика. М.: Высшая школа, 1969, -559 с.

100. Губанов Н.Д., Коновалов Н.П., Салауров В.Н. Энерготехнология химических производств. Изд. ИГТУ, Иркутск, 1994, - 86 с.

101. Бэр Г.Д. Техническая термодинамика. М: Мир, 1977,-518 с.

102. Энергия и эксергия. Под ред. Бродянского В.М. М.: Мир, 1968, -189 с.

103. Михеев М.А., Михеева И.М. Основы теплопередачи. М.: Энергия, 1973, -317 с.

104. Дытнерский Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии. Изд.З-е. В 2-х кн.: Часть 1. Теоретические основы процессов химической технологии. Гидромеханические и тепловые процессы и аппараты. М.: Химия, 1995. -400 с.

105. Островский Г.М., Волин Ю.М. Методы оптимизации сложных химико-технологических систем.

106. Бояринов А.И., Кафаров В.В. Методы оптимизации в химической технологии. М.:, Химия, 1975.-211 с.

107. Комиссаров Ю.А., Гордеев Л.С., Вент Д.П. Научные основы процессов ректификации: В 2 т. Т. 2. Под ред. Л.А. Серафимова. М.: Химия, 2004. -416 с.

108. Петлюк Ф.Б., Платонов В.М. Термодинамически обратимая многокомпонентная ректификация. //Химическая промышленность, 1964, № 10, с. 723 -725.

109. Grunberg T.F. Advances in Cryogenic Engineering, 1956, v. 2, New York, 1960.

110. Коган В.Б., Фридман В.М., Кафаров В.В. Равновесие между жидкостью и паром. Кн.1,2.-M.-J1.: Наука, 1968-1426 с.

111. Hala Е., Pick Y., Fried V., Vilim О. Vapor-Liquid Equilibrium. Pergamon, 1968.

112. Коган В.Б. Гетерогенные равновесия.-Л.: Химия, 1968.-617 с.

113. Уэйлес С. Фазовые равновесия в химической технологии. М.: Мир, 1989 - 662с.

114. Kojima К. Tochigi К. Prediction of Vapor-Liquid Equilibrium by the ASOG Method. Elsevier, 1979.

115. Fredenslund A., Gmehling Y., Rasmussen P. Vapor-Liquid Equilibrium Using UNIFAC. Elsevier, 1977.

116. Багатуров C.A. Основы теории и расчета перегонки и ректификации.- М.: Химия, 1974-439 с.

117. Александров И.А. Массопередача при ректификации и абсорбции многокомпонентных смесей Л.: Химия, 1975 - 319 с.

118. Тиле И, Геддес Р. Расчет аппаратуры для перегонки углеводородных смесей.- Баку: Азнефтеиздат, 1935 20 с.

119. Флореа О., Смигельский О. Расчеты по процессам и аппаратам химической технологии.- М.: Химия, 1971 -448 с.

120. Холланд Ч.Д. Многокомпонентная ректификация М.: Химия, 1969 - 350с.

121. Платонов В.М., Берго Б.Г. Разделение многокомпонентных смесей.- М.: Химия, 1965-368 с.

122. Сучков Б.А. Расчет ректификационных колонн на ЭВМ.- М.: УНИИТЭнеф-техим, 1971 -56 с.

123. Бояринов А.И., Новиков А.И. В кн. Итоги науки и техники. Процессы и аппараты химической технологии М.: ВИНИТИ. -1974, т.2, с.5

124. Свойства материальных потоков колонны К-3

125. Наименование потока Питание Дистиллят Куб.остаток

126. Мольный расход, кмоль/ч 147,2 138,2 9,0

127. Массовый расход, кг/ч 11406 10252 1153

128. Температура, °С 119,5 82,8 167,5

129. Давление кг/см2 1,2 0,3 0,8

130. Доля пара в смеси, масс.дол. 0 0 0

131. Поток энтальпии, МДж/ч -46445 -44013 -3529,8

132. Энтропия, МДж/ч-К -74,88 -70,39 -7,333

133. Крит, температура, °С 292,5 284,4 364,9

134. Крит, давление, кг/см2 45,9 44,7 28,8

135. Ср.мольная масса, кг/кмоль 77,5 74,2 128,7

136. Плотность, кг/м3 720,2 752,4 709,2

137. Объемный расход, м3/ч 15,84 13,63 1,63

138. Давление паров, кг/см2 1,2 0,3 0,8

139. Об.расход при н.у., м3/ч 14 12,6258 1,3742

140. Теплоемкость, кДж/кгК 3,465 3,052 2,761

141. Вязкость, мПа-с 0,388 0,744 0,237

142. Теплопроводность, Вт/м К 0,1256 0,1335 0,107

143. Поверхностное натяжение, н/м 0,0161 0,0189 0,01521. Состав потоков, масс.дол. н-бутил н-бутират 0,0040 0,0010 0,0307и-бутанол 0,3300 0,3671 0,0000н-бутанол 0,5700 0,6319 0,02002.этелгексанол 0,0960 0,0000 0,9493

144. Тепловая нагрузка испарителя 10560 МДж/ч Тепловая нагрузка конденсатора - 11650 МДж/ч

145. Рис. Расчетный профиль концентраций по высоте колонны К-3 1 и-бутанол; 2 - н-бутанол; 3 - ВК компоненты.