Sammenligning av TCD og E-TCD-sekvenser basert på atmosfærisk destillasjon
Atmosfærisk destillasjon prosesser som besto av TCD (scenario 1) og E-TCD (scenario 2) sekvenser ble utviklet og optimalisert for det første., Basert på bygging og optimalisering strategier som er beskrevet i «Strategier» – delen, energibehov til oppvarming og kjøling strømmer av TCD og E-TCD-sekvenser er illustrert i Fig. 3a og b, henholdsvis. 95 wt% av etanol (stream 6), 99.7 wt% av aceton (strøm 4) og helt dehydrert butanol (100 wt%, stream 10) ble oppnådd i begge scenariene (detaljer stream sammensetning og flyter frekvensen av ulike typer sekvenser er vist i annen fil 1: Tabell S1).
Atmosfærisk destillasjon prosesser som representerer et scenario 1 og scenario b 2. Strømningshastigheten i fôr (stream 1) ble 1025 kg/h. Den røde data er høyere energikostnader kolonner, mens de grønne data relativt kreves mindre energi i de respektive kolonnene. Sort data refererer til oppvarming og kjøling energi som forble lik ved resirkulering av vannet og butanol destillater. Fôring plater, så vel som den generelle plater i hver kolonne ble også vist i denne figuren., Overhead press på kolonnene ble alle satt ved atmosfærisk trykk
Data som skal vises i Fig. 3 se til oppvarming og kjøling energibehov destillasjon kolonner i to scenarier. Så det var ingen forskjeller mellom oppstrøms kolonner, den energibehov for upfront to kolonner (øl og aceton kolonner) var også lik. Likevel, resultatene var ganske annerledes i TCD og E-TCD-sekvenser i nedstrøms kolonner (etanol, butanol og vann kolonner)., Den lavere energibehov på etanol kolonne i scenario 2 kan være forårsaket av det faktum at en høyere etanol konsentrasjon i bunnen stream av etanol kolonnen er mulig på grunn av retur løkke. Strømmen som besto av destillatet av butanol og vann kolonner ble blandet med bunnen uttak av aceton kolonne i scenario 2 (Fig. 2b). Dermed er den faktiske vannføring som viker inn i etanol kolonne i scenario 2 var 433.,8 kg/h (summen av flyt priser fra bunnen uttak av aceton kolonne og destillatet av vannsøylen), som var høyere enn det som er tilfelle i scenario 1 (383.8 kg/h, bare fra bunnen uttak av aceton kolonne). Likevel, etanol produkt vannføring i scenario 2 ble ikke økt, som ble opprettholdt på 18.62 kg/h. Derfor, etanol konsentrasjon av bunnen uttak av etanol kolonne i scenario 2 var høyere enn i scenario 1 (2.42 wt% i scenario 2 vs., < 200 ppm i scenario 1), noe som kan redusere energibehovet i etanol kolonne i scenario 2 (2.39 MJ/kg i forhold til 4.56 MJ/kg i scenario 1, se Fig. 3). Tilsvarende reflux forholdet mellom etanol kolonne i scenario 2 (~ 25) var langt lavere enn i scenario 1 (~ 57) når over 95 wt% av etanol ble nådd (Ekstra fil 1: Fig. S2).,
på Grunn av den lave konsentrasjoner av butanol i organisk fase fra karaffel (bekker 9 i annen fil 1: Tabell S1) og den vandige fasen fra karaffel (bekker 12 i annen fil 1: Tabell S1) i scenario 2 (81.66 wt% for organisk fase av karaffel og 4.6 wt% av den vandige fasen av karaffel), oppvarming og kjøling energibehovet av vann og butanol kolonner var høyere i E-TCD-sekvens (1.99 MJ/kg og 0.73 MJ/kg for oppvarming, og − 1.44 MJ/kg og − 0.38 MJ/kg for kjøling i butanol og vann kolonner, se Fig., 3b) i forhold til den konvensjonelle TCD sekvens (1.8 MJ/kg og 0.56 MJ/kg for oppvarming, og − 1.28 MJ/kg og − 0.24 MJ/kg for kjøling i butanol og vann kolonner, se Fig. 3a). Heldigvis, den lave butanol konsentrasjoner i både organisk fase og vandige fasen i scenario 2 var i hovedsak forårsaket av deltakelse i høyere ratio av etanol, som er light-komponenten finnes i butanol–etanol–vann blandingen . Vann fraksjoner, tung komponent distribuert i blandingen, ikke øke betydelig., Dermed etterspørselen etter energi i vann og butanol kolonner i scenario 2 var bare litt høyere i forhold til etterspørselen etter energi i de to kolonnene i scenario 1.
energiforbruk i etanol kolonne var den avgjørende faktor for den totale energikostnad, under atmosfæriske distillations prosesser. Selv om energikostnad for butanol og vann kolonner var høyere, det totale energibehovet for oppvarming og kjøling bekker i scenario 2 var langt lavere enn i scenario 1. Som et resultat, energibehov 13.42 MJ/kg og − 10.,75 MJ/kg for oppvarming og kjøling, henholdsvis, ble konsumert i scenario 2, som var bare 88.1% og 85.1% av dette i forhold til etterspørselen etter energi i scenario 1. Derfor, E-TCD-sekvensen gir energi besparelser for den påfølgende destillasjon separasjon ABE blandingen etter pervaporation. Enda viktigere, som etanol (som finnes i destillatet av vann og butanol kolonner) ble resirkulert i etanol kolonne i E-TCD-sekvens, ingen etanol akkumulert i TCD sekvens (se annen fil 1: Tabell S1, bekker 8 og 11)., Derfor, E-TCD-sekvensen viste en bedre kontrollerbarhet i motsetning til konvensjonelle TCD rekkefølge. Som det ble antydet i forrige rapport , stabil E-TCD-sekvensen har også fordelen av å gjøre destillasjon systemet mer kostnadseffektiv.
I vårt tidligere arbeid, bruk av varme-exchange system kan i betydelig grad redusere energibehovet i den konvensjonelle TCD sekvens basert på destillasjon prosessen . For å ytterligere redusere energibehov i to scenarier, varme-exchange-systemet ble etablert og optimalisert., Energien som trengs for ABE separasjon basert på TCD og E-TCD-sekvenser ble også sammenlignet etter varmeveksling. Vanligvis, 12 varmevekslere (Hms) ble koblet sammen med strømmene i begge scenarier. Minimum temperatur forskjell for varmeveksling ble satt til 15 °C. Viktige parametere og varme-exchange-strategier er gjennomført i Fig. 4. I tillegg, grand composites kurver og den grunnleggende strukturen av varme-exchange system er vist i annen fil 1: Fig. S3., Som kan sees, under optimaliserte betingelser, varme børsene var i hovedsak gjennomført i bekker 1, 9 og 12 i begge scenarioer, noe som ikke var i tråd med våre tidligere arbeider som er påført i to trinn, gass stripping–pervaporation prosessen . For tilfelle av scenario 1, etter varmeveksling, temperatur stream 1 gradvis økt fra 25 til 40.7 °C (etter HE1), 62.77 °C (etter HE4), 77.8 °C (etter HE7) og 82.9 °C (etter HE10), henholdsvis., På samme måte, strømmen 9 som ble matet inn i butanol kolonnen ble sekvensielt oppvarmet av HE2, HE5, HE8 og HE11, og temperaturen endelig nådd 91 °C. Tilsvarende, stream 12 (85.35 °C) ble matet inn i vannsøylen etter å ha blitt varmet opp av HE3, HE6, HE9 og HE12. I kontrast, i tilfelle av scenario 2, temperaturer på stream 1, 9 og 12 ble økt fra 25 °C, 20 °C og 20 °C, for å 84.25 °C (etter HE1, HE4, HE7 og HE10), 91.6 °C (etter HE2, HE5, HE8 og HE11) og 86 °C (etter HE3, HE6, HE9 og HE12), henholdsvis.
Varme-exchange system for atmosfærisk destillasjon prosesser. en Varme-exchange-strategier i scenario 1, som er basert på TCD rekkefølge; b basert på E-TCD rekkefølge
Ved påvirkning av varme exchange, energi kravet om øl-kolonnen, butanol kolonne og vannsøylen ble redusert. Energikravene i begge scenarioene ble redusert litt. Energien krav 12.27 MJ/kg og 10.12 MJ/kg ble oppnådd i scenario 1 og scenario 2, henholdsvis, som var på 13,1% og 15.,5% lavere enn for den ordinære prosesser uten varme exchange (Fig. 5). Derfor, etter varmeveksling, energi krav for E-TCD-sekvens basert på destillasjon (scenario 2) var fortsatt lavere enn for den TCD sekvens-basert prosess (scenario 1), og scenario 2 var mer følsomme for varme-integrering for å vise en relativt høyere energi synkende pris.
Sammenligning av det totale energibehovet for de to scenarioene av atmosfærisk destillasjon før og etter varmeveksling
effekten av kolonnen kondensator trykk på destillasjon forestillinger og forbedring av prosesser
Justere trykket nivå av destillasjon kolonner viste fordeler i å ytterligere redusere energibehovet i alkohol separasjon prosesser ., Ved å bruke VDP, reflux prosenter av flere kolonner ble redusert, og den varme exchange nettverk ble også intensivert i VDP.
I denne delen, VDP ble brukt for ABE separasjon basert på E-TCD-prosessen. Figur 6 viser effekten av kondensator trykk på reflux prosenter i output strømmer. I forhold til øl, butanol og vann kolonner, reflux prosenter av aceton og etanol kolonner var mer følsomme for kondensator trykk., For å generere en akseptabel aceton produktet i destillatet, reflux forholdet aceton kolonnen ble gradvis økt fra 2 i 50 kPa til 15 i 120 kPa. I motsetning reflux forholdet mellom etanol kolonnen ikke endre den til kondensator trykkfall økt til 90 kPa. Etter at reflux forholdet var signifikant økt med økningen av kondensator trykk, og endelig nådd 200 når kondensator trykkfall var 120 kPa. Derfor, aceton og etanol kolonner, mer følsom seg, ble valgt til å redusere presset.
Effekten av kondensator trykk–reflux forhold i ulike destillasjon kolonner sikte på å produsere akseptable produkter (95 wt% etanol, 99.7 wt% aceton og 100 wt% butanol). en Øl kolonne; b aceton kolonne; c etanol kolonne; d butanol og vann kolonner
effekten av kondensator presset av aceton og etanol kolonner på destillatet temperaturer ble evaluert. Den destillatet temperaturer ble redusert med reduksjon av kondensator trykk., 40 °C ble ansett for å være den laveste temperaturen som kan møte behovene til kondens (basert på minimum temperatur for varme utveksling av 15 °C). Egnet kondensator presset av aceton og etanol kolonner var 57 kPa og 18 kPa, henholdsvis (detaljer er også vist i en annen fil 1: Fig. S4).
Etter å redusere aceton og etanol kolonne presset til 57 kPa og 18 kPa, effekten av reflux forholdstall på destillatet aceton og etanol konsentrasjoner ble videre undersøkt., Den TCD (scenario 3) og E-TCD (scenario 4) sekvenser basert på VDP ble sammenlignet (detaljer du se Flere fil 1: Fig. S5). Etter avtagende kondensator presset av aceton og etanol kolonner, optimalisert reflux forhold til akseptabel purities av løsemidler ble redusert kraftig i begge TCD og E-TCD-sekvenser Derfor energiforbruket kan også bli redusert. Mer spesifikt, optimalisert reflux forhold i aceton kolonnen ble redusert fra 5,8 til 2.,4, mens optimalisert reflux forhold i etanol kolonner ble bare 48 og 18 i sekvenser av scenario 3 scenario 4 etter stigende/synkende kolonner press, henholdsvis.
Etter optimalisere kondensator trykk av aceton og etanol kolonner, nøkkelparametre av vann og butanol kolonner senere ble bestemt ved å endre destillatet av butanol og vannsøylen etter iterativ strategi vist i Fig. 2 (strømmen flyte priser viste i annen fil 1: Tabell S2)., Basert på de spesifikke vilkårene for VDP, de viktigste parameterne for TCD og E-TCD-sekvenser er gjennomført i Fig. 7. Som det er vist, og kondensator trykk av øl kolonnen ble økt for å gjøre prosessen med å overføre varme enklere. Følgelig, presset av aceton og etanol kolonner ble redusert mens kondensator presset av butanol og vann kolonner forble i atmosfærisk trykk., Det viste at den varmen som trengs for aceton og den påfølgende etanol, butanol og vann kolonner i TCD og E-TCD-sekvenser alle redusert etter justere kolonnene press. Det totale energibehovet i scenario 3 scenario 4 var 11.53 MJ/kg og 10.03 MJ/kg (Fig. 9), henholdsvis, som var 81.66% og 83.72% sammenlignet med energibehovet i scenario 1 og scenario 2 uten å bruke VDP. Sammenlignet med andre kolonner, energibehovet for ABE konsentrasjon i øl kolonner okkupert 43.54% (for eksempel 3) og 50.,05% (for eksempel 4) av den samlede oppvarming. I tillegg, selv om varmebehovet av vann og butanol kolonner i scenario 4 var litt høyere enn i scenario 3, kraftig reduksjon av energikostnadene i etanol kolonnen også resulterte i et lavere samlet etterspørsel etter energi i scenario 4.
VDP som representerer et scenario 3 og b scenario 4. Strømningshastigheten i fôr (stream 1) ble 1025 kg/h., Den røde data er kolonner med høyere energi kostnadene, mens den grønne data relativt krever mindre energi i forhold til det atmosfæriske distillations vist i Fig. 3. Fôring plater, samlet plater samt overhead press i hver kolonne ble også vist i denne figuren
Figur 8 viser varme-exchange system for VDP. Detaljer på nett-diagram og grand sammensatt kurve ble gitt i annen fil 1: Fig. S6. I forhold til VDP før varmen integrering, energibehovet kraftig redusert i begge scenarier. Bare 7.,17 MJ/kg og 5.3 MJ/kg varme, ble konsumert for ABE destillasjon separasjon fra gjennomsyre av in situ pervaporation separasjon i scenario 3 scenario 4, henholdsvis (Fig. 9). Under disse forholdene, 37.81% og 47.16% av energi kan lagres etter varme børser. Bemerkelsesverdig, det viste at ingen ekstra energien som var nødvendig for oppvarming av aceton og etanol kolonner i scenario 4, og alle varme krav ble gitt av varmere bekker. For scenario 3, bunnen av aceton kolonnen ble også varmet av overhead produkt av øl-kolonnen., 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