ПОСТАНОВКА ЗАДАЧИ ИССЛЕДОВАНИЯ.

Целью настоящей работы является определение оптимальных рабочих параметров процесса экстрактивной ректификации смеси ацетон-хлороформ азеотропного составав сложной колонне с боковой укрепляющей секцией. К таким параметрам относятся температура и расход разделяющего агента, тарелки подачи исходной смеси и экстрактивного агента, уровень отбора в боковую секцию и величина бокового отбора. В качестве критерия оптимизации использовали энергетические затраты в кипятильнике колонны.

Решение поставленной задачи осуществляли путем вычислительного эксперимента с использованием программного комплекса РRО-П.

РАСЧЕТНО-ЭКСПЕРИМЕНТАЛЬНАЯ ЧАСТЬ.

Критерий оптимизации.

В качестве критерия оптимизации при подборе оптимальной совокупности рабочих параметров процесса мы использовали энергетические затраты в кубе колонны (Q_кип). При этом Q_кип рассчитывались исходя из уравнения общего теплового баланса сложной колонны с боковой секцией, которое имеет вид следующий вид:

Q_F + Q_ЭА + Q_кип = Q_D1 + Q_D2 + Q_W + Q_конд1 + Q_конд2,                 (3.1)

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

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

Q_D1 = D₁*C_D1*T_D1 – количество тепла, отводимое с потоком дистиллята основной колонны;

Q_D2 = D₂*C_D2*T_D2 – количество тепла, отводимое с потоком дистиллята боковой секции;

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

Q_конд1 = D₁(R+1)r₁ – количество тепла, отводимое при конденсации пара для создания потоков дистиллята и флегмы в основной колонне;

Q_конд2 = D₂(R+1)r₂ – количество тепла, отводимое при конденсации пара для получения потоков дистиллята и флегмы в боковой секции.

Откуда затраты тепла в кипятильнике:

Q_кип = Q_D1 + Q_D2 + Q_W + Q_конд1 + Q_конд2 – Q_F – Q_ЭА             (3.2)

или в развернутом виде:

Q_кип = D₁C_D1T_D1 + D₂C_D2T_D2 + WC_WT_W + D₁(R₁+1)r₁ + D₂(R₂+1)r₂ –

– FC_FT_F – P_ЭАС_ЭАТ_ЭА.                                                          (3.3)

Потоки D₁, D₂ и W при заданном качестве продуктов определяются из общего материального баланса и зависят от количества и состава питания, а также от соотношения F:ЭА. Следовательно, теплосодержание верхнего и нижнего продуктов основной колонны и дистиллята боковой секции также зависят от этих величин.

Энергозатраты на проведение процесса будут определяться температурой и расходом экстрактивного агента, подаваемого в колонну, флегмовыми числами в основной колонне (R₁) и в боковой секции (R₂). Величины R₁ и R₂ зависят от профиля концентраций в колонне, на формирование которого в данном случае оказывает влияние не только положение тарелок подачи исходной смеси и ЭА, его температура и расход, но и положение тарелки отбора парового потока в боковую секцию и его количество.

Описание технологической схемы процесса.

Технологическая схема состоит из одной сложной колонны с боковой укрепляющей секцией (рис.3.1).

Рис.3.1. Экстрактивная ректификация смеси ацетон-хлороформ в одной сложной колонне с боковой укрепляющей секцией.

В верхнюю часть сложной колонны подается ЭА, а в среднюю часть - исходная смесь ацетон–хлороформ. В качестве дистиллята основной колонны отбирается практически чистый ацетон. Ниже тарелки питания происходит отбор парового потока в боковую секцию. Поток жидкости из нижней части боковой секции возвращается в колонну на ту же тарелку. В дистилляте боковой секции выделяется хлороформ. ДМФА извлекается в кубе основной колонны и возвращается рециклом в ее верхнее сечение. Для восполнения потерь ЭА предусмотрена подача некоторого свежего количества ДМФА.

Моделирование фазового равновесия в системе ацетон – хлороформ – ДМФА.

Для расчета оптимальных рабочих параметров процесса необходимо иметь данные о фазовом равновесии в исследуемой системе. Физико – химические свойства чистых веществ приведены в таблице 3.1.

Таблица 3.1.

Физико – химические свойства компонентов.

В смеси ацетон – хлороформ имеется азеотроп с максимумом температуры кипения (Т^аз_кип=63,93ºC, содержание ацетона 22% мас.) [21]. Равновесие жидкость-пар в системе ацетон-ДМФА экспериментально исследовано в работе [22]. Для моделирования фазового равновесия использовали уравнение NRTL, параметры которого приведены в [23].