第四章 萃取—ETBE 與酒精系統
4.3 以傳統變壓蒸餾分離
Computed Data Experimental Data
Temp.
ETBE/ETOH
66.82 (0.622,0.378) 66.82 (0.625,0.375)ETBE
72.42 73.10ETOH
78.31 78.37圖 4- 1 ETBE 與酒精之氣液平衡實驗數據與模擬結果比較圖
Liquid/Vapor Molefrac ETBE P-xy for ETBE/ETOH at 24.8oC
p-x exp.
Liquid/Vapor Molefrac ETBE P-xy for ETBE/ETOH at 50oC
Liquid/Vapor Molefrac ETBE P-xy for ETBE/ETOH at 65oC
Liquid/Vapor Molefrac ETBE P-xy for ETBE/ETOH at 90oC
4.3.2 初步穩態模擬設計
Azeotropic composition (mol%)
Boiling point of ETBE (oC)
steam type (ΔT at least 45oF=25oC)
圖 4- 2 不同壓力 ETBE 與酒精之 Txy 及 XY 圖
Liquid/Vapor Molefrac ETBE T-xy for ETBE/ETOH at 1 atm
T-x XY for ETBE/ETOH at 1 atm
135
Liquid/Vapor Molefrac ETBE T-xy for ETBE/ETOH at 8 atm
T-x XY for ETBE/ETOH at 8atm
表 4- 4 變壓蒸餾系統之初步穩態模擬結果
Unit Configuration C1 C2
Total no. of trays 10 10
recycle feed tray 4
fresh feed tray 5
feed tray 5
feed flow rate of mixed
ETBE/ETOH(kmol/hr) 50,50
Top product flow rate (kmol/hr) 219.418 169.267 bottom product flow rate (kmol/hr) 49.849 50.151 XD ETBE 0.562 0.434
X
D ETOH 0.438 0.566 XB ETBE 0.002 0.995X
D ETOH 0.998 0.005Diameter (m) 1.520 1.531
Height (m) 6.309 6.309
Condenser duty (kW) -3079 -2049
Reboiler duty (kW) 2608 3074
steam type 50 psig 150 psig
Total capital cost/3 (1000$/yr) 134.2 114.1 Total operating cost (1000$/yr) 258.8 485.8
TAC (1000$/yr) 392.9 599.9
Total operating cost (1000$/yr) 744.6
Total TAC (1000$/yr) 992.8
圖4- 3變壓蒸餾初步穩態模擬結果
4.3.3 最適化分析
4.3.3.1 最適化流程
由初步穩態模擬之結果可知 C2 塔為能耗處較高之地方，且因為 C2 塔使用 150 psig 之蒸氣，較 C1 之 50 psig 來得貴上許多，因此在最適化流程中 C2 塔為最需要 側重之處，於此變壓蒸餾系統中一共有七個設計變數，如以下所示：
C1 中有：
1. 總板數 (NT1)；
2. 新鮮進料進料位置 (NF1)；
3. 回流股進料位置 (NR)；
4. 回流比 (RR1)。
C2 中有：
1. 總板數 (NT2)；
2. 進料位置 (NF2)；
3. 回流比 (RR2)。
最適化之目標函數訂為總年成本(Total annual cost, TAC)，總年成本公式如下 TAC =capital cost
3 + operating cost (3-4)
其各單元之設備價格計算主要是依據 Douglas(1988)[25]所提出之裝置價格計算，蒸 氣、冷卻水等工作流價格則參考 Seider(2009)[26]。
其最適化過程如下：
1. 設定 C2 塔總板數 (NT2)；
2. 設定 C2 塔進料位置 (NF2)；
3. 設定 C1 塔總板數 (NT1)；
4. 設定 C1 塔新鮮進料進料位置 (NF1)；
5. 設定 C1 塔回流股進料位置 (NR1)；
6. 設定 C2 塔冷凝器回流比 (RR2)；
7. 設定 C1 塔冷凝器回流比 (RR1)；
8. 在達到產物規格之情況下計算總年成本；
9. 回到步驟 7，改變 C1 塔冷凝器回流比 (RR1)使總年成本最小；
10. 回到步驟 6，改變 C2 塔冷凝器回流比 (RR2)使總年成本最小；
11. 回到步驟 5，改變 C1 塔回流股進料位置 (NR1)使總年成本最小；
12. 回到步驟 4，改變 C1 塔新鮮進料進料位置 (NF1)使總年成本最小；
13. 回到步驟 3，改變 C1 塔總板數 (NT1)使總年成本最小；
14. 回到步驟 2，改變 C2 塔進料位置 (NF2)使總年成本最小；
15. 回到步驟 1，改變 C2 塔總板數 (NT2)使總年成本最小，得到最適化結果。
圖 4- 4 壓力變換系統最適化流程
4.3.3.2 最適化設計
表 4- 7 C2 總板數為 16 板時之最適化結果
圖 4- 5 不同 C2 總板數下之最適化結果
TAC (1000 USD)
NF1
TAC (1000 USD)
NF1
TAC (1000 USD)
NF1
TAC (1000 USD)
NF1
TAC (1000 USD)
NF1
TAC (1000 USD)
NT2 Optimized results
表 4- 10 變壓蒸餾系統之最適化結果
Unit Configuration C1 C2
Total no. of trays 16 16
recycle feed tray 10
fresh feed tray 4
feed tray 8
feed flow rate of mixed
ETBE/ETOH(kmol/hr) 50,50
Top product flow rate (kmol/hr) 167.468 117.317 bottom product flow rate (kmol/hr) 49.849 50.151 XD ETBE 0.589 0.415
X
D ETOH 0.411 0.585 XB ETBE 0.002 0.995X
D ETOH 0.998 0.005Diameter (m) 1.275 1.292
Height (m) 10.515 10.515
Condenser duty (kW) -1865 -1428
Reboiler duty (kW) 1617 2238
steam type 50 psig 150 psig
Total capital cost/3 (1000$/yr) 117.7 109.2 Total operating cost (1000$/yr) 158.6 349.4
TAC (1000$/yr) 276.4 458.7
Total operating cost (1000$/yr) 508.0
Total TAC (1000$/yr) 735.1
圖4- 7變壓蒸餾系統之最適化結果
4.3.3.3 熱整合設計
於變壓蒸餾系統中，因有高低壓塔之差別，故能夠將 C1 低壓塔之再沸器熱負 載與 C2 高壓塔之冷凝器熱移除做一熱整合，熱整合之方式將 C1 塔塔底之冷流先 不經過再沸器，而先與 C2 塔塔頂之熱流做熱交換，提高溫度後再經過一輔助之再 沸器升溫。相對的 C2 塔頂之熱流先不冷凝，而先與 C1 塔塔底之冷流做熱交換再 經過一輔助之冷凝器。若假設其能夠有理想之熱整合，將熱流與冷流做完美之熱 交換，則能夠省下最多之操作成本，其理想熱整合之結果如圖 4- 8 所示，若達理 想之熱整合，則將熱整合前後之操作成本做一比較，如表 4- 11 所示，可以看到在 經由熱整合設計後操作成本下降 26.4%，有長足之節能。
表 4- 11 有無熱整合設計之能耗比較
w/o heat integration with heat integration Unit Configuration C1 C2 C1 C2 Condenser duty (kW) -1865 -1428 -1865 0 Reboiler duty (kW) 1617 2238 189 2238 Operating cost (1000$/yr) 158.6 349.4 32.3 341.4 Total operating cost (1000$/yr) 508.0 373.7
(saving 26.4%)
圖 4- 8 理想熱整合之設計