증류공정에서 공정개선을 통한 에너지 절감 및 생산성 향상에 대한 소개
저자 일동
증류탑의 에너지 절감 및 생산성 향상에 관한 연구
이병돈*, 박치균
㈜전진엔텍 [email protected]
서론
우리나라에서는 산업부문에서 소비되는 에너지
가 국가 전체 에너지소비의 50%에 이르며, 이중 30%
가량을 화학공업에서 소비하고 있다. 증류공정은 화
화학공정에서 분리공정은 사용하는 에너지 측면에 있어서나 초기 장치 투자비용에 있어서 매우 큰 비중
을 차지한다고 할 수 있다. 물론 반응기는 인체로 따지자면 심장부에 해당하므로 반응기 역시 화학공정에
서 매우 중요한 역할을 담당하는 것은 주지의 사실이다. 화학 반응기란 부가가치가 상대적으로 적은 물질들
끼리 화학 반응을 통해서 좀 더 부가가치가 있는 물질로 변환시키는 장치인 반면에 분리공정은 반응에 직접
필요한 물질과 필요하지 않은 물질을 분리하는 예비분리단계와 반응 생성물로부터 미반응물, 부반응물, 용
매 등을 주 생성물질과 분리하는 단계로 나눌 수 있다. 전형적인 화학공정에서 분리공정은 장치 투자비용의
40~80%를 차지하고 대규모 화학공정의 경우 전체 운전비용의 50% 이상이 분리공정에 해당한다고 알려져
있다. 또한 분리공정의 70% 이상이 증류공정에 소요되는 에너지라고 할 수 있다. 따라서 본 고에서는 증류
공정에서의 에너지 절감방안으로써 증류탑 Internal type을 트레이에서 패킹으로 변경함으로써 tray spacing
보다 낮은 H.E.T.P.로 인하여 단수 증가에 따른 환류비 감소 효과로 인한 에너지 절감방안과 용매를 사용해
서 추출증류를 수행하는 공정에 대해서 용매별 추출성능과 2기 및 3기 배열에서의 에너지 사용량에 대한 차
이 및 공정 최적화에 다룬다. 또한 증기 재압축 증류공정을 이용하여 증류탑 상부의 기상류의 압력을 높여서
재비기의 열원으로 사용함으로써 냉매와 열매를 절감할 수 있는 방안에 대해서 소개한다. 또한 특수증류공정
으로는 용매를 이용한 추출증류공정에서의 에너지 절감방안과 압력변환 증류공정에 대한 에너지 절감방안을
각각 소개한다. 원유 정제공정에서 pumparound side-cooler의 heat duty를 분배함으로써 고온의 열을 회수
하여 furnace heater의 duty를 줄일 수 있는 방안에 대해서 제시한다. 그리고 흡수탑-탈거탑 공정에서 연소
배가스 중의 이산화탄소를 포집하기 위한 공정으로써 재생에너지 사용량을 획기적으로 절감할 수 있는 새로
운 용매를 적용한 공정에 대해서 소개하고자 한다.
특 별 기 획 (I)
학공업에서 소비하는 에너지의 약 40%를 점하고 있 는 에너지 다소비 공정이다. 따라서 증류공정에서의 에너지 소비절약 기술을 연구하는 것은 국가 전체의 에너지 소비를 절약하는 중요한 수단이 된다.
증류공정에서의 에너지절약방법으로 Inter- Reboiler / Inter-Condenser 를 설치하여 열교환 기 (Reboiler 및 Condenser)의 온도차를 줄이는 방 법과 원료 온도를 최적화하여 탑에 주입하여 열교 환기의 용량을 줄이는 방법과 최적화 된 원료 공 급단으로 원료를 공급하여 탑의 효율을 향상 시키 는 방법, 다단탑(Trayed Column) 을 고효율 충전탑 (Packed Column)으로 탑 내장품의 개조하는 방법, 탑 정 증기를 재 압축하여 Reboiler의 열원으로 이용하 는 MVR(Mechanical Vapor Recompression) 시스템을 도입하는 방법 그리고, High-Pressure Column Top Vapor를 Low-Pressure Column Reboiler Source로 사 용하는 방법 등이 있다.
본 연구에서는 원료 공급단을 최적화 시키는 방법과 다단탑(Trayed Column)을 고효율 충전탑 (Packed Column)으로 개조하여 에너지를 절감 및 생 산성을 향상하는 방법에 대하여 연구하고자 한다.
내장품(COLUMN INTERNALS)의 이해
지금까지는 증류장치로 주로 다단탑이 사용되 어 왔으나 최근에는 고효율의 충전물의 개발과 충 전탑의 설계기술 발달로 증류에서 충전탑 사용이 증 가되고 있다. 이는 충전탑을 사용함으로써 분리 효
율을 높이고 에너지를 대폭 절감 시킬 수 있기 때문 에 새로이 건설되고 있는 탑은 물론이고 기존의 다 단탑도 충전탑으로 개조되고 있는 실정이다. 다단탑 (Trayed Column)은 일반적으로 아래의 그림 1과 같이 Liquid는 Downcomer Seal Area와 Flow Path를 거쳐 서 Downcomer를 통하여 아래 단으로 흘러 내려가고 Vapor는 Tray Cap의 Hole을 통하여 Liquid와 접촉하 도록 구성되어 있다. Trayed Column의 거동은 아래 의 그림 2와 같은 거동을 보이며 일반적으로 70~80%
Flood으로 설계하여 진다.
다단탑은 탑의 단면적에서 Downcomer Seal Area 와 Downcomer를 제외한 부분을 Bubbling Area라고 하며 이 부분에서 Liquid와 Vapor가 접촉하여 증류 작용이 이루어 진다. 이런 구조적인 문제로 인하여 탑 단면적을 전부 사용하지 못하는 문제점을 가지고 있다[1].
지금까지는 증류장치로 주로 다단탑이 사용되어 왔으나 최근에는 고효율의 충전물의 개발과 충전탑 의 설계기술 발달로 증류에서 충전탑 사용이 증가되 고 있다. 이는 충전탑을 사용함으로써 분리 효율을
그림 1. 다단탑의 내부 구조[2]. 그림 2. 다단탑에서의 운전거동.
로이 건설되고 있는 탑은 물론이고 기존의 다단탑도 충전탑으로 개조되고 있는 실정이다.
또한, 충전탑이 다단탑에 비하여 압력손실이 작고 분리 효율이 높아 환류비를 줄일 수 있으므로 열교환 기의 용량을 줄일 수 있을 뿐만 아니라 원료 공급량 을 증가 시킬 수 있다. 그리고, 탑 단면적을 전부 사용 할 수 있으므로 탑 단면적이 늘어난 것과 같은 효과 를 가질 수 있어서 쉽게 용량 증대를 할 수 있다[3].
충전탑의 일반적인 형태는 다음의 그림 3과 같 으며 불규칙충진물과 규칙충진물로 충진되어 있 다. 이는 증류탑에 충진할 때 한꺼번에 쏟아 붓는 방 식으로 하는 불규칙충전물과 증류탑의 크기와 높 이에 맞추어서 충진물을 제작하여 충진하는 규칙 충전물로 구분 된다. 규칙충진물이 불규칙 충진물 에 비하여 제작과 충진에 많은 비용이 들지만 기체 와 액체의 흐름을 균일하게 하여 압력손실이 작고 HETP(Height Equivalent to a Theoretical Plate)가 작 아서 증류탑의 높이를 낮게 할 수 있고 증류탑의 효 율을 향상 시킬 수 있는 장점이 있다[4].
CASE STUDY
다단탑(Trayed Column)을 고효율 충전탑(Packed Column)으로 개조
Debutanizer Column을 제품 성능을 동일하게 하 고 에너지만 줄이고자 다단탑을 고효율 충전탑으로 과 같이 개조하였다. 단 간격이 24 inch이고, 이론단 수 15.8, 환류비 2.76 그리고, 실제단수 22단(이론단 수 15.8에 단효율 72%)인 다단탑을 #25 JMTP®충진 높이 37 ft (정류부 15.5 ft, 스트리핑부 21.5 ft)의 고효 율충전탑으로 개조하면 환류비에 따른 이론단수 및 리보일러 열량 변화로부터 환류비가 1.76으로 감소 하며 HETP 19.5 inch이므로 이론단수는 22.8단으로 증가한다. 기존 다단탑의 구성은 표 1과 같으며 개조 된 충전탑의 구성은 표 2와 같고 개조된 고효율 충전 탑은 그림 4와 같다.
환류비에 따른 Debutanizer의 리보일러 열량과 이 론단수의 그래프는 그림 5와 같으며 다단 탑의 경우 환류비 2.76, 이론단수 15.8단, 리보일러 열량 2.95 MM Btu/hr이고 충전탑의 경우 환류비 1.76, 이론단 수 22.8단, 리보일러 열량 2.20 MM Btu/hr로 이론단 수는 증가하고 리보일러 에너지 소모량은 25.4% 줄 어들었다. 이는 표 3에 나타내었다.
결과적으로 22단(이론단수 15.8에 단효율 72%)인 다단탑을 #25 JMTP®충진 높이 37 ft(정류부 15.5 ft, 스트리핑부 21.5 ft)의 고효율충전탑으로 개조하면 환류비에 따른 이론단수 및 리보일러 열량 변화로부 터 환류비가 1.76으로 감소하며 HETP 19.5 inch이므 로 이론단수는 22.8단으로 증가한다. 기존 다단 탑의 구성은 표 1과 같으며 개조된 충전탑의 구성은 표 2 와 같고 개조된 고효율 충전탑 그림 4와 같다.
다단탑을 충전탑으로 개조하였을 때의 건설비
그림 3. 일반적인 충진탑의 개요도.
특 별 기 획 (I)
용은 총 비용이 $15,000이며 에너지 비용이 $4 per MMBtu/hr이며 리보일러 열량이 0.75 MMBtu/hr가 줄어들어 연간 $26,000 에너지 비용을 절약 할 수 있 었으며 7개월에 건설비용 원금 환수가 가능하다. [그 림 6][표4].
원료 공급단 최적화 방법
Methanol Distillation의 용량 증대, 제품 성능 향상 과 에너지를 절약하기 위하여 원료 공급단을 최적화 하였다. 먼저 Shortcut Column Analysis를 통하여 이 론단수와 원료공급단을 확인하였다. 공정모사기를 이용하여 화학공정을 모사할 때 중요한 요소의 하나 로 대상공정을 실제로 근접하게 모사하기 위한 올바 른 모델식 선정이 필요하다. 잘못된 열역학 모델식 의 선정은 실제와 동떨어진 열수지와 물질수지를 제 공해 잘못된 유체의 물성치와 장치의 규모를 설정하 게 되어 최적의 제품을 생산해내지 못하는 경우가 발생하게 된다.
본 연구에서는 범용공정모사기인 Aspen HYSYS R. 8.8에 내장된 NRTL(Non-Random-Two-Liquid) 액체활동도 모델식[5]을 사용하였다. NRTL은 메탄
표 1. 기존 다단탑의 구성
Current Column Description Remarks
Diameter 36 inches
No. of Trays 22 trays
Theoretical Stages 15.8 Tray Efficiency 72%
Tray Spacing 24 inches
Reflux Ratio 2.76 : 1
표 2. 고효율 충전탑의 구성
Revamping Packed Column Description Remarks
Diameter 36 inches
Packing Type #25 JMTP® IMTP®Eq.
Bed Height 37 ft (Total)
Rectifying Section 15.5 ft
Stripping Section 21.5 ft
Reflux Ratio 1.76
HETP 19.5 inches (495 mm)
Theoretical Stages 22.8
그림 4. 개조된 고효율 충전탑.
올-물계의 기액상평형을 추산치 값이 전 조성범위 에 걸쳐서 실험적인 상평형 데이터와 일치한다[6].
열역학방정식과 기존 운전 조건과 공정모사기의 차이를 검증하기 위하여 원료 공급량 1141.41 kg/hr 로 하는 기존 운전 조건에 대한 공정모사를 수행하 였으며 기존 충전탑의 흐름도와 PFD(Process Flow Diagram)은 그림 7과 같으며 공정모사기의 결과를 표 5와 같이 비교하였다.
탑 상부 제품의 메탄올 99.99955 wt%, 탑 하부 제 품의 물 74.34 wt%로 운전 조건과 오차 범위 내에서 일치함을 보이므로 NRTL 열역학방정식이 적용 가 능함을 확인하였다.
메탄올-물 증류탑의 분리에 필요한 이론단수 와 환류비와 최적 원료 공급단을 FUG(Fenske-
Underwood-Gilliand) 식[7-9]이 적용된 SHORTCUT 모델[10]을 이용하여 공정모사를 수행 하였으며 이 때 적용된 변수는 Light Key in Bottom Methanol 1 wt%, Heavy Key in Distillate H2O 0.1 wt%이며 이론 단수 14단, 최적 원료 공급단 5단, 환류비 1.0으로 계 산되었다[그림 8][표 6].
개조 운전 조건인 원료 공급량이 40% 증가된 1600 kg/hr, 탑 상부 제품 메탄올 99.90 wt%, 탑 하부 제품 물 99.0 wt%로 하고 원료 공급단도 기존 13단에서 5 단으로 변경하여 공정모사를 수행하였으며 40% 용 량 증대와 탑 상부 제품 메탄올 99.999998 wt%, 탑 하 부 제품 물 99.0 wt%의 결과를 얻었다[그림9][표7].
기존 충전탑은 충진물의 HETP 230 mm, 이론단 수 20단으로 개조 충진물 HETP 315 mm, 이론단수 15단으로 분리 성능은 뛰어 나지만 충진물의 표면적 이 350 m2/m3으로 개조충진물의 표면적 250 m2/m3보 다 크므로 인하여 액체 처리량이 작아서 40% 용량을 증대하면 Flooding 113.7%로 운전을 할 수 없다. 하 지만 개조 충진물은 표면적이 작아서 40% 용량 증대 하여도 Flooding 79.3%로 운전이 가능하다. 그리고 원료 공급단을 최적화하여 탑제품의 수율 향상과 리 보일러 열량을 13% 감소시킬 수 있었다.
결론
증류공정에서의 여러 가지 에너지 절약 방법 중 에서도 상업적으로 적용 가능한 방법에 대하여 실제
그림 5. Debutanizer의 환류비에 따른 이론단수와 리보일러 열량.
표 4. Estimated Payback Period
Value Remarks
Revamping Cost $15,000
Energy Value $4 per MMBtu
Energy Saving 0.75 MM Btu/hr
Energy Saving Cost $26,000 per Year Payback Period 7 months
그림 6. 다단탑을 충전탑으로 개조하였을 때의 월별 리보일러 에 너지 비용 절감효과
특 별 기 획 (I)
그림 7. 기존 충전탑의 흐름도와 PFD.
표 5. 기존 충전탑의 공정모사 결과 비교
Feed Top Bottom
Actual Simulation Actual Simulation Actual Simulation
Temp. (℃) 19 19 63.9 68.38 80.66
(BTM.) 97.30
Pressure (kg/cm2) 2.9 2.9 1.042 1.042 ?? 1.142
Total Mass
Flow (kg/hr) 1141.41 1141.41 1066.95 1066.95 74.46 74.46
Weight Comp. Rates (kg/hr)
MeOH 1086.05 1086.05 1065.88 1066.94 20.17 19.11
H2O 55.36 55.36 1.067 0.0048 54.29 55.36
Weight Comp. Percents
MeOH 95.15 95.15 99.90 99.99955 27.09 25.66
H2O 4.85 4.85 0.10 0.00045 72.91 74.34
표 6. Shortcut Column Analysis Parameter
Specification Remarks
Shortcut Column Analysis Parameter
Light Key in Bottom MeOH 1 wt% 0.56 mol%
Heavy Key in Bottom H2O 0.1wt% 0.0018 mol%
Result of Shortcut Column Analysis
Actual No. of Trays 14 Stages
Optimal Feed Stage 5 Stage
Reflux Ratio 1.0
공정에 적용하였다. 다단탑을 충전증류탑으로 개조 하는 방법은 다단탑에서의 Downcomer의 제한된 용 량을 증가하여 용량을 30% 시킬 수 있고 이론단수를 22.8단으로 증가시켜 탑 생산물의 제품 순도나 수율 을 개선시키므로 인하여 환류비 1.76으로 감소시킬 수 있었다. 그리고, Reboiler Duty 기준으로 25.4%의 에너지를 절약할 수 있었다.
또한 원료 공급단을 최적화하는 방법에서는 기존 고효율 충전탑의 용량을 증대하기 위하여 접촉 면적
이 기존보다 낮은 것을 사용하여 용량 증대를 하였 고 원료 공급단을 최적화하여 제품 성능도 향상 시 킬 수 있었다. 기존 용량 대비 40%의 용량 증대를 하 였고 Reboiler Duty 기준으로 13%의 에너지를 절약할 수 있었다.
이와 같이 증류공정에서의 상업적으로 적용 가능 한 다단탑을 충전탑으로 개조와 원료 공급단의 최적 화하는 방법은 에너지 소비량이 많은 증류공정에서 의 에너지 절약에 많은 기여를 할 수 있을 것으로 생
그림 8. Results of Shortcut Analysis.
그림 9. 개조 충전탑의 흐름도와 PFD.
특 별 기 획 (I)
각한다.
감사의 글
본 연구는 산업통상자원부와 한국산업기술진흥 원이 지원하는 경제협력권산업 육성사업으로 수행 된 연구결과입니다.
참고문헌
[1] 조성철 외, 충진탑의 흡수 및 증류성능 실험연구(I), 한국에 너지기술연구소, (1993)
[2] Ken McCarley, Bubble Cap Trays and the DRP Model, FRI webinar, Oct. 21, (2015)
[3] 조성철 외, 에너지절약을 위한 고효율 충진증류탑 설계방 법, Energy R&D, Vol. 14 No. 3, (1992)
[4] Strigle Jr., R.F., Packed Tower Design and Ap- plications – Random and Structured Packing 2nded.,GulfPublishing,Huston,U.S.A.,(1994)
[5] Renon, H. and J. M. Prausnitz, AIChE Journal, 14 135, (1968)
[6] 조정호 외. 에너지절감형화학공정의 설계, 아진, (2007) [7] Fenke, M.R., Ind. Eng. Chem., 24, 482, (1932) [8] Gilliand, E. R., Ind. Eng. Chem., 32, 1220, (1940) [9] Underwood, A. J. V., Chem. Eng. Prog., 44, 603, (1948) [10] 조정호, 청정공학, 집문당, Sep. 05, (2007)
표 7. 개조 충전탑의 공정모사 결과
Exist Revamp Remarks
Column Layout
Diameter 710 mm 710 mm
Packing Type Mellapak 500Y Mellapak 250Y
HETP 230 mm 315
Bed Height 4620 mm 4620 mm
Theoretical Stages 20 15
Feed Stage 13 5
Reboiler Duty 3.243 MMBtu/hr 2.819 MMbtu/hr 13% Energy Saving
Hydraulic Results with Capacity-up
Feed Flow Rate 1600 kg/hr 1600 kg/hr 40% Capacity-Up
Flooding (Top/BTM.) 88.7 / 113.7 % 61.8 / 79.3 % Pressure Drop (Top/BTM.) 4.81 / 48.59 mbar/m 1.24 / 1.29 mbar/m
표 8. 기존 충전탑과 개조 충전탑의 비교
Exist Revamp Remarks
Column Layout
Diameter 710 mm 710 mm
Packing Type Mellapak 500Y Mellapak 250Y
HETP 230 mm 315
Bed Height 4620 mm 4620 mm
Theoretical Stages 20 15
Feed Stage 13 5
Reboiler Duty 3.243 MMBtu/hr 2.819 MMbtu/hr 13% Energy Saving
Hydraulic Results with Capacity-up
Feed Flow Rate 1600 kg/hr 1600 kg/hr 40% Capacity-Up
Flooding (Top/BTM.) 88.7 / 113.7 % 61.8 / 79.3 % Pressure Drop (Top/BTM.) 4.81 / 48.59 mbar/m 1.24 / 1.29 mbar/m
추출증류공정에서의 공정개선을 통한 에너지 절감 방안에 대한 소개
조정호
공주대학교 화학공학부서론
추출증류공정은 공비혼합물을 형성하거나 끓는 점 차이가 거의 나지 않아서 상대휘발도가 1에 근접 한 경우 통상적인 증류공정을 적용할 경우 분리에 필요한 단수가 매우 높아지는 경우에 적용할 수 있 다. 다음의 표 1에는 추출증류공정에 적용할 수 있는 혼합물 계와 용매를 나타내었다[1].
본 고에서는 반도체 세정액으로 사용한 후에 발 생하는 폐 이소프로파놀(IPA) 수용액으로부터 용 매로써 에틸렌글리콜(EG)과 디메틸 설폭사이드 (DMSO)를 사용하여 2기 및 3기의 증류탑을 사용한 추출증류공정에 대해서 에너지 사용량과 용매로써 의 성능을 각각 비교하였다[2].
추출증류공정 이론
에탄올과 물 또는 IPA와 물 이성분계 혼합물은 증 류탑의 단수를 아무리 증가시키거나 환류비를 아무
리 높인다 할지라도 공비 혼합물의 조성을 넘어서는 제품을 분리해 낼 수 없다[3~5]. 다음의 그림 1에는 상압 조건에서 물과 IPA 사이의 기액 상평형도를 나
표 1. 추출증류공정에 적용이 가능한 시스템 및 용매
순번 분리하고자 하는 성분들 용매
1 alcohol (ethanol, propanol, tert-butanol) and water ethylene glycol, dimethyl sulfoxide
2 acetic acid and water tributylamine
3 acetone and methanol water, ethylene glycol
4 methanol and methyl acetate water
5 propylene and propane acetonitrile
6 C4 hydrocarbons acetone, acetonitrile, dimethyl
formamide
7 aromatics and non-aromatics sulfolane, normal formyl morpholine
그림 1. 상압 조건에서 물과 IPA 사이의 기액 상평형도.
특 별 기 획 (II)
타내었다. 다음의 표 2에는 원료 조건을 나타내었다.
또한 표 3에는 제품 사양 등을 나타내었다.
추출증류공정은 다음의 그림 2와 같이 기본적으 로는 추출증류탑과 용매 회수탑으로 구성되어 있다.
아래의 그림 2에 의하면 표 1의 원료는 첫 번째 증류 탑인 추출증류탑(T01)의 중간부로 주입된다. 한편 상 부로는 용매가 주입되는데 추출증류탑 하부로 내려 오면서 원료 중의 수분만을 선택적으로 추출해 낸 다. 용매의 주입유량과 환류비 및 추출증류탑의 단 수에 따라서 탑상의 이소프로파놀의 순도가 달라진 다. 즉, 제품사양인 99.7wt% 이상의 IPA의 순도를 얻
기 위한 추출증류탑의 단수, 환류비와 용매의 유량 이 전산모사를 통해서 결정된다. 한편 탑저에서는 원료 중의 물과 용매가 얻어지는데 열교환기를 거 친 후에 용매 회수탑 중간부로 주입된다. 용매회수 탑 상부에서는 물을 제거하고 탑저에서는 용매를 회 수한 다음에 열교환기를 거친 후에 냉각수에 의해서 45oC까지 더욱 냉각되어진 후에 추출증류탑 상부로 환류된다.
한편 그림 3에는 3기의 증류탑 배열을 볼 수 있 다. 그림 2와는 달리 농축기가 추출증류탑 앞에 위치 하게 된다. 농축기를 위치시키는 이유는 농축기 상 부에서는 물과 IPA의 공비점 직전까지 농축시키고 탑저로는 물을 제거해 낸다. 그림 2의 2기 증류탑 배 열에서는 수분이 용매 회수탑 상부에서 모두 제거된 다. 증류탑 상부로 물을 얻는다는 의미는 액상의 물 을 스팀을 사용하여 증발시킨 다음에 다시 냉각수로 다시 응축시켜야 하므로 에너지 소모가 많다. 더욱 이 물은 다른 성분에 비해서 잠열이 3배에서 5배 가 량 크다. 아래의 표 4에는 몇 가지 성분들에 대한 증 발잠열을 나타내었다.
표 2. 원료 조건
성분 질량 %
이소프로파놀 57.2
물 42.8
유량 (kg/h) 3,000
온도 (oC) 45
압력 (bar) 2.5
표 3. 제품 사양
이소프로파놀 농도 99.7 wt% 이상
원료 대비 이소프로파놀 회수율 99.9% 이상
이소프로파놀 속의 용매 함량 1 ppmw 이하
폐수 중의 이소프로파놀 농도 500 ppm(몰) 이하
용매 회수탑 하부 온도 160oC
표 4. 몇 가지 성분의 증발잠열
성분 증발잠열 (kcal/kg)
메탄올 267.9
에탄올 200.4
벤젠 94.0
톨루엔 86.8
물 540.9
그림 2. 추출증류 공정 개요도(2기 증류탑 배열).
그림 3. 추출증류 공정 개요도(3기 증류탑 배열).
전산모사
다음의 그림 4에는 위의 그림 2에서 제안한 2기의 증류탑 배열을 이용한 물로부터 IPA를 분리해 내기
위한 추출증류공정에 대한 PRO/II with PROVISION 9.4를 이용한 플로우쉬트를 나타내었다.
또한 아래의 표 5에는 용매로써 EG를 사용하고,
그림 4. 2기의 증류탑 배열을 이용한 추출증류공정에 대한 PRO/II with PROVISION 플로우쉬트.
표 5. 2기의 증류탑 배열을 이용한 추출증류공정에 대한 물질수지 (EG 용매)
Stream number 1 2 6 8
Stream name Feed IPA product Waste water Solvent
Temperature (℃) Pressure (bar) Mass flow (kg/h)
45.0 2.5 3,000
45.0 1.03 1,720.24
55.22 0.16 1,279.76
160.00 2.50 6,763.11 Flow rate (kg/h)
IPA Water EG
1,716 1,284 0
1,716.00 5.16 0.00
0.40 1,278.84 0.00
0.00 0.68 6,762.44 Composition (wt%)
IPA Water EG
57.2 42.8 0.0
99.70 0.30 0.00
0.03 99.97 0.00
0.00 0.01 99.99
표 6. 2기의 증류탑 배열을 이용한 추출증류공정에 대한 물질수지 (DMSO 용매)
Stream number 1 2 6 8
Stream name Feed IPA product Waste water Solvent
Temperature (oC) Pressure (bar) Mass flow (kg/h)
45.0 2.5 3,000
45.0 1.03 1,720.51
55.25 0.16 1,279.49
160.00 2.50 4,369.59 Flow rate (kg/h)
IPA Water EG
1,716 1,284 0
1,715.35 5.16 0.00
0.65 1,278.84 0.00
0.00 0.44 4,396.15 Composition (wt%)
IPA Water EG
57.2 42.8 0.0
99.70 0.30 0.00
0.05 99.95 0.00
0.00 0.01 99.99
특 별 기 획 (II)
표 6에는 용매로써 DMSO를 사용하여 전산모사를 수행한 물질수지 결과를 주요 스트림에 대해서 나타 내었다.
또한 표 7에는 2기의 증류탑 배열에 대해서 용매 에 따른 추출성능을 비교하였다.
표 7에 의하면 응축기의 총 heat duty는 EG 용매 를 사용한 경우가 DMSO 용매를 사용한 경우에 비해 서 약간 더 적음을 알 수 있다. 따라서 냉각수 소모량 에 있어서도 390 ton/h로 394 ton/h 보다 약간 더 적 게 소요됨을 알 수 있다. 하지만 총 재비기 heat duty 는 미약하지만, DMSO 용매를 사용한 경우가 EG 용 매를 사용한 경우보다 약간 더 적음을 알 수 있다. 따 라서 스팀 소모량에 있어서도 6,796 kg/h로 7,390 kg/
h 보다 더 적음을 알 수 있다. 또한 아래의 그림 5에 는 위의 그림 3에서 제안한 3기의 증류탑 배열을 이
용한 물로부터 IPA를 분리해 내기 위한 추출증류공 정에 대한 PRO/II with PROVISION 9.4를 이용한 플
그림 5. 3기의 증류탑 배열을 이용한 추출증류공정에 대한 PRO/II with PROVISION 플로우 쉬트.
그림 6. 총 재비기의 heat duty를 최소화시켜 주는 농축기 상부에 서 최적의 IPA의 농도(EG 용매의 경우).
표 7. 2기의 증류탑 배열에 대해서 용매에 따른 추출성능 비교
항목 EG 용매 DMSO 용매
추출증류탑 응축기 duty 0.9654x106 kcal/h 0.9655x106 kcal/h
용매회수탑 응축기 duty 2.1577x106 kcal/h 2.1849x106 kcal/h
총 응축기 duty 3.1231x106 kcal/h 3.1504x106 kcal/h
추출증류탑 재비기 duty 1.5641x106 kcal/h 1.3303x106 kcal/h
용매회수탑 재비기 duty 2.0538x106 kcal/h 2.0851x106 kcal/h
총 재비기 duty 3.6179x106 kcal/h 3.4154x106 kcal/h
용매 순환유량 6,763 kg/h 4,396 kg/h
냉각수 소모량 390 ton/h 394 ton/h
스팀 소모량 7,390 kg/h 6,976 kg/h
로우쉬트를 나타내었다.
또한 아래의 그림 6과 그림 7에는 총 재비기의 heat duty를 최소화시켜 주는 최적의 농축기 상부에 서의 IPA의 농도를 EG 용매와 DMSO 용매를 사용한 각각의 경우에 대해서 나타내었다.
그림 6에 의하면 EG 용매를 사용하는 경우 농축 기 상부에서 IPA의 농도가 84.5wt%일 적에 총 재비 기의 heat duty가 2.430Ⅹ106 kcal/h임을 알 수 있다.
또한 그림 7에 의하면 DMSO 용매를 사용하는 경우 농축기 상부에서 IPA의 농도가 84.4wt%일 적에 총
재비기의 heat duty가 2.311Ⅹ106 kcal/h임을 알 수 있 다. 또한 아래의 그림 8과 그림 9에는 용매 회수탑 하부의 온도가 180oC 중압 스팀을 이용할 수 있도록 160oC가 되도록 운전압력을 각각의 용매에 대해서 결정하였다.
위의 그림 8에서 보면 EG 용매의 경우 용매 회수 탑 탑저의 온도가 160oC가 되기 위한 탑저의 운전압 력은 29.62 kPa임을 알 수 있으며, DMSO 용매의 경 우에는 43.01 kPa임을 알 수 있다. 운전압력이 낮아 지게 되면 진공 펌프의 용량이 증가하게 되며 또한 증류탑의 직경이 증가하게 된다. 따라서 EG 보다는 DMSO가 좀 더 성능이 우수한 용매임을 알 수 있다.
아래의 표 8에는 용매로써 EG를 사용하고, 표 9에는 용매로써 DMSO를 사용하여 3기의 증류탑 배열에 대해서 전산모사를 수행한 물질수지 결과를 주요 스 트림에 대해서 나타내었다.
또한 아래의 표 10에는 3기의 증류탑 배열에 대해 서 용매에 따른 추출성능을 비교하였다.
표 10에 의하면 응축기의 총 heat duty는 EG 용매 를 사용한 경우가 DMSO 용매를 사용한 경우에 비해 서 약간 더 적음을 알 수 있다. 따라서 냉각수 소모량 에 있어서도 268 ton/h로 269 ton/h 보다 약간 더 적 게 소요됨을 알 수 있다. 하지만 총 재비기 heat duty
그림 7. 총 재비기의 heat duty를 최소화시켜 주는 농축기 상부에 서 최적의 IPA의 농도(DMSO 용매의 경우).
그림 8. 용매 회수탑 온도가 160oC이기 위한 탑저의 운전압력의 결정(EG 용매의 경우).
그림 9. 용매 회수탑 온도가 160℃이기 위한 탑저의 운전압력의 결정(DMSO 용매의 경우).
특 별 기 획 (II)
표 8. 3기의 증류탑 배열을 이용한 추출증류공정에 대한 물질수지(EG 용매)
Stream number 2 5 6 9 10
Stream name Feed Concentrator top IPA product Waste water Solvent
Temperature (oC) Pressure (bar) Mass flow (kg/h)
66.22 2.5 3,000
45.0 1.03 2,030.20
45.00 1.03 1,720.52
45.00 0.02562 309.67
160.00 0.02962 4,017.43 Flow rate (kg/h)
IPA Water EG
1,716 1,284 0
1,715.52 314.68 0.00
1,715.36 5.16 0.00
0.15 309.52 0.00
0.00 0.40 4,017.03 Composition (wt%)
IPA Water EG
57.2 42.8 0.0
84.50 15.50 0.00
99.70 0.30 0.00
0.05 99.95 0.00
0.00 0.01 99.99
표 9. 3기의 증류탑 배열을 이용한 추출증류공정에 대한 물질수지(DMSO 용매)
Stream number 2 5 6 9 10
Stream name Feed Concentrator top IPA product Waste water Solvent
Temperature (oC) Pressure (bar) Mass flow (kg/h)
66.22 2.5 3,000
45.0 1.03 2,030.60
45.00 1.03 1,720.52
45.00 0.02701 312.08
160.00 0.04301 3,002.46 Flow rate (kg/h)
IPA Water EG
1,716 1,284 0
1,715.52 317.09 0.00
1,715.36 5.16 0.00
0.16 311.92 0.00
0.00 0.30 3,002.16 Composition (wt%)
IPA Water EG
57.2 42.8 0.0
84.40 15.60 0.00
99.70 0.30 0.00
0.05 99.95 0.00
0.00 0.01 99.99
표 10. 3기의 증류탑 배열에 대해서 용매에 따른 추출성능 비교
항목 EG 용매 DMSO 용매
농축기 응축기 duty 0.6639x106 kcal/h 0.6470x106 kcal/h
추출증류탑 응축기 duty 0.9655x106 kcal/h 0.9655x106 kcal/h
용매회수탑 응축기 duty 0.5163x106 kcal/h 0.5362x106 kcal/h
총 응축기 duty 2.1457x106 kcal/h 2.1487x106 kcal/h
농축기 재비기 duty 0.6734x106 kcal/h 0.6562x106 kcal/h
추출증류탑 재비기 duty 1.3081x106 kcal/h 1.1668x106 kcal/h
용매회수탑 재비기 duty 0.4508x106 kcal/h 0.4887x106 kcal/h
총 재비기 duty 2.4323x106 kcal/h 2.3117x106 kcal/h
용매 순환유량 4,018 kg/h 3,002 kg/h
냉각수 소모량 268 ton/h 269 ton/h
스팀 소모량: 3기 증류탑 배열 4,968 kg/h 4,721 kg/h
스팀 소모량: 2기 증류탑 배열 7,390 kg/h 6,976 kg/h
매를 사용한 경우보다 약간 더 적음을 알 수 있다. 따 라서 스팀 소모량에 있어서도 4,721 kg/h로 4,968 kg/h 보다 더 적음을 알 수 있다.
결론
본 고에서는 물로부터 IPA를 추출해 내기 위해서 용매로써 EG와 DMSO 사이의 성능을 비교하였다.
결론으로는 EG 용매보다는 DMSO 용매가 용매의 순 환유량이 더 적기 때문에 좀 더 우수한 용매임을 알 수 있었고, 또한 용매 회수탑의 운전압력 또한 EG 용매를 사용한 경우보다 DMSO 용매의 경우가 더 높 음을 알 수 있다. 따라서 진공 펌프의 용량 면에 있어 서나 용매 회수탑의 직경 측면에서도 DMSO 용매가 더 성능이 우수함을 알 수 있다.
2기의 증류탑 배열과 3기의 증류탑 배열에 대해 서는 농축기를 거치는 3기의 증류탑 배열이 에너지 소모 측면에서는 훨씬 더 우수한 공정임을 알 수 있 었다. 그 이유는 농축기 하부로 어느 정도의 물을 액
되는 물의 양을 줄일 수 있기 때문에 물의 잠열에 해 당하는 만큼의 에너지를 절감할 수 있기 때문이다.
참고문헌
[1] Zhigand Lei, Biaohua Chen and Zhongwei Ding, “Spe- cial Distillation Processes, 1st edition”, Elsevier (2005) [2] Xuefei Wu, Jaehyun Nho, Dong Sun Kim and Jungho
Cho, “Comparison of energy consumption of two-col- umn and three-column configuration in the extractive distillation process for high purity refinement of isopro- pyl alcohol”, Asian Journal of Chemistry, vol. 26, No. 16 pp. 5223-5229 (2014)
[3] Jungho Cho and Jong-Ki Jeon, “Optimization study on the azeotropic distillation process for isopropyl alcohol dehydration”, Korean J. Chem. Eng., vol. 23, No. 1 pp.
1-7 (2006)
[4] Jungho Cho, Jongki Park and Jong-Ki Jeon, “Compari- son of three- and two-column configurations in ethanol dehydration using azeotropic distillation”, J. Ind. Eng.
Chem., vol. 12, No. 2 pp. 206-215 (2006)
[5] Jungho Cho and Jong-Ki Jeon, “A study on the opti- mization process for ethanol dehydration azeotropic distillation”, Korean Chem. Eng. Res., vol. 43, No. 4 pp.
474-481 (2005)
Ethanol-Benzene 공비 혼합물의 분리를 위한 압력 변환 증류 공정(Pressure Swing Distillation)의
공정 모사 및 최적화, 열 병합 Case Study 연구
신재선, 파라즈카심, 박상진*
동국대학교 화공생물공학과 [email protected]
서론
액상 혼합물은 혼합물간의 상대휘발도 차이 를 이용하는 일반적인 증류 공정을 이용하여 분 리할 수 있다[1]. 그러나, 증류 공정에서 분리하고자 하는 혼합물의 끓는점이 비슷하거나, 공비점을 형
성하는 공비혼합물의 경우 일반적인 증류탑을 이 용한 증류로는 각각의 물질을 고순도로 분리하 는 것이 불가능하다. 이러한 경우 일반적인 증류 공정 대신 특수 분리 증류공정을 이용할 수 있다.
특수 분리 증류공정에는 공비증류, 추출증류, 압
특 별 기 획 (III)
력변환 증류 등이 있다[2]. 공비증류 공정은 공비 점 분리제가 필요한 반면, 추출증류 공정은 추가 적인 용매 성분이 필요한 것으로 알려져 있으나, 압력변환 증류공정은 제 3의 성분을 필요로 하지 않기 때문에 환경 친화적인 공정이라는 장점을 갖 고 있다. 압력 변환 증류 공정은 공비증류나 추출증 류의 대안 공정으로 사용된다.[3] 압력 변환 증류 공정에 대한 관심이 증대되고 있으며, 많은 공비 혼합물의 적용이 고려되고 있다[4-7].
공비 혼합물의 압력 변화에 대한 공비점 변화에 연구는 1860년대부터 시작되어 왔다.[8,9] Knapp 등 [10]은 압력 변화 따라 공비점이 크게 변화하는 36가지 이성분계 공비 혼합물을 제시하였고, 이 후 Gmehling 등[11]이 가장 완벽한 공비 혼합물 의 데이터를 발표하였다. 그림 1에 나타낸 것처 럼 Ethanol-Benzene 혼합물도 압력 변화에 민감 하게 공비점의 이동을 보인다[12]. 압력 변환 증 류 공정의 원리는 이러한 거동을 이용하여 증류 탑의 작동 압력에 변화를 줌으로써 혼합물의 상대 휘발도와 공비점, 즉 공비조성을 달라지게 함으로써 각각의 성분을 거의 순수한 성분으로의 분리를 용이 하게 한 것이다.
공정 열 병합(Process Heat Integration)은 공정에 소모되는 에너지 소비량을 감소시켜 공정의 에너 지 효율이 증가하게 된다. 대표적으로 증기 재압축 (Vapor Recompression)은 압축된 기체의 가열 퍼텐 셜(Heating Potential)을 통하여 재비기의 Heat Duty 를 낮춰주는 방법으로 External Heat Integration 방 법 중 가장 효율적인 방법이다[13]. 최근에는 에너지 효율을 증가하기 위한 새로운 열 병합 방법들에 대 하여 많은 연구들이 발표되고 있다[14].
본 연구에서는 Ethanol-Benzene 공비 혼합물 의 분리를 위한 압력 변환 증류 공정에 대하여 Invensys사의 PRO/II with PROVISION 9.2를 활 용하여 공정 모사를 진행 하였으며, 저압-고압 및 고압-저압 배열에 대하여 비교하고, 증기 재
압축을 이용한 External Heat Integration 및 다양 한 열 병합 공정 합성 방법들을 적용하여 각 Case에 대한 에너지 최적화를 수행 비교하였다.
압력 변환 증류 공정
압력 변환 증류 공정에 의한 분리는 서로 다른 압력에서 작동되는 두 개의 증류탑을 사용하여 수행된다. 각각의 증류탑에서 증류된 증류탑 상부의 조성은 공비 조성에 접근하면서 증류되고 두 개의 증류탑 사이로 Recycle 되어 운전된다.
공비 혼합물은 동형질의 공비 혼합물(Homogeneous Azeotrope)과 이형질의 공비 혼합물(Heterogeneous Azeotrope)로 구분되며, 동형질의 공비 혼합물은 최 저 비점 공비 혼합물(Minimum Boiling Homogeneous Azeotrope)과 최고 비점 공비 혼합물(Maximum Boiling Homogeneous Azeotrope)이 있다. 최저 비점 공비 혼합물의 경우 증류탑을 통화여 분리 된 후 탑 하부를 통해 순수한 물질을 얻고 탑 상부의 물질을 Recycle 한다. 반대로 최고 비점 공비 혼합물 의 경우 분리된 후 탑 상부를 통하여 순수한 물질을 얻고 탑 하부의 물질을 Recycle 한다[15].
또한, 압력 변환 증류 공정은 저압과 고압의 증 류탑의 배열에 따라 저압-고압 공정 배열과 고압- 저압 공정 배열로 나눌 수 있으며 압력 변환 증 류 공정의 주요 문제는 이 증류탑 배열을 어떻게
그림 1. Vapor Liquid Equilibrium of Ethanol-Benzene System at Low Pressure(1bar) and High Pressure(5bar).
저 비점 공비 혼합물이고 만약 저압(P1) 증류탑이 첫 번째로 배열되고 고압(P2) 증류탑이 다음에 배열된 다면 그림 2에서처럼 공비 혼합물의 원료 조성, cF
는 저압에서의 공비 조성, cAZEO1과 순수한 Ethanol, B의 범위 내에 있을 것이다. 반대로 고압(P2) 증류 탑이 첫 번째로 배열되고 저압(P1) 증류탑이 다음에 배열된다면 cF는 고압에서의 공비조성, cAZEO2와 순 수한 Benzene, A의 범위 내에 있을 것이다. 즉, 그 림 3과 같이 저압-고압 공정 배열의 경우 저압인 P1
의 증류탑에서 탑 하부로 순수성분 Ethanol을 회수
된다. 이것은 Pump에 의하여 가압되어 고압인 P2증 류탑에 주입되어 탑 하부로 순수한 Benzene을 회수 하고 고압의 공비 조성, cAZEO2(D2)에 근접하여 증류 되어 Valve에 의해 감압되어 저압인 P1 증류탑으로 Recycle된다[16].
열역학 이론
기-액 평형 계산을 위해서 다음과 같은 상평형 알 고리즘이 사용된다. Fugacity는 온도, 압력, 기체상 및 액체상의 조성에 따른 함수로써 식 (1)과 같이 나 타낼 수 있다.
식 (1) 여기서 는 기체상에서의 성분 의 화학 적 Fugacity를, 는 액체상에서 성분 의 화학적 Fugacity를 나타낸다. 각 상에서의 비이상성을 해석 하기 위하여 상태방정식(Equation of State)과 액체 활 동도 계수 모델(Liquid Activity Coefficient Model)은 아래 식 (2)와 (3) 같이 나타낼 수 있다.
for Vapor Phase 식 (2) for Liquid Phase 식 (3) 본 연구에서는 Peng-Robinson(PR)[17] 상태 방 정식을 기체상에서의 fugacity 계산을 위하여 사용 하였으며, 액체상에서의 fugacity 계산을 위하여 NRTL[18] 액체 활동도 계수 모델을 사용하였다. PR 상태 방정식은 식 (4)과 같으며, 매개변수 a와 b는 에 너지와 사이즈 파라미터로 임계온도 및 임계압력의 함수로 표현할 수 있으며 식 (5)와 같다. 활용된 alpha function(a)은 식 (6)과 같으며 혼합물에 대한 매개변 수를 계산하기 위하여 식(7)과 같은 mixing rule을 활 용하였다. 혼합물에 대한 매개변수는 식 (8)과 같이 계산하였으며, 이에 대한 이성분계 상호작용 매개변 수인 kij는 0으로 가정하였다.
그림 2. Temperature and Vapor Liquid Mole Fraction of Ethanol at High Pressure(P1) and Low Pressure(P2).
그림 3. Schematic Diagram of Pressure Swing Distillation for Column sequence of first at Low Pressure and then High Pressure.
특 별 기 획 (III)
식 (4) 식 (5) 식 (6) 식 (7) 식 (8)
성분 에 대한 NRTL 액체 활동도 계수 모델식은 식(9)과 같이 표현할 수 있으며, 매개변수 tij와 Gij는 식 (10)과 같이 표현할 수 있다.
식 (9)
식 (10)
식 (10)에서 aij', aji', bij', bji', aij의 이성분계 상호작용 매개변수가 존재하며, Ethanol-Benzene 이성분계 상 평형에 대하여 참고문헌[12]의 실험데이터를 활용하 여 회귀분석을 하여 이성분계 상호작용 변수들을 도 출하였다. 회귀분석에는 PRO/II with PROVISION 9.2에 내장되어 있는 Regress 기능을 사용하였으며, 온도에 대한 변화를 적용하기 위하여 aij와 aji의 값은 0으로 가정하고 3parameter(bij', bji', aij) option을 적용 하였다. 최적의 변수를 구하는데 오차를 최소화시킬 목적 함수로 기체상과 액체상의 조성을 활용하는 식 (11)을 사용하였다.
Object Function =
식 (11)
표 1에는 도출된 NRTL 이성분계 상호작용 변수 들을 나타내었으며, Ethanol-Benzene에 대한 기-액 평형 상평형 Data와 회귀분석으로 추산된 결과를 비
교한 그래프를 그림 4에 나타내었다. 압력 변환 증 류 공정에서는 고압(5bar)과 저압(1bar)의 증류탑을 사용하기 때문에 각 압력에 대하여 회귀분석을 진행 하였으며, 회귀분석 결과의 적합 도를 확인하기 위 하여 추산된 에탄올의 기체상 조성(yi)를 이용하여 Average absolute deviation(AAD)을 식 (12)으로부터 계산하였다.
AAD(%) = 식 (12)
압력 변환 증류 공정의 공정모사 및 최적화
Ethanol-Benzene의 분리를 위한 압력 변환 증류 공정의 공정모사 및 최적화를 위하여 상용 공정 모 사기인 Invensys사의 PRO/II with PROVISION 9.2를 사용하여 수행하였다. 압력 변환 증류 공정에 의한 분리는 서로 다른 압력에서 작동되는 두 개의 증류
표 1. Optimized NRTL binary interaction parameter for Ethanol(i )-Benezene(j ) System
Pressure bij bji aij(= aji) AAD(%) Low
Pressure (1bar)
109.633 531.32 0.3 0.149 High
Pressure (5bar)
256.043 308.058 0.3 0.498
그림 4. Comparison between experimental data and NRTL plot at low pressure(1bar) and high pressure(5bar).
에 대한 온도, 압력 및 조성, 유량에 대한 정보를 나 타내었으며, 표 3에는 공정 모사를 위한 기본적인 조
벤젠의 순도는 99.9%가 되게 하였으며, 이론 단수는 25단, 압력 강하는 0.2bar, 환류 비는 3으로 동일하게
표 2. Feed information
Option Value
Temperature 25 ℃
Pressure 1 bar
Flow Rate 100 kmol/hr
Composition Ethanol 50mol%, Benzene 50mol%
표 3. Process Design Condition
Column Low Pressure column
High Pressure Column Operation
Pressure(bar) 1 5
Column Pressure
Drop(bar) 0.2 0.2
Theoretical Number
of Stage 25 25
Condenser Type Total Total
Reflux ratio 3 3
Design Spec.
(Bottom Product)
Ethanol 99.9mol%
Benzene 99.9mol%
그림 5. Simulated Flow Diagram of Low Pressure – High Pressure Type.
그림 6. Simulated Flow Diagram of High Pressure – Low Pressure Type.
그림 7. Optimal Feed Tray Location for Low Pressure – High Pressure Type.
특 별 기 획 (III)
가정하였다.
저압-고압 및 고압-저압 배열 Case에 대하여 공 정모사 하고 각 원료 주입 단에 대하여 고압과 저압 증류탑의 재비기 Heat Duty의 합이 최소화 하도록 공 정 최적화를 수행하여 비교하였다. 그림 5와 6에는 상용모사기를 활용하여 공정 모사한 저압-고압 및 고압-저압 배열을 나타내었다. 그림 7에 나타낸 것 처럼 저압-고압 배열에서는 원료 주입 단이 20단일 때 재비기의 Heat Duty 값이 7.6068 MM Kcal/HDR 로 가장 최소값을 나타내었으며, 이때의 저압 증류 탑 재비기의 Heat Duty 값은 3.5883 MM Kcal/hr으로 계산 되었으며, 고압 증류탑 재비기의 Heat Duty 값 은 4.0185 MM Kcal/hr로 계산 되었다. 고압-저압 배 열의 경우 그림 8과 같이 원료 주입단이 17단일 때 재비기의 Heat Duty 값이 6.9833 MM Kcal/hr로 가장 최소값을 나타내었으며, 이때의 저압 증류탑 재비기 의 Heat Duty 값은 2.9594 MM Kcal/hr으로 계산되었 으며, 고압 증류탑 재비기의 Heat Duty 값은 4.0239 MM Kcal/hr로 계산되었다.
열병합 공정 Case Study
저압-고압 배열과 고압-저압 배열 중 Total Reboiler Heat Duty가 가장 적게 나온 고압-저압 배열 의 압력 변환 증류 공정을 기본 공정으로 하여 열병 합 공정에 대한 Case Study를 진행하였다. 원료 혼합 물의 조건 및 각 증류탑의 설계 조건은 앞선 공정모 사와 동일하게 진행하였으며, 각 Case 마다 고압 및 저압 증류탑 재비기의 Heat Duty 값을 비교하였다.
그림 9에 나타낸 증기 재압축(Vapor Recompression) 을 이용한 External Heat Integration Process(Case I) 는 두 번째 증류탑인 저압 증류탑의 탑 하부로 배출 된 Ethanol Product의 열을 이용하여 탑상부의 흐름 과 열 교환하여 온도를 높여주고, 이후 압축기를 이 용하여 압력을 높여줌으로써 한 번 더 온도를 높여 주었다. 또한, 이후의 흐름을 고압 증류탑의 재비기 와 열 교환하여 고압 증류탑으로 Recycle되는 흐름 의 온도가 기존의 공정보다 높아짐으로써 재비기의 에너지 소모 값을 줄이는 방법을 적용하였다. 즉, 저 압 증류탑 상부로부터 나온 흐름을 저압 및 고압 증 류탑의 재비가와 두 번 열교환을 시켜줌으로써 재비 기의 에너지 소모 값을 줄이게 되었다. 공정모사 결 과 고압 증류탑 재비기의 Heat Duty 값은 2.9242 MM
그림 8. Optimal Feed Tray Location for High Pressure – Low Pressure Type.
현저히 줄어들었으며, 저압 증류탑의 재비기 Heat Duty도 마찬가지로 1.4730 MM kcal/hr로 기존 공정 의 2.9594 MM kcal/hr의 값보다 많이 줄어들게 나타 났다.
그림 10에 나타낸 Internal Heat Integration Process(Case II)는 저압 증류탑과 고압 증류탑에서 배출된 흐름을 나누어 저압 증류탑의 재비기와 고 압 증류탑의 응축기를 직접 열교환 시킴으로써 에너 지 소모 값을 줄이는 방법을 적용하였다. 응축기 없 이 열 병합을 시켜줌으로써 별도의 에너지 소모 값 이 들지 않으며 저압 증류탑 하부의 흐름이 고압 증 류탑 상부의 흐름의 온도를 높여줌으로써 공정 전체 에 필요한 에너지 소모 값이 적어지게 되었다. 열 교 환에 사용된 나누어진 흐름들은 다시 Recycle되어 원 료 및 에너지의 손실이 없도록 하였고 공정모사 결 과 고압 증류탑 재비기의 Heat Duty 값은 3.8527 MM kcal/HDR로 기존 공정의 값보다 현저히 작은 값으로 나타났다.
Case II의 고압 증류탑 재비기의 Heat Duty 값이 Case I에서의 고압 증류탑 재비기의 Heat Duty 값인 2.9240 MM kcal/hr 보다는 높은 값으로 나타났지만 Case II의 저압 증류탑의 재비기가 고압 응축기와의 열 교환으로 인하여 소모되는 없으므로 전체적인 재 비기의 Heat Duty 값은 고압 증류탑 재비기의 Heat Duty 뿐이어서 Case I의 전체 재비기 Heat Duty 값인 4.3972 MM kcal/hr보다 적게 나타났다. 기존 공정과 각 Case의 에너지 소모 값에 대하여 표 4에 정리하여 나타내었다.
결론
Ethanol과 Benzene 공비 혼합물을 압력 변환 증류 공정을 통하여 분리하는 공정을 모사하고 최적화를 수행하여 고압-저압 증류탑의 배열 및 원료 주입 단 에 대한 최적의 결과를 얻을 수 있었다. 저압-고압 증 류탑 배열에서는 원료 주입 단이 20단일 때 재비기의 Heat Duty 값이 7.6068 MM Kcal/hr로 가장 적은 값을 나타내었으며, 고압-저압 증류탑 배열에서는 원료 주입 단이 17단일 때 재비기의 Heat Duty 값이 6.9833 MM Kcal/hr로 최소값을 나타내었으며, 고압-저압 증류탑 배열이 더 낮은 값으로 더 효율적인 공정이 라 계산 되었다. 이를 이용한 열 병합 공정 Case Study 를 진행하여 그 결과를 얻을 수 있었다. 증기 재압축 을 이용한 External Heat Integration Process는 저압 증 류탑 재비기의 Heat Duty 값이 1.4730 MM kcal/hr, 고
표 4. Comparison by Reboiler Heat Duty of Heat integration Cases
Case Conventional Case I (External)
Case II (Internal) LP Column Reboiler
Heat Duty (MM kcal/hr)
2.9594 1.4730 -
HP Column Reboiler Heat Duty (MM kcal/hr)
4.0239 2.9242 3.8527 Total Reboiler Duty
(MM kcal/hr) 6.9833 4.3972 3.8527
그림 9. Flow Diagram of External Heat Integration Process(Case I).
그림 10. Flow Diagram of Internal Heat Integration Process (Case II).
특 별 기 획 (III)
압 증류탑 재비기의 Heat Duty 값이 2.9242 MM Kcal/
hr로 나타났으며, 저압 증류탑의 재비기와 고압 증류 탑의 응축기를 직접 열교환한 Internal Heat Integration Process는 고압 증류탑 재비기의 Heat Duty 값이 3.8527 MM kcal/hr로 나타났다. 열 병합 Case Study 결 과, 전통적인 공정의 전체적인 재비기 Heat Duty 값 이 6.9833 MM kcal/hr, Case I은 4.3972 MM Kcal/hr, Case II는 3.8527 MM Kcal/hr로 Case II인 Internal Heat Integration Process가 에너지 소모 값이 가장 적으로 나타나 더 경제적임을 확인할 수 있었다.
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