где QF = F*CF*TF – количество тепла, поступающее с потоком исходной смеси;

QЭА = PЭА*СЭА*ТЭА – количество тепла, поступающее в колонну с потоком экстрактивного агента;

QD = D*CD*TD – количество тепла, отводимое из колонны с потоком дистиллята;

QW = W*CW*TW – количество тепла, отводимое из колонны с кубовым потоком;

Qконд = D(R+1)r – количество тепла, отводимое при конденсации потоков дистиллята и флегмы.

Откуда затраты тепла в кипятильнике:

Qкип = QD + QW + Qконд – QF – QЭА(8)

Qкип = D*CD*TD + W*CW*TW + D(R+1)r – F*CF*TF – PЭА*СЭА*ТЭА (9)

При заданных количестве, составе питания и качестве продуктов поток дистиллята определяется из общего материального баланса колонны и является фиксированной величиной. Следовательно, теплосодержание верхнего продукта QD есть величина практически постоянная. Величина кубового потока также определяется из материального баланса и зависит от F:ЭА. Следовательно, теплосодержание нижнего продукта QW зависит от расхода разделяющего агента. Величина QF в уравнении (8) является постоянной, поскольку все расчеты мы проводили при фиксированном количестве исходной смеси заданного состава, поступающей в колонну при температуре кипения.

Таким образом, величина энергетических затрат в кубе экстрактивной колонны в рассматриваемом случае зависит в основном от флегмового числа, температуры и расхода подаваемого в колонну экстрактивного агента.

Как известно, флегмовое число в колонне заданной эффективности определяется, с одной стороны, природой разделяемой смеси, а с другой – положением тарелки питания, поскольку в зависимости от точки подачи исходной смеси в колонне формируется определенный профиль концентраций компонентов (траектория ректификации).

В колонне ЭР на формирование профиля оказывает существенное влияние и уровень ввода ЭА.

Температура подачи в колонну ЭА оказывает неоднозначное влияние на величину энергозатрат. С одной стороны, как видно из уравнения (9), чем выше температура ЭА, тем меньше на первый взгляд, Qкип. Однако поскольку ЭА подают в верхнее сечение колонны и при этом увеличивается его концентрация на верхних тарелках, то для получения дистиллята заданного качества потребуются более высокие значения флегмового числа, что в свою очередь приводит к росту Qкип.

Для колонны регенерации ЭА уравнение теплового баланса имеет вид:

QF + Qкип = QD + QW + D(R+1)r.(10)

Откуда Qкип = QD + QW + D(R+1)r – QF(11)

Обозначения те же, что и в уравнении (7)

В данном случае количество и состав исходной смеси и продуктовых потоков определяется общим материальным балансом схемы. Поэтому величина энергозатрат зависит в основном от флегмового числа, которое в свою очередь в колонне заданной эффективности определяется положением тарелки питания.

Таким образом, основными параметрами, определяющими энергоемкость традиционной схемы экстрактивной ректификации, состоящей из двух колонн, при заданных количестве, составе и температуре исходной смеси и заданном качестве продуктовых потоков являются:

— для колонны экстрактивной ректификации: взаиморасположение тарелок подачи в колонну исходной смеси и экстрактивного агента, температура и расход ЭА;

— для колонны регенерации экстрактивного агента: уровень ввода исходной смеси.

Выбор адекватной модели ПЖР

Из литературных данных нами были получены данные по парожидкостному равновесию для следующих бинарных составляющих: бензол – этилбензол; этилбензол – н-пропилбензол; бензол – н-пропилбензол; бензол – циклогексан. Фазовое равновесие остальных бинарных пар были рассчитаны, используя групповую модель UNIFAC. Экспериментальные и псевдоэкспериментальные данные, а также результаты их сравнения представлены в табл. 4.

В качестве критерия сравнения для статистической обработки результатов было выбрано среднее относительное отклонение описания паровой фазы, δ:

,(12)

где N – количество экспериментальных точек фазового равновесия.

Таблица 4.

Результаты моделирования парожидкостного равновесия бинарных составляющих

Из табличных данных видно, что во всех случаях значение критерия сравнения не превышает 1%, исключение составляет лишь описание фазового равновесия бинарной составляющей бензол-этилбензол моделями UNIQUAC и Wilson. Однако при более подробном рассмотрении можно сказать о приоритете модели NRTL над всеми остальными. Только эта модель обеспечивает минимальное отклонение описания паровой фазы в 50% случаев, в то время как все оставшиеся – всего лишь в 12%. Исходя из этого, примем для дальнейшего описания фазового равновесия системы модель локальных составов NRTL.