Разработка схем выделения органических продуктов с использованием различных вариантов ректификации многокомпонентных смесей тема диссертации и автореферата по ВАК РФ 00.00.00, кандидат наук Маевский Марк Александрович

• Маевский Марк Александрович
• кандидат наук
• 2021

Оглавление диссертации кандидат наук Маевский Марк Александрович

ВВЕДЕНИЕ

ГЛАВА

ПРОБЛЕМА ПОЛИВАРИАНТОСТИ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ ПОЛУЧЕНИЯ ПРОДУКТОВ ОСНОВНОГО ОРГАНИЧЕСКОГО СИНТЕЗА

1.1 Поливаринатность задачи организации блоков ХТС. Примеры влияния параметров работы отдельных блоков на организацию всей системы

1.2 Комплексный анализ блоков химико-технологической системы получения органических веществ

1.3 Постановка целей и задач диссертационной работы

ГЛАВА

ИССЛЕДОВАНИЕ ОБЛАСТЕЙ ЭНЕРГЕТИЧЕСКОГО ПРЕИМУЩЕСТВА СХЕМ РАЗДЕЛЕНИЯ, ОСНОВАННЫХ НА ИСПОЛЬЗОВАНИИ I, II ИЛИ ПРОМЕЖУТОЧНОГО ЗАДАННОГО РАЗДЕЛЕНИЯ ПРИ РЕКТИФИКАЦИИ МНОГОКОМПОНЕНТНЫХ НЕИДЕАЛЬНЫХ СМЕСЕЙ

2.1 Возможность реализации и выделение областей благоприятных для реализации различных вариантов разделения

2.2 Математическое моделирование фазового равновесия и анализ структур диаграмм ПЖР четырехкомпонентных систем

2.3 Синтез схем разделения и расчет процесса ректификации с использованием различных вариантов разделения

2.3.1 Зеотропные смеси, содержащие пары компонентов с близкими летучестями

2.3.2 Четырехкомпонентные смеси с одним бинарным узловым азеотропом

2.3.3 Четырехкомпонентная система с внутренними сепаратрическими многообразиями

2.4 Обсуждение результатов

ГЛАВА

РАЗРАБОТКА ТЕХНОЛОГИЙ ВЫДЕЛЕНИЯ ЦИКЛОГЕКСАНОНА И МЕТИЛИЗОБУТИЛКЕТОНА ИЗ РЕАКЦИОННЫХ СМЕСЕЙ НА ОСНОВЕ КОМПЛЕКСНОГО АНАЛИЗА РЕАКЦИОННОЙ И РАЗДЕЛИТЕЛЬНОЙ СОСТАВЛЯЮЩИХ

3.1 Разработка технологии выделения циклогексанона из реакционной смеси

3.1.1 Математическое моделирование фазового равновесия многокомпонентных систем циклогексен - вода - циклогексанон - растворитель

3.1.2 Анализ диаграмм фазового равновесия систем циклогексен - вода -циклогексанон - растворитель

3.1.3 Синтез схем разделения и расчет процесса ректификации схем разделения смесей циклогексен - вода - циклогексанон - растворитель (- ацетонитрил)

3.2 Разработка технологии выделения метилизобутилкетона

3.2.1 Математическое моделирование фазового равновесия 8-ми и 6-ти компонентных систем

3.2.2 Анализ диаграмм фазового равновесия 8-ми и 6-ти компонентных систем

3.2.3 Расчет процесса ректификации и подбор оптимальных параметров роботы аппаратов схем разделения 8-ми и 6-ти компонентных систем

ВЫВОДЫ

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

ПРИЛОЖЕНИЕ

ВВЕДЕНИЕ Актуальность

Разработка технологии основного органического синтеза (ООС) всегда связана с анализом и оптимизацией всех ее составляющих с целью поиска решения, позволяющего получить целевые продукты требуемого качества с минимальными энергетическими и капитальными затратами, максимальной степенью использования исходного сырья и энергии, и что немаловажно, технология должна быть экологичной. Любая технология получения веществ ООС состоит из трех основных блоков (блок подготовки сырья, блок химического превращения и блок разделения) [1-4]. Вопрос оптимизации каждого отдельного блока связан с поливариантностью решения задачи, которая возникает из-за наличия большого количества переменных, влияющих на работу блока; кроме того, блоки связаны между собой материальными и энергетическими связями, другими словами, эффективность и условия работы одного блока напрямую влияют на показатели работы другого блока. Так, например, от условий организации процесса синтеза зависит состав смеси, поступающей в блок разделения, что влияет на структуру диаграммы фазового равновесия системы, а, следовательно, и на саму схему разделения, которая будет характеризоваться своими капитальными и энергетическими затратами. Таким образом, можно с уверенностью сказать, что для разработки или оптимизации работы любой технологии получения продуктов ООС необходим комплексный анализ всех ее составляющих (всех ее блоков).

Обзор литературных источников показывает, что комплексный анализ реакционной и разделительной составляющей позволяет найти оптимальное решение для организации технологии получения веществ ООС. Рекомендации по использованию того или иного растворителя [5-6], условий проведения реакции (температурного режима реактора и давления в системе [7-8]), выдвинутые на основе анализа разделительной составляющей, в ряде случаев позволяют значительно снизить энергетические и капитальные затраты на выделение целевых продуктов.

Выделение целевых продуктов из реакционной смеси (блок разделения) в технологии ООС в большинстве случаев осуществляется за счет процессов ректификации. Это связано с такими преимуществами, как возможность получения продуктов высокой степени чистоты, снижение расходных норм сырья и др. Однако

ректификация является очень энергозатратным процессом, из-за чего на блок разделения, в среднем, приходится 70 % энергозатрат всей химико-технологической системы [9]. Одной из ключевых задач в технологии нефтехимического и основного органического синтеза является поиск оптимального решения работы блока разделения, связанный с выделением целевых продуктов требуемого качества из реакционной смеси с использованием минимально возможных энергозатрат. Проблема энергосбережения входит в перечень приоритетных направлений развития науки согласно указу президента РФ от 07.07.2011 № 899 (ред. от 16.12.2015).

Поливариантность решения задачи разработки оптимальной схемы ректификационного разделения связана с выбором специального метода, последовательности осуществления того или иного процесса (например, ректификации и расслаивания), варианта разделения (1-е, 11-е или промежуточное разделение). Каждая их схем будет характеризоваться своими капитальными и энергетическими затратами. Особенности фазового поведения системы определяют принципиальную возможность использования на первом этапе обычной ректификации (без применения специальных методов). Полный расчет схемы разделения достаточно долгий и трудоемкий процесс, рекомендации по использованию того или иного варианта разделения, основанные на анализе диаграммы фазового равновесия, позволят значительно сократить и оптимизировать этап предпроектной разработки.

Циклогексанон (ЦГон) и метилизобутилкетон (МИБК) являются важными продуктами основного органического синтеза и применяются как полупродукты (циклогексанон - полупродукт в получении капролактама и адипиновой кислоты [10-11]), так и в качестве готовых веществ (МИБК - распространенный растворитель [12-13]) в различных областях промышленности. Мировой спрос на эти вещества с каждым годом только увеличивается [14-16], что говорит о необходимости разработки новых, более эффективных, или модернизации уже имеющихся технологий их получения.

Работа выполнена при финансовой поддержке Министерства образования и науки Российской Федерации в рамках государственного задания по теме № 0706-2020-0020 и при финансовой поддержке Российского научного фонда (проект № 16-19-10632).

Степень разработанности тематики диссертации

При разработке схем разделения многокомпонентных смесей всегда возникает поливариантная задача определения наиболее предпочтительного способа выделения требуемых компонентов в чистом виде. Поиску оптимальных методов разделения МКС посвящено большое количество исследований. Проблеме организации работы ректификационной колонны на первом этапе разделения простых зеотропных систем посвящены работы Львова С.В., Серафимова Л.А, Кивы В.Н., Решетова С.А., Caballero J. A., Grossmann I. E. Khalili-Garakani A., Ivakpour J. и др. Остается открытым вопрос выбора предпочтительного варианта организации данного процесса при ректификации смесей, осложненных различного рода термодинамическими ограничениями, в том числе имеющих промышленное значение.

Введение диссертации (часть автореферата) на тему «Разработка схем выделения органических продуктов с использованием различных вариантов ректификации многокомпонентных смесей»

Цель работы

Разработка схем разделения многокомпонентных смесей, в том числе имеющих промышленное значение, с использованием на первом этапе различных вариантов ректификации и особенностей фазового равновесия систем.

Задачи работы

1) исследовать возможность использования диаграмм хода изомногообразий единичных коэффициентов распределения (K) компонентов для оценки схем разделения многокомпонентных смесей;

2) для выбранных многокомпонентных систем различной физико-химической природы подобрать параметры бинарного взаимодействия, позволяющие описывать фазовые равновесия с относительной ошибкой не более 5%;

3) выделить структуры фазовых диаграмм и области энергетического преимущества схем, в которых на первом этапе используется четкое промежуточное заданное разделение (с нераспределенными между дистиллятом и кубовым продуктом компонентами);

4) подобрать оптимальные параметры работы аппаратов схем разделения, которые отвечают минимальным энергетическим затратам и обеспечивают получение продуктов товарного качества;

5) на основе анализа разделительной составляющей подобрать альтернативные варианты растворителей для проведения реакции получения циклогексанона окислением

циклогексена n-бензохиноном в водноорганических растворах катионных комплексов палладия (II);

6) разработать альтернативную технологию выделения целевых продуктов из реакционной смеси, которая поступает в блок разделения после одностадийного процесса получения метилизобутилкетона из изопропилового спирта.

Объекты и методы исследования

Объектами исследования выступают модельные и реальные n-компонентные системы (n=4-8); реакционные смеси получения циклогексанона, метилизобутилкетона.

В качестве методов исследования выбраны: математическое моделирование фазовых равновесий с использованием модели локальных составов NRTL и уравнения состояния Хейдена-О'Коннелла, а также уравнения локальных составов Wilson, термодинамико-топологический анализ (ТТА) фазовых диаграмм многокомпонентных систем и синтез принципиальных технологических схем разделения (ПТСР) на его основе; вычислительный эксперимент по расчету процесса ректификации с использованием программного комплекса Aspen Plus® V.9.0, V.10.0 и утилиты Sensitivity Analysis.

Научная новизна

1. Показана возможность прогноза результатов четкого промежуточного разделения многокомпонентных смесей на основе анализа диаграмм единичных изомногообразий коэффициентов распределения (K) компонентов.

2. Сформулированы предпосылки, отражающие возможность использования четкого промежуточного заданного разделения в зависимости от принадлежности состава МКС областям с разным соотношением коэффициентов распределения.

3. На основе анализа структур фазовых диаграмм и разработанных рекомендаций предложены новые схемы разделения реакционных смесей получения циклогексанона и метилизобутилкетона.

Теоретическая и практическая значимость

1. Доказана возможность разбиения исходной многокомпонентной смеси на первом этапе разделения на составляющие меньшей размерности (за счет реализации промежуточного заданного разделения; предварительного расслаивания), что позволяет

квалифицированно использовать накопленный в литературе опыт ректификации бинарных и тройных смесей.

2. С учетом выявленных закономерностей разделения реакционных смесей разработаны практические рекомендации по совершенствованию технологий получения циклогексанона (на стадии химического превращения предложен альтернативный растворитель - ^метил-2-пирролидон) и метилизобутилкетона (выбор температурного диапазона в реакторе - 200-350°С и разработка альтернативной схемы разделения реакционной смеси).

2. Разработанные схемы разделения смесей получения циклогексанона и метилизобутилкетона, основанные на реализации четкого промежуточного заданного разделения исходной смеси, обеспечивают экономию энергозатрат 48 и 40 %, соответственно, по сравнению с известными схемами.

3. Сформулированные рекомендации позволят значительно сократить процесс предпроектной разработки технологий разделения МКС. Полученные параметры математических моделей фазового равновесия жидкость-пар, жидкость-жидкость и статические параметры работы аппаратов предложенных схем могут быть использованы для дальнейшей оптимизации химической и разделительной составляющих рассмотренных технологий получения и выделения органических продуктов.

4. Результаты диссертации внедрены в учебный процесс подготовки магистров по направлению 18.04.01 «Химическая технология» (дисциплина «Термодинамико-топологический анализ структур фазовых диаграмм и синтез схем на их основе»).

Методология и методы исследования

Исследование построено на фундаментальной связи структур фазовых диаграмм и структур схем ректификации, лежащей в основе термодинамико-топологического анализа (ТТА) фазовых диаграмм и процессов и его практических приложений. В качестве методов выбраны: математическое моделирование фазовых равновесий с использованием модели локальных составов NRTL и уравнения состояния Хейдена-О'Коннелла, а также уравнения локальных составов Wilson; вычислительный эксперимент по расчету процесса ректификации с использованием программного комплекса Aspen Plus® V.9.0, V. 10.0 и утилиты Sensitivity Analysis.

Объектами исследования выступают модельные и реальные n-компонентные системы (n=4-8); реакционные смеси получения циклогексанона (ЦГон), метилизобутилкетона (МИБК).

Положения, выносимые на защиту

1) Рекомендации по организации промежуточного заданного разделения, полученные на основе анализа структур диаграмм парожидкостного равновесия, диаграмм единичных ^-поверхностей многокомпонентных неидеальных систем;

2) Результаты сравнительного анализа энергоэффективности схем ректификации, ориентированных на реализацию разных заданных разделений в первой колонне, и взаимосвязь энергозатрат с составом исходной МКС, принадлежащим областям с разным соотношением коэффициентов распределения компонентов;

3) Термодинамико-топологический анализ диаграмм фазового равновесия и структуры схем разделения промышленных реакционных смесей синтеза циклогексанона и метилизобутилкетона;

4) Практические рекомендации по выбору режимов разделения многокомпонентных смесей получения циклогексанона и метилизобутилкетона с учетом особенностей протекания химической реакции.

Степень достоверности и апробация полученных результатов

Степень достоверности результатов работы подтверждается их соответствием фундаментальным положениям термодинамики гетерогенных систем, качественной теории дифференциальных уравнений, совпадением ряда полученных данных с данными литературных источников.

Материалы работы представлены на XXVII Менделеевской конференции молодых ученых и отмечены дипломом III степени (Уфа, 2017); на XX, XXI, XXII Международных научно-практических конференциях им. профессора Л.П. Кулёва студентов и молодых ученых (Томск, 2019, 2020, 2021).

Публикации

По результатам работы опубликовано семь статей, из них 5 - в изданиях, включенных в международные базы Web of Science и Scopus (в т.ч. 3 - в Q1, Q2), и 4 - в

изданиях, входящих в перечень ВАК; тезисы пяти докладов на международных научно-технических конференциях. Получен патент на изобретение.

ГЛАВА 1

ПРОБЛЕМА ПОЛИВАРИАНТОСТИ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ ПОЛУЧЕНИЯ ПРОДУКТОВ ОСНОВНОГО ОРГАНИЧЕСКОГО СИНТЕЗА

1.1 Поливаринатность задачи организации блоков ХТС. Примеры влияния параметров работы отдельных блоков на организацию всей системы

Одной из важнейших отраслей химического производства является технология основного органического синтеза (ООС). ООС относится к крупнотоннажным производствам, в результате которых получают широкий ассортимент синтетических органических полупродуктов, которые в дальнейшем используются в различных областях промышленности (производство пластмасс, синтетических волокон, каучуков, красителей, дезинфицирующих средств и т.д.). Также продукты могут представлять собой уже готовое сырье, которое находит свое применение в машиностроении (присадки к моторному топливу, различного рода смазки), в сельском хозяйстве (средства защиты и ускорители роста растений), в быту (растворители и обезжиривали) и т.д.

Любая химико-технологическая система (ХТС) может быть представлена в виде совокупности производственных триад, состоящих из трех основных блоков: блок подготовки сырья, блок химического превращения и блок разделения (выделения целевых компонентов или разделения смеси на фракции различного состава), в которых протекают физические, химические и физико-химические процессы (рис. 1.1). Все блоки взаимосвязаны друг с другом материальными и энергетическими потоками [1]. Каждый процесс характеризуется своими ограничениями. Если говорить о блоке химического превращения, то такими ограничениями могут выступать многомаршрутность реакций, образование побочных продуктов, низкая скорость реакций, ограничения, связанные с каталитическими системами и т.д. Блок разделения является наиболее сложным в ХТС из-за большого разнообразия методов разделения, выбор которых в первую очередь определяется фазовым состоянием получаемой реакционной смеси. Сюда следует отнести и методы, основанные на различных физических свойствах веществ, на фазовых переходах первого рода, на использовании химических реакций [1].

Рисунок 1.1. Производственная триада. Поливариантность организации

отдельных блоков.

Для процессов, основанных на особенностях фазового поведения реакционной системы, термодинамическими ограничениями могут являться азеотропы и сепаратрические многообразия (равновесие жидкость-пар), близкая летучесть компонентов (равновесие жидкость-пар), эвтектические точки (равновесие жидкость-твердое вещество), изопикны (равновесие жидкость-жидкость) и т.д. Поиск путей преодоления такого рода ограничений на различных этапах создания ХТС позволяет разрабатывать энергоэффективные технологии получения органических продуктов.

При разработке энерго- и ресурсосберегающих технологий получения органических продуктов необходимо проведение комплексного изучения блока химического превращения и блока разделения [1-4, 17]. Параметры работы отдельной составляющей ХТС должны определяться условиями работы всей химико-технологической схемы в целом. В зависимости от условий функционирования блока химического превращения на выходе из реактора можно получить многокомпонентные смеси, отличающиеся по качественному и количественному составу, а, следовательно, будут отличаться и структуры принципиальных схем разделения, основанные на тех или иных методах разделения. Структура схемы разделения должна предусматривать возможность отделения непрореагировавшего сырья с целью его возвращения в блок химического превращения (рис. 1.1).

Рассмотрим примеры взаимного влияния параметров работы одного блока на структуру и параметры работы другого.

Пример 1. В зависимости от условий проведения реакции блок химического превращения может характеризоваться различной конверсией исходного сырья. При этом в блок разделения будут поступать смеси одинакового качественного (одна структура диаграммы ПЖР), но разного количественного состава. Такие составы будут принадлежать разным областям (подобластям) ректификации, отличающимся закономерностью протекания процесса разделения; будут различны и структуры схемы разделения: использование того или иного процесса, последовательность выделения компонентов, реализация различных режимов ректификации и т.д. Если исходный состав смеси, в которой присутствуют вещества с ограниченной взаимной растворимостью, находится в гомогенной области - сначала может использоваться обычная ректификация; если же состав расположен в области расслаивания, то на первом этапе можно использовать сепаратор жидкость-жидкость (при условии, что реализуется принцип перераспределения полей концентрации (ПППК) за счет особенности взаимного расположения бинодалей и равновесных нод жидкость-жидкость), что позволит без дополнительных энергозатрат (расслаивание - самопроизвольный процесс) перейти в области (подобласти) ректификации, благоприятные для выделения того или иного компонента [18-21]. На первом этапе разделения можно применять и варьирование давления [22], и добавление разделяющего агента (РА) (экстрактивная (реэкстрактивная), автоэкстрактивная, азеотропная, гетероазеотропная ректификации и т.д.) [1, 23-25].

Проблема поливариантности структуры схем возникает уже при разделении многокомпонентных (начиная с трехкомпонентных) зеотропных смесей. Она связана с выбором одного из вариантов разделения (первое, второе, промежуточное заданное разделение). При разделении таких смесей число колонн (рассматриваются простые колонны) в схеме всегда на единицу меньше числа компонентов (рис. 1.2 а, б). В ряде случаев используются сложные колонны: с одним или несколькими боковыми отборами (рис. 1.2 в), с выносными секциями (рис. 1.2 г) или внутренними перегородками (рис 1.2 д) [26-28], что в некоторых случаях позволяет сократить капитальные и энергетические затраты. Для каждой из конфигурации также будет своя благоприятная область исходных составов, для которой та или иная схема будет более энергоэффективной.

(а)

(б)

(г) (д)

Рисунок 1.2. Примеры схем ректификационного разделения тройной зеотропной смеси АВС: а) первое заданное разделение, б) второе заданное разделение, в) колонна с боковым отбором, г) колонна с выносной секцией, д) колонна с перегородкой [28] В работе [28] для разделения тройной зеотропной системы предложено 20 альтернативных схем с использованием различных колонн, в том числе с частично связанными тепловыми и материальными потоками (ЧСТМП). Авторами рассмотрены три реальные смеси (М1: н-бутан - изо-пентан - н-пентан, М2: н-пентан - н-гексан - н-гептан, М3: изо-пентан - н-пентан - н-гексан) различного исходного состава (по три состава для каждой смеси: F1: [0.4, 0.2, 0.4], F2: [0.33, 0.34, 0.33], F3: [0.15, 0.7, 0.15]), для которых проведен расчет всех схем и определены суммарные общегодовые затраты (total annual costs - TAC). Показано, что для разделения смеси состава F1 смеси М1 энергоэффективным вариантом оказалась схема, основанная на использовании колонны с внутренней перегородкой и II заданном разделении, для смеси М2 - схема с обычными колоннами (первое заданное разделение) с ЧСТМП, для смеси М3 - схема, основанная на использовании колонны с внутренней перегородкой и I заданном разделении. Для состава F2 эффективны схемы: М1 - схема с обычными колоннами (первое заданное разделение) с ЧСТМП, М2 - схема, основанная на использовании колонны с внутренней перегородкой и промежуточного разделения, М3 - схема, основанная на использовании промежуточного разделения и колонны с выносной секцией; для F3: М1 - схема,

основанная на использовании колонны с внутренней перегородкой и I заданном разделении, М2 - схема, основанная на использовании промежуточного разделения и колонны с выносной секцией, М3 - схема, основанная на использовании колонны с внутренней перегородкой и II заданном разделении. Однозначного соответствия между составом исходной смеси и структурой схемы установить не удалось. Обобщая полученные результаты, авторы привели статистику по тому, какая из схем чаще оказывается энергетически более выгодным вариантом разделения (без привязки к исходному составу смеси): сложная колонна + II з.р., сложная колонна + I з.р., II з.р. + выносная секция, I з.р. + ЧСТМП, простая колонна + I з.р. и т.д. (схемы указаны в порядке возрастания TAC). В работе [28] приведено ограниченное количество данных (нет параметров работы аппаратов); не совсем понятно, как именно было учтено условие близости относительной летучести компонентов к единице для некоторых пар компонентов: использовали ли авторы, например, пониженное давление для разделения такой пары или нет. Во втором случае сравнение некоторых схем нельзя назвать корректным.

Для синтеза схем разделения зеотропных смесей эффективно применение теории графов [28-29]. Работ, посвященных исследованию эффективности одного из вариантов разделения применительно к сильно неидеальным смесям (близость летучестей компонентов, наличие азеотропов, сепаратрических поверхностей), а также смесям с числом компонентов более трех практически нет.

Пример 2. Реакция может протекать при различных условиях, в присутствии различных катализаторов и/или растворителей, влияя на селективность образования целевых продуктов, из-за чего могут появляться побочные продукты. В данном случае уже меняется не только количественный состав смеси, поступающей в блок разделения, но и качественный. Данный фактор влияет непосредственно на структуру диаграммы ПЖР, а следовательно, и на выбор оптимальной схемы разделения. Присутствие дополнительных компонентов в смеси увеличивает размерность фазовой диаграммы и может привести к возникновению дополнительных термодинамических ограничений, накладываемых на процессы разделения. В таком случае потребуется использование специальных методов разделения, что наверняка приведет к усложнению схемы разделения и увеличению энергозатрат. В то же время увеличение размерности фазовой

диаграммы может, в ряде случаев, благоприятно повлиять на процесс разделения.

15

Например, при переходе к диаграмме ПЖР большей размерности (добавление компонента, не образующего новых азеотропов, размерность симплекса равна т), сепаратрическое многообразие размерности ^-2) уже не будет являться ограничением для применения на первом этапе первого, второго или промежуточного заданного разделения [30]. Использование различных растворителей может привезти к кардинальным изменениям структуры диаграммы фазового равновесия, а, следовательно, и оптимальной схемы разделения этих смесей.

Пример 3. Одним из основных показателей работы блока химического превращения является конверсия исходного сырья. Когда этот показатель ниже 100 %, возникают обратные связи между блоком разделения и блоком химического превращения, которые обоснованы необходимостью возврата непрореагировавшего сырья обратно на стадию синтеза. Появление рециклового потока и увеличение его количества с уменьшением показателя конверсии, увеличивает энергозатраты технологии в целом, в том числе затрачиваемые на транспортировку. Присутствие в разделяемой смеси дополнительного компонента может привести к появлению дополнительных ограничений, накладываемых на процесс разделения. Выделение дополнительного компонента из реакционной смеси при конверсии отличной от 100 % чаще всего приводит к увеличению числа аппаратов в схеме разделения, увеличению капитальных и энергетических затрат на разделение.

Пример 4. Когда в ходе химического превращения образуется смесь разбавленных растворов, в качестве метода разделения не всегда ректификация может оказаться выгодна, используют другие методы, например, первапорацию, которая характеризуется малой энергоемкостью, безреагентностью и компактностью оборудования [31-32].

Если система проявляет многообразие в фазовом поведении (появление нескольких жидких фаз, твердой фазы), то данное свойство увеличивает вариантность использования различных массообменных процессов (ректификация, расслаивание, кристаллизация и т.д.) [1, 25].

Пример 5. Для получения различных ценных продуктов органического синтеза, как правило, можно использовать различное исходное сырье. В связи с чем будут образовываться смеси, абсолютно разного как качественного, так и количественного состава, для каждой из которых будет существовать своя оптимальная схема разделения.

Еще одна проблема поливариантности технологических схем разделения связана с особенностями расчета материальных балансов (определением числа свободных переменных схем) [33-34]. В первую очередь это относится к схемам, представляющим собой или содержащим разделительные комплексы [1, 19, 25, 35-36], когда для определения количеств и составов всех материальных потоков требуется задать некоторое количество переменных (соотношение количеств дистиллята и куба колонны, принадлежность состава сепаратрисе и т.д.). Таким образом, материальный баланс одной и той же схемы может отличаться, что также скажется на энергозатратах. В работах [3334] даны конкретные рекомендации по выбору и заданию переменных, априори приводящих к более выгодным вариантам.

Отличительной особенностью технологии основного органического синтеза является ее высокая энергоемкость. Таким образом, основная задача проектирования любой технологии сводится к получению продуктов необходимой степени чистоты при минимальных энергетических и капитальных затратах, без загрязнения окружающей среды и с максимальным использованием исходного сырья. В настоящей работе основное внимание уделяется именно энергозатратам, так как они представляют собой вторую по значимости статью в себестоимости продукции (после стоимости исходного сырья, основных и вспомогательных материалов).

Наиболее энергоемким является блок разделения. На него приходится около 70 % всех энергозатрат [1, 17, 25], и в среднем около 7 % общего годового энергопотребления развитых стран [9]. Отчасти это связано с тем, что в технологии основного органического синтеза на стадии разделения реакционных смесей используют преимущественно ректификационные методы. На симпозиуме по дистилляции, проведенном в 2000 году Американским обществом инженеров-химиков с участием международных экспертов, были сделаны определенные выводы о перспективах развития процессов разделения на ближайшие десятилетия. Было показано, что как минимум на ближайшие 30 лет реальная альтернатива ректификации отсутствует [9].

1.2 Комплексный анализ блоков химико-технологической системы получения

органических веществ

Для иллюстрации ранее приведённых теоретических примеров были выбраны пять технологий получения конкретных продуктов основного органического синтеза:

эпихлоргидрина эпоксидированием аллилхлорида; изопропилбензола газофазным алкилированием бензола пропиленом; гликолей некаталитической термической гидратацией окиси этилена; циклогексанона; метилизобутилкетона. Данные технологии были выбраны по причине того, что для них в разной степени проведено исследование как реакционной, так и разделительной составляющей. Стоит отметить, что каждое из веществ, получаемых в рассмотренных технологиях, является важным продуктом основного органического синтеза и совершенствование (модернизация) данных технологий остается актуальной задачей.

Основной целью при комплексном анализе ХТС является поиск оптимальных условий ее организации на разных уровнях. Первым этапом всегда является оптимизация на уровне физико-химических свойств: параметры входных потоков, а также различные внешние воздействия на процесс функционирования химико-технологической системы. Изменение этих параметров оказывает прямое воздействие в соответствии с наложенными требованиями (например изменение давления внутри аппаратов; условие, состояние и состав смеси, подаваемой в блок химического превращения и др.) [37].

Все блоки химико-технологической системы связаны между собой прямыми и обратными материальными и энергетическими связями. Изучение связей между блоками, их влияния на отдельные параметры и целые структуры, определение роли и места каждого блока в общем процессе оптимальной организации всей ХТС - цель структурной оптимизации [4, 37-39].

Каждая ХТС характеризуется наличием большого множества различных параметров (активность катализатора, выбор маршрута проведения реакция, число ступеней разделения ректификационной колонны, флегмовые числа, условия в аппаратах и т.д.), изменение которых в той или иной степени влияет на работу всей системы, отдельно взятого блока или аппарата. Выбор оптимальных параметров функционирования и организации химико-технологической системы - это цель параметрической оптимизации [4, 37, 39].

В технологии получения эпихлоргидрина эпоксидированием аллилхлорида встает

вопрос замены растворителя [40-42]. Этот метод имеет широкие перспективы для

промышленности и может прийти на замену уже имеющимся. Одним из основных

преимуществ данного метода является снижение антропогенной нагрузки на

окружающую среду. Авторы [41-42] провели исследование механизма реакции и

18

определили выход целевого продукта, который варьировался от 23,9 до 29,1% в зависимости от использования различных растворителей. В качестве последних для проведения реакции получения эпихлоргидрина рассматривались низшие спирты (метанол, этанол, пропанол-1, пропанол-2, бутанол-1). Авторы установили определенные пределы содержания спирта в реакционной смеси: верхний предел - 60% масс. (увеличение содержания спирта приведет к усложнению схемы разделения), нижний предел - 55% масс. обусловлен тем, что в данной смеси спирт выступает в роли гомогенизатора раствора [42]. В качестве растворителя для реакции эпоксидирования аллилхлорида авторы [41-42] выбрали метанол (на основе анализа показателей реакционного блока) и предложили один вариант структуры схемы разделения, остальные спирты рассмотрены не были, хотя показатели химического превращения отличаются незначительно.

Список литературы диссертационного исследования кандидат наук Маевский Марк Александрович, 2021 год

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

1. Тимофеев В.С., Серафимов Л.А., Тимошенко А.В. Принципы технологии основного органического и нефтехимического синтеза. - М.: Высшая школа, 2010. - 408 c.

2. Островский Г. М., Бережинский Т. А. Об одном подходе к решению задач синтеза химико-технологических схем // Теоретические основы химической технологии. 1993. Т.27 № 6, С.622.

3. Оптимальное проектирование // Под ред. ВГ Арчегова. Пер. с англ. Данилина В. С., Петушкова В. А., Усова П.П. 1981. - 272 с.

4. Серафимов Л. А., Тимофеев В. С., Фролкова А. К. Качественные исследования технологических процессов и производств как этап их интенсификации на основе математического моделирования с помощью ЭВМ // Интенсиф. технол. процессов: матер. технол. оборуд. 2009. № 6. С. 9.

5. Frolkova A. V., Okhlopkova E. A., Frolkova A. K. Phase equilibrium of reaction mixtures for the production of epichlorohydrin in the presence of solvents // Theoretical Foundations of Chemical Engineering. 2019. V. 53. №. 2. Р. 185-192.

6. Okhlopkova E. A., Frolkova A. V. Comparative analysis of separation schemes of reaction mixtures of epichlorohydrin production in the presence of various solvents // Theoretical Foundations of Chemical Engineering. 2019. V. 53. №. 6. P. 1028-1034.

7. Чудинова А. А. Оптимизация работы реактора и блока ректификационного разделения продуктов процесса жидкофазного алкилирования бензола пропиленом для повышения качества и увеличения выхода изопропилбензола: автореф. дис. ... канд. техн. наук. - Томск, 2016, - 141 с.

8. Латыйпов Р. М., Осипов Э. В., Теляков Э. Ш. Системный анализ аппаратурно-технологического оформления производств гликолей // Теоретические основы химической технологии. 2017. Т. 51. № 6. С. 637-648.

9. Кулов Н. Н. Инженерные проблемы повышения энергетической эффективности химико-технологических процессов и аппаратов // Сборник пленарных докладов. МНТФ "Первые Косыгинские чтения". 2017. С. 26.

10. Kirk R. E., Othmer D. F. Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology (4th edition). - Inc. John Wiley and Sons, 2001. P. 425-428.

11. Elvira O., Greiner C., Inoguchi Y. Cyclohexanol and cyclohexanone. - In: Chemical Economics Handbook. SRI International. 2016. P. 39.

12. Shavaliev I. O. Belousova, O. Y.; Kutepov, B. I.; Yapaev, R. S. Improving the process of dewaxing of raffinates in the oil industry // Bashkir Chemical Journal. 2016. V. 23. P. 66-70.

13. Kurbatova M. V., Cherentsova M. I., Raskulova T. V., Fereferov M. Y., Ryabtsov A. Y. Low-temperature dewaxing of oils in the presence of an individual solvent // Vestnik ANSTU. 2018. V. 12. P. 69-72.

14. Макарова В. И., Остроухова В. А. Диагностика экономического состояния предприятия химической промышленности (на примере АО «Куйбышевазот») // Вестник Волжского университета им. ВН Татищева. 2016. Т. 2. №. 3. С. 59-64.

15. YU C., Zhao Y. Production, consumption and prospects of methyl isobutyl ketone at home and abroad [J] // Chemical Industry. 2007. V. 25. № 7. P. 51-55.

16. Международный деловой журнал «Евразийский химический рынок». Рынок капролактама в Северной Америке и РФ. Журнал № 9 (192), 2020.

17. Жаров В. Т., Серафимов Л. А. Физико-химические основы дистилляции и ректификации. Л.: Химия., 1975. - 240 с.

18. Серафимов Л. А., Фролкова А. К. Фундаментальный принцип перераспределения полей концентраций между областями разделения как основа создания технологических комплексов // Теоретические основы химической технологии, 1997. Т. 31. № 2. С. 193-201.

19. Фролкова А. В., Меркульева А. Д., Гаганов И. С. Синтез схем разделения расслаивающихся смесей: современное состояние проблемы // Тонкие химические технологии. 2018. Т. 13. № 3. С. 5-22.

20. Huang H. J., Ramaswamy S., Tschirner U. W., Ramarao B. V. A review of separation technologies in current and future biorefineries // Separation and Purification Technology. 2008. V. 62. № 1. P. 1-21.

21. Себякин А. Ю., Фролкова А. К. Взаимосвязь диаграммы фазового равновесия и структур схем разделения многофазных четырехкомпонентных смесей // Тонкие химические технологии. 2016. Т. 11. № 4. С. 5-14.

22. Раева В. М. Особенности поведения азеотропных смесей и их разделение при

варьировании давления: автореф. дис. ... канд. техн. наук. - Москва, 1998. - 168 с.

106

23. Коган В. Б. Азеотропная и экстрактивная ректификация. Л.: Государственное Научно-техническое издательство химической литературы, 1961. -315 с.

24. Rovaglio M., Doherty F. M. Dynamics of heterogeneous azeotropic distillation columns // American Institute of Chemical Engineers. 1990 V. 36. № 1. P. 39-52.

25. Фролкова А. К. Разделение азеотропных смесей. Физико-химические основы и технологические методы. - М.: ВЛАДОС, 2010. 192 с.

26. Tedder D. W., Rudd D. F. Parametric studies in industrial distillation: Part I. Design comparisons // American Institute of Chemical Engineers. 1978. V. 24. № 2. P. 303315.

27. Caballero J. A., Grossmann I. E. Design of distillation sequences: from conventional to fully thermally coupled distillation systems // Computers & chemical engineering. 2004. V. 28. № 11. P. 2307-2329.

28. Khalili-Garakani A., Ivakpour J., Kasiri N. Three-component Distillation Columns Sequencing: Including Configurations with Divided-wall Columns // Iranian Journal of Oil & Gas Science and Technology. 2016. V. 5. № 2. P. 66-83.

29. Анохина Е. А., Тимошенко А. В. Синтез схем ректификации со связанными тепловыми и материальными потоками // Тонкие химические технологии. 2017. Т. 12. № 6. С. 46-70.

30. Frolkova A. V., Mayevskiy M. A., Smirnov A. Y. Phase Equilibrium of Systems Cyclohexene + Water + Cyclohexanone + N-Methyl-2-pyrrolidone (+Acetonitrile) // Journal of Chemical & Engineering Data. 2019. V. 64. № 6. P. 2888-2893.

31. Агеев Е. П., Матушкина Н. Н., Струсовская Н. Л. Концентрационная история первапорации // Мембраны и мембранные технологии. 2013. Т. 3. № 3. С. 231-231.

32. Поляков А. М., Соловьев С. А. Некоторые аспекты первапорационного разделения жидких смесей // Журнал Критические технологии. Мембраны. 2006. № 2. С. 22-36.

33. Фролкова А. В., Аблизин М. А., Маевский М. А., Фролкова А. К. Поливариантность расчета материальных балансов схем разделения трехкомпонентных смесей различной физико-химической природы //Тонкие химические технологии. 2016. Т. 11. № 3. С. 47-57.

34. Frolkova A. V., Akishina A. A., Maevskii M. A., Ablizin M. A. Flowsheets of multicomponent multiphase systems separation and material balance calculation features // Theoretical Foundations of Chemical Engineering. 2017. V. 51. № 3. P. 313-319.

35. Анохина Е. А. Энергосбережение в процессах экстрактивной ректификации // Вестник МИТХТ им. М.В. Ломоносова. 2013. Т.8. № 5. С. 3-19.

36. Gerbaud V., Rodriguez-Donis I., Hegely L. et al. Review of Extractive Distillation. Process design, operation, optimization and control // Chemical Engineering Research and Design. 2018. V. 141. P. 229-271.

37. Бояринов А. И., Кафаров В. В. Методы оптимизации в химической технологии: учебное пособие для вузов 2-е изд., перераб. и доп. - М.: Химия, 1975. - 576 с.

38. Ерохин В. И., Кузичкин Н. В., Лисицын Н. В. Системный анализ процессов химической технологии. Часть 1. Элементы общей теории систем. Структурный анализ химикотехнологических систем: учебное пособие - СПб.: СПбГТИ (ТУ), 2010. - 70 с.

39. Иванчина Э. Д., Киргина М. В., Чеканцев Н. В. и др. Методы оптимизации и организации энерго- и ресурсосберегающих химико-технологических систем нефтеперерабатывающих производств. - Томск: Изд-во Томского политехнического университета, 2013. - 160 с.

40. Сулимов А. В., Данов С. М., Овчарова А. В., Обрывалина А. Н., Теляшев Р. Г., Овчаров А. А., Балашов А. Л. Инновационные процессы получения эпихлоргидрина // Нефтегазохимия. 2013. № 1. С. 32-37.

41. Данов С. М., Сулимов А. В., Сулимова А. В. Влияние природы растворителя на процесс эпоксидирования аллилхлорида пероксидом водорода на титансодержащем силикате // Журнал прикладной химии. 2008. Т. 81. № 11. С. 1847.

42. Овчарова А. В. Разработка технологии получения эпихлоргидрина: автореф. дис. ... канд. хим. наук. - Москва, 2012. - 172 с.

43. Frolkova A.V., Okhlopkova E. A., Frolkova A. K. Phase Equilibrium of Reaction Mixtures for the Production of Epichlorohydrin in the Presence of Solvents // Theoretical Foundations of Chemical Engineering. 2019. V. 53. P. 185-192.

44. Okhlopkova E. A., Frolkova A. V. Comparative Analysis of Separation Schemes of Reaction Mixtures of Epichlorohydrin Production in the Presence of Various Solvents //

Theoretical Foundations of Chemical Engineering. Eng. 2019. V. 53. P. 1028-1034.

108

45. Чудинова А. А., Нурмаканова А. Е., Салищева А. А., Ивашкина Е. Н., Гавриков А. А. Влияние технологических параметров работы реактора алкилирования на концентрацию н-пропилбензола в продуктовой смеси // Химия в интересах устойчивого развития. 2014. Т. 22. № 6. С. 569-575.

46. Чудинова А. А. Оптимизация работы реактора и блока ректификационного разделения продуктов процесса жидкофазного алкилирования бензола пропиленом для повышения качества и увеличения выхода изопропилбензола: автореф. дис. ... канд. техн. наук. - Томск, 2016. - 141 с.

47. Ананьева Е. А., Егорова Е. В., Ларин Л. В. Современное состояние и перспективы развития процессов получения фенола // Вестник МИТХТ. 2007 Т. 2, № 2, С. 27-43.

48. Латыйпов Р. М., Осипов Э. В., Теляков Э. Ш. Системный анализ аппаратурно-технологического оформления производств гликолей // Теоретические основы химической технологии. 2017. Т. 51. № 6. С. 637-648.

49. Frolkova A. K., Maevskii M. A., Oshanina I. V., Frolkova A. V. Cyclohexanone: The main methods of obtaining and extracting target products from a reaction mixture // Theoretical Foundations of Chemical Engineering. 2018. V. 52. № 4. P. 653-660.

50. Musser M. T. Cyclohexanol and cyclohexanone // Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry. 2012. V. 11. P. 49-60.

51. Пат. 2205819С1 RU, МПК C07C 49/403. Способ получения циклогексанона из бензола / Панов Г. И., Дубков К. А., Староконь Е. В., Пармон В. Н. Заявл.: 20.03.2002. Опубл.: 10.06.2003.

52. Чалова М. Е., Пуркарьян К. А., Фролов А. С., Курганова Е. А. Синтез циклогексанона на основе аэробного окисления циклогексанола // Сборник материалов шестьдесят восьмой всероссийской научно-технической конференции с международным участием. Ярославль. 22 апреля 2015. С. 134-135.

53. Пат. 2688226 RU, МПК C07C 27/12, C07C 29/50, C07C 45/33. Способ получения циклогексанола и/или циклогексанона / Курганова Е. А., Кошель Г. Н., Фролов А. С., Каленова А. С., Лебедева Н. В., Сапунов В. Н., Дахнави Э. М. Заявл.: 02.04.2018. Опубл.: 21.05.2019.

54. Pat. WO2012149865 CN, Int. Cl. C07C 29/48, C07C 27/16, C07C 35/08, C07C

29/80, B01J 29/89, B01D 3/00. Method for producing cyclohexanol from cyclohexane by

109

oxidization / Jiang W., Lin M., Qu K., He J., Yang Y., Wang X., Shu X. Appl. 24.05.12. Pub. 08.11.12.

55. Ribeiro A. P. C. et al. Catalytic oxidation of cyclohexane with hydrogen peroxide and a tetracopper (II) complex in an ionic liquid // Comptes Rendus Chimie. 2015. V. 18. № 7. С. 758-765.

56. Dimian A. C., Bildea C. S. Chemical process design: Computer-aided case studies. - Weinheim: WILEY-VCH Verlag GmbH & Co. KGaA, 2008. P. 129-133.

57. Пат. EA016277 EP, МПК C07C 45/82, C07C 29/48, C07C 45/00, C07C 45/29, C07C 51/00, B01J 10/00, C08F 232/00, C07C 49/403, C07C 55/14, C07C 35/08. Способ получения циклогексанона c многократной постдистилляцией / Дортмонт Ван Годефридус М., Хорсельс М., Партон Р., Франсуа М. Й., Тинге Й. Т. Заявл.: 16.12.2008. Опубл.: 30.03.2012.

58. Gruszka M., Malinowski T., Rygiel S., Wais J. CYCLOPOL and CYCLOPOL-bis, technology for cyclohexanone in India // Chemik. 2012. V. 66. № 10. С. 1083-1094.

59. Pat. 102875348 CN, Int. Cl. C07C 49/403, C07C 45/00. High-yield production method of cyclohexanone / Liu X., Li Y., Xu H. Appl. 29.09.12. Pub. 16.01.13.

60. Пат. 2525551 RU, МПК C07C 49/403, B01J 23/02, C07C 45/00, B01J 23/06, B01J 27/232. Способ дегидрирования циклогексанола в циклогексанон / Садивский С. Я., Ардамаков С. В., Хусаенов И. Ф. Заявл. 04.12.12. Опубл. 20.08.14.

61. Пуркарьян К. А., Кошель Г. Н., Курганова Е. А., Чалова М. Е. Жидкофазное окисление циклогекссанола в циклогексанон, катализируемое N-гидроксифталимидом // Сборник тезисов докладов сателлитной конференции ХХ Менделеевского съезда по общей и прикладной химии: в 3-х томах. Ярославль. 20 мая 2016. С. 79-80.

62. Темкин О. Н., Брук Л. Г., Кацман Е. А., и др. Кинетические особенности реакции окисления циклогексена п-хинонами в водно-органических растворах катионных комплексов палладия (II) // Кинетика и катализ. 2010. Т. 51. № 5. C. 715-727.

63. Темкин О. Н., Фролкова А. В., Захарова Д. С., Брук Л. Г., и др. Влияние состава бинарного растворителя CH3CN-H2O на кинетику окисления циклогексена п-бензохиноном в растворах катионных комплексов палладия (II) // Тонкие химические технологии. 2015. Т. 10. № 3. C. 77-84.

64. Ефремов Г. Е., Бовырина Е. А., Подтягина А. В. и др. Окисление этилена и

циклогексена n-бензохиноном, пероксидом водорода и кислородом в растворах

110

катионных комплексов Pd (II) в бинарных растворителях ацетонитрил-вода и ионная жидкость-вода // Кинетика и катализ. 2019. Т. 60. № 1. С. 54-65.

65. Фролкова А. В., Балбенов С. А., Фролкова А. К., Акишина А. А. Исследование фазового равновесия в системе вода-ацетонитрил-циклогексен-циклогексанон // Известия Академии наук. Серия химическая. 2015. № 10. С. 2330.

66. Frolkova A., Zakharova D., Frolkova A., Balbenov S. Liquid-liquid and liquidliquid equilibrium for ternary system water-acetonitrile-cyclohexene at 298.15 K // Fluid Phase Equilibria. 2016. V. 408. P. 10-14.

67. Ефремов Г. Е., Бовырина Е. А., Подтягина А. В., Ошанина И. В., Темкин О. Н. Окисление этилна и циклогексена N-бензохиноном, пероксидом водорода и кислородом в растворах катионных комплексов PD(II) в бинарных растворителях ацетонитрил-вода и ионная жидкость-вода // Кинетика и катализ. 2019. Т. 60. № 1. С. 5465.

68. Roy B. C., Awual M. R., Goto M. Liquid-liquid Equilibrium Data for the Ternary Systems of Propionic Acid-Water-Solvents. // Journal of Applied Sciences. 2006. V. 6. № 2. P. 411-415.

69. Smirnova A. A., Grigoriev L. S., Ostroukhov N. N. Extraction of water-soluble phenols from water of shale production // Chemistry of solid fuels. 2016. V. 6. P. 40-44.

70. Пат. 2377185 RU, Экстракция фенолсодержащих потоков сточных вод / Блашке У., Вестернахер Ш. Заявл.: 14.04.2005. Опубл.: 27.12.2009.

71. Zhou Z., Qin W., Fei W., Li Y. A Study on Stoichiometry of Complexes of Tributyl Phosphate and Methyl Isobutyl Ketone with Lithium in the Presence of FeCl3 // Chinese Journal of Chemical Engineering. 2012. V. 20. P. 36-39.

72. Xiang W., Liang S., Zhou Z., Qin W., Fei W. Lithium recovery from Salt Lake brine by counter-current extraction using tributyl phosphate/FeCl3 in methyl isobutyl ketone // Hydrometallurgy. 2017. V. 171. P. 27-32.

73. Al-Rabiah A. A., Bagabas A. A., Akhmedov V. M. Low pressure one-step gasphase process for production of methyl isobutyl ketone. Pat. 2532642 EP. 2017.

74. Di Cosimo J. I., Torres G., Apesteguia C. R. One-step MIBK synthesis: a new process from 2-propanol // Journal of Catalysis. 2002. V. 208. № 1. P. 114-123.

75. Lei Z., Li J., Li C., Chen, B. Improvement of separation process of synthesizing MIBK by the isopropanol one-step method // Korean Journal of Chemical Engineering. 2006. V. 23. № 2. P. 264-270.

76. Lin K. H., Ko A. N. Na promotion of Pd/MgO catalysts for low-pressure one-step synthesis of MIBK from acetone+ H2 // Applied Catalysis A: General. 1996. V. 147. № 2. P. 259-265.

77. Mulas G., Deledda S., Cocco G. The mechanochemical conversion of acetone to methyl isobutyl ketone over Cu-Mg based substrates // Materials Science and Engineering: A. 1999. V. 267. № 2. P. 214-219.

78. Narayanan S., Unnikrishnan R. Selective hydrogenation of acetone to methyl isobutyl ketone (MIBK) over co-precipitated Ni/Al2O3 catalysts // Applied Catalysis A: General. 1996. V. 145. № 1-2. P. 231-236.

79. Serafimov L. A., Timofeev V. S., Balashov M. I. Local Characteristics of the Trajectories of Continuous Rectification Processes at Finite Reflux Ratios // Acta Chemica Academiae Scientiarum Hungaricae. 1973. V. 75. № 3. P. 235-254.

80. Serafimov L. A., Timofeev V. S., Balashov M. I. Non-Local Characteristics of the Continuous Rectification Trajectories for Ternary Mixtures at Finite Reflux Ratios // Acta Chemica Academiae Scientiarum Hungaricae. 1973. V. 75. № 3. P. 235-270.

81. Serafimov L. A., Frolkova A. V., Chelyuskina T. V. Konovalov's first law validity for multicomponent ideal mixtures // Theoretical Foundations of Chemical Engineering. 2007. V. 41. № 4. P. 442-450.

82. Serafimov L. A., Frolkova A. V., Chelyuskina T. V. Konovalov's first law validity for multicomponent azeotropic mixtures // Theoretical Foundations of Chemical Engineering. 2008. V. 42. № 2. P. 171-178.

83. Фролкова А. В., Фролкова А. К., Челюскина Т. В. Разделение четырехкомпонентной системы ацетон - хлороформ - этанол - вода автоэкстрактивно-азеотропной ректификацией // Теоретические Основы Химической Технологии. 2010. Т. 5. С. 27-31.

84. Клейменова М. Н., Комарова Л. Ф., Лазуткина Ю. С. Технология переработки жидких отходов растворителей в производстве кремний органических эмалей // Экология и промышленность России. 2014. Т. 3. C.11-15.

85. Ильина Е. С., Тарасова М. Н., Лазуткина Ю. С. Изучение физико-химических свойств компонентов растворителей в производстве эпоксидных грунтовок // 3-я Всероссийская научно-техническая конференция студентов, аспирантов и молодых ученых "Наука и молодежь". - Барнаул: изд-во АлтГТУ, 2006. С. 27-28.

86. Чуешов В. И., Гладух Е. В., Сайко И. В. и др. Технология лекарств промышленного производства. - Винница: Нова Книга, 2014. - 696 с.

87. Пат. №02204549 RU, МПК С07С 67/00. Способ получения алкилацетатов / Писаренко Ю.А., Кардона А. К. Заявл.: 26.06.2001. Опубл.: 20.05.2003.

88. Chaniago Y. D., Lee M. Distillation design and optimization of quaternary azeotropic mixtures for waste solvent recovery // Journal of Industrial and Engineering Chemistry. 2018. V. 67. P. 255-265.

89. Огородников С. К., Лестева Т. М., Коган В. Б. Азеотропные смеси. Справочник. -Л: Химия, 1971. - 848 с.

90. Равдель А. А., Пономарева А. М. Краткий справочник физико- химических величин. -СПб.: Специальная Литература, Изд. 9, 1998. - 232 с.

91. Iliuta M. C., Thyrion F. C., Landauer O. M. Salt effect on the isobaric vapor-liquid equilibrium of the methyl acetate + methanol system // Journal of Chemical & Engineering Data. 1996. V. 41. № 4. P. 713-717.

92. Topphoff M., Kiepe J., Gmehling J. Effects of Lithium Nitrate on the Vapor-Liquid Equilibria of Methyl Acetate + Methanol and Ethyl Acetate + Ethanol // Journal of Chemical & Engineering Data. 2001. V. 46. № 5. P. 1333-1337.

93. Mato F., Bonilla D., Gonzalez B. Liquid - vapor equilibrium of the n-heptane -isobutyl acetate, toluene - isobutyl acetate, and toluene - n-butyl acetate systems at 760 mmHg // Anales de Química. 1991. Р. 35-42.

94. Gupta B. S., Lee M.-J. Isobaric vapor-liquid equilibrium for binary systems of toluene + o-xylene, benzene + o-xylene, nonane + benzene and nonane + heptane at 101.3 kPa // Fluid Phase Equilibria. 2013. V. 352. P. 86-92.

95. Carr A. D., Kropholler H. W. Vapor Liquid Equilibria at Atmospheric Pressure. Binary Systems of Ethyl Acetate - Benzene, Ethyl Acetate - Toluene, and Ethyl Acetate - p-Xylene // Journal of Chemical and Engineering Data. 1962. V. 7. № 1. Р. 26-28.

96. Пешехонцева М. Е., Маевский М. А. Области энергетического преимущества

промежуточного заданного разделения // Химия и химическая технология в XXI веке:

113

материалы XXI Международной научно-практической конференции студентов и молодых ученых имени выдающихся химиков Л.П. Кулёва и Н.М. Кижнера, посвященной 110-летию со дня рождения профессора А.Г. Стромберга. Томск, 21-24 сентября 2020 г. /

гр u и гр х X т I 1

Томский политехнический университет. - Томск: Изд-во Томского политехнического университета, 2020. С. 219-220.

97. Пешехонцева М. Е., Маевский М. А., Гаганов И. С., Фролкова А. В. Области энергетического преимущества схем разделения смесей, содержащих компоненты с близкими летучестями // Тонкие химические технологии. 2020. Т. 15. № 3. С. 7-20.

98. Frolkova A. V., Shashkova Y. I., Frolkova A. K., Mayevskiy M. A. Comparison of alternative methods for methyl acetate + methanol + acetic acid + acetic anhydride mixture separation // Fine Chemical Technologies. 2019. V. 14. № 5. P. 51-60.

99. Гайле А. А., Сомов В. Е., Залищевский Г. Д. Селективные растворители. Разделение и очистка углеродсодержащего сырья. - М.: Химиздат, 2008. - 736 с.

100. Рудаков Д. Г. Разработка энергосберегающих схем экстрактивной ректификации смесей спиртов и их ацетатов: автореф. дисс. ... канд. техн. наук. - Москва, 2013. - 364 с.

101. Frankenberger Jr. Walter M., Hoaglin R. I. Separation of methanol from methyl acetate by extractive distillation with ethylene glycol. Patent US. №2636050. -1953.

102. Lloyd Berg, An-I Yeh. Separation of methyl acetate from methanol by extractive distillation. Patent US. № 4543164. - 1985.

103. Фролкова А. В., Маевский М. А., Фролкова А. К., Плетнев Д.Б. Разработка энергоэффективных технологий получения органических веществ на основе комплексного исследования реакционной и разделительной составляющей // Теоретические основы химической технологии. 2020. Т. 54. № 6. С. 706-713.

104. Уэйлес, С. Фазовые равновесия в химической технологии. М.: Мир, 1989. C. 204-207.

105. Steyer F., Sundmacher K. VLE and LLE data for the system cyclohexane+ cyclohexene+ water+ cyclohexanol // Journal of Chemical & Engineering Data. 2004. V. 49. № 6. P. 1675-1681.

106. Gmehling J., Bölts R. Azeotropic data for binary and ternary systems at moderate pressures // Journal of Chemical & Engineering Data. 1996. V. 41. № 2. P. 202-209.

107. Marchenko I. M., Repina L. N., Misko I. G. et al. The research and development of heteroazeotropic distillation of mixture dimethylformamid - cyclohexanone in the presence of water // Zhurnal Pikladnoi Khimii. 1990. V. 63. P. 1367-1372.

108. Gong X., Wang Q., Lei F., Shen B. Measurements and Correlation of Liquid-Liquid Equilibria for the Ternary System Water + Cyclohexanol + Cyclohexanone // J. Chem. Eng. Data. 2014. V. 59. P. 1651-1655.

109. Zhuchkov V. I., Frolkova A. V., Frolkova A. K. et al. Liquid-liquid equilibrium of ternary systems containing cyclohexene, cyclohexanone, water, dimethyl sulfoxide // Chemical Papers. 2020. P. 1-7.

110. Mi W., Tong R., Hua C., Yue K., Jia D., Lu P., Bai F. Vapor-Liquid Equilibrium Data for Binary Systems of N, N-Dimethylacetamide with Cyclohexene, Cyclohexane, and Benzene Separately at Atmospheric Pressure // Journal of Chemical & Engineering Data. 2015. V. 60. № 11. P. 3063-3068.

111. Frolkova A. V., Mayevskiy M. A., Smirnov A. Y. Phase equilibrium of systems cyclohexene+ water+ cyclohexanone+ N-methyl-2-pyrrolidone (+ acetonitrile) // Journal of Chemical & Engineering Data. 2019. V. 64. № 6. P. 2888-2893.

112. Frolkova A. V., Mayevskiy M. A., Frolkova A. K. Analysis of phase equilibrium diagrams of cyclohexene+ water+ cyclohexanone+ solvent system // Journal of Chemical & Engineering Data. 2018. V. 63. № 3. P. 679-683.

113. Маевский М. А. Смирнов А. Ю. Исследование фазового поведения и прогноз разделения смеси циклогексен - вода - циклогексанон - НМП // Химия и химическая технология в XXI веке: материалы XX Международной научно-практической конференции имени профессора Л.П. Кулёва студентов и молодых ученых. Томск, 20-23 мая 2019 г. / Томский политехнический университет. - Томск: Изд-во Томского политехнического университета, 2019. С. 183-184.

114. Serafimov L. A. Thermodynamical and topological analysis of liquid-vapor phase equilibrium diagrams and problems rectification of multicomponent mixtures. Mathematical Method in Contemporary Chemistry, Chapter 10. NY.: Gordon and Brierch, 1996.

115. Serafimov L., Frolkova A. Determination of vapor—liquid equilibrium diagrams of multicomponent systems // Chemical Papers. 2016. V. 70. № 12. P. 1578-1589.

116. Жданук Е. Н. Исследование факторов, влияющих на качество капролактама

// Труды БГТУ. - Минск : БГТУ, 2011. № 4 (142). С. 21-25.

115

117. Tochigi K., Inoue H., Kojima K. Determination of azeotropes in binary systems at reduced pressures // Fluid Phase Equilibria. 1985. V. 22. P. 343-352.

118. Jungho C., Jong-Ki J. Determination of azeotropes in binary systems at reduced pressures // Korean Journal of Chemical Engineering. 2006. V. 23. № 1. P. 1-7.

119. Tae-hwan C., Kenji O., Kazuo K. Measurement of vapor-liquid equilibrium for systems with limited miscibility // Fluid Phase Equilibria. 1983. V. 11. P. 137-152.

120. Rawat B. S., Krlshna S. Isobaric Vapor-Liquid Equilibria for the Partially Miscible System of Water-Methyl Isobutyl Ketone // Journal of Chemical and Engineering Data. 1984. V. 29. № 4. P. 403-406.

121. Feng Y., Song H., Xiao M., Lin K., Guo K., Gai H. Development of Phenols Recovery Process from Coal Gasification Wastewater with Mesityl Oxide as a Novel Extractant // Journal of Cleaner Production. 2017. V. 166. P. 1314-1322.

122. Hack C. 'iY., Wikkle M. V. Vapor-Liquid Equilibria of the Diacetone Alcohol-Water System at Subatmospheric Pressures // Industrial and engineering chemistry. 1954. V. 46. № 11. P. 2392-2395.

123. Shan Z., Wang Y., Xu K., Shi J. Vapor-liquid and liquid-liquid equilibria of the system of 4-methyl-2-pentanol and water // Huagong Xuebao. 1986. V. 1. P. 35-43.

124. Yang C., Qian Y., Guo J., Chen J., Peng J. Liquid-Liquid Equilibria for the Ternary System Methyl Isobutyl Ketone + m-Benzenediol + Water // Journal of Chemical and Engineering Data. 2014. V. 59. P. 3324-3328.

125. Ozmen D. (Liquid + liquid) equilibria of (water + propionic acid + methyl isoamyl ketone or diisobutyl ketone or ethyl isoamyl keton) at T = 298.2K // Fluid Phase Equilibria. 2006. V. 250. P. 70-75.

126. Stephenson R., Stuart J., Tabak M. Mutual Solubility of Water and Aliphatic Alcohols // Journal of Chemical and Engineering Data. 1984. V. 29. № 3. P. 287-290.

127. Przondo J., Jankowska I. Curves of solubility and tie-lines of 3-component systems-mesityl oxide acetone and mesityl oxide diacetone alcohol-water // przemysl chemiczny. 1981.V. 60. № 5. P. 278-279.

128. Chen H., Wagner J. Mutual Solubilities of Alkylbenzene + Water Systems at Temperatures from 303 to 373 K: Ethylbenzene, p-Xylene, 1,3,5=Trimethylbenzene, and Butylbenzene // Journal of Chemical and Engineering Data. 2018. V. 39. P. 679-684.

129. Lu S., Wang Y., Xu K. Vapor-Liquid Equilibrium for Binary System of 4-Methyl-2-Pentanone and 4-Methyl-2-Pentanol // Gaoxiao Huaxue Gongcheng Xuebao. 1989. V. 3. P. 9-16.

130. Serafimov L. A. Thermodynamic-topological analysis and problems of separation of multicomponent polyazeotropic mixtures // Teor. Osn. Khim. Tekhnol. 1987. V. 21. № 1. P. 74.

131. Serafimov L. A. Thermodynamic and topological analysis of heterogeneous equilibrium diagrams of multicomponent mixtures // Russian Journal of Physical Chemistry A. 2002. V. 76. № 8. P. 1211-1224.

132. Serafimov L. State of the art in the thermodynamic and topological analysis of phase diagrams // Theoretical Foundations of Chemical Engineering. 2009. V. 43. № 3. P. 268278.

133. Фролкова А. К., Серафимов Л. А., Фролкова А. В., Шаронова Е. А. Топологический анализ диаграмм расслаивания многокомпонентных систем с бинодальными многообразиями закрытого типа // Теоретические основы химической технологии. 2012. Т. 46. № 1. С. 49.

134. Маевский М. А., Плетнев Д.Б. Исследование фазового равновесия и прогноз разделения смеси ацетон - вода - метилизобутилкетон - диизобутилкетон. // Химия и химическая технология в XXI веке: материалы XXI Международной научно -практической конференции студентов и молодых ученых имени выдающихся химиков Л.П. Кулёва и Н.М. Кижнера, посвященной 110-летию со дня рождения профессора А.Г. Стромберга. Томск, 21-24 сентября 2020 г. / Томский политехнический университет. -Томск: Изд-во Томского политехнического университета, 2020. С. 201-202.

135. Frolkova A. V., Mayevskii M. A., Frolkova A. K., Pletnev D. B. Developing Energy-Efficient Technologies for Obtaining Organic Substances Based on a Comprehensive Study of the Reaction and Separation Constituents // Theoretical Foundations of Chemical Engineering. 2020. V. 54. №. 6. P. 1215-1222.

136. Mayevskiy M., Frolkova A., Frolkova A. Separation and Purification of Methyl Isobutyl Ketone from Acetone+ Isopropanol+ Water+ Methyl Isobutyl Ketone+ Methyl Isobutyl Carbinol+ Diisobutyl Ketone Mixture // ACS omega. 2020. V. 5. №. 39. P. 25365-25370.

137. Torres G., Apesteguia C. R., Di Cosimo J. I. One-step methyl isobutyl ketone (MIBK) synthesis from 2-propanol: Catalyst and reaction condition optimization // Applied Catalysis A: General. 2007. V. 317. №. 2. P. 161-170.

138. Di Cosimo J. I., Torres G., Apesteguia C. R. One-step MIBK synthesis: a new process from 2-propanol // Journal of Catalysis. 2002. V. 208. № 1. P. 114-123.

139. Kalla S. et al. A case study on separation of IPA-water mixture by extractive distillation using aspen plus // International Journal of Advanced Technology and Engineering Exploration. 2016. V. 3. №. 24. P. 187.

140. Chen H. H., Chen M. K., Chien I. L. Using [EMIM][OAC] as entrainer for isopropyl alcohol dehydration via extractive distillation // 2017 6th International Symposium on Advanced Control of Industrial Processes (AdCONIP). 2017. P. 257-262.

141. Rodriguez N. R., Kroon M. C. Isopropanol dehydration via extractive distillation using low transition temperature mixtures as entrainers // The Journal of Chemical Thermodynamics. 2015. V. 85. P. 216-221.

142. Gerbaud V. et al. Review of extractive distillation. Process design, operation, optimization and control // Chemical Engineering Research and Design. 2019. V. 141. P. 229271.

143. Ханина Е. П., Павленко Т. Г., Фролкова А. К., Тимофеев В. С. Синтез технологических схем разделения трехкомпонентных расслаивающихся смесей // ЖПХ. 1979. Т. 52. № 7. С. 1637-1639.

144. Понамарев В. Н., Тимофеев В. С. Технология обезвоживания изопропанола // Химия и технология органических производств. - М.: МИХМ. 1977. Т. VII. Вып. II. С. 168-172.

145. Ханина Е. П., Павленко Т. Г., Тимофеев В. С. Влияние рециклов на работоспособность установок разделения гомо- и гетероазеотропных смесей // ЖФХ. 1983. Т. 57. № 9. С. 2039-2043.

ПРИЛОЖЕНИЕ I

Таблица I-1. Параметры работы колонн схемы разделения смеси этилацетат (ЭА) - бензол (Б) - толуол (Т) - бутилацетат (БА) (РА - фенол (Ф)), основанной на реализации промежуточного разделения (рис. 2.6 (а)),

(исход. составы 1.1-4.5)

Колонна (Рисх / РРА) ЧТТ Давление, мм рт ст ТП см / РА Я Состав дистиллята, мол. дол. Состав куба, мол. дол. О, кВт

Промежуточное заданное разделение

Исходный состав смеси 1.1 (хэа=0,04; хб =0,32; хт=0,32; хба=0,32 мол. долей)

0,1111 следы

0,8886 0,0002

1 34 760 14 2,7 0,0003 0,0000 0,0000 0,4998 0,5000 0,0000 1189,2

0,0001 0,0991

2 (1 / 1) 0,9999 0,0006

24 760 13 / 6 1 0,0000 0,0003 766,6

0,0000 0,0000 0,0000 0,9000

0,9901 0,0001

0,0063 следы

3 36 760 6 4,8 0,0027 0,0000 0,0009 0,0000 0,0000 0,9999 222,0

0,0000 следы

0,0003 следы

4 32 110 10 3,5 0,9952 0,0045 0,0000 0,0045 0,9955 0,0000 1492,7

ЭД, кВт 3670,5

Исходный состав смеси 1.2 (хэа=0,25; хб =0,25; хт=0,25; хба=0,25 мол. долей)

0,4999 0,0001

0,4984 0,0016

1 24 760 14 2 0,0018 0,0000 0,0000 0,4982 0,5000 0,0000 1346,9

2 (1/1,7) 30 760 9 / 4 3 0,0015 0,9983 0,0000 0,0000 0,0002 0,2269 0,0004 0,0000 0,0000 0,7727 608,6

0,9983 0,0001

0,0017 0,0000

3 22 760 9 3 0,0000 0,0000 987,4

0,0000 0,0000

0,0000 0,9999

*ЭА - Б - Т - БА - Фенол порядок веществ

Колонна (Рисх/ РРА) ЧТТ Давление, мм рт ст ТП см / РА Я Состав дистиллята, мол. дол. Состав куба, мол. дол. О, кВт

4 24 110 12 3,8 0,0000 0,0000 0,9957 0,0043 0,0000 0,0000 0,0000 0,0043 0,9957 0,0000 1230,6

ЭД, кВт 4173,5

Исходный состав смеси 1.3 (хэа=0,46; хб=0,18; хт=0,18; хба=0,18 мол. долей)

1 32 760 19 1,4 0,7187 0,2811 0,0001 0,0000 0,0000 следы 0,0003 0,4997 0,5000 0,0000 1413,6

2 (1 / 3) 36 760 10 / 4 1,3 0,0011 0,9980 0,0001 0,0000 0,0008 0,1932 0,0001 0,0000 0,0000 0,8067 1417,2

3 28 760 5 1,3 0,9911 0,0005 0,0002 0,0000 0,0081 0,0020 следы 0,0000 0,0000 0,9980 1172,5

4 36 110 12 3,1 0,0000 0,0005 0,9954 0,0040 0,0000 0,0000 0,0000 0,0040 0,9960 0,0000 766,6

ЭД, кВт 4769,9

Исходный состав смеси 1.4 (хэа=0,64; хб=0,12; хт=0,12; хба=0,12 мол. долей)

1 36 760 23 1,3 0,8421 0,1579 0,0000 0,0000 0,0000 следы 0,0001 0,4999 0,5000 0,0000 1598,5

2 (1 / 4) 36 760 10 / 4 1,3 0,0011 0,9980 0,0000 0,0000 0,0009 0,1739 0,0000 0,0000 0,0000 0,8261 1943,1

3 32 760 5 1,6 0,9936 0,0003 0,0001 0,0000 0,0060 0,0013 следы 0,0000 0,0000 0,9987 1791,0

Колонна (Рисх / РРА) ЧТТ Давление, мм рт ст ТП см / РА Я Состав дистиллята, мол. дол. Состав куба, мол. дол. О, кВт

0,0000 следы

0,0003 следы

4 32 110 11 3,5 0,9954 0,0044 0,0000 0,0044 0,9956 0,0000 559,7

ЭД, кВт 5892,3

Исходный состав смеси 1.5 (хэа= =0,82; хб=0,06; хт=0,06; хба=0,06 мол. долей)

0,9318 0,0001

0,0682 0,0002

1 36 760 24 1,2 0,0000 0,0000 0,0000 0,4997 0,5000 0,0000 1751,0

0,0005 0,1449

2 (1 / 5,5) 0,9980 0,0000

32 760 11 / 4 0,9 0,0001 0,0000 2885,0

0,0000 0,0014 0,0000 0,8551

0,9904 0,0016

0,0001 следы

3 32 760 5 2,1 0,0001 0,0000 0,0094 0,0000 0,0000 0,9984 2708,6

0,0002 следы

0,0004 следы

4 32 110 11 3,6 0,9955 0,0039 0,0000 0,0039 0,9961 0,0000 285,9

ЭД, кВт 7630,5

Исходный состав смеси 2.1 (хэа =0,05; хб=0,05; хт=0,3; хба=0,6мол. долей)

0,5000 следы

0,4998 следы

1 58 760 16 8 0,0002 0,0000 0,0000 0,3333 0,6667 0,0000 832,6

0,0019 0,1997

2 (1 / 2) 0,9980 0,0003

33 760 11 / 6 0,5 0,0000 0,0000 175,7

0,0000 0,0001 0,0000 0,8000

0,9931 0,0013

0,0016 следы

3 28 760 6 1,3 0,0002 0,0000 0,0051 0,0000 0,0000 0,9987 125,9

Колонна (Рисх/ РРА) ЧТТ Давление, мм рт ст ТП см / РА Я Состав дистиллята, мол. дол. Состав куба, мол. дол. О, кВт

4 37 110 12 6,1 0,0000 0,0001 0,9952 0,0048 0,0000 следы следы 0,0024 0,9976 0,0000 2195,6

ЭД, кВт 3329,9

Исходный состав смеси 2.2 (хэа=0,25; хб=0,039; хт=0,237; хба=0,474 мол. долей)

1 37 760 17 2,5 0,8651 0,1348 0,0002 0,0000 0,0000 следы следы 0,3333 0,6667 0,0000 960,1

2 (1 / 5) 32 760 11 / 5 0,5 0,0012 0,9980 0,0001 0,0000 0,0007 0,1475 0,0000 0,0000 0,0000 0,8525 882,2

3 33 760 5 2,1 0,9927 0,0002 0,0001 0,0000 0,0070 0,0012 следы 0,0000 0,0000 0,9988 818,2

4 40 110 12 5,7 0,0000 0,0002 0,9952 0,0046 0,0000 следы следы 0,0023 0,9977 0,0000 1638,4

ЭД, кВт 4298,9

Исходный состав смеси 2.3 (хэа=0,45; хб=0,029; хт=0,173; хба=0,348 мол. долей)

1 36 760 21 1,6 0,9394 0,0605 0,0001 0,0000 0,0000 следы 0,0001 0,3320 0,6679 0,0000 1176,5

2 (1 / 5,5) 33 760 13 / 5 0,4 0,0004 0,9800 0,0000 0,0000 0,0016 0,1459 0,0000 0,0000 0,0000 0,8541 1550,1

3 28 760 5 2,2 0,9913 0,0001 0,0000 0,0000 0,0085 0,0015 следы 0,0000 0,0000 0,9985 1525,1

Колонна (Рисх / РРА) ЧТТ Давление, мм рт ст ТП см / РА Я Состав дистиллята, мол. дол. Состав куба, мол. дол. О, кВт

0,0000 следы

0,0002 следы

4 37 110 12 6,2 0,9952 0,0045 0,0000 0,0022 0,9978 0,0000 1283,6

ЭД, кВт 5535,3

Исходный состав смеси 2.4 (хэа=0,65; хб= 0,0184; хт=0,1108; хба=0,2208 мол. долей)

0,9725 следы

0,0275 следы

1 37 760 25 1,4 0,0000 0,0000 0,0000 0,3341 0,6659 0,0000 1485,0

0,0011 0,1284

2 (1 / 6,5) 0,9980 0,0000

32 760 12 / 5 0,5 0,0002 0,0000 2599,0

0,0000 0,0007 0,0000 0,8716

0,9915 0,0012

0,0000 следы

3 33 760 5 2,6 0,0000 0,0000 0,0085 0,0000 0,0000 0,9988 2443,6

0,0001 следы

0,0001 следы

4 37 110 12 6,1 0,9951 0,0047 0,0000 0,0023 0,9977 0,0000 810,9

ЭД, кВт 7338,5

Исходный состав смеси 2.5 (хэа=0,85; хб=0,008; хт=0,048; хба=0,094 мол. долей)

0,9907 0,0001

0,0093 следы

1 36 760 25 1,3 0,0000 0,0000 0,0000 0,3379 0,6620 0,0000 1786,6

0,0008 0,1102

2 (1 / 8) 0,9990 0,0000

33 760 15 / 8 0,4 0,0002 0,0000 4075,4

0,0000 0,0000 0,0000 0,8898

0,9905 0,0012

0,0000 следы

3 36 760 5 3,2 0,0000 0,0000 0,0095 0,0000 0,0000 0,9988 3689,0

Колонна (Рисх/ РРА) ЧТТ Давление, мм рт ст ТП см / РА Я Состав дистиллята, мол. дол. Состав куба, мол. дол. О, кВт

0,0004 следы

0,0001 следы

4 33 110 12 7 0,9950 0,0045 0,0000 0,0023 0,9977 0,0000 395,0

ЭД, кВт 9946,0

Исходный состав смеси 3.1 (хэа=0,05; хб=0,6; хт=0,05; хба=0,3 мол. долей)

0,0769 0,0000

0,9230 0,0001

1 30 760 15 1,8 0,0000 0,0000 0,0000 0,1428 0,8571 0,0000 1616,2

0,0001 0,0713

2 (1 / 1) 0,9999 0,0001

30 760 14 / 7 1,2 0,0000 0,0000 1123,4

0,0000 0,0000 0,0000 0,9286

0,9901 0,0007

0,0009 0,0000

3 32 760 5 6,2 0,0005 0,0000 0,0085 0,0000 0,0000 0,9993 359,3

0,0000 0,0000

0,0005 0,0000

4 47 110 14 18,3 0,9954 0,0041 0,0000 0,0008 0,9992 0,0000 859,3

ЭД, кВт 3958,2

Исходный состав смеси 3.2 (хэа=0,25; хб=0,474; хт=0,039; хба=0,237мол. долей)

0,3453 0,0000

0,6547 0,0001

1 30 760 15 1,4 0,0000 0,0000 0,0000 0,1412 0,8587 0,0000 1571,9

0,0029 0,1166

2 (1 / 2,6) 0,9971 0,0006

22 760 10 / 6 2,4 0,0000 0,0000 1332,3

0,0000 0,0000 0,0000 0,8828

0,9912 0,0004

0,0055 0,0000

3 24 760 5 4 0,0000 0,0000 0,0033 0,0000 0,0000 0,9996 1240,2

Колонна (Рисх/ РРА) ЧТТ Давление, мм рт ст ТП см / РА Я Состав дистиллята, мол. дол. Состав куба, мол. дол. О, кВт

4 47 110 14 18,5 0,0000 0,0007 0,9952 0,0041 0,0000 0,0000 0,0000 0,0008 0,9992 0,0000 671,3

ЭД, кВт 4815,7

Исходный состав смеси 3.3 (хэа=0,45; хб=0,348; хт=0,029; хба=0,173 мол. долей)

1 30 760 16 1,4 0,5639 0,4361 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0001 0,1435 0,8564 0,0000 1745,3

2 (1 / 2,4) 38 760 9 / 4 3,5 0,0015 0,9975 0,0000 0,0000 0,0010 0,1900 0,0004 0,0000 0,0000 0,8096 1218,1

3 20 760 5 1,6 0,9903 0,0019 0,0000 0,0000 0,0078 0,0020 0,0000 0,0000 0,0000 0,9980 1275,5

4 47 110 14 18,5 0,0000 0,0007 0,9953 0,0040 0,0000 0,0000 0,0000 0,0007 0,9993 0,0000 500,9

ЭД, кВт 4739,8

Исходный состав смеси 3.4 (хэа=0,65; хб=0,2208; хт=0,0184; хба=0,1108 мол. долей)

1 30 760 16 1,4 0,7464 0,2536 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0001 0,1423 0,8576 0,0000 1902,0

2 (1 / 4,4) 38 760 10 / 5 8,5 0,0026 0,9973 0,0000 0,0000 0,0001 0,1449 0,0001 0,0000 0,0000 0,8550 1616,3

3 24 760 5 2,4 0,9908 0,0009 0,0000 0,0000 0,0083 0,0014 0,0000 0,0000 0,0000 09986 2327,0

Колонна (Рисх/ РРА) ЧТТ Давление, мм рт ст ТП см / РА Я Состав дистиллята, мол. дол. Состав куба, мол. дол. О, кВт

0,0001 0,0000

0,0009 0,0000

4 47 110 14 18,3 0,9951 0,0039 0,0000 0,0008 0,9992 0,0000 313,3

ЭД, кВт 6158,6

Исходный состав смеси 3.5 (хэа=0,85; хб=0,094; хт=0,008; хба=0,048 мол. долей)

0,9004 0,0000

0,0996 0,0001

1 30 760 17 1,5 0,0000 0,0000 0,0000 0,1427 0,8571 0,0000 2129,0

0,0023 0,1526

2 (1 / 5) 0,9971 0,0000

38 760 10 / 4 29 0,0000 0,0000 2159,3

0,0000 0,0006 0,0000 0,8474

0,9906 0,0016

0,0003 0,0000

3 23 760 5 2,2 0,0000 0,0000 0,0091 0,0000 0,0000 0,9984 2893,4

0,0004 0,0000

0,0009 0,0000

4 47 110 14 16,4 0,9953 0,0034 0,0000 0,0008 0,9992 0,0000 137,0

ЭД, кВт 7318,7

Исходный состав смеси 4.1 (хэа=0,05; хб=0,3; хт=0,6; хба=0,05 мол. долей)

0,1429 0,0000

0,8571 0,0000

1 36 760 17 4 0,0000 0,0000 0,0000 0,9231 0,0769 0,0000 1543,8

0,0013 0,1503

2 (1 / 0,8) 0,9985 0,0013

29 760 13 / 5 1 0,0000 0,0001 503,6

0,0000 0,0002 0,0000 0,8483

0,9906 0,0003

0,0088 0,0000

3 22 760 5 3,3 0,0003 0,0000 0,0003 0,0000 0,0000 0,9997 209,1

Колонна (Рисх/ РРА) ЧТТ Давление, мм рт ст ТП см / РА Я Состав дистиллята, мол. дол. Состав куба, мол. дол. О, кВт

0,0000 0,0000

0,0000 0,0000

4 25 110 10 1,1 0,9992 0,0008 0,0000 0,0100 0,9900 0,0000 1094,8

ЭД, кВт 3351,3

Исходный состав смеси 4.2 (хэа=0,25; хб=0,237; хт=0,474; хба=0,039 мол. долей)

0,5134 0,0000

0,4866 0,0000

1 32 760 16 3 0,0000 0,0000 0,0000 0,9240 0,0760 0,0000 1769,6

0,0013 0,1760

2 (1 / 2,4) 0,9975 0,0004

33 760 9 / 4 3,1 0,0000 0,0000 767,0

0,0000 0,0012 0,0000 0,8236

0,9901 0,0019

0,0023 0,0000

3 23 760 5 1,7 0,0001 0,0000 0,0076 0,0000 0,0000 0,9981 729,9

0,0000 0,0000

0,0000 0,0000

4 25 110 10 1,1 0,9992 0,0008 0,0000 0,0099 0,9901 0,0000 865,0

ЭД, кВт 4131,5

Исходный состав смеси 4.3 (хэа=0,45; хб=0,173; хт=0,348; хба=0,029 мол. долей)

0,7223 0,0000

0,2777 0,0001

1 30 760 16 3 0,0000 0,0000 0,0000 0,9230 0,0769 0,0000 2270,6

0,0028 0,1840

2 (1 / 3,2) 0,9971 0,0002

38 760 10 / 5 7,9 0,0000 0,0000 1182,4

0,0000 0,0001 0,0000 0,8158

0,9906 0,0019

0,0011 0,0000

3 22 760 5 1,6 0,0000 0,0000 0,0083 0,0000 0,0000 0,9981 1276,3

Колонна (Рисх/ РРА) ЧТТ Давление, мм рт ст ТП см / РА Я Состав дистиллята, мол. дол. Состав куба, мол. дол. Q, кВт

0,0000 0,0000

0,0001 0,0000

4 25 110 10 1,1 0,9991 0,0008 0,0000 0,0100 0,9900 0,0000 635,0

ЭД, кВт 5364,3

Исходный состав смеси 4.4 (хэа=0,65; хб= -0,1108; хт=0,2208; хба=0,0184мол. долей

0,8544 0,0000

0,1456 0,0001

1 30 760 18 2,8 0,0000 0,0000 0,0000 0,9230 0,0769 0,0000 2621,6

0,0018 0,1246

2 0,9970 0,0001

(1 / 6) 38 760 9 / 4 17 0,0000 0,0000 0,0012 0,0000 0,0000 0,8753 1533,8