нала, вызывающего увеличение расхода реагента. Очевидно, в этпх условиях регулятор работает некорректно и принимать во внимание его показания пе следует. Если невозможно определить момент окончания реакции, необходимо подавать в реактор определенное количество реагента, отмеренное .счетчиком. Иногда окончание реакции сопровождается падением или повышением давления. Тогда по изменению давления в реакторе можиопрекращать подачу в него реагента.
Регулирование реактора периодического действия при окончании реакции имеет еще одну особенность: регулятор не должен иметь
Реагент
Рпс. Х-20. Схема регулирования реактора периодиче ского действия по температуре и по параметру, сви детельствующему об окончании реакции.
интегральной составляющей. Последнее объясняется тем, что обычно реакция проводится не точно на заданном значении регулируемого параметра. В результате интегральная составляющая все время стремилась бы ликвидировать имеющееся рассогласование и в ко нечном счете привела бы к перерегулированию. Поэтому регулятор должен быть пропорционально-дифференциальным с нулевым сме щением статической характеристики, т. е. при отсутствии рассогла сования параметра клапан должен быть закрыт. При измерении величины рН реагент должен подаваться в реактор через клапан с логарифмической характеристикой (без каскадной системы регу лирования расхода) для выравнивания характеристики процесса нейтрализации.
Система регулирования реактора по температуре и по параметру, свидетельствующему об окончании реакции, приведена на рис. Х-20.
Г Л А В А XI
РЕГУЛИРОВАНИЕ ПРОЦЕССА РЕКТИФИКАЦИИ
Получение целевых продуктов заданного состава возможно лишь при условии качественного регулирования процесса ректификации, что представляет довольно трудную задачу по следующим причинам:
1)наличие, значительного времени запаздывания ректифика
ционных колонн, обусловленное большим числом тарелок;
2)взаимодействие отдельных параметров процесса;
3)невозможность непосредственного анализа состава продуктов разделения;
4)наличие частых и больших по величине возмущений процесса ректификации;
5)трудность формулировки требований, предъявляемых к пара метрам процесса. •
В результате интенсивных изысканий в области автоматизации
ректификационных колонн 2 5 " 2 7 был найден метод |
регулирования, |
основанный на сохранении материального баланса |
колонны. |
Факторы, влияющие на качество продуктов разделения
Исследования процесса ректификации начинают с расчета, в ре зультате которого определяют число теоретических тарелок, не обходимых для получения продукта разделенпя заданной чистоты.
к |
|
|
Работы |
по |
автоматизации |
процесса |
рек |
|
|
тификации |
начинают |
с |
построения |
про |
|
|
|
_ J |
Дистиллят |
стейшей блок-схемы колонны. |
|
|
|
|
На |
рис. X I - 1 представлена блок-схема |
|
|
Л У |
колонны для разделенпя бинарной смеси. |
|
|
|
Ей аналогичны блок-схемы колонны для |
Сырье |
|
|
разделения |
многокомпонентных • смесей, |
|
|
а также колонн с несколькими |
входя |
|
|
|
|
|
|
щими |
потоками |
и |
несколькими |
отбирае |
|
|
|
мыми |
продуктами. |
|
|
|
|
|
|
|
|
НубоВыц |
Из |
приведенной |
блок-схемы |
процесса |
|
ректификации |
следует •. |
|
|
|
|
|
*7 продукт- В,х |
|
|
|
|
|
1) |
разделение исходной |
смеси |
|
на |
со |
•а |
|
|
ставные |
компоненты |
происходит |
|
только |
Рис. X I - 1 . Блок-схема рек |
при"подводе |
извне |
необходимого |
|
количе |
тификационной |
|
колонны |
ства тепла Q; |
|
|
|
|
|
|
|
|
для разделения |
бинарной |
2) |
состав исходной |
бинарной |
смеси |
смеси. |
|
|
однозначно |
определяется |
относительными |
|
|
|
расходами составляющих ее компонентов на выходе |
из колонны (так |
как для соблюдения материального баланса колонны количество |
каж |
дого компонента на выходе из нее должно |
быть равно |
количеству на |
входе). |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
Очевидно, что эффективность работы тарелок, место подачи исходной смеси и другие факторы несколько видоизменяют схему процесса. Однако основное влияние на процесс ректификации ока зывают указанные выше два фактора, поэтому при проектировании системы автоматизации любой колонны эти факторы учитываются в первую очередь. Основная цель регулирования процесса, ректи фикации — сохранение материального и теплового балансов ко лонны.
Расход дистиллята. В стационарном состоянии расход исходной смеси F должен быть равен сумме расходов дистиллята D и кубового продукта В:
Должен также соблюдаться материальный баланс по каждому компоненту разделяемой смеси. Обозначая через z, у и х мольную долю иизкокипящего компонента в потоках F, D н В, получим:
|
Fz = Dy + Bx |
(Х1,2) |
Из уравнения |
(XI,1) следует, что произвольно или в |
соответствии |
с каким-либо |
критерием можно установить расход только одного |
из получаемых продуктов. Расход другого продукта является зави симой переменной и определяется через расход исходной смеси. Допустим, что расход дистиллята независимо изменяется системой регулирования (причина такого выбора будет рассмотрена ниже). В этом случае для соблюдения материального баланса колопны кубовый продукт должен отводиться из колонны регулятором уровня жидкости в кубе колонны в соответствии с равенством:
B=F—D
Подставляя полученное выражение для В в уравнение мате риального баланса низкокипящего компонента, получим зависимость между составами обоих продуктов и расходом дистиллята:
Fz=DyA-(F — D)x
откуда
На рис. X I - 2 соотношение (XI,3) представлено графически в виде наклонной прямой при условии, что величины а; и у постоянны. Мы видим, что для сохранения материального баланса отношение D/F должно изменяться прямо пропорционально величине z. Напомним, что величина z, как и F, является нерегулируемой переменной. Следовательно, если z будет изменяться, то для поддержания по стоянных значений хну следует с помощью автоматического регу лятора изменять отношение DIF.
Уравнение материального баланса содержит две неизвестные величины: х и у. Чтобы найти их, необходимо иметь еще одно
уравнение. Для определения требуемого числа теоретических таре лок п было предложено уравнение Фенске2 8 :
где а — относительная летучесть получаемого продукта при беско нечно большом орошении.
При определенном (конечном) орошении это |
уравнение |
имеет |
вид: |
х (1 —х)1/) |
|
|
|
|
|
V |
' |
|
и (1 |
|
|
|
Величина |
S, характеризующая эффективность |
работы колонны, |
т. е. степень |
разделения данной—смесп, является |
функцией |
а, |
п |
|
|
У 1,0 |
0,2 |
0,4 |
0,6 |
0,8 |
10 |
|
|
|
|
|
О/Г |
|
|
Рис. |
X I - 2 . Графическая |
интерпре |
Рпс. X I - 3 . Влияние отношения |
DJF иа |
тация |
зависимости (XI,3) |
при по |
состав дистиллята и кубового продукта |
стоянстве величин х |
и у. |
при z = |
0,5 |
и 5 = |
361. |
|
и отношения количества поданного в колонну тепла к расходу исход ной смеси. Решая уравнение (XI,5) относительно у в зависимости от х и относительно х в завпсимостн от у, получим:
V= j + |
* = y+s\i-„) |
( Х 1 ' 6 ) |
Получить в общем виде простое |
решение этих уравнений |
совме |
стно с уравнением материального баланса не представляется воз можным, поэтому продемонстрируем использование этих уравпенпй
на |
числовом |
примере. |
|
|
|
|
Допустим, |
что ректификационная колонна |
разделяет смесь |
с содержанием |
низкокипящего |
компонента z = |
0,5 на |
дистиллят |
с у |
= 0,95 и кубовый остаток с х |
= 0,05. Эффективность |
разделения |
колонны |
|
|
|
|
s = 0,95- 0,95 0,05 • 0,05
Отношение расходов дистиллята |
и исходной смеси составит: |
D_ = 0,5—0,05 |
г |
F ~~ 0,95—0,05 |
'° |
Если при конкретных значениях состава исходной смеси и эффек тивности колонны желательно получить любое другое значение х пли у, необходимо установить соответствующее им отношение DIF. Сначала выбирают определенное значение г/, а затем по видоизме ненному уравнению Фенске (XI,6) рассчитывают соответствующее ему значение х. Зная величины х, у и z, по уравнению материального баланса находят требуемое значение отношения DIF. На рис. X I - 3 показано влияние изменения отношения DIF для приведенного примера на составы дистиллята и кубового продукта. С увеличением этого отношения уменьшаются значения х и у, но в разной степени.
Тангенсы углов наклона этих кривых представляют собой ко эффициенты передачи процесса ректификации. В рассматриваемом случае при отношении DIF, равном 0,5, наклоны этих кривых слу чайно имеют одинаковые значения:
dy |
dx |
|
d{DjF)~ |
d(D/F)~~ |
' |
Таким образом, при DIF |
= 0,5 изменение отношения D/F на 1 % |
вызовет изменение состава дистиллята и кубового продукта па 0,9%.
Из |
изложенного |
можно сделать следующие выводы: |
1) |
составы обоих |
продуктов разделения в значительной степени |
зависят от отношения расходов дистиллята и исходной смеси; 2) изменения состава исходной смеси могут быть компенсированы
соответствующим изменением отношения DIF;
3) при постоянной степени разделения исходной смеси регули рование состава одного из продуктов будет влиять и на состав дру гого продукта (для данной степени разделения соотношение между параметрами х и у постоянно).
Расход пара. Для разделения потока исходной смеси на со ставляющие его компоненты требуется в кипятильник ректифи кационной колонны подводить определенное количество тепла Q. Можно предположить, что оно примерно пропорционально расходу исходной смеси. Количество образующегося при этом пара V про порционально количеству подводимого тепла:
(XI . 7)
где Н0 — теплота парообразования. Степень разделения исходной смеси в колонне можно выразить в зависимости от отношения рас ходов пара и сырья V/F.
При бесконечном орошении расход дистиллята равен нулю, поэтому скорость подачи исходной смеси также должна быть равна
нулю. Степень разделения смеси при бесконечном орошении, как было установлено по уравнению Фенске, равна:
l i m 5 = a " + i при |
оо |
(Х1,8) |
Минимальное отношение расходов пара и исходной смеси |
(V/F)mla |
для данной колонны определяется из условия, что состав регули руемого продукта поддерживается на требуемом значении, но из колонны продукт еще не выводится. Если регулируемой величиной
является у, |
при (V/F)min |
отношение |
DIF — 0 |
и |
х |
= |
z. |
Если же |
регулируемой |
величиной |
является х, |
то D/F = |
1 |
и |
у |
= |
z. Таким |
образом, при минимальном соотношении расходов пара и исходной
В00[ |
1 |
1 |
1 |
1 |
|
|
|
|
|
0,6 у//////, |
0/Г |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
OA |
|
|
|
|
|
0,2 |
|
|
'////у?/; |
|
8 |
|
v/r |
Рпс. X I - 4 . Графическая интерпрета |
Рис. X I - 5 . Зависимость величии х и D/F |
ция зависимости (XI,9) n p n ( K / F ) m i n |
от V/F при z = 0,5 n j = 0,95 (заштри |
= 2,0. |
хована нерегулируемая область). |
смеси производительность колонны равна нулю, как и при беско нечном орошении. Мипимальная степень разделения SmlanT}n(VlF)m[n равна
Приведенное ниже уравнение (XI,9) удовлетворяет SmaK, |
а также |
значениям S, соответствующим нормальному и минимальному отно |
шениям |
расходов |
V/F: |
|
|
|
|
|
|
|
S = |
S m |
i n + |
(a^~.ymin)[l- |
( F ^ m i " ] |
(XI .9) |
Заметим, что при |
VJF = |
0 значение S, найденное по уравнению |
( X I . 9 ) , |
не |
будет |
равно |
нулю. Это, однако, |
не имеет значения, так |
как точка |
с абсциссой |
V/F = 0 находится |
за пределами |
рабочей |
области процесса ректификации. Для лучшего понимания этой
зависимости перепишем уравнение |
( X I , 9 ) , поставив в него |
исполь |
зованные ранее числовые значения |
и полагая, что {V]F)m\n |
= 2,0: |
5 = 19 + 5 7 0 ( 1 - ^ ) |
|