Поиск энергосберегающих режимов работы установки разделения изоамилен-изопреновой фракции производства изопрена Текст научной статьи по специальности «Химические технологии»

УДК 66.011

Н. Н. Зиятдинов, Д. А. Рыжов, Т. В. Лаптева,

В. А. Курбатов

ПОИСК ЭНЕРГОСБЕРЕГАЮЩИХ РЕЖИМОВ РАБОТЫ

УСТАНОВКИ РАЗДЕЛЕНИЯ ИЗОАМИЛЕН-ИЗОПРЕНОВОЙ ФРАКЦИИ

ПРОИЗВОДСТВА ИЗОПРЕНА

Ключевые слова: математическое моделирование, оптимизация, ректификация, тарелки питания, изоамилен-изопреновая фракция. mathematical simulation, optimization, distillation,

feed trays, isoamylene-isoprene fraction.

С использованием современных методов математического моделирования и оптимизации исследованы резервы повышения эффективности и решена задача поиска энергосберегающих режимов работы установки разделения изо-амилен-изопреновой фракции производства изопрена.

The resources for the enhancement of isoamylene-isoprene fraction separation unit efficiency in isoprene production have been investigated and power-saving modes of this unit have been discovered with the help of modern methods of mathematical simulation and optimization.

Широкое применение в промышленности среди каучуков общего назначения нашел изопреновый каучук [1, 2].

Исходным мономером для получения изопренового каучука является изопрен [3-5]. Из всего многообразия методов получения изопрена наиболее распространенным является отечественный метод двухстадийного дегидрирования изопентана, который был разработан и внедрен в промышленное производство в 60-е годы прошлого столетия [3-5].

Технология получения изопрена методом двухстадийного дегидрирования изопентана включает несколько стадий [3, 4], наиболее энергоемкой из которых является установка экстрактивного разделения изопрен-изоамиленовой фракции с использованием в качестве экстрагента диметилформамида (ДМФА). Данная установка включает три колонны ректификации: К-1, К-1а - колонны экстрактивной ректификации, К-2 - колонна десорбции. Каждая колонна имеет 4 возможные тарелки подачи питания. Установка замкнута тремя потоками рециклов. На разделение на установку поступают катализаты 1-й и 2-й стадий дегидрирования. Продуктовыми потоками узла являются поток изоамиленовой фракции, отбираемой с верха колонны К-1, и поток изопрена-сырца, отбираемого с верха десорбционной колонны К-2.

Со времени ввода в промышленную эксплуатацию технологии двухстадийного дегидрирования изопентана в изопрен (середина прошлого столетия) установки разделения изопрен-изоамиленовой фракции претерпевали множество реконструкций. Это являлось следствием появления новых технологических решений организации процессов разделения, а также уточнения оптимальных параметров ведения процесса получения изопрена по результатам научных исследований и практических наблюдений [6]. Вместе с тем, внедрение новых технологий накладывало свой отпечаток также на состав перерабатываемых ка-тализатов [7]. В связи с этим стала актуальной задача исследования зависимостей качества разделения и энергозатрат от изменения значений режимных параметров и поиска на основе проведенных исследований энергосберегающих режимов работы установки. Эффективными методами решения подобных задач являются современные методы математического моделирования и оптимизации [8].

Математическое моделирование установки экстрактивного разделения изопрен-изоамиленовой фракции производства изопрена проводилось с применением универсальной моделирующей программы ChemCad. Данный инструментарий обладает большим набором готовых математических моделей основных химико-технологических процессов, методов расчета паро-жидкостного равновесия, физико-химических свойств веществ и их смесей и других дополнительных функций для проведения такого рода расчетов [8].

Решение поставленной задачи было сведено к следующим основным этапам.

1 Подготовка исходных данных

На этом этапе проводился сбор промышленных экспериментальных данных по составам и расходам катализатов первой и второй стадий дегидрирования, поступающих на разделение, по параметрам свежего ДМФА, получаемым продуктам разделения, режимам работы технологического оборудования и конструктивным параметрам оборудования установки.

2 Выбор методов расчета констант фазового равновесия и энтальпии

Анализ состава смеси, поступающей на разделение, температур и давлений, при которых происходит процесс выделения изопрена методом экстрактивной дистилляции с диметилформамидом, показал, что наиболее подходящей моделью расчета констант фазового равновесия является модель NRTL, для расчета энтальпии - модель Latent Heat (LATE). Указанные модели наиболее точно рассчитывают константы фазового равновесия и энтальпию азеотропных смесей при средних значениях температур и давлений.

3 Выбор математических моделей основных аппаратов технологической

схемы

3.1 Выбор математических моделей колонн

Колонны К-1, К-1а, К-2 представляют собой колонны разделения многокомпонентных смесей. Для их моделирования предлагается использовать модуль, предназначенный для строгого расчета процессов многокомпонентной ректификации, абсорбции и десорбции - SCDS.

3.2 Выбор математических моделей теплообменного оборудования

Для моделирования теплообменного оборудования рассматриваемой установки предлагается использовать модуль HTXR. Модуль HTXR можно использовать для моделирования теплообменника с 1-м или 2-мя входными потоками. При одном входном потоке модуль служит как нагреватель или охладитель. Если у теплообменника 2 входных потока, то доступны более сложные режимы.

4 Выбор метода расчета материально-теплового баланса установки

Исследуемая установка представляет собой совокупность взаимосвязанных аппаратов химической технологии с материально-тепловыми рециклами. В результате проведенных предварительных расчетов было установлено, что быструю сходимость и устойчивый расчет материально-теплового баланса схемы, из множества предлагаемых программным комплексом методов, обеспечивает метод доминирующего собственного значения [9], который был использован в дальнейших расчетах.

На рис. 1 приведена расчетная технологическая схема установки, в которую включены аппараты, оказывающие наиболее существенное влияние на точность решения задач математического моделирования и оптимизации.

Рис. 1 - Расчетная технологическая схема установки разделения изопрен-изоамиленовой фракции: Т-1, Т-3 -теплообменники-холодильники; Т2 - теплообменник-нагреватель; Т-4, Т-5 -теплообменники- рекуператоры; К-1, К-1а - колонны экстрактивной ректификации, К-2 - колонна десорбции; Б-1, Б-2, Б-3 - делители потоков; Н-1 -насос

5 Идентификация математических моделей аппаратов установки

Технологическим оборудованием установки, адекватность моделей которого оказывает существенное влияние на достоверность результатов расчетов,являются ректификационные колонны (К-1, К-1а, К-2).

Задача идентификации заключалась в поиске значений настроечных коэффициентов (кпд тарелок колонн), минимизирующих сумму квадратов отклонений расчетных и экспериментальных значений расходов флегмы, при заданных экспериментальных значениях параметров питания, содержании ключевых компонентов в дистилляте и кубовом продуктах, температур на контрольных тарелках.

Найденные эффективности тарелок колонн равны: для колонны К-1 - 0,55; для колонны К-1а - 0,53; для колонны К-2: укрепляющая часть - 0,15, исчерпывающая часть -0,12.

Причинами столь низкой эффективности тарелок колонны К-2 могут быть сильная засоренность контактных устройств, либо низкий уровень жидкости на контактных устройствах. Достоверность второго предположения подтверждают следующие факты: измеренное значение перепада давления по высоте колонны (0,34 бар) существенно ниже регламентного (0,55 бар); малый градиент температур на интервалах номеров тарелок с самым низким кпд (47 тарелка - 155°С, 62 тарелка - 164°С).

Относительные отклонения расчетных от экспериментальных данных по колоннам К-1, К-1 а не превышают 4,35%, по колонне К-2 не превышает 5,25%.

6 Исследование влияния различных режимных параметров установки на качество разделения и суммарные удельные энергозатраты

На построенной адекватной математической модели установки разделения изопрен-изоамиленовой фракции были исследованы влияния управляющих переменных установки на суммарные удельные энергозатраты, на качество разделения и производительность.

По результатам проведенных исследований было показано, что наиболее существенное влияние на удельные энергозатраты и качество получаемых продуктов оказывают расход и температура подаваемого в качестве экстрагента ДМФА; температуры катализа-тов 1, 2 на входе в колонны; температура куба колонны К-1 а, расходы флегмы в колонны К-1, К-2; расход рецикла из колонны К-2 в колонну К-1. Так же было установлено, что на суммарные удельные энергозатраты существенное влияние оказывают номера тарелок подачи питания в колонны, и уровень ввода потока рецикла.

На рисунках 2 - 4 представлены некоторые из полученных зависимостей.

Из графика, представленного на рис. 2, следует, что расход ДМФА существенно влияет на качество разделения. Причем существует расход ДМФА для рассматриваемого состава катализатов, равный 230000 кг/час, при котором обеспечивается высокое качество продуктов разделения, и удельные энергозатраты минимальны. Дальнейшее увеличение расхода ДМФА приводит к ухудшению качества изопрена в дистилляте К-2, что связано с увеличением уноса изоамиленов диметилформамидом. Отметим, что увеличение гидравлической нагрузки на колонны при увеличении расхода ДМФА не превышает допустимой, при которой может произойти захлебывание. Увеличение расхода ДМФА от 212000 кг/час до 230000 кг/час позволит снизить удельные энергозатраты на 2,8%.

3 "Л

4

ii ц

Е OJO

0,15

ч

^JT \ \ ч V

ч \ \

зпомо яоом 34001» яаша

Расход ДМФА, кг/час - Концентр ация изопр ена б дисткшште К-1, мае с. доли Концбнтрйцияшопржав днетютпяте К-2, масс доли

ojee'

U о п

ж

0,6+<м X

QJSD

o,7s:

0,72

Рис. 2 - Влияние расхода ДМФА на качество разделения

0,15

и

OJOS*

S 0,06

& 0J0J а

ОДО-

-

У г

-

■» 10] 101 Т емпература в губ е К-1 а, "С

—*— Концентр ацил из опрена о дистилляте К-', мае с. доли -»■ Кон^нгрьцня изопрена» дистишитв К-2, месс, дали

0,90

0J86

0JS2 i

Рис. 3 - Влияние температуры в кубе колонны К-1а на качество разделения

Наиболее существенное влияние на исследуемые параметры процесса оказывает температура в кубе колонны К-1а (рис. 3). Из рис. 3 следует, что максимальная концентрация изопрена в дистилляте колонны К-2 достигается при температуре равной 99,5° С. Снижение температуры приводит к снижению проскока изопрена в дистилляте К-1, однако, при этом падает концентрация изопрена в дистилляте К-2.

Представляют интерес полученные результаты влияния параметров рецикла на исследуемые переменные (рис. 4). Из рис. 4 следует, что зависимость влияния величины рецикла на качество изопрена сырца имеет вогнутый характер. Максимальная концентрация изопрена достигается при величине рецикла, равной 20000 кг/час. Увеличение или сниже-

ние величины рецикла приводит к нарушению требований по качеству изопрена в дистилляте К-2. При этом из рис. 4 следует, что снижение величины рецикла улучшает качество дистиллята колонны К-1. Это важно знать для выполнения требований по минимальному проскоку изопрена с дистиллятом колонны К-1.

Рис. 4 - Влияние расхода рецикла из К-2 в К-1а на качество разделения

Анализ полученных результатов показал, что многие из полученных зависимостей имеют экстремальный характер. Таким образом, очевидно, что имеются такие режимы работы оборудования, при которых выполняются регламентные требования по ведению процесса, в частности на качество получаемого изопрена-сырца и минимальный проскок изопрена с изоамиленовой фракцией, и суммарные удельные энергозатраты принимают минимальное значение.

7 Поиск оптимальных режимов работы установки

Критерий оптимальности (суммарные удельные энергозатраты) имеет следующий вид: п = г.. 1ГТ1 + Гт 3 + Г К1 + Г К2 1 + II 1Г К 1а + Г К 2 + Гт 2 1 +

~ ~ ^вода 'У^вода ^вода ^вода ^вода)^~ Чпар ' У^пар "Г" ^пар °пар I

Ъ вода вода ^вода (Гизопрен )! ! Ги

изопрен ■

(9)

3

где Цвода - цена промышленной воды, руб/м ; ц - цена греющего пара, руб/Гкал; ЦЭ -

чК 2

цена электроэнергии, руб/кВтч; Г(!0да, Г(!ода ,Гвода ,Гаода - расход воды, используемой для охлаждения в холодильнике Т-1, в конденсаторе Т-3, в дефлегматорах колонн К-1, К-2, со-

3/ г^К 1а г^К 2 г*Т 2

ответственно, м /час; Гпар , Гпар ,Гпар - количество тепла, затрачиваемого в кипятильниках колонн К-1 а, К-2, в кипятильнике Т-2, соответственно, Гкал/час; Г14опрен - расход потока изопрена-рецикла, подаваемого в колонну К-1а, кг/час; Г*^^ - массовый расход изопрена-сырца, отбираемый с верха колонны К-2, кг/час.

В качестве поисковых переменных выбраны следующие параметры: температура диметилформамида, на выходе из холодильника Т-1, | °С; температура катализата 1 стадии на выходе из испарителя Т-4, °С; температура катализата 2 стадии на выходе из испарителя Т-5, £5, °С; температура куба колонны К-1 а, ^а, °С; расход паров изопрена-

рецикла, бокового отбора колонны К-2, Гизопрен , кг/ч; расход рециркулируемого в системе

диметилформамида, Грец, кг/ч; расход флегмы в колонне К-1, Ф1, кг/ч; расход флегмы в колонне К-2, Ф2, кг/ч; номер тарелки ввода диметилформамида в колонну К-1 (6, 11, 18, 25); номер тарелки ввода катализата 2 в колонну К-1 а (18, 28, 38, 48); номер тарелки ввода потока питания в колонну К-2 (15, 25, 34, 42); номер тарелки ввода изопрена рецикла в колонну К-1 а (68, 76).

При оптимизации режимов работы установки учитывались следующие ограничения на качество получаемого изопрена сырца

*Кэопрен * 0,86; (10)

- на температуру диметилформамида, на выходе из холодильника

Т-1, V, °С,

41 < 11 < 65; (11)

- на температуру катализата 1 стадии на выходе из испарителя Т-4, °С,

45 < 14 < 90; (12)

- на температуру катализата 2 стадии на выходе из испарителя Т-5, 5 °С,

44 < 15 < 90 ; (13)

- на температуру куба колонны К-1 а, ^а, °С

t1а < 110; (14)

- на расход паров изопрена-рецикла, отбираемых с промежуточной (№24) тарелки колонны К-35, Попрен , кг/ч,

Г24 < 25000 • (15)

^изопрен У1—'/

- на максимальный расход флегмы в колонне К-1, связанный с ограничениями по максимальной гидравлической нагрузке на колонны К-1, К-1 а, максимальными тепловыми нагрузками на дефлегматор и кипятильники, Ф1, кг/ч,

Ф1 < 143145; (16)

- на максимальный расход флегмы в колонне К-2, связанный с ограничениями по максимальной гидравлической нагрузке на колонны, максимальной тепловой нагрузками на кипятильник и дефлегматор колонны

К-2, Ф2, кг/ч,

Ф2 < 68900 . (17)

Отметим, что максимальная гидравлическая нагрузка в ограничениях (15) - (17) была рассчитана исходя из условия фактора захлебывания по Глитчу, который не должен превышать 80%.

Таким образом, задача поиска энергосберегающих режимов работы установки ставится следующим образом. Необходимо найти такие значения поисковых переменных, при которых выполняются ограничения (10) - (17) и критерий оптимальности (9) принимает минимальное значение.

Поставленная задача является задачей смешанного дискретно-непрерывного нелинейного программирования. Трудоемкость ее решения заключается в том, что в ней, наряду с непрерывными переменными (режимы работы оборудования), присутствуют дискретные переменные - номера тарелок ввода питания и рецикловых потоков.

При использовании традиционных критериев определения оптимального уровня подачи питания в колонну (равное соотношение концентраций ключевых компонентов в потоке сырья и на тарелке питания, минимальные градиенты температур потоков, смешиваемых на тарелке питания и др.) для оптимизации систем ректификационных колонн возникают серьезные трудности. Это связано с тем, что использование существующих подходов выбора оптимальной тарелки питания в задаче оптимизации даже для разомкнутой

системы разделения приводит к задаче дискретно-непрерывной оптимизации с разрывной целевой функцией и разрывными ограничениями[9]. Известно, что решение задач оптимизации с разрывными целевой функцией и ограничениями крайне затруднительно. Конечно, задача выбора оптимальных тарелок питания и ввода рецикловых потоков системы ректификационных может быть сведена к перебору возможных вариантов ввода питания и ре-цикловых потоков, решению для каждого из них задачи оптимизации по непрерывным режимным параметрам и выбору в конечном итоге наилучшего варианта. Однако, при большом числе колонн и множестве возможных точек ввода питания и ввода рецикловых потоков в эти колонны, решение поставленной задачи становится исключительно трудоемким.

Поэтому для решения поставленной задачи был использован подход, предложенный авторами ранее в работе [9]. Подход основан на совместном использовании метода ветвей и границ и метода структурных параметров [10]. При его использовании задача дискретно-непрерывной оптимизации сводится к последовательности обычных задач нелинейного программирования. Для решения задачи нелинейного программирования был использован метод последовательного квадратичного программирования [10].

Составы потоков катализата 1, катализата 2, при которых проводилось решение задачи оптимизации были приняты согласно данным опубликованным в работе [7].

Значения интервалов изменения поисковых переменных задачи оптимизации представлены в табл. 1. Первоначально были проведены расчеты установки в регламентном режиме. Результаты расчетов представлены в табл. 1.

Таблица 1 - Результаты расчета рабочего режима

Наименование поисковой переменной Размерность Регламентный режим

Температура катализата 1 в К-1 °С 45

Температура катализата 2 в К-1 а °С 54

Температура ДМФА в К-1 °С 49

Температура куба К-1 а °С 101

Расход бокового отбора К-2 (рецикла) кг/ч 22000

Расход флегмы в К-1 кг/ч 61000

Расход флегмы в К-2 кг/ч 30000

Расход ДМФА в К-1 кг/ч 216000

№ тарелки подачи ДМФА 18

№ тарелки подачи катализата 2 в К-1 а 38

№ тарелки питания колонны К-2 34

№ тарелки ввода рецикла из К-2 в К-1 а 68

Наименование выходной переменной Результаты расчета

Расход дистиллята К-1 кг/ч 22499

Концентрация изопрена в дистилляте К-1 масс. доли 0,027

Производительность по изопрену сырцу кг/ч 13927

Концентрация изопрена в сырце масс. доли 0,85

Удельные энергозатраты усл. руб/т 564,94

Найденный оптимальный режим, обеспечивающий выполнение технологических ограничений (см. п.5) и минимальное значение энергозатрат представлен в таблице 2.

Таблица 2 - Результаты оптимизации

Наименование поисковой переменной Размерность Оптимальный режим

Температура катализата 1 в К-1 °С 90

Температура катализата 2 в К-1 а °С 90

Температура ДМФА в К-1 °С 55

Температура куба К-1 а °С 99,85

Расход бокового отбора К-2 (рецикла) кг/ч 20000

Расход флегмы в К-1 кг/ч 61000

Расход флегмы в К-2 кг/ч 31000

Расход ДМФА в К-1 кг/ч 230000

№ тарелки подачи ДМФА 11

№ тарелки подачи катализата 2 в К-1 а 18

№ тарелки питания колонны К-2 25

№ тарелки ввода рецикла из К-2 в К-1 а 76

Наименование выходной переменной Результаты расчета

Расход дистиллята К-1 кг/ч 21744

Концентрация изопрена в дистилляте К-1 масс. доли 0,009

Производительность по изопрену сырцу кг/ч 14813

Концентрация изопрена в сырце масс. доли 0,86

Удельные энергозатраты усл. руб/т 515,2

Из приведенных результатов следует, что полученный оптимальный режим позволяет сэкономить суммарные удельные энергозатраты на 8,7%, а суммарный расход энергии на 13%. При этом обеспечивается выполнение регламентных ограничений и имеется некоторый запас по качеству изопрена сырца и амиленовой фракции, отбираемой в виде дистиллята колонны К-1.

Прогнозируемый эффект достигается одновременным варьированием всех режимных параметров, принятых в качестве поисковых и обеспечивается за счет снижения температуры в кубе колонны К-1 а, увеличения расхода и температуры ДМФА, увеличения температуры катализата 1 и катализата 2, изменения номеров тарелок питания колонн и уровня ввода рецикла.

Отметим, что найденный оптимальный режим был получен за 29 решений задачи оптимизации по непрерывным переменным, при этом простой перебор потребовал бы 128 расчетов оптимизационной процедуры.

Литература

1. Кирпичников, П.А. Химия и технология синтетического каучука / П.А. Кирпичников, Л.А. Аверко-Антонович, Ю.О. Аверко-Антонович. - Л.: Химия, 1987. - 424 с.

2. Башкатов, Т.В. Технология синтетических каучуков / Т.В. Башкатов, Я.Л. Жигалин. - Л.: Химия, 1987. - 360 с.

3. Огородников, С.К. Производство изопрена / С.К. Огородников, Г.С. Идлис - Л.: Химия, 1973. -296 с.

4. Кирпичников П.А. Альбом технологических схем основных производств промышленности синтетического каучука / П.А. Кирпичников, В.В. Береснев, Л.М. Попова. - Л.: Химия, 1986. - 224 с.

5. Вацулик, П. Химия мономеров: перевод с чешского / А.А. Артемьев, Б.Н. Вольфсон - М.: Изд-во иностранной литературы, 1960. - 738 с.

6. Кантарджян, С.Л. Технико-экономическая оптимизация типовых процессов производства СК и латексов: тематический обзор. Серия «Промышленность СК» / С.Л. Кантарджян. - М.: ЦНИИ-ТЭ-нефтехим, 1976. - 56 с.

7. Павлов, С.Ю. Выделение и очистка мономеров для синтетического каучука / С.Ю. Павлов - Л.: Химия, 1987. - 232 с.

8. Зиятдинов, Н.Н. Математическое моделирование химико-технологических систем с использованием программы ChemCad: учеб. методич. пособие / Н.Н. Зиятдинов, Т.В. Лаптева, Д.А. Рыжов - Казань: Изд-во Казан. гос. технол. ун-та, 2008. - 160 с.

9. Островский, Г.М. Выбор оптимальных тарелок питания в замкнутой системе ректификационных колонн / Г.М. Островский, [и др.] // ТОХТ. - 2008. - Т. 42. - № 4. - С. 401 - 412.

10. Островский, Г.М. Оптимизация в химической технологии / Г.М. Островский, Ю.М. Волин, Н.Н. Зиятдинов. - Казань: Изд-во «Фэн» Академии наук РТ, 2005. - 394 с.

© Н. Н. Зиятдинов - д-р техн. наук, проф., зав. каф. системотехники КГТУ, [email protected]; Д. А. Рыжов - асп. той же кафедры, [email protected]; Т. В. Лаптева - канд. техн. наук, доц. той же кафедры, [email protected]; В. А. Курбатов - д-р техн. наук, проф., ген. дир. ЗАО «Неф-техимсервис», г. Москва.