Спосіб керування процесом ректифікації

Реферат: Спосіб автоматичного керування процесом ректифікації шляхом зміни співвідношення витрат потоків сировини, що подають у верхню і нижню частини колони. Зміну співвідношення витрат потоків сировини в колону здійснюють в залежності від витрати і складу сировини, витрату парового потоку в колоні регулюють шляхом зміни витрати гріючої пари в куб колони, при цьому регулювання витрати пари в куб колони і співвідношення витрат потоків сировини здійснюють за допомогою обчислювального пристрою на підставі складу, витрати сировини в колону, температури гріючої пари в куб колони і температури кубового продукту, рівень кубового продукту стабілізують шляхом зміни витрати кубового продукту, тиск у колоні стабілізують шляхом зміни подачі холодоагенту у холодильник-конденсатор і витрату дистиляту стабілізують шляхом зміни витрати дистиляту. UA 93961 U (54) СПОСІБ КЕРУВАННЯ ПРОЦЕСОМ РЕКТИФІКАЦІЇ UA 93961 U UA 93961 U 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 Корисна модель відноситься до способів управління процесом ректифікації і може бути використана в хімічній, нафтохімічній і нафтопереробній промисловості. Відомий спосіб управління процесом ректифікації шляхом зміни співвідношення потоків сировини, що подаються у верхню і нижню частини колони в залежності від різниці температур в живильній частині колони (А.с. СССР № 594988, МПК B01D 3/42. Способ управления процессом ректификации / А.П. Зайко. Заявл. 12.03.76; опубл. 28.02.78 г.). Проте використання даних тільки про температуру продукту для регулювання його складу не ефективно, оскільки коливання температури, що відбуваються під впливом основних збурень, співставні з її коливаннями при зміні тиску в колоні. Це призводить до перевитрати гріючої пари і зниження якості продукту. Найбільш близьким до запропонованої корисної моделі є спосіб управління процесом ректифікації шляхом зміни співвідношення витрат сировини, що подається в верхню і нижню частини колони в залежності від температури на контрольній тарілці і перепаду тиску парів по колоні (А.с. СССР № 518223, МПК B01D 3/42. Способ автоматического регулирования процесса ректификации /В.Я. Тришкин, В.А. Гамза, Д.С. Ковальчук, Р.В. Белкин, С.С. Потапенко, А.А. Настасин. Заявл. 08.12.74; опубл. 25.06.76 г.). Недоліком вказаного способу є низька ефективність процесу ректифікації, яка обумовлена порушеннями режиму в колоні при впливі на процес неконтрольованих збурень. Крім цього при здійсненні цього способу керуючий вплив наноситься вже після того, як відбулася зміна режиму роботи і якості продуктів під впливом збурень; при цьому не передбачається ведення процесу ректифікації оптимальним чином. Задачею корисної моделі є удосконалення способу управління процесом ректифікації з метою підвищення якості цільового продукту та економічної ефективності процесу ректифікації. Поставлена задача вирішується тим, що у відомому способі керування процесом ректифікації шляхом зміни співвідношення витрат потоків сировини, що подаються у верхню і нижню частини колони, відповідно до корисної моделі зміну співвідношення витрат потоків сировини в колону здійснюють в залежності від витрати і складу сировини, також регулюють витрату парового потоку в колоні шляхом зміни витрати гріючої пари в куб колони, при цьому регулювання витрати пари в куб колони і співвідношення витрат потоків сировини здійснюють за допомогою обчислювального пристрою на підставі складу, витрати сировини в колону, температури гріючої пари в куб колони і температури кубового продукту, також стабілізують рівень кубового продукту шляхом зміни витрати кубового продукту, стабілізують тиск у колоні шляхом зміни подачі холодоагенту у холодильник-конденсатор і стабілізують витрату дистиляту шляхом зміни витрати дистиляту. На кресленні представлений спосіб керування процесом ректифікації. Процес поділу суміші проводиться в колоні 1, оснащеній теплообмінником 2, холодильником-конденсатором 3, обчислювальним пристроєм 4, датчиком рівня кубового продукту 5, регулятором рівня кубового продукту 6, виконавчим пристроєм 7, датчиком тиску в колоні 8, регулятором тиску в колоні 9, виконавчим пристроєм 10, датчиком витрати дистиляту 11, регулятором витрати дистиляту 12, виконавчим пристроєм 13, датчиками витрати 14 і складу 15 сировини, виконавчими пристроями 16 і 17, датчиком температури в кубі колони 18, датчиками температури 19 і витрати 20 гріючої пари в куб колони, регулятором витрати гріючої пари в куб колони 21, виконавчим пристроєм 22, лініями подачі сировини в колону 23, гріючої пари в куб колони24, холодоагенту в холодильник-конденсатор 25, зрошення в колону 26, відбору дистиляту 27 і кубового продукту 28. Спосіб керування процесом ректифікації здійснюють таким чином. Контури стабілізації рівня кубового продукту і тиску в колоні забезпечують нормальне, безаварійне ведення процесу ректифікації. Задачу регуляторам 6 і 9 визначають, згідно з технологічним регламентом. Тиск стабілізують зміною подачі холодоагенту у холодильникконденсатор, рівень - зміною витрати кубового продукту. Контур стабілізації виходу дистиляту дозволяє отримувати необхідну кількість готового продукту, завдання регулятора 12 обумовлюється необхідною продуктивністю процесу. Управління процесом ректифікації здійснюють шляхом зміни співвідношення витрат потоків сировини, що подаються у верхню і нижню частини колони, і зміни витрати гріючої пари в куб колони таким чином, що забезпечується максимізація складу кінцевого продукту при необхідній продуктивності процесу. Розрахунок оптимальних значень витрати гріючої пари в куб колони і співвідношення витрат потоків сировини здійснюють в обчислювальному пристрої 4 за математичною моделлю. Структура математичної моделі ректифікаційної колони має вигляд: (1) Vi  Vi1 1 UA 93961 U Vi1  U  W i  Nf 2   (2) L i  Vi1  U  W  q  1F, Nf 2  i  Nf1  Vi1  U  D i  Nf 1   Vi1  y i1  U  x i1  W  x 0 , i  Nf 2  Vi1  U  W   V  y  U  x i1  W  x 0  q  1  F  x f x i   i1 i1 , Nf 2  i  Nf1 (3) Vi1  U  W  q  1F  Vi1  y i1  U  x i1  W  x 0  F  x f  i  Nf 1  Vi1  U  D    y i  y i1  y i*  y i1  i (4)   Ky i  i  1  exp  V    i1  Si Ky i  m 1  i  y i x i  y * mi    x  (5) (6)     x  xi (7) y i*  y * x i  (8)  y i   y Vi1, Yi1,Li , Xi  (9) xi  x Vi1, Yi1,Li , Xi  (10) (11) (12) F  W D F  x f  W  x 0  D  xN1 xN1  x d x0  x w LN1  VN  D , 5 10 15 20 (13) (14) (15) де x f - склад живильної суміші в мольних частках легколетючого компонента в рідкій фазі; xN1 , x d - склад дистиляту в мольних частках легколетючого компонента; x 0 , x w - склад кубового залишку в мольних частках легколетючого компонента; F - витрата живильної суміші, кмоль/год.; V - витрата пари в колоні, кмоль/год.; xi - склад рідкої фази на і-ій тарілці в мольних частках легколетючого компонента; yi - склад парової фази на і-ій тарілці в мольних частках легколетучего компонента;  - коефіцієнт Мерфі, характеризує ефективну дію тарілки по паровій фазі; K y - коефіцієнт масопередачі; m - значення першої похідної від функції кривої рівноваги; 2 S - ефективна площа тарілки, м ;  x - настроювальний параметр моделі, коефіцієнт масовіддачі по рідкій фазі;  y - настроювальний параметр моделі, коефіцієнт масовіддачі по паровій фазі; D - величина відбору дистиляту, кмоль/год.; N - кількість тарілок; Nf1 - номер верхньої тарілки живлення; Nf 2 - номер нижньої тарілки живлення; q - коефіцієнт перерозподілу сировини між тарілками живлення; вказує, яка частка загального потоку сировини подається на верхню тарілку живлення; W - величина відбору кубового залишку, кмоль/год.; L - витрата флегми, кмоль/год.; U - величина, що характеризує унесення рідини з тарілки, кмоль/год.; 2 UA 93961 U 5 10 15 20 25 30 35 y * x  - концентрація легколетючого компонента в парі, рівноважному з рідиною складу x . Рівняння (1) - (10) складають математичну модель ректифікаційної колони. Рівняння (11) (15) - загальні рівняння матеріального балансу, рівняння зв'язку. Сукупність рівнянь (1) - (15) дає повний математичний опис статики ректифікаційної колони. Для бінарної ректифікації вона може бути розшифрована з урахуванням ступенів свободи системи у вигляді: xN1   F, x f ,D, V, q, x 0  (16)   x N1  LF, x f ,D, x 0  де Ф - нелінійна частина системи, що реалізується в результаті потарілчатого розрахунку, містить рівняння (1) - (10); L - лінійна частина, рівняння матеріального балансу по легколетючому компоненту (12). Система рівнянь (21) повністю визначена і може бути вирішена ітераційними методами. Результатом розрахунку є склади дистиляту x d і кубового продукту x w при відомих витраті F і складі сировини x f , витраті дистиляту D , витраті пари в колоні V і коефіцієнті перерозподілу сировини q . Інформація про головні збурюючі впливи - витрату і склад сировини, що подається в колону, від датчиків 14 і 15 відповідно надходить в обчислювальний пристрій 4. Обчислювальний пристрій за допомогою ітераційних методів розраховує такі значення парового потоку в колоні і коефіцієнта перерозподілу сировини, при яких забезпечується максимізація якості дистиляту. Регулювання парового потоку в колоні здійснюють шляхом зміни витрати гріючої пари в куб колони, так як між ними існує однозначна залежність. Таким чином, завдання регулятору 21 витрати гріючої пари в куб колони визначається обчислювальним пристроєм на підставі розрахованого оптимального значення витрати пари в колоні і вимірювань датчиків температури кубового продукту 18 і температури 19 гріючої пари, що подається в куб колони. Зміна співвідношення витрат потоків сировини, що подаються в верхню і нижню частини колони, здійснюється обчислювальним пристроєм шляхом впливу на клапани 16 і 17. Характер дії клапанів вибраний таким чином, щоб при зміні керуючого сигналу один з них відкривався, а інший - закривався. Зміна співвідношення витрат потоків сировини, що подаються в верхню і нижню частини колони, ефективна при значних коливаннях складу і витрати сировини і дозволяє заощадити інші дорогі ресурси, необхідні для компенсації таких збурень. При цьому використання методів математичного моделювання дозволяє отримувати незмінно високу якість дистиляту, так як керуючі дії наносяться відразу ж після виникнення збурень. Незначні зміни параметрів сировини компенсуються швидкодіючим контуром регулювання витрати парового потоку в колоні. Таким чином, запропонований спосіб управління процесом ректифікації дозволяє отримувати необхідну кількість дистиляту максимально можливої якості при мінімальних енерговитратах. Корисна модель належить до способів управління процесом ректифікації і може бути використана в хімічній, нафтохімічній і нафтопереробної промисловості. ФОРМУЛА КОРИСНОЇ МОДЕЛІ 40 45 Спосіб автоматичного керування процесом ректифікації шляхом зміни співвідношення витрат потоків сировини, що подають у верхню і нижню частини колони, який відрізняється тим, що зміну співвідношення витрат потоків сировини в колону здійснюють в залежності від витрати і складу сировини, витрату парового потоку в колоні регулюють шляхом зміни витрати гріючої пари в куб колони, при цьому регулювання витрати пари в куб колони і співвідношення витрат потоків сировини здійснюють за допомогою обчислювального пристрою на підставі складу, витрати сировини в колону, температури гріючої пари в куб колони і температури кубового продукту, рівень кубового продукту стабілізують шляхом зміни витрати кубового продукту, тиск у колоні стабілізують шляхом зміни подачі холодоагенту у холодильник-конденсатор і витрату дистиляту стабілізують шляхом зміни витрати дистиляту. 3 UA 93961 U Комп’ютерна верстка Л. Литвиненко Державна служба інтелектуальної власності України, вул. Урицького, 45, м. Київ, МСП, 03680, Україна ДП “Український інститут промислової власності”, вул. Глазунова, 1, м. Київ – 42, 01601 4