comparaison des séquences TCD et E–TCD basées sur la distillation atmosphérique
Les procédés de distillation atmosphérique qui consistaient en des séquences TCD (scénario 1) et E-TCD (scénario 2) ont été développés et optimisés tout d’abord., Sur la base des stratégies de construction et d’optimisation décrites dans la section « Stratégies”, les demandes énergétiques des flux de chauffage et de refroidissement des séquences TCD et E-TCD sont illustrées à la Fig. 3a et b, respectivement. 95% en poids d’éthanol (flux 6), 99,7% en poids d’acétone (flux 4) et du butanol complètement déshydraté (100% en poids, flux 10) ont été obtenus dans les deux scénarios (la composition détaillée du flux et le débit des différents types de séquences sont présentés dans le fichier supplémentaire 1: Tableau S1).
la distillation Atmosphérique processus représentant un scénario 1 et b le scénario 2. Le débit dans le flux d’alimentation (flux 1) était de 1025 kg/h. Les données rouges sont les colonnes de coût énergétique plus élevé tandis que les données vertes nécessitaient relativement moins d’énergie dans les colonnes correspondantes. Les données noires font référence à l’énergie de chauffage et de refroidissement qui est restée similaire lors du recyclage des distillats d’eau et de butanol. Les plaques d’alimentation ainsi que les plaques globales de chaque colonne ont également été représentées sur cette figure., La surcharge des pressions des colonnes étaient tous mis à la pression atmosphérique
les Données indiquées dans la Fig. 3 reportez-vous à la demande d’énergie de chauffage et de refroidissement des colonnes de distillation dans deux scénarios. Comme il n’y avait pas de différences entre les colonnes en amont, les demandes d’énergie pour les deux colonnes initiales (colonnes de bière et d’acétone) étaient également similaires. Néanmoins, les résultats étaient très différents dans les séquences TCD et E-TCD dans les colonnes en aval (colonnes éthanol, butanol et eau)., Le besoin énergétique plus faible de la colonne d’éthanol dans le scénario 2 pourrait être causé par le fait qu’une concentration plus élevée d’éthanol dans le courant inférieur de la colonne d’éthanol est possible en raison de la boucle de recirculation. Le flux constitué du distillat de butanol et des colonnes d’eau a été mélangé à la sortie inférieure de la colonne d’acétone dans le scénario 2 (fig. 2b). Ainsi, le débit réel entrant dans la colonne d’éthanol dans le scénario 2 était de 433.,8 kg/h (somme des débits provenant de la sortie inférieure de la colonne d’acétone et du distillat de la colonne d’eau), ce qui était supérieur à celui du scénario 1 (383,8 kg / h, uniquement à partir de la sortie inférieure de la colonne d’acétone). Néanmoins, le débit du produit éthanol dans le scénario 2 n’a pas été augmenté, ce qui a été maintenu à 18,62 kg / h. Par conséquent, la concentration d’éthanol de la sortie inférieure de la colonne d’éthanol dans le scénario 2 était supérieure à celle du scénario 1 (2,42% en poids dans le scénario 2 vs., < 200 ppm dans le scénario 1), ce qui pourrait réduire considérablement les besoins en énergie dans la colonne d’éthanol dans le scénario 2 (2,39 MJ/kg contre 4,56 MJ/kg dans le scénario 1, voir Fig. 3). En conséquence, le rapport de reflux de la colonne d’éthanol dans le scénario 2 (~25) était bien inférieur à celui du scénario 1 (~ 57) lorsque plus de 95% en poids d’éthanol a été atteint (fichier supplémentaire 1: Fig. S2).,
en raison des concentrations plus faibles de butanol dans la phase organique du décanteur (courants 9 dans le fichier supplémentaire 1: Tableau S1) et dans la phase aqueuse du décanteur (courants 12 dans le fichier supplémentaire 1: Tableau S1) dans le scénario 2 (81,66% en poids pour la phase organique du décanteur et 4,6% en poids pour la phase aqueuse du décanteur), les besoins en énergie de chauffage et de refroidissement des colonnes eau et butanol étaient plus élevés dans la séquence e-TCD (1,99 MJ/kg et 0,73 MJ/kg pour le chauffage, et − 1,44 MJ/kg et − 0,38 MJ/Kg pour le refroidissement dans des colonnes de butanol et d’eau, voir Fig., 3b) par rapport à la séquence TCD classique (1,8 MJ/kg et 0,56 MJ/kg pour le chauffage, et − 1,28 MJ/kg et − 0,24 MJ/kg pour le refroidissement dans des colonnes de butanol et d’eau, voir Fig. 3a). Heureusement, les faibles concentrations de butanol en phase organique et en phase aqueuse dans le scénario 2 ont été principalement causées par la participation du rapport plus élevé d’éthanol, qui est le composant léger existant dans le mélange butanol–éthanol–eau . Les fractions d’eau, le composant lourd distribué dans le mélange, n’ont pas augmenté de manière significative., Ainsi, la demande d’énergie dans les colonnes eau et butanol du scénario 2 n’était que légèrement supérieure à la demande d’énergie des deux colonnes du scénario 1.
la consommation D’énergie dans la colonne d’éthanol a été le facteur décisif du coût global de l’énergie pendant les processus de distillation atmosphérique. Même si le coût énergétique des colonnes de butanol et d’eau était plus élevé, les besoins énergétiques globaux pour chauffer et refroidir les cours d’eau dans le scénario 2 étaient beaucoup plus faibles que dans le scénario 1. En conséquence, la demande d’énergie de 13,42 MJ/kg et-10.,75 MJ / kg pour le chauffage et le refroidissement, respectivement, ont été consommés dans le scénario 2, soit seulement 88,1% et 85,1% de cette consommation par rapport à la demande d’énergie dans le scénario 1. Par conséquent, la séquence E-TCD permet des économies d’énergie pour le mélange ABE de séparation par distillation après pervaporation. Plus important encore, comme l’éthanol (contenu dans les colonnes de distillat d’eau et de butanol) a été recyclé dans la colonne d’éthanol dans la séquence E-TCD, aucun éthanol ne s’est accumulé dans la séquence TCD (voir le fichier supplémentaire 1: Tableau S1, flux 8 et 11)., Par conséquent, la séquence E-TCD a montré une meilleure contrôlabilité contrairement à la séquence TCD conventionnelle. Comme il a été suggéré dans le rapport précédent , la séquence E-TCD stable présente également l’avantage de rendre le système de distillation plus rentable.
dans nos travaux précédents, l’application d’un système d’échange de chaleur pourrait réduire considérablement les besoins en énergie dans la séquence TCD conventionnelle basée sur le processus de distillation . Pour réduire encore la demande d’énergie dans les deux scénarios, un système d’échange de chaleur a été mis en place et optimisé., Les besoins énergétiques pour la séparation ABE sur la base de séquences TCD et E-TCD ont également été comparés après l’échange de chaleur. Généralement, 12 échangeurs de chaleur (HEs) ont été connectés aux flux dans les deux scénarios. La différence de température minimale pour l’échange de chaleur a été fixée à 15 °C. Les paramètres clés et les stratégies d’échange de chaleur sont effectués sur la Fig. 4. En outre, les courbes grand composites et la structure de base du système d’échange de chaleur sont présentées dans le fichier supplémentaire 1: Fig. S3., Comme on peut le voir, dans les conditions optimisées, les échanges de chaleur ont été principalement effectués dans les flux 1, 9 et 12 dans les deux scénarios, ce qui n’était pas conforme à nos travaux précédents qui appliquaient le procédé de décapage-pervaporation de gaz en deux étapes . Dans le cas du scénario 1, après échange de chaleur, la température du courant 1 a augmenté progressivement de 25 à 40,7 °C (après HE1), 62,77 °C (après HE4), 77,8 °C (après HE7) et 82,9 °C (après HE10), respectivement., De même, le courant 9 qui a été introduit dans la colonne de butanol a été chauffé séquentiellement par HE2, HE5, HE8 et HE11, et sa température a finalement atteint 91 °C. En conséquence, le courant 12 (85,35 °c) a été introduit dans la colonne d’eau après avoir été chauffé par HE3, HE6, HE9 et HE12. En revanche, dans le cas du scénario 2, Les températures des cours d’eau 1, 9 et 12 sont passées de 25 °C, 20 °C et 20 °C à 84,25 °C (après HE1, HE4, HE7 et HE10), 91,6 °C (après HE2, HE5, HE8 et HE11) et 86 °C (après HE3, HE6, HE9 et HE12), respectivement.
d’échange de Chaleur pour le système de distillation atmosphérique processus. a stratégies d’échange de chaleur dans le scénario 1 qui sont basées sur la séquence TCD; b basé sur la séquence e-TCD
par l’effet de l’échange de chaleur, les besoins en énergie de la colonne de bière, de la colonne de butanol et de la colonne d’eau ont été diminués. Les besoins énergétiques dans les deux scénarios ont légèrement diminué. Les besoins énergétiques de 12,27 MJ/kg et 10,12 MJ/kg ont été atteints dans les scénarios 1 et 2, respectivement, qui étaient de 13,1% et 15.,5% inférieur à celui des procédés conventionnels sans échange de chaleur (fig. 5). Par conséquent, après échange de chaleur, les besoins en énergie pour la séquence e-TCD basée sur la distillation (scénario 2) étaient encore inférieurs à ceux du processus basé sur la séquence TCD (scénario 1), et le scénario 2 était plus sensible à l’intégration thermique pour montrer un taux de diminution d’énergie relativement plus élevé.
comparaison des besoins énergétiques totaux pour les deux scénarios de distillation atmosphérique avant et après l’échange de chaleur
l’effet des pressions de la colonne condenseur sur les performances de distillation et l’amélioration des procédés
l’ajustement du niveau de pression des colonnes de distillation a montré des avantages en diminuant davantage les besoins en énergie dans les procédés de séparation des alcools ., En appliquant VDP, les rapports de reflux de plusieurs colonnes ont été diminués et le réseau d’échange de chaleur a également été intensifié dans VDP.
dans cette section, VDP a été appliqué pour la séparation ABE basée sur le processus E-TCD. La Figure 6 montre l’effet des pressions du condenseur sur les rapports de reflux dans les flux de sortie. Par rapport aux colonnes de bière, de butanol et d’eau, les rapports de reflux des colonnes d’acétone et d’éthanol étaient plus sensibles aux pressions du condenseur., Pour obtenir le produit acétone acceptable dans le distillat, le rapport de reflux de la colonne d’acétone a été progressivement augmenté de 2 dans 50 kPa à 15 dans 120 kPa. En revanche, le rapport de reflux de la colonne d’éthanol n’a pas changé jusqu’à ce que la pression du condenseur augmente à 90 kPa. Après cela, le taux de reflux a été considérablement augmenté avec l’augmentation de la pression du condenseur et a finalement atteint 200 lorsque la pression du condenseur était de 120 kPa. Par conséquent, les colonnes d’acétone et d’éthanol, les plus sensibles, ont été sélectionnées pour diminuer les pressions.
effet du rapport pression–reflux du condenseur dans différentes colonnes de distillation visant à produire les produits acceptables (95% en poids d’éthanol, 99,7% en poids d’acétone et 100% en poids de butanol). a Colonne De Bière; B colonne d’acétone; c colonne d’éthanol; d colonnes de butanol et d’eau
l’effet des pressions du condenseur des colonnes d’acétone et d’éthanol sur les températures du distillat a été évalué. Les températures du distillat ont diminué avec la diminution des pressions du condenseur., 40 °C a été considéré comme la température la plus basse pouvant répondre aux besoins de condensation (sur la base de la température minimale pour l’échange de chaleur de 15 °C). Les pressions de condenseur appropriées des colonnes d’acétone et d’éthanol étaient respectivement de 57 kPa et 18 kPa (les détails sont également présentés dans le fichier supplémentaire 1: Fig. S4).
Après avoir diminué les pressions des colonnes d’acétone et d’éthanol à 57 kPa et 18 kPa, l’effet des rapports de reflux sur les concentrations de distillat d’acétone et d’éthanol a été étudié plus avant., Les séquences TCD (scénario 3) et E-TCD (scénario 4) basées sur VDP ont été comparées (détails voir Fichier supplémentaire 1: Fig. S5). Après avoir diminué les pressions de condenseur des colonnes d’acétone et d’éthanol, le rapport de reflux optimisé pour les puretés acceptables des solvants a été fortement diminué dans les séquences TCD et E-TCD, par conséquent, la consommation d’énergie pourrait également être diminuée. Plus précisément, le taux de reflux optimisé dans la colonne d’acétone a été réduit de 5,8 à 2.,4, alors que le rapport de reflux optimisé dans les colonnes d’éthanol n’était que de 48 et 18 dans les séquences du scénario 3 et du scénario 4 après augmentation/diminution de la pression des colonnes, respectivement.
Après avoir optimisé la pression du condenseur des colonnes d’acétone et d’éthanol, les paramètres clés des colonnes d’eau et de butanol ont ensuite été déterminés en changeant le distillat de butanol et de colonne d’eau suivant la stratégie itérative illustrée à la Fig. 2 (les débits de flux affichés dans le fichier supplémentaire 1: Tableau S2)., Sur la base des conditions spécifiques pour VDP, les paramètres clés des séquences TCD et E-TCD sont effectués sur la Fig. 7. Comme il est illustré, la pression du condenseur de la colonne de bière a été augmentée pour faciliter le processus de transfert de la chaleur. En conséquence, les pressions des colonnes d’acétone et d’éthanol ont diminué tandis que les pressions du condenseur des colonnes de butanol et d’eau sont restées dans la pression atmosphérique., Il a montré que les besoins en chaleur pour les colonnes d’acétone et d’éthanol, de butanol et d’eau subséquentes dans les séquences TCD et E-TCD ont tous diminué après ajustement des pressions des colonnes. Les besoins énergétiques globaux dans les scénarios 3 et 4 étaient de 11,53 MJ/kg et de 10,03 MJ/kg (fig. 9), respectivement, qui étaient de 81,66% et 83,72% par rapport aux besoins en énergie dans les scénarios 1 et 2 sans appliquer le PDV. Par rapport aux autres colonnes, les besoins en énergie pour la concentration D’ABE dans les colonnes de bière occupaient 43,54% (pour le scénario 3) et 50.,05% (pour le scénario 4) du coût global du chauffage. De plus, bien que les besoins en chaleur des colonnes d’eau et de butanol dans le scénario 4 soient un peu plus élevés que dans le scénario 3, la forte réduction du coût énergétique dans la colonne d’éthanol a également entraîné une demande globale d’énergie plus faible dans le scénario 4.
VDP représentant un scénario 3 et b scénario 4. Le débit d’alimentation (flux 1) était de 1025 kg/h., Les données rouges sont les colonnes avec un coût énergétique plus élevé tandis que les données vertes nécessitent relativement moins d’énergie par rapport aux distillations atmosphériques illustrées à la Fig. 3. Les plaques d’alimentation, les plaques globales ainsi que la pression en hauteur de chaque colonne ont également été illustrées dans cette figure
La Figure 8 montre le système d’échange de chaleur pour le VDP. Les détails du diagramme en grille et de la grande courbe composite ont été donnés dans le fichier supplémentaire 1: Fig. S6. Par rapport au PDV avant intégration thermique, les besoins en énergie ont fortement diminué dans les deux scénarios. Seulement 7.,17 MJ/kg et 5,3 MJ / kg de chaleur ont été consommés pour la séparation par distillation ABE du perméat de la séparation par pervaporation in situ dans les scénarios 3 et 4, respectivement (fig. 9). Dans ces conditions, 37,81% et 47,16% de l’énergie pourraient être économisés après les échanges de chaleur. Fait remarquable, il a montré qu’aucune énergie supplémentaire n’était requise pour chauffer les colonnes d’acétone et d’éthanol dans le scénario 4, et que tous les besoins en chaleur étaient fournis par les flux plus chauds. Pour le scénario 3, le fond de la colonne d’acétone a également été réchauffé par le produit aérien de la colonne de bière., It is also noteworthy that the number of heat exchangers can be, thus, reduced in scenarios 3 and 4 based on VDP (total 7 heat exchangers, see Fig. 8) compared with conventional distillations in scenarios 1 and 2 (total 12 heat exchangers, see Fig. 3).
Heat-exchange system for VDP. a Heat-exchange strategies in scenario 3 which are based on TCD sequence; b and E-TCD sequence
Comparison of the two scenarios of VDP in total energy requirements before and after heat exchange