2020-01-14
296
Высокими энергетическими затратами характеризуется процесс разделения близкокипящей смеси нропен - пропан. В связи с этим для такой смеси все большее применение в промышленности находят новые технологические схемы со связанными материальными и тепловыми потоками и с тепловым насосом. Некоторые примеры таких схем рассматриваются ниже.
В работе [31] сообщается о применении теплового насоса на верхнем продукте для разделения смеси пропен - пропан. При компримировании паров верхнего продукта (пропена) до необходимого давления получается избыток тепла, который снимается в специальных концевых холодильниках водой или воздухом (рис.1).
Сравнение технологических показателей и затрат энергии при ректификации смеси пропен - пропан по разным схемам представлено в табл. 1.
Таблица 1. Показатели эффективности применения обычной и усовершенствованной схем ректификации смеси пропен-пропан
| Схема с тепловым | ||
| Показатели процесса | насосом на верхнем | Общая схема |
| продукте(рис 1,б) | ||
| Давление, МПа | ||
| в верху колонны до компрессора | 0.795 | 1,86 |
| после компрессора | 2,07 | — |
| Температура,° С | ||
| верха колонны | 15 | 63 |
| на входе в кипятильник | 57 | — |
| низа колонны | 24 | 55 |
| Тепло кипятильника, МВт | 7,6 | 7,6 |
| Расход пара, т/ч | — | 11,8 |
| Расход электроэнергии на компрессор, МВт | 2,05 | — |
| Расход охлаждающей воды, м3/ч | 207 | 575 |
| Стоимость относительная общая | 65,4 | 100 |
| в том числе пара | — | 85 |
| электроэнергии | 60,2 | — |
| охлаждающей воды | 5,2 | 15 |
| Экономия энергии, % | 34,5 | — |
Для пропеновых колонн, обеспечивающих получение пропена чистотой 99,5%(об.) и выше, рекомендуется усовершенствованна технологическая схема (рис. 1,6), при которой затраты на компримирование и охлаждение паров верхнего продукта меньше, так как только часть потока паров компримируется до 1,38 МПа и с температурой 35°С подается в кипятильник. Остальной поток паров дожимается до 1,86 МПа и охлаждается водой или воздухом.
|
|
|
Существенным преимуществом схем с тепловым насосом при разделении смеси пропен — пропан является значительное увеличение их относительных летучестей при пониженном давлении процесса, что приводит в итоге к снижению не только энергетических, но и капитальных затрат, требуемых для получения заданных высоких показателей разделения этой смеси.
В таблице 2 приведены усредненные сравнительные данные по параметрам и основным затратам для обычных и усовершенствованных схем с тепловым насосом при разделении пропен - пропан.
Таблица. 2. Показатели процесса разделения по схеме с тепловым насосом
| Показатели процесса и характеристика оборудования
| Общая схема | Схемы с тепловым насосом | |||
| с обычным | с новым | ||||
| оборудованием | оборудованием | ||||
| Давление, МПа | |||||
| в верху колонны | 1.9 | 0,86 | 0,86 | ||
| после компрессора | — | 1,78 | 1,38 | ||
| температура, °С | |||||
| в верху колонны | 46 | 14 | 14 | ||
| в низу колонны | 57 | 24 | 24 | ||
| Число реальных тарелок | 277 | 200 | 200 | ||
| Расстояние между тарелками, мм | 456 | 456 | 330 | ||
| Число колонн | 2 | 2 | 1 | ||
| Диаметр колонны, м | 5040 | 4420 | 4120 | ||
| Высота колонны, м | 77,4 | 61 | 79,5 | ||
| Флегмовое число | 14 | 10,6 | 10,6 | ||
| Тепло кипятильника, МВт | 29,6 | 29,3 | 29,3 | ||
| Разность температур в кипятильнике,°С | 55,5 | 19,5 | 5,5 | ||
| Поверхность кипятильника, м2 | 824 | 2420 | 2370 | ||
| Тепло конденсатора, МВт | 29,6 | 4,37 | 2,46 | ||
| Поверхность конденсатора, м2 | 5950 | 1070 | 583 | ||
| Расход охлаждающей воды, м /ч | 2320 | 483 | 253 | ||
| Мощность компрессора, МВт | — | 4,32 | 2,42 | ||
| Расход пара, т/ч | 45,6* | 15,9** | 8,9** | ||
| Стоимость оборудования | |||||
| (относительная) и энергетические | |||||
| затраты, % | |||||
| в том числе | |||||
| колонны | |||||
| насос орошения | 64,7 | 24,3 | 18,3 | ||
| теплообменник | 0,3 | — | — | ||
| компрессор и паровая турбина | 14,1 | 9,0 | 10,4 | ||
| пар | — | 28,2 | 15,8 | ||
| охлаждающая вода | 17,8 | 9,7 | 5,4 | ||
| 3,1 | 0,6 | 0,3 | |||
* Пар низкого давления
** Пар высокого авления
Как видно из приведенных данных, экономия только на одной колонне перекрывает дополнительные затраты на компрессор. Колонна во всех случаях делается из двух самостоятельных частей. Энергетические затраты при применении теплового насоса уменьшаются примерно на 50%. Минимальные затраты соответствуют разности температур в кипятильнике 5°С при старых конструкциях, на практике обычно для разделения смеси пропен - пропан принимают 6°С.
В работе [32] приводят сравнительные данные по разделению смеси пропен — пропан в каскаде из двух последовательно работающих колонн по обычной схеме и в каскаде из четырех последовательно - параллельно работающих колонн по схеме со связанными тепловыми потоками (рис.2).
 |
I |
Рис. 2. Схема разделения смеси пропен — пропан в каскаде из двух последовательно работающих колонн (а) и в системе последовательно-параллельно работающих колонн со связанными тепловыми потоками (б): I — исходная смесь; П — пропен; III — пропан.
В таблице 3 приведены расходные показатели процесса и основные конструктивные размеры колонн.
| Таблица. 3. Показатели процесса разделения | фракции пропен - пропан | ||
| Показатели процесса и характеристика | Обычная | Двухколонная система | |
| оборудования | схема | Колонна 1 | Колонна 2 |
| Расход сырья, кмоль/ч | 600 | 291 | 309 |
| Содержание пропена в сырье, мольн. доли | 0,6 | 0,6 | 0,6 |
| Расход дистиллята, кмоль/ч | 351* | 170,3 | 180,7 |
| Содержание пропена в дистилляте, мольн. доли | 0,99 | 0,99 | 0,99 |
| Расход остатка, кмоль/ч | 249 | 120,7 | 128,7 |
| Содержание пропена в остатке, мольн. доли | 0,05 | 0,05 | 0,05 |
| Давление, МПа | 1,93 | 2,83 | 1,93 |
| Относительная летучесть смеси | 1,14-1,08 | 1,10-1,065 | 1,14-1,08 |
| Число тарелок | 200 | 200 | 180 |
| Номер тарелки питания (счет тарелок снизу) | 62 | 65 | 51 |
| Расстояние между тарелками, мм | 610 | 610 | 610 |
| Эффективность тарелок, % | 100 | 100 | 100 |
| Число колонн | 2 | 2 | 2 |
| Диаметр колонны, м | 3,2 | 2,85 | 2,29 |
| Флегмовое число | 15,9 | 23,5 | 16,6 |
| Поверхность кипятильника, м | 178 | 122 | 1030 |
| Температура в кипятильнике, °С | 55 | 77 | 55 |
| Поверхность конденсаторов, м | 1410 | — | 752 |
| Температура орошения, °С | 47 | 67 | 47 |
| Расход пара, т/ч | 15,2 | 8,2 | — |
| Давление пара, МПа | 5,0 | 5,0 | — |
| Расход воды, м3/ч | 1,39 | — | 0,75 |
| Разность температур воды и паров продукта в | |||
| конденсаторе, °С | 6 | — | 6 |
* 54,4 тыс.т. пропена в год
** R/Rmin=1,15
Применение схемы последовательно - параллельно работающих колонн существенно сокращает расход охлаждающей воды и водяного пара. Кроме того, значительно снижается и стоимость оборудования — колонн и конденсаторов. Сравнение двухколонной системы из последовательно - параллельно работающих колонн и схемы с тепловым насосом для условий разделения этой же смеси показало значительное преимущество первой: экономическая эффективность от применения этой схемы увеличивается в 1,8 раза.
|
|
|
При разделении пропен - пропановой фракции примеси среднелетучих компонентов (ацетилена, пропандиена и метилацетилена) предлагается выделять в системе колонн со связанными тепловыми и материальными потоками (рис.3) [33]. В соответствии с приведенными схемами боковой отгон со средних тарелок (тарелок питания) с повышенным содержанием примесей подается на разделение в полную ректификационную колонну, где выделяется пропан (рис.3,а) или пропен (рис.3,6), в значительной степени свободный от примесей. Поток нижнего или верхнего продуктов второй колонны подается затем в первую колонну, и в среднее сечение концентрационной или отгонной частей колонны. В зависимости от целевого продукта(пропана и пропена) примеси отбираются с верха или с низа второй колонны.
В работе [34] проанализированы три технологические схемы четкого разделения смеси пропен - пропан (рис.4). Каждая схема рассчитана на разделение 20 т/ч исходной фракции с получением 11,128 т/ч (90 тыс. т. в год) 95%-го пропена. Схема а соответствует обычной ректификации в простой колонне с кипятильником на паре низкого давления (0,1 МПа) с воздушным и водяным охлаждением пропана. Схема б соответствует ректификации в двух параллельно работающих колоннах со связанными тепловыми потоками - низкого и высокого давления с рекуперацией тепла пара из верха колонны высокого давления за счет его конденсации в кипятильнике колонны высокого давления. Схема в соответствует ректификации в колонне с тепловым насосом на верхнем продукте. Основные параметры технологического режима ректификационных колонн для рассматриваемых схем приведены в табл.4
I 
Рис. 4. Технологические схемы ректификации смеси пропей — пропан:
а -обычная; б -с тепловым насосом на верхнем продукте; в -с параллельно работающими колоннами; I — исходная смесь пропен-пропан; II пропей; III-пропан.
|
|
|
Таблица 4. Основные параметры технологического режима колонн при разделении смеси пропен - пропан (рис.4)
| Показатели | Схема а | Схема б | Схема в | |
| Колонна низкого давления | Колонна высокого давления | |||
| Температура,°С верха колонны конденсации верхнего продукта выхода из компрессора орошения низа колонны Давление, МПа верха колонны в емкости орошения Кратность орошения | 40 38 - 38 55 1,67 1,6 9,7 | 40 38 - 38 55 1,67 1,6 9,7 | 63 62 - 62 79 2,87 2,8 15,4 | 20 45 48 38 35 1,0 1,85 8,4 |
Материальный баланс процесса разделения типичной пропен - пропановой фракции (в т/ч) приведен ниже:
| Компоненты | Сырье | Дистиллят | Остаток |
| Этан | 0,135 | 0Д35 | — |
| Пропен | 11,746 | 10,572 | 1,174 |
| Пропан | 5,929 | 0,421 | 5,508 |
| Изобутан | 1,803 | — | 1,803 |
| н-Бутан | 0,016 | — | 0,016 |
| Бутен | 0,371 | — | 0,371 |
| Z | 20,000 | 11,128 | 8,872 |
Сравнение стоимости затрат при разделении смеси пропен - пропан при помощи различных схем (по отношению к общей стоимости разделения в простой колонне) таково:
| Капитальные | Эксплутационные | Общие | |
| затраты | затраты | затраты | |
| Схема а | 41 | 59 | 100 |
| Схема б | 54,6 | 43,2 | 97,8 |
| Схема в | |||
| привод компрессора | |||
| от паровой турбины | 36,9 | 32,1 | 69 |
| привод компрессора | |||
| от электродвигателя | 33 | 33,7 | 66,7 |
Как видно из приведенных данных, применение схемы с тепловым насосом может обеспечить значительную экономию энергетических и капитальных затрат на разделение, однако степень уменьшения их существенным образом зависит от технико - экономических показателей процесса разделения - от стоимости электроэнергии и водяного пара. Необходимо отметить также, что надежное расчетное сравнение схем ректификации смеси пропен - пропан с получением практически чистого пропена возможно только на основе достаточно точных термодинамических данных по фазовому равновесию.
Постановка задачи
Целью данной работы являлась структурная и параметрическая оптимизация технологической схемы разделения фракции этан-пропен-пропан для снижения энергозатрат на разделение.
Для достижения поставленной цели необходимо:
• выбрать математическую модель парожидкостного равновесия, адекватно описывающую экспериментальные данные;
• синтезировать схемы разделения;
• произвести расчет ректификации и выбрать решение, обеспечивающее минимальные энергозатраты.
Расчетная часть
