Энергоресурсосбережение в технологиях простой перегонки водных бинарных растворов тема диссертации и автореферата по ВАК РФ 05.14.04, кандидат технических наук Феоктистов, Дмитрий Владимирович

• Феоктистов, Дмитрий Владимирович
• кандидат технических наук
• 2011

Оглавление диссертации кандидат технических наук Феоктистов, Дмитрий Владимирович

ОГЛАВЛЕНИЕ

Введение 5 Глава 1 Основные способы энергосбережения, оценки эффективности

использования теплоты в процессах перегонки и ректификации

1.1 Методы снижения энергетических затрат на процессы перегонки и ректификации, не требующие реконструкции установок

1.1.1 Термодинамические критерии оптимальности

1.1.2 Определение оптимального орошения

1.1.3 Уменьшение разности температур и оптимизация давления при испарении сырья и конденсации продуктов в процессе разделения бинарных смесей

1.2 Методы снижения энергетических затрат на процессы перегонки и ректификации, требующие реконструкции и модернизации установки

1.2.1 Использование потоков теплоты дистиллята, кубового остатка

и греющего теплоносителя

1.2.2 Применение каскада теплообменных установок

1.2.3 Применение многоколонных установок

1.2.4 Реализация близкого к обратимому процессу разделения веществ

1.2.5 Использование ступенчатого испарения сырья

1.2.6 Применение теплового насоса

1.2.7 Повышение эффективности путем модернизации контактных устройств 26 Выводы по первой главе

Глава 2 Экспериментальные исследования закономерностей изменения

температуры паровой фазы в процессе перегонки

2.1 Планирование экспериментальных исследований

2.1.1 Основные размерные параметры воздействия и выходные переменные планируемого эксперимента

2.1.2 Выбор схемы проведения экспериментальных исследований

2.1.3 Выбор области изменения основных факторов

2.2 Описание экспериментальной установки, моделирующей процесс простой перегонки веществ

2.2.1 Устройство и принцип действия экспериментального аппарата

2.2.2 Способы и средства регистрации температуры паровой фазы

2.2.3 Описание блок схемы и лицевой панели "виртуального" прибора

2.2.4 Средства, методы и точность измерения основных параметров

2.2.5 Методика проведения исследования закономерностей изменения температуры паровой фазы

Глава 3 Анализ результатов экспериментальных исследований и оценка 47 эффективности процесса простой перегонки

3.1 Тепловой баланс исследуемого процесса простой перегонки

3.2 Интервалы изменения температуры паровой фазы в технологическом процессе простой перегонки бинарных водных растворов

3.3 Исследование интервала разогрева (I) и интенсивного увеличения температуры (II) в процессе перегонки

3.4 Исследование энергоэффективности процесса перегонки в III и IV интервалах

3.5 Исследование интервала охлаждения (V) паровой фазы технологического процесса разделения бинарных веществ 77 Глава 4 Приближенное аналитическое определение температуры паровой фазы

4.1 Приближенное аналитическое определение температуры паровой фазы в режиме разогрева (I) и интенсивного увеличения температуры (II)

4.2 Приближенное аналитическое определение температуры паровой фазы в III и IV интервалах

4.3 Приближенное аналитическое определение температуры паровой фазы в режиме охлаждения (V)

4.4 Уточнение метода инженерного теплового расчета испарителя 105 технологического процесса однократной перегонки

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

СПИСОК ИСПОЛЬЗУЕМОЙ ЛИТЕРАТУРЫ

Приложение 1

Приложение 2

Приложение 3

Приложение 4

Приложение 5

Приложение 6

Приложение 7

Приложение 8

Приложение 9

Приложение 10

Введение диссертации (часть автореферата) на тему «Энергоресурсосбережение в технологиях простой перегонки водных бинарных растворов»

ВВЕДЕНИЕ

Актуальность работы

За последние десятилетия во многих отраслях промышленности выросли производительность и, соответственно, энергопотребление технологических установок [53, 54], что привело к появлению ряда проблем, связанных с рациональным использованием энергетических ресурсов, в наибольшей степени определяющих эффективность производства.

В настоящее время часть научных проектов направлена на повышение эффективности потребления и преобразования энергии в тепломассообменных установках [42]. Наиболее неэкономичными по потреблению энергии из основных процессов химической, нефтехимической, газоперерабатывающей, пищевой промышленности являются процессы перегонки и ректификации, на реализацию которых затрачивается в перечисленных отраслях до 56% энергии [5, 10]. Существуют две основные группы способов экономии энергии: не требующие и требующие реконструкции аппаратов [10].

К первой группе можно отнести следующие известные способы: оптимизация орошения и давления [17]; уменьшение разности температур при испарении сырья и конденсации продуктов [55, 83]; повышение эффективности массообмена и снижение гидравлических сопротивлений [38, 64]; углубление отбора теплоты отходящих потоков [49, 50]; подача флегмы и питания в колонну с определенной цикличностью [5] и др. .

Ко второй группе относятся: дублирование кипятильников, модернизация контактных устройств [27, 43], теплоизоляции [63], каскадирование теплоты [59, 60] и др.

На решение проблемы эффективного использования теплоты в установках по разделению бинарных и многокомпонентных жидкостей направлены работы Александрова И.А., Тимошенко A.B. Демиденко Н.Д., Багатурова С.А., Кафарова В.В., Комиссарова Ю.А., Цирлина A.M.,

5

Richardson J. и др. авторов. Несмотря на то, что она решалась достаточно давно [76, 77], до настоящего времени практически отсутствуют экспериментальные данные об основных закономерностях этого процесса. Недостаточно проработаны научно-технические вопросы, связанные с влиянием концентрации, состава исходного вещества, величины подводимой к установке теплоты на энергоэффективность процесса разделения. Отсутствуют математические модели, являющиеся результатом масштабных экспериментальных исследований, описывающие изменения температуры паровой фазы во времени на различных стадиях технологического процесса перегонки. Теоретические основы этих процессов также пока не разработаны на уровне, обеспечивающем возможность прогностического моделирования характеристик энергоэффективности процессов разделения.

Получение эмпирических динамических характеристик варьированием различных факторов воздействия на промышленных ректификационных колоннах и перегонных аппаратах невозможно. Если использовать активный эксперимент непосредственно на производственном объекте, то зачастую:

1) возможен брак целевого продукта;

2) при длительных переходных процессах в установках на основное возмущение накладываются другие возмущения.

Для устранения данных последствий при изучении тепломассообменных процессов, происходящих при разделении веществ методом перегонки и ректификации, необходимы значительные капиталовложения.

Вследствие вышесказанного, основным инструментом по решению задач рационального использования теплоты при разделении смесей методом ректификации и перегонки является математическое моделирование, основной задачей которого является предсказание качества разделительной способности, производительности при различных условиях эксплуатации, включая возможные изменения аппаратурного оформления и режимов разделения [78]. Имеющиеся в литературе данные свидетельствуют о

сложном характере оптимизации технологических процессов при разгонке смесей [46-48]. Для установления закономерностей тепломассопереноса при перегонке необходимо, наряду с численным моделированием, получение систематических опытных данных [47].

По этим причинам экспериментальные исследования процессов разделения бинарных веществ, направленные на установление основных закономерностей изменения температуры паровой фазы в течение технологического цикла и обоснование возможности уменьшения тепловых затрат в перегонных аппаратах, являются актуальными.

Работа выполнена в соответствии с основными направлениями научной деятельности Национального исследовательского Томского политехнического университета ("Разработка методов и средств повышения надежности и эффективности эксплуатации энергетических объектов"), а также по государственному контракту от 19.08.2010 г., №14.740.11.0101.

Цель диссертационной работы - по результатам экспериментальных исследований обосновать возможность снижения энергозатрат на реализацию процессов перегонки и ректификации путем вариативного регулирования тепловых потоков в области фазовых переходов и разделения процесса на стадии по характерным температурам в перегонных аппаратах.

Для достижения поставленной цели решались следующие задачи:

1. Разработка способа и методики экспериментальных исследований по изучению изменения температуры паровой фазы и энергоэффективности процесса простой перегонки водных бинарных растворов в установке, моделирующей условия работы дистилляционного аппарата.

2. Проведение экспериментальных исследований на установке, моделирующей технологический процесс разделения водных бинарных растворов.

3. Построение по результатам выполненных экспериментальных исследований математической модели, описывающей изменение температуры паровой фазы во времени на всех стадиях процесса перегонки.

4. Выделение нестационарных режимов и характерных температурных диапазонов паровой фазы для оценки энергоэффективности перегонки.

5. Уточнение метода инженерного теплового расчета испарителя дистилляционного аппарата с использованием полученных в экспериментальных исследованиях результатов.

Объектами исследования являются бинарные смеси: этиловый спирт -вода, ацетон - вода.

Предметом исследования являются технико-экономические характеристики процесса простой перегонки.

Научная новизна

1. Установлены температурные интервалы, которые характеризуют определенные стадии процесса простой перегонки бинарных жидкостей: разогрев перегоняемого вещества (I); интенсивное увеличение температуры до кипения низкокипящего компонента (II); полное испарение низкокипящего компонента (III); испарение высококипящего компонента (IV); охлаждение паров (V). Впервые определено условие и предложена зависимость для границ перехода процесса перегонки из одного интервала в другой.

2. Впервые найдены зависимости общей длительности перегонки, производительности и удельных затрат теплоты от физических свойств и концентрации исходной смеси, величины подведенной теплоты в различные нестационарные периоды технологического процесса перегонки.

3. Впервые количественно установлено, что удельные затраты теплоты увеличиваются в процессе простой перегонки по мере получения готового продукта. При достижении выхода готового продукта равного 33% от объема исходного раствора на каждые 1,5% полученного дистиллята удельные затраты повышаются на 1 - 3%. В диапазоне от 33,3% до 66,6% от объема исходной смеси на каждые 1,5% готового продукта удельные затраты возрастают на 3 - 6%.

4. Впервые получены аналитические выражения для температуры паровой фазы в нестационарных режимах протекания процесса простой

перегонки, учитывающие длительность процесса, массогабаритные размеры установки, теплофизические свойства разделяемой смеси.

Практическая значимость работы.

По результатам выполненных экспериментальных исследований обоснована возможность снижения энергозатрат на перегонку путем вариативного регулирования тепловых потоков в область фазовых переходов и разделения процесса на стадии по характерным температурам. Предложено уточнение метода инженерного теплового расчета испарителя дистилляционного аппарата с использованием экспериментальных результатов и установленных закономерностей изменения температуры паровой фазы в различных нестационарных режимах технологического процесса разделения бинарных водных растворов.

Результаты исследований, а также проведенный на их основе анализ по оценке энергоэффективности процесса разделения смесей используются в проектных расчетах, разработках режимов работы ректификационных аппаратов на ООО «Томскнефтехим» г.Томск и ЗАО «НС-Ойл» г.Ульяновск, а также в учебном процессе по дисциплинам «Тепломассообменное оборудование промышленных предприятий», «Теплофизический эксперимент», «Экстремальные условия теплообмена» для студентов НИ ТПУ направления «Теплоэнергетика».

Достоверность полученных результатов подтверждается оценками систематических и случайных ошибок, проведенных экспериментов, системой повторяемости опытов при фиксированных значениях основных факторов, использованием малоинерционных средств измерений времени, температуры, а также специальными тестовыми экспериментами.

Личный вклад автора состоит в постановке и планировании экспериментальных исследований; модернизации экспериментальной установки, моделирующей процесс разделения смесей на перегонном аппарате; проведении экспериментов, анализе и обобщении полученных результатов, формулировке выводов и заключения по диссертации.

Апробация работы. Основные положения и результаты диссертации докладывались и обсуждались на XIV, XV, XVI, XVII Международных научно-практических конференциях «Современные техника и технологии» (Томск, 2008 - 2011 гг.), Международной конференции «Теплофизические основы энергетических технологий» (Томск, 2010 г.), Всероссийских научно-практических конференциях с международным участием «Энерго- и ресурсосбережение. Энергообеспечение. Нетрадиционные и возобновляемые источники энергии» (Екатеринбург, 2009, 2010 г.), II Международной научно-практической конференции «Ресурсоэффективные технологии для будущих поколений» (Томск, 2010 г.), конкурсе научно-исследовательских работ в области энергосбережения в промышленности «ЭВРИКА-2010» (Новочеркасск, 2010 г.), Всероссийской научной конференции «Наука. Технологии. Инновации» (Новосибирск, 2010 г.), Шестнадцатой всероссийской научно-технической конференции с международным участием "Энергетика: эффективность, надежность, безопасность" (Томск 2010).

Публикации. По результатам исследований опубликовано 15 печатных работ, из которых: 3 статьи в периодическом издании по списку ВАК; 11 статей в сборниках всероссийских и международных конференциях, 1 учебное пособие, рекомендованное Сибирским региональным учебно-методическим центром ВПО.

ГЛАВА 1. ОСНОВНЫЕ СПОСОБЫ ЭНЕРГОСБЕРЕЖЕНИЯ, ОЦЕНКИ ЭФФЕКТИВНОСТИ ИСПОЛЬЗОВАНИЯ ТЕПЛОТЫ В ПРОЦЕССАХ ПЕРЕГОНКИ И РЕКТИФИКАЦИИ

Проблемы оценки эффективности, энергосбережения и оптимизации, в процессах перегонки и ректификации широко описываются в различных литературных источниках. В химической промышленности, как и в любой другой отрасли, одной из главных задач, на решение которой направлено большое количество научных работ, является снижение себестоимости конечного продукта, определяемое затратами теплоты на технологический процесс [84].

Процессы перегонки и ректификации являются распространенными и энергоемкими, на их проведение затрачивается большая часть энергии. Так, например, на процессы разделения расходуется до 40% всех энергозатрат ликероводочных, нефтеперерабатывающих и др. заводов пищевой и нефтехимической отрасли [86]. В США на ректификацию расходуется более 3% всей произведенной энергии. Расчеты показывают, что в среднем потребление греющего пара на одну атмосферную колонну диаметром 1,4 м и высотой 9,5 м составляет 1,5 т/ч, что приводит к затратам теплоты на пар более 110 тыс. евро в год [119].

Как отмечалось выше, все известные способы энергосбережения в основном связаны с изменением режима работы, схемы, конструкции перегонных и ректификационных аппаратов, которые, требуют определенных капиталовложений [65]. Ниже рассмотрены основные способы энергосбережения и оптимизации процесса перегонки и ректификации бинарных смесей.

1.1 Методы снижения энергетических затрат на процессы перегонки и ректификации, не требующие реконструкции установок

Одним из способов сокращения расхода теплоты на процессы разделения в промышленных аппаратах является определение оптимальных параметров [9]. Для этого должен быть сформулирован критерий оптимальности, достигающий экстремальных значений, с определенными требованиями. Он должен быть единственным, количественным, иметь ясный физический смысл, эффективным с точки зрения достижения цели [64]. Таким образом, выбор критерия оптимальности с учетом совокупности требований представляет сложную комплексную задачу.

1.1.1 Термодинамические критерии оптимальности

В работах [69, 115] в качестве критерия эффективности для перегонных и ректификационных установок принята обратимая работа разделения. Следует отметить, что данный критерий не отражает теплофизических свойств перегоняемых смесей.

В качестве критерия оптимальности в работе [23] используется термодинамическая эффективность:

Ж .

™ _ _ Ш1П_

/т.э. А ТТГ '

где ¡¥тт - обратимая работа разделения; А у/1оз5 - потери эксэргии в процессе массообмена без учёта потерь в кубе, дистилляторе и других теплообменниках.

Однако в работах [121, 122] показано, что критерий г]тэ всегда, даже в полностью обратимом процессе, существенно меньше единицы, поэтому имеет ограниченную применимость и требует дальнейшей модификации.

В работах [104 - 108] рассмотрены необратимые факторы, влияющие на расходы теплоты при разделении смеси. Даны оценки снизу

дополнительных затрат теплоты, связанных с фиксированной

12

производительностью колонны, которые сопоставлены с затратами, следующими из соотношений равновесной термодинамики. Кроме этого, найдена связь между величиной парового потока и эффективным коэффициентом массопереноса, обеспечивающим заданную производительность. Однако применимость полученных корреляций ограничена рядом допущений: бинарные смеси идеальны, эквимолярность массопереноса между паровым и жидкостным потоками, подача исходной смеси при температуре кипения и др.

В работе [13] рассмотрены необратимые факторы, влияющие на затраты теплоты при разделении смеси в перегонных и ректификационных аппаратах. Даны оценки величины дополнительных затрат теплоты, которые сопоставимы с затратами, вытекающими из соотношений равновесной термодинамики.

1.1.2 Определение оптимального орошения

Флегмовое число Я является характеристикой, влияющей на процесс ректификации. От величины Я зависят все параметры установки: высота, диаметр, количество контактных элементов, эффективность их работы, потребление энергии, необходимой для проведения технологического процесса разделения [12, 32].

Снижение энергозатрат при оптимизации орошения (определения оптимального флегмового числа) может составить до 13% [53] от величины потребляемой теплоты аппаратом разделения. При этом отсутствуют затраты на реконструкцию и модернизацию действующих установок. Ниже рассмотрены основные существующие способы определения минимального и оптимального флегмового числа.

Минимальное флегмовое число можно определить как аналитическим путем, так и графическим по диаграмме равновесия.

Рассмотрим случай, соответствующий работе промышленных аппаратов, предназначенных для разделения бинарных смесей, когда исходная смесь подается в виде жидкости, предварительно нагретой до температуры кипения со следующими допущениями:

1) тепловые потери в окружающую среду равны нулю;

2) теплоты смешения конденсатов на тарелках равны нулю;

3) мольные теплоты испарения для обоих компонентов одинаковы и постоянны по всей высоте колонны;

4) состав верхнего продукта (дистиллята) одинаков с составом пара, поднимающегося с самой верхней тарелки колонны.

При проектировании установок с вышесказанными допущениями, минимальное флегмовое число вычисляется по следующей зависимости [5,6,12,42]:

-— > (1.1)

У/~ХР

где хв, Хр - соответственно, концентрация легкокипящего компонента в жидкой фазе дистиллята и исходной смеси; у1 - равновесная концентрация

паровой фазы перегоняемой смеси, поступающей на тарелку питания.

В действительности укрепление в аппаратах будет происходить и при флегмовых числах, меньших, чем Ктт вычисленных по формуле (1.1) , но, разумеется, до концентраций верхнего продукта не превышающих значений х0.

Для определения минимального флегмового числа Комиссаров Ю.А. [53] предложил использовать общее уравнение кривой фазового равновесия для идеальных смесей. В данном случае выражение (1.1) принимает вид [53]:

1

1ТШ1 1

а-1

хд а-( 1-*д)

Хр 1 Хр-

где а - относительная летучесть разделяемых компонентов. а = Кх! Кг \ Кх и К2 - константы Генри, соответственно, для легколетучего и тяжелолетучего компонента при данной температуре.

В [45] Касаткином А.Г. показан графический способ определения минимального флегмового числа. Для этого необходимо построить диаграмму равновесия разгоняемой бинарной смеси и в масштабе определить значение отрезка С0, концами которого является начало координат и точка С, полученная

в соответствии с методикой описанной в работе [45]. В данном случае корреляция для определения минимального флегмового числа будет иметь вид:

п _ — С0

min v-r

Ссылаясь на анализ работы действующих колонн, Кафаров A.A. [46-48] утверждает, что экономический оптимум для определения флегмового числа лежит в пределах (R-Rmin)/(R +1) = 0,1-0,33. Принимая в качестве

оптимального значения отношение (i?-i?min)/(i? + l) = 0,23, он получил

формулу для рабочего и, в тоже время, оптимального флегмового числа i? = 1,3 • i?min + 0,3.

В работе [57] Лебедев П.Д. рассмотрел метод по определению оптимального флегмового числа на основе технико-экономического анализа, который сводится к вычислению затрат на греющие и охлаждающие теплоносители, используемые в технологическом процессе разделения. Автор указывает на тот факт, что с повышением флегмового числа возрастает количество теплоты, отдаваемой охлаждающей воде дистиллятом, т.е. происходит увеличение издержек, которые необходимо сложить со стоимостью обслуживания и контроля аппарата, тем самым, получив годовые эксплуатационные расходы.

В тоже время Лебедев П.Д. [57] отмечает следующую закономерность. Увеличение флегмового числа уменьшает число тарелок (до определенного минимума), в результате снижается общая высота ректификационной колоны (капитальные расходы) и повышается количество стекающей флегмы и поднимающихся паров в аппарате (эксплуатационные расходы). Он предложил [57] графически определять оптимальное флегмовое число по зависимостям эксплуатационных и капитальных затрат.

Комиссаров Ю.А. [53] сформулировал подход по определению оптимального флегмового числа через минимизацию экономического критерия оптимальности:

где и - товарная стоимость продуктов; 5 - суммарные капитальные и эксплуатационные затраты на организацию процесса, для которых функциональную зависимость от флегмового числа можно выразить следующим образом [53]:

5,=—-—; 52=М + С,

л-Л-.

где а, Ь, с- константы.

Тогда оптимальное значение флегмового числа определяется из уравнения [53]:

^>,+5,=-2-+ Ь = 0.

<® К,-*-,)

Откуда [53]:

Оптимальное флегмовое число по экономическому критерию близко к минимальному, которое можно найти, через отдельные статьи расходов на ведение процесса (сырье, энергия, вспомогательные материалы, заработную плату, амортизационные отчисления, ремонт, цеховые и общезаводские и др. затраты). При учете того, что число тарелок является функцией флегмового числа, в [53] приводится зависимость:

г г ~ \ п\ Г ллгЛ"1

7У+

С,+ С

0К,

с,

<ш

V V 2 / У

где N - количество ступеней разделения; С\ - стоимость пара и хладагента; С2, С3 - годовые стоимости колонны и теплообменного оборудования, включая амортизацию и прибыль; в - период окупаемости производства; У2 - паровая емкость кипятильника и конденсатора; ?]гу — КПД тарелки.

В работе [53] установлено, что оптимальное флегмовое число является функцией числа тарелок, стоимостных показателей и эффективности ступени контакта.

Все выше рассмотренное относилось к случаю, когда исходная смесь подается в виде жидкости, предварительно нагретой до температуры кипения. Как известно, геометрическое место точек пересечения рабочих линий зависит как от состава исходной смеси, так и от физического ее состояния, т.е. энергетического уровня. Влияние состояния и состава питания подробно рассмотрено в [5, 6, 123].

Стоит отметить, что оптимизация орошения состоит в поддержании расходов флегмы, обеспечивающих лишь минимально допустимую концентрацию целевых продуктов [104-108].

1.1.3 Уменьшение разности температур и оптимизация давления при испарении сырья и конденсации продуктов в процессе разделения бинарных смесей

Расход теплоты, необходимой для проведения технологического процесса разделения в промышленных аппаратах, зависит от давления Р и температуры Т. Поэтому выбор оптимальных условий проведения процесса по данным параметрам является одной из основных задач энергосбережения при дистилляции.

Понижение температуры и давления в аппаратах вызывает увеличение относительной летучести в процессе разделения бинарных веществ, что позволяет сократить расход энергии. Кроме того, понижение температуры позволяет использовать для обогрева испарителя теплоноситель с низким температурным потенциалом, а, следовательно, и более дешевый. При этом, для охлаждения конденсатора потребуется хладагент с более низкой температурой, что в ряде случаев может сделать нецелесообразным понижение давления и температуры [41].

Следует отметить, что уменьшение давления и температуры ведет к росту движущей силы процессов массообмена. В тоже время эти параметры влияют не только на парожидкостное равновесие, от их значений существенно зависит гидродинамика и кинетика, которые, в свою очередь, определяют гидравлическое сопротивление аппарата и его высоту [41].

В работе [12] указывается, что пропускная способность аппаратов, предназначенных для разделения бинарных веществ, пропорциональна давлению в степени 0,5. Это значит, что при понижении давления потребуется установка большего диаметра, следовательно, увеличатся гидравлические потери [9, 25, 41, 65].

Следует учитывать тот факт, что изменение давления и температуры по-разному влияет на коэффициенты массоотдачи в паровой и жидкой фазах. Если большая часть сопротивления массообмену сосредоточена на стороне жидкой фазы, то понижение температуры приводит к уменьшению скорости массообмена вследствие снижения коэффициентов диффузии и возрастания вязкости жидкой фазы. Если основное сопротивление массообмену сосредоточено на стороне паровой фазы, то влияние давления и температуры противоположно [41, 65].

Поэтому в каждом конкретном случае нужно принимать во внимание сложное влияние давления и температуры на протекание процессов разделения [12].

Сложность выбора условий технологического процесса разделения очевидна. Задача относится к нахождению оптимума, при котором установка без ущерба для ее разделяющей способности будет иметь низкое энергопотребление. Во многих случаях этот вопрос решается экспериментальным путем [122].

1.2 Методы снижения энергетических затрат на процессы перегонки и ректификации, требующие реконструкции и модернизации установки

В процессе разделения веществ уменьшение энергозатрат может быть достигнуто применением энергосберегающих технологических схем: рекуперацией теплоты, смешением потоков, использованием схем со связанными и частично связанными тепловыми потоками, а также схем с разделяющими агентами и др.

Затраты теплоты могут быть снижены за счет замены теплообменного оборудования на более эффективное [107], внедрения в схему установки промежуточных емкостей между контактными устройствами [37], использования разнородных и однородных аппаратов [81-83], нетрадиционных схем подвода теплоты [110] и др.

1.2.1 Использование потоков теплоты дистиллята, кубового остатка и греющего теплоносителя

Все существующие методы энергосбережения в ректификации и перегонке в основном направлены на уменьшение затрат теплоты в испарителе. Наиболее часто это осуществляется за счет подвода греющего теплоносителя в другие узлы промышленного аппарата. В этой связи поток исходной смеси может быть местом подвода теплоты. В большинстве случаев осуществляют предварительный её нагрев до температуры кипения с целью снижения нагрузки на испаритель и улучшения работы установки [5]. Иногда часть питания переводят в парообразное состояние для балансировки потоков пара и жидкости [21].

Кроме уменьшения тепловой нагрузки в испарителе, задачей энергосбережения является повышение эффективности использования подведенной теплоты. При этом конденсатор может быть использован в качестве котла-утилизатора для получения пара [6]. Однако, это целесообразно лишь тогда, когда температура конденсации дистиллята достаточно высока [37, 38].

Если же дистиллят имеет широкий диапазон температур конденсации, рекомендуется конденсировать его в две стадии. На первой стадии получают пар более высокого потенциала. На второй - осуществляется выработка более дешевого пара [37]. В работе [40] описывается достижение в ряде случаев большого экономического эффекта за счет двухстадийной конденсации по сравнению с одностадийной.

Часто в промышленных аппаратах используют дистиллят для нагрева исходной смеси, если его температура высока [110]. Иногда вместо полного конденсатора используют парциальный, и готовый продукт отбирается в парообразном состоянии с большим теплосодержанием, что позволяет обогревать другие аппараты [126].

Кроме дистиллята в качестве горячего теплоносителя можно использовать поток кубового остатка. Температура этого потока равна температуре низа колонны, поэтому он может быть использован для нагрева питания колонны или других потоков с низкой температурой [52], что существенно снижает нагрузку на испаритель и улучшает работу установки в целом [53].

Для разделения смесей, в которых высококипящий компонент имеет большую температуру кипения, как правило, используется водяной пар высоких параметров. При данной технологической схеме образующийся конденсат после испарителя может быть использован для нагрева питания колонны, либо для нагрева испарителей других ректификационных колонн [57, 63].

Проблема эффективного подвода и отвода теплоты неразрывно связанна с анализом температурных уровней всех потоков. Решение этого вопроса относительно процессов разделения подробно рассмотрено авторами [14, 30].

В работе [66] рассматриваются эффективные способы решения проблемы разности температур в перегонных и ректификационных аппаратах за счет установки дополнительных промежуточных теплообменных аппаратов. Недостатком работы промежуточного теплообменного оборудования является изменение потоков пара и жидкости, а также уменьшения разделяющей способности установки.

1.2.2 Применение каскада теплообменных установок

На установках, работающих под разным давлением, можно организовать схему каскада. Суть её заключается в том, что пар, уходящий с верха колонны, используется для обогрева испарителя другой колонны, работающей под более низким давлением. В этом случае испаритель следующего аппарата одновременно служит конденсатором предыдущей установки [10,12, 31].

При организации технологического процесса разделения по данной схеме греющий теплоноситель подводится только в испаритель первой установки, а охлаждающая вода в конденсатор или дефлегматор последней. Экономия теплоты будет пропорциональна числу аппаратов и в первом приближении кратна этому числу [40, 65].

Следует отметить, что недостатком организации технологического процесса по данной схеме является то, что для обогрева первой установки необходимо использовать теплоноситель с высокими параметрами. Проблемы могут возникнуть также при конденсации пара дистиллята последнего аппарата, так как он будет работать под самым низким давлением.

В случаях, когда невозможно достичь необходимой разности температур между верхним паром одной установки и кипящей кубовой жидкостью другой, могут оказаться выгодными схемы с применением промежуточных испарителей, в которых жидкость кипит при меньшей температуре, чем в кубе [48].

Дополнительное теплообменное оборудование может потребоваться также, если теплосодержание теплоносителя первого аппарата будет на много больше, чем необходимо для обогрева другой колонны. В этом случае во вспомогательном дефлегматоре или конденсаторе будет осуществляться полная конденсация пара. Если теплоты для технологического процесса разделения нужно больше, чем может дать греющий теплоноситель другой установки, то требуется вспомогательный испаритель.

При реализации каскадной схемы управление всем комплексом существенно усложняется, так как для каждого аппарата необходимы

вспомогательные дефлегматоры, испарители и конденсаторы [19, 35]. В свою очередь установка дополнительного теплообменного оборудования потребует больших капитальных затрат.

1.2.3 Применение многоколонных установок

В технологическом процессе разделения веществ методом перегонки и ректификации редко применяются схемы с получением одновременно двух продуктов сверху и снизу установки. В большинстве случаев для получения каждого продукта используются отдельные колонны [2, 5,10, 12, 103].

При применении многоколонной схемы разделения веществ, из-за меньшего диапазона изменения концентраций в каждой установке потребуются меньшие затраты теплоты по сравнению с использованием традиционной технологии [2, 5, 10, 12]. Для двухколонной установки возможны две основные схемы организации процесса разделения бинарных веществ. Сущность первой схемы заключается в том, что после получения товарного продукта в виде кубового остатка, поток дистиллята из первой колонны подается во вторую. Во втором аппарате происходит отделение второго товарного продукта. При этом дистиллят из второй установки в виде рецикла возвращается для смешения с питанием первой [2, 103]. Сущность второй схемы состоит в том, что после отгонки товарного продукта в виде дистиллята поток кубового остатка первой установки подается во вторую, а в следующем аппарате второй продукт также отгоняется в виде дистиллята, образующийся кубовый остаток идет на смешение с питанием первой колонны [2, 103].

При перегонке и ректификации многокомпонентных веществ таких вариантов больше, так как из каждой предыдущей установки в последующую может подаваться как поток кубового остатка, так и дистиллята [61].

Главным недостатком многоколонных схем является наличие рецикла, который может уменьшить энергосберегающие преимущества по сравнению с традиционной схемой [39, 42, 61].

В работах [2, 39] приводятся альтернативные схемы потоков, которые не имеют рециклов, а один из конечных продуктов получают методом смешения кубовых остатков или дистиллятов. Условием реализации такого способа разделения является то, что смешивающиеся потоки должны иметь одинаковый состав.

Суммарные энергетические затраты подобных схем ниже, чем схем с рециклами или с получением обоих продуктов на одной колонне. Однако их рекомендуется использовать лишь в тех случаях, когда для одного из получаемых продуктов не требуется четкое разделение [2, 39].

1.2.4 Реализация близкого к обратимому процессу разделения веществ

В технологических многоколонных схемах разделения веществ существуют термодинамические потери, связанные со смешением потоков в точках ввода сырья, а также с подводом и отводом теплоты во всех узлах вывода промежуточных продуктов. В конечном итоге все это приводит к необратимости процесса и к дополнительным затратам теплоты [103].

В работах [53, 54] рассматриваются технологические схемы с обратимым смешением потоков многокомпонентных смесей, которые отличаются от вышерассмотренных отсутствием дефлегматоров, испарителей и конденсаторов для промежуточных продуктов разделения и наличием тепловой связи между отдельными установками, которая осуществляется путем противоположно направленных потоков пара и жидкости между точками питания.

Недостатками таких схем является сложное регулирование при поддержании одного и того же давления во всех аппаратах. Кроме того, требуется большее число контактных устройств по сравнению с обычными многоколонными схемами.

В системах с обратимым смешением потоков суммарная нагрузка всех колонн перекладывается на один конденсатор и испаритель [83]. Подобные схемы рекомендуется применять в случаях, когда температурные уровни

процесса разделения невысоки, что позволяют использовать дешевые хладагент и теплоноситель [53, 54].

1.2.5 Использование ступенчатого испарения сырья

Как было отмечено выше, экономию теплоты в испарителе установки можно достичь за счет предварительного частичного испарения питания, используя различные технологические потоки установки [5,21,100].

Однако при таком подходе существуют термодинамические потери, связанные с наличием перепада температур между паром, образующимся при испарении питания, с газовым потоком внутри колонны. В конечном итоге, это приводит к снижению экономии теплоты [65].

Уменьшить термодинамические потери при подводе теплоты к питанию установки можно за счет использования технологической схемы со ступенчатым испарением сырья [41].

В данной схеме питание промышленного аппарата частично испаряется в нескольких последовательных теплообменниках с сепарационной емкостью, где происходит отделение образующейся паровой фазы от жидкой.

Вследствие того, что в каждой ступени фазовый переход происходит только легкокипящих компонентов, то и составы разделяемых веществ после каждого теплообменника будут различны. Поэтому пар из каждого отдельного сепаратора отводится на ту ступень разделения, где его состав близок составу пара внутри колонны.

Испарение питания по данной схеме благоприятно сказывается на термодинамической эффективности установки в целом. Снижение экономических потерь ведет к приближению ректификации к обратимому процессу, что в итоге снижает затраты теплоты на разделение [53, 54].

Недостатком ступенчатого испарения сырья является аппаратное усложнение технологической схемы, что приводит к увеличению эксплуатационных и капитальных затрат. Такие схемы рекомендуется использовать для испарения смесей с широким диапазоном температур кипения [41].

1.2.6 Применение теплового насоса

Испаритель является оборудованием, в котором тратится наибольшее количество теплоты, следовательно, в нем достигается наивысшая температура во всем технологическом процессе разделения. В конденсаторе или дефлегматоре производится отвод теплоты, в результате чего он является технологическим узлом с наименьшей температурой [5, 10].

Теплоту, полученную в конденсаторе или дефлегматоре за счет конденсации дистиллята, невозможно использовать напрямую для обогрева испарителя из-за разности температурных уровней между укрепляющей и исчерпывающей частями установки [7]. Для обогрева испарителя конденсирующимся паром с верха установки используют схемы с тепловыми насосами [3,4, 7, 68, 71, 86, 87].

В работах [3, 4, 7, 68, 71, 86] подробно рассматриваются преимущества и недостатки использования тепловых насосов по сравнению с обычным технологическим процессом разделения. Если разность температур между испарителем и конденсатом небольшая, использование тепловых насосов может дать хорошую экономию теплоты. В случае большой разности температур наиболее выгодной будет схема с конденсацией сжатого пара дистиллята в промежуточном испарителе [7, 68]. Следует учитывать, что использование промежуточных теплообменников может ухудшить разделяющую способность колонны из-за изменения потоков пара и жидкости [71, 86].

Тепловые насосы могут обеспечить значительную экономию теплоты в процессах разделения смесей. В реальности применение таких схем требует больших капитальных затрат, с большим сроком окупаемости сравнимом со сроком службы оборудования [3,4, 7].

В работе [65] приведены технологические схемы применения тепловых насосов на базе пароструйных эжекторов для процессов разделения смесей. Согласно данным схемам пар укрепляющей части установки эжектируется водяным паром высокого давления, и полученная смесь направляется на

обогрев испарителя. Образующийся конденсат после обогрева подается на орошение, а избыток отводится в виде дистиллята.

Стоит отметить, что реализация такой схемы допускается при смешении дистиллята с водой [65].

При осуществлении на практике подобных схем очевидно снижение капитальных затрат, так как пароструйные эжекторы значительно дешевле компрессоров и более надежны в работе из-за простоты конструкции и отсутствия движущихся частей [65]. Однако необходимо отметить существующий недостаток: требуется рабочий пар высокого давления, а эжекторы имеют низкий КПД. Вследствие этого, схемы с эжекторами менее эффективны, чем с компрессорами [65].

1.2.7 Повышение эффективности модернизацией контактных устройств

Основным элементом любого перегонного и ректификационного аппарата является устройство, служащее для приведения в контакт паровой и жидкой фаз [77]. Этот контакт, необходимый для осуществления процесса тепломассопередачи, может быть создан различными способами. В настоящее время существует большое число контактных устройств разнообразных по конструкции, взаимодействию потоков, способу подвода теплоты [80, 106].

Уменьшение потребления теплоты в перегонных и ректификационных установках можно достичь увеличением числа контактных устройств и повышением их эффективности [9]. Установка более совершенных тарелок приведет к увеличению разделяющей способности аппарата. В этом случае продукты заданной концентрации можно получать при меньшем расходе орошения, а это ведет к экономии теплоты [29, 55, 77].

Следует учесть, что замена контактных устройств на более эффективные часто приводит к увеличению гидравлического сопротивления, что в свою очередь, повышает перепад температур и давления между укрепляющей и исчерпывающей частями установки. В итоге могут потребоваться более дорогие теплоносители для испарителя и конденсатора колонны [27,43,77,109].

Выводы по перовой главе

Анализ и обобщение публикаций, направленных на решение проблемы эффективного использования теплоты в ректификационных и перегонных установках показали, что основным инструментом по решению задач энергоресурсосбережения в процессах разделения является математическое моделирование. Основной задачей которого является предсказание качества разделительной способности, производительности при различных условиях эксплуатации, включая возможные изменения аппаратурного оформления (внедрение различных энергосберегающих технологических схем, требующих для своей реализации реконструкции действующих установок) и режимов разделения (не требующих реконструкции аппаратов, находящихся в эксплуатации). Как правило, данные способы, повышающие энергоэффективность, обладают ограниченной применимостью для каждой установки. Для внедрения их на новом аппарате необходимо проведение дорогостоящих научно-исследовательских работ.

До настоящего времени теоретические основы процессов перегонки и ректификации не разработаны на уровне, обеспечивающим возможность прогностического моделирования характеристик энергоэффективности процессов разделения. Скорее всего, это связано с отсутствием масштабных экспериментальных результатов исследований закономерностей общей длительности перегонки, производительности и удельных затрат теплоты от физических свойств и концентрации исходной смеси, величины подведенной теплоты в различные нестационарные периоды технологического процесса перегонки.

Отсутствуют математические модели, являющиеся результатом масштабных экспериментальных исследований, описывающие изменения температуры паровой фазы во времени на различных стадиях технологического процесса перегонки. Наличие которых позволило бы на стадии инженерного проектирования отдельных конструктивных элементов ректификационных и перегонных аппаратов производить оценку энергоэффективности создаваемых узлов установки.

В связи с вышесказанным, можно сделать вывод, что задача, решаемая в настоящей работе, по снижению энергозатрат на реализацию перегонки в различных нестационарных режимах на основе масштабных экспериментальных исследованиях паровой фазы, является новой и отражает взаимосвязь большого числа значимых факторов, которые не рассматривались ранее.

Заключение диссертации по теме «Промышленная теплоэнергетика», Феоктистов, Дмитрий Владимирович

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

1. По результатам выполненных экспериментальных исследований выделены температурные интервалы паровой фазы, характеризующие определенные стадии процесса простой перегонки бинарных водных смесей: разогрев перегоняемого вещества (I); интенсивное увеличение температуры до кипения низкокипящего компонента (II); полное испарение низкокипящего компонента (III); испарение высококипящего компонента (IV); охлаждение паров (V). Экстремумы скорости изменения температуры паров перегоняемого вещества, определяют границы перехода процесса из одного интервала в другой.

2. Химический состав легкокипящего компонента водного бинарного раствора является основным фактором, влияющим на значение температуры паровой фазы, при которой происходит переход из интервала разогрева перегоняемого вещества (I) в интервал интенсивного увеличения температуры до кипения низкокипящего компонента (II) и последующего перехода на стадию полного испарения низкокипящего компонента (III) в процессе простой перегонки. Для однотипного химического состава их значения постоянны. Для водного раствора ацетона, этилового спирта температуры перехода из первого во второй интервал соответственно равны 27°С и 30,4°С. Установлено, что завершение второго и третьего интервалов в процессе простой перегонки бинарных веществ осуществляется в момент достижения паровой фазы соответственно температуры кипения легкокипящего компонента, входящего в состав исходной смеси и температуры кипения высококипящего компонента.

3. Для уменьшения продолжительности интервала разогрева перегоняемого раствора (I) на 10% необходимо увеличить мощность нагрева минимум на 80%. Затраты теплоты, необходимые для завершения интервала интенсивного увеличения температуры до кипения низкокипящего компонента (II), зависят только от химического состава разделяемого водного раствора. Продолжительность данной стадии не зависит от величины подводимой теплоты и концентрации.

4. Уменьшение массы разделяемого вещества в процессе простой перегонки оказывает меньшее влияние на величину удельных затрат теплоты, чем увеличение теплоемкости и температуры кипения кубовой жидкости. При уменьшении подводимой теплоты на 5% удельные затраты снижаются на 2% при прочих адекватных условиях проведения процесса перегонки.

5. По мере продолжительности технологического процесса перегонки доля теплоты, затрачиваемой на процесс нагрева, увеличивается, а на фазовый переход - уменьшается. Это приводит к увеличению удельных затрат теплоты на выход дистиллята и уменьшению производительности.

6. Используя зависимости температуры паровой фазы от времени и основные выводы работы, предложено уточнение метода инженерного теплового расчета испарителя емкостного дистилляционного аппарата в нестационарных режимах протекания процесса перегонки водного бинарного раствора.

Список литературы диссертационного исследования кандидат технических наук Феоктистов, Дмитрий Владимирович, 2011 год

Список использованной литературы

1 Адлер Ю.П. Планирование эксперимента при поиске оптимальных условий. Программированное введение в планирование эксперимента. -М.: Наука, 1971. -284 с.

2 Айнштейн В.Г., Захаров М.К. Многоколонная ректификация // Химическая промышленность. - 2001. - № 6. - С. 39 - 47.

3 Айнштейн В.Г., Захаров М.К., Носов Г.А. Компенсирующий тепловой насос в химико-технологических процессах // Химическая промышленность. - 2000. - № 9. - С. 454 - 462.

4 Айнштейн В.Г., Захаров М.К., Носов Г.А. Оптимизация полного теплового насоса в процессах химической технологии // Химическая промышленность. - 2001. - № 1. - С. 18 - 27.

5 Александров И.А. Перегонка и ректификация в нефтепереработке. - М.: Химия, 1981.-352 с.

6 Александров И.А. Массопередача при ректификации и абсорбции многокомпонентных смесей. - Л.: Химия, 1975. — 320 с.

7 Александров И.А., Ефремов Г.И., Брюзгинов Е.В. Применение теплового насоса в процессах ректификации // Энергосбережение и водоподготовка. - 2007. - № 1. - С. 33-36.

8 Анохина Е.А., Долматов Б.Б., Тимошенко A.B. Энергетическая эффективность экстрактивной ректификации смеси ацетон-хлороформ в сложной колонне с боковой секцией // Химическая технология. -2008.-№8. -С. 402-407.

9 Анисимов И.В., Бодров В.И., Покровский В.Б. Математическое моделирование и оптимизация ректификационных установок. — М.: Химия, 1975.-215 с.

10 Ахметов С.А. Технология глубокой переработки нефти и газа: - Уфа: Гилем, 2002.-671 с.

11 Ахназарова СЛ. Оптимизация эксперимента в химии и химической технологии. - М.: Высшая школа, 1978. - 319 с.

12 Багатуров С.А. Основы теории и расчета перегонки и ректификации. -М.: Химия, 1974.-439 с.

13 Барбот A.B., Зубов Д.В., Цирлин А.М. Область реализуемости процесса бинарной ректификации с учетом необратимости тепло- и массопереноса // Химическая промышленность сегодня. - 2006. - № 6. -С. 28-38.

14 Батоврин В.К. Обработка экспериментальных данных. - М.: Изд-во МИРЭА, 1992. - 60 с.

15 Беляев Н.М. Методы нестационарной теплопроводности. - М.: Высшая школа, 1978. - 328 с.

16 Бондарь А.Г. Планирование эксперимента в химической технологии. Основные положения, примеры и задачи. - Киев: Высшая школа, 1976. -183 с.

17 Брусов A.B., Сажин С.Г. Особенности экспериментальных исследований колонны ректификации в производстве этилового спирта и построения динамической модели основного канала управления // Приборы и системы. Управление, контроль, диагностика. - 2003. - № 6. -С. 13-17.

18 Вилков Г.Г. Оптимизация ректификационных систем с рециклами // Изв. вузов. Химия и химическая технология. - 1994. - № 7. - С. 152-157.

19 Володин В.М., Корчагин С.А., Белов М.Ю. Автоматизированное проектирование распределенных систем управления сложными химико-технологическими системами // Автоматизация химических производств. - 1986. - № 8. - С. 34 - 38.

20 Воскресенский П.И. Начала техники лабораторных работ. - М.: Химия, 1971.-223 с.

21 Вязьмина H.A., Баранов Д.А. Выбор высокоэффективных режимов ректификационной очистки этилового спирта // Хим. и нефтегаз. машиностр. - 2006. - № 9. - С. 14-18.

22 Галенков, А. А. Анализ технологического процесса ректификации как

объекта управления // Современные наукоемкие технологии. - 2007. -№ 6. - С. 43^4.

23 Гальцов A.B., Майков В.П. Оптимизация процесса ректификации на основе термодинамического критерия // ТОХТ. - 1971. - Т.5. - № 2. -С. 308-314.

24 Голованчиков А.Б., Юрин П.В., Дулькина H.A.. Моделирование работы ректификационной колонны с рециклом по низкокипящему продукту // Процессы и аппараты химической технологии. - 2004. - № 10. - С. 41 - 44.

25 Девятых Г. Г. Введение в теорию глубокой очистки веществ. - М.: Наука, 1981.-320 с.

26 Джонсон, Норман. Статистика и планирование эксперимента в технике и науке. Методы планирования эксперимента: пер. с англ. - М.: Мир, 1981.-516с.

27 Дмитриева Т.Б., Каган A.M., Пушнов A.C. Сравнение тарельчатых и насадочных контактных устройств колонных аппаратов // Химическое и нефтегазовое машиностроение. - 2007. - № 1. - С. 9 - 10.

28 Долинский Е. Ф. Обработка результатов измерений. - М.: Изд-во стандартов, 1973. - 191 с.

29 Дубровский Д.А., Ульянов Б.А., Максиков П.С. Энергосбережение в процессе ректификации аминов // Нефтеперераб. и нефтехимия. - 2008. - № 7. - С. 28-30.

30 Дьяконов С.Г., Елизаров В.И., Лаптев А.Г. Математические основы и моделирование процессов разделения веществ. - Казань: Изд-во ун-та, 1993.-437 с.

31 Жаров В.Т. Физико-химические основы дистилляции и ректификации. -Л.: Химия, 1975.-239 с.

32 Жоров Ю.М. Кинетика промышленных органических реакций. - М.: Химия, 1989.-384 с.

33 Жоров Ю.М. Термодинамика химических процессов. - М.: Химия, 1985.-459 с.

34 Зажигаев JI.C.,. Кишьян А. А, Романиков Ю. И. Методы планирования и обработки результатов физического эксперимента. - М.: Атомиздат, 1978.-232 с.

35 Закгейм А. Ю. Введение в моделирование химико-технологических процессов. Математическое описание процессов. - М.: Химия, 1973. - 223 с.

3 6 Захаров JI. Н. Начала техники лабораторных работ. - JI.: Химия, 1981.-191с.

37 Захаров М.К. Анализ процесса бинарной ректификации с учетом энергосбережения // Химическая технология. - 2008. - № 4. - С. 177-182.

38 Захаров М.К. Энергоемкость и энергосбережение процессов ректификации. // Энциклопедия инженера-химика. - 2009. - № 1. - С. 19-24.

39 Захаров М.К., Моисеева Е. Д. Многоколонная ректификация как способ энергосбережения при разделении бинарных смесей // Химическая промышленность сегодня. - 2003. - № 9. - С. 35-42.

40 Захаров М.К., Козлова A.C. Анализ энергосбережения при ректификации идеальных бинарных смесей // Вестн. МИТХТ. -2007. -Т.2. - № 6. - С. 56-62.

41 Зельвенский Я.Д. Пути энергосбережения при разделении смесей ректификацией // Химическая промышленность. - 2001. - № 5. - С. 21 - 25.

42 Игнатович Э. Химическая техника. Процессы и аппараты: пер. с нем. -М.: Техносфера, 2007. - 656 с.

43 Каган A.M., Пушинов A.C., Юдина JI.A. Сравнение характеристик промышленных насадок кольцевой и седлообразной формы из полимерного материала для осуществления процессов абсорбций и ректификации в колонных аппаратах химической технологии // Химическая промышленность. - 2008. - № 6. - С. 294-299.

44 Калоша В. К., Лобко С. И., Чикова Т. С. Математическая обработка результатов эксперимента. - Минск: Высшая школа, 1982. - 103 с.

45 Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. — М.: АльянС, 2004. — 750 с.

46 Кафаров В.В. Основы массопередачи. Системы газ-жидкость, пар-

жидкость, жидкость-жидкость. - М.: Высшая школа, 1979. - 439 с.

47 Кафаров В.В. Анализ и синтез химико-технологических систем. - М.: Химия, 1991.-432 с.

48 Кафаров В.В., Мешалкин В.П., Гурьева JI.B. Оптимизация теплообменных процессов и систем. - М.: Энергоатомиздат, 1988. - 190 с.

49 Кениг E.JI. Исследование кинетики массо- и теплопереноса при разделении многокомпонентных смесей (ч.1) // ТОХТ. - 1994. -Т.28. -№ З.-С. 223-242.

50 Кениг EJI. Исследователе кинетики массо- и теплопереноса при разделении многокомпонентных смесей (ч.2) // ТОХТ. - 1994. - Т.29. -№ 4. - С.348-370.

51 Коган В. Б. Равновесие между жидкостью и паром. - М.: Наука, 1966. Кн. 1.-1966.-642 с.

52 Кондратьев Г. М. Тепловые измерения. — Д.: Машиностроение, 1957. — 244 с.

53 Комиссаров Ю.А., Гордеев JI.C., Вент Д.П. Научные основы процессов ректификации. - М.: Химия, 2004- Т. 1. - 270 с.

54 Комиссаров Ю.А., Гордеев JT.C., Вент Д.П. Научные основы процессов ректификации. - М.: Химия, 2004.- Т.2. - 416 с.

55 Кочетков С.П., Парфенов Е.П. Расчет и интенсификация тепломассопередачи в промышленных аппаратах тарельчатого типа для концентрирования фосфорной кислоты // Процессы и аппараты химической технологии. - 2003. - № 2. - с. 35 - 39.

56 Крель Э. Руководство по лабораторной ректификации. - М.: Изд-во иностранной литературы, 1960. - 631 с.

57 Лебедев П.Д. Теплоиспользующие установки промышленных предприятий. - М.: Энергия, 1970. - 408 с.

58 Львовский E.H. Статистические методы построения эмпирических формул. - М.: Высшая школа, 1988.-239с.

59 Макашова A.B., Иванова Л.В., Тимошенко A.B. Энергосберегающие

120

схемы экстрактивной ректификации смеси циклогексан-бензол-этилбензол-н-пропилбензол с анилином в качестве разделяющего агента // Вестн. МИТХТ. Ч. II, Комплексы с частично связанными тепловыми и материальными потоками. - 2007. - Т.2. - № 5. - С. 37^5.

60 Макашова A.B., Иванова JI.B., Тимошенко A.B. Энергосберегающие схемы экстрактивной ректификации смеси циклогексан-бензол-этилбензол-н-пропилбензол с анилином в качестве разделяющего агента // Вестн. МИТХТ. I, Комплексы из двухотборных колонн. - 2006. -Т.1. -№ 3. - С. 30-36..

61 Максименко Ю.А. Эффективность массопередачи при ректификации многокомпонентных смесей // Вестн. Астрах, гос. техн. ун-та. - 2004. -№ 1. - С. 225-230.

62 Мановян А.К., Хачатурова Д. А., Лозин В.В. Лабораторная перегонка и ректификация нефтяных смесей. - М.: Химия, 1984. - 236 с.

63 Мановян А. К. Технология переработки природных энергоносителей. -М.: Химия: КолосС, 2004. - 455 с.

64 Маркова A.B. Выбор оптимальной конфигурации колонны для периодической ректификации // Журнал прикладной химии. - 2009. - Т. 82,-№ 11.-С. 1811-1816.

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

66 Микулин Г. И., Поляков И.К. Дестилляция в производстве соды. - М.: Госхимиздат, 1956. - 348 с.

67 Олейник Б.Н., Лаздина С И., Лаздин В.П., Жагулло О.М. Приборы и методы температурных измерении. - М.: Изд-во стандартов, 1987. - 295 с.

68 Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии. - М.: Химия, 1991. - 496 с.

69 Погорелов А.Г. Обратные задачи нестационарной химической кинетики. - М.: Наука, 1988. - 389 е..

70 Преображенский В.П. Теплотехнические измерения и приборы. - М.:

Энергия, 1978.-703 с.

71 Плаксин Ю.М., Малахов H.H., Ларин В.А. Процессы и аппараты пищевых производств. - М.: КолосС, 2006. - 760 с.

72 Павлов К.Ф. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - М.: Альянс, 2005. - 576 с.

73 Розенгарт М.И. Техника лабораторной перегонки и ректификации. - М.: Госхимиздат, 1951. - 194 с.

74 Рабинович С.Г. Погрешности измерений. - Л.: Энергия, 1978. - 258 с.

75 Сийрде Э.К., Теаро Э.Н., Миккал В.Я. Дистилляция. - Л.: Химия, 1971. -216с.

76 Стабников Б.Н. Перегонка и ректификация этилового спирта. - М.: Изд-во «Пищевая промышленность», 1969. - 456 с.

77 Стабников В.Н. Расчет и конструирование контактных устройств ректификационных и абсорбционных аппаратов. - Киев: Техника, 1970. - 207 с.

78 Сметанин Ю.В. Декомпозиционный метод математического моделировании и оптимизации химико-технологических систем // ТОХТ. - 1992. - Т.26. - № 4. - С. 596-599.

79 Соболев Д. А. Введение в технику физического эксперимента. - М.: Изд-во МГУ, 1993.- 175 с.

80 Тароватый Д.В., Войнов H.A., Николаев H.A., Кустов A.B. Вихревые контактные ступени для ректификации // Химия растит, сырья. - 2008. -№3.-с. 173-184.

81 Тимошенко A.B. Тополого-графовые методы синтеза и анализа технологических схем ректификации // Теоретические основы химической технологии. - 2004. - Т.38. - № 4. - С. 389 - 399.

82 Тимошенко A.B., Анохина Е.А., Иванова Л.В. Комплексы экстрактивной ректификации, включающие сложные колонны с частично связанными тепловыми и материальными потоками. // Теоретические основы химической технологии. - 2005. - Т.39. - № 5. - С. 490 - 500.

83 Тимошенко А.В., Садиков А.Ф. Анализ эффективности использования сложных колонн при ректификации продуктов хлорирования бензола // Химическая промышленность сегодня. - 2005. - № 8. - С. 38 - 43.

84 Титов А.А. Энергосбережение в процессах разделения и очистки веществ // Химическая промышленность сегодня. - 2008. - № 5. - С. 19-26.

85 Тойберт П. Оценка точности результатов измерений: пер. с нем. - М.: Энергоатомиздат, 1988. - 88 с.

86 Ульянов Б.А., Семенов И. А., Щелкунов Б. И. Расчет ректификации кубового остатка бутиловых спиртов // Изв. вузов. Химия и химическая технология. - 2008. - Т. 51. - № 6. - С. 69-72.

87 Ульянов Б. А., Семенов И. А., Бальчугов А. В. Использование теплового насоса при ректификации изомеров бутилового спирта // Химическая промышленность сегодня. - 2007. - № 5. - С. 49-55.

88 Федоров В.В. Теория оптимального эксперимента. Планирование регрессионных экспериментов. -М.: Наука, 1971. - 312 с.

89 Феоктистов Д.В. Сравнительный анализ вертикальной и горизонтальной отопительных систем // Теплотехника, экологические проблемы теплоэнергетики, теплофизика. - Томск. - 2007. — С. 176 -178.

90 Феоктистов Д. В., Цырфа А. А., Использование геотермальных вод с применением тепловых насосов // Современные техника и технологии. - Томск. - 2006. - Т. 2. - С. 409^11.

91 Логинов В. С., Феоктистов Д. В., Высокомерная О. В. Температурное поле гетерогенного ТВЭЛ // Современные техника и технологии. -Томск. - 2007. - Т. 3. - С. 271-274.

92 Логинов В. С., Феоктистов Д. В., Карташова, Т. Б. Оценка нестационарной теплоотдачи при плёночной конденсации пара органической жидкости на вертикальной стенке. // Современные техника и технологии. - Томск. - 2008. - Т. 3. - С. 418-420.

93 Феоктистов Д. В., Логинов В. С. О точности опытного определения среднемассовой теплоёмкости и коэффициента теплопередачи при

перегонке бинарной смеси // Теплофизические основы энергетических технологий. - Томск. - 2010. - С. 67-70.

94 Логинов В. С., Крайнов А. В., Юхнов В. Е., Феоктистов Д. В., Шабунина О.В. Примеры и задачи по тепломассообмену. СПб.: Издательство "Лань". - 2011. - 256 с.

95 Феоктистов Д. В., Логинов В. С.. Опытные данные по определению температуры паров при простой перегонке смесей. // Современные техника и технологии. - Томск. - 2010. - Т. 3. - С. 214-215.

96 Феоктистов Д.В. Экспериментальная оценка энергоэффективности процесса простой перегонки водного раствора этилового спирта // Сборник научно-исследовательских работ аспирантов финалистов конкурса аспирантов и молодых ученных в области энергосбережения в промышленности. - Новочеркасск. - 2010. - С. 197 - 201.

97 Феоктистов Д.В. Экспериментальная оценка экстенсивного влияния тепловой энергии на процесс перегонки // Сборник всероссийской научно-практической конференции студентов, аспирантов и молодых ученых. Энерго- и ресурсосбережение. Энергообеспечение. Нетрадиционные и возобновляемые источники энергии. -Екатеринбург. -2010. - С. 212 -214.

98 Феоктистов Д.В. Экспериментальная оценка энергоэффективности процесса простой перегонки водного раствора этилового спирта // Энергосбережение и водоподготовка. - 2011. - Москва. - №5. - С. 71 - 74.

99 Феоктистов Д.В. Экспериментальные исследования изменения температуры паровой фазы при простой перегонке веществ // Известия Томского политехнического университета. - 2010. - Томск. - Т.317. - С. 48 - 52.

100 Феоктистов Д.В. Приближенное аналитическое решение задачи диффузии легколетучего компонента паровой фазы в аппарате простой перегонки. // Известия Томского политехнического университета. -2011. - Томск. - Т.318. - С. 42 - 44.

101 Феоктистов Д.В. Экспериментальная оценка энергоэффективности

процесса простой перегонки водного раствора этилового спирта // Сборник всероссийской научной конференции молодых ученых. "Наука. Технологии. Инновации". - 2010. - Новосибирск. - С. 150 - 154.

102 Increasing of binary substances distillation efficiency by thermal capacity régulation. // Сборник всероссийского научно-технического семинара "Энергетика: эффективность, надежность, безопасность". - 2010. -Томск.-С. 242 - 245.

103 Холланд Ч.Д. Многокомпонентная ректификация. - М.: Химия, 1969.-351 с.

104 Цирлин А.М., Вясилева Э.Н., Романова Т.С. Выбор термодинамически оптимальной последовательности разделения многокомпонентных смесей и распределения поверхностей тепло- и массообмена // Теоретические основы химической технологии. - 2009. - № 3. — С. 254 - 260.

105 Цирлин А.М., Романова Т.С., Григоревский И.Н. Термодинамический расчет процесса необратимой бинарной ректификации // Изв. вузов. Химия и химическая технология. - 2008. - Т. 51. - № 11. - С. 84-91.

106 Цирлин А.М., Титова И.В. Оценка минимальной работы разделения идеальной смеси в процессах заданной производительности // Теоретические основы химической технологии. - 2004. - Т.38. - № 5. - С. 518-527.

107 Цирлин А.М., Лесков Е.Е. Оптимизация диффузионных систем // Теоретические основы химической технологии-2007. -Т. 41. — № 4.-С. 430^438.

108 Цирлин А.М., Романова Т.С., Григоревский И.Н. Оптимальная организация процесса бинарной ректификации // Теоретические основы химической технологии. - 2008. - Т.42. - № 4. - С. 435^143.

109 Чагин О.В., Кравчик Я.Г. Экспериментальное исследование процесса ректификации водо-спиртовой смеси в колонне с пакетной насадкой // Czas. techn. M. - 2008. - T. 105. - № 2. - С. 191-195.

110 Чернышов И.С., Бабак Т.Г., Фесенко Е.О., Топунова Т.В. Энергоэффективная интеграция тепловой схемы при ректификации смеси бензол-толуол // ITE. - 2009. - № 1. - С. 9-18.

111 Шенк X. Теория инженерного эксперимента. - М.: Мир, 1972. - 381 с.

112 Шкуратник B.JI. Измерения в физическом эксперименте. - М.: Изд-во Московского гос. горного ун-та, 1996. - 270 с.

113 Ярышев И. А. Теоретические основы измерения нестационарной температуры. - JL: Энергоатомиздат, 1990. -255 с.

114 Fair J.R. Distillation: whither, not whither // Chem. Eng. Res. and Des. -1988.-V.66.-№ 4. - P. 363-370.

115 Fonyo Z. Die untersuchung der rogelbarkeit in prozebdesign // Chem. Ing. Techn. - 1992. -V.64. - № 8. - P. 738-739.

116 Forshung morgen // Chem. Ing. Techn. - 1992. -V.64. - № 12. - P. 562-569.

117 Today's issues tomorrow's challenges // Chem. Eng. (Gr. Britan) - 1992. -№525.-P. 93-95.

118 Richardson J. What's on the horizon in separator // Process Eng. (Gr. Britan) - 1992. - V.73. - № 2. - P. 37-39.

119 Luyben, William L. Effect of feed composition on the selection of control structures for high-purity binary distillation // Ind. and Eng. Chem. Res. 2005. - V. 44. - № 20. - P. 7800-7813.

120 Liau, Leo Chau-Kuang. Expert system of a crude oil distillation unit for process optimization using neural networks // Expert Syst. Appl. - 2004. - V. 26.-№2.-P. 247-255.

121 Al-Muslim, Husain. Thermodynamic analysis of crude oil distillation systems // Int. J. Energy Res. - 2005. - V. 29. - № 7. - P. 637-655.

122 Chen, Min-Chih. Computational study on binary distillation of heat-driven distillation system // Ind. and Eng. Chem. Res. - 2005. - V. 44. - № 24. - P. 9156-9163.

123 Popov N. Energy saving during separation of azeotropic mixture containing acetone // J. Univ. Chem. Technol. and Met. - 2003. - V.38. - № 2. - P. 305-310.

124 Rakesh A. Intermediate Reboiler and Condenser Arrangement for Binary Distillation Columns // AlChe Journal. - 1998. - V.44. - № 6. - P. 128 - 134.

125 Rakesh A., Michael D. Optimal thermodynamic feed condition for

126

distillation of ideal binary mixtures // AlChe Journal. - 1997. - V.43. - № 11. - P. 63 -68.

126 Luyben, William L. Effect of feed composition on the selection of control structures for high-purity binary distillation // Ind. and Eng. Chem. Res. — 2005. — V. 44. - № 20. — P. 7800-7813.

127 Cheng G. S. Model-free adaptive technology improves distillation column chain control // Hydrocarbon Process. - 2004. - V.83. - № 10. - P. 57-58,60-62.

65 60

55 50 45 40 35 30 25 20 15 10

t, °С

О

-г-

20

-г-

40

—г-

60

т-

80

—I—

100

—I—

120

—I—

140

—I—

160

—I—

180

200

—I—

220

Ж, Вт —

240

1 то

t, °С

70

60

50

40

30

20 -

10

о

—г-

20

-I—

40

—I—

100

—I—

120

—I—

140

160 . 180 200

—I—

220

JV\ Вт

—I

240

1 оо

28 24 20 -16 -12 -8 -4 -

о

С>1аш КДЖ

30

т

С %

1

35 40 45 50 55 60 65 70

40 -|01э.е., КДЖ

35 -

30 -25 -20 -15 -10 5 Н

0

Сэ>тл /о

--I-1-1-1-Г-Г-1-1-Г-1 I I

18 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42

П1