Bu tədqiqat, propilenin hidratasyonuyla izopropanol üretiminden kaynaklanan və diizopropil efir, izopropanol ilə su içeren endüstriyel tullantı suyuyun ayrılması üçün üç inteqrə olunmuş membran-distillə sürecini müqayisə etmaktadır. Tədqiqatçılar, NaA seolit membranla pervaporasyon və ya buhar geçirgenliği yoluyla suyun seçici biçimde uzaklaştırılmasını, etilen glikol kullanılan ekstraktiv distilləyla birleştirmiştir. Süreçler Aspen Plus V11 və Aspen Custom Modeler ilə simüle və optimize edilmiş; cəmi yıllık xərc, isitmə-soyutma yükleri, eşdeğer CO₂/SO₂/NO_x emissiyaları və Gabi yazılımıyla hesaplanan həyat dövrü təsirleri birlikte değerlendirilmiştir.

Karşılaştırılan üç tasarım arasında, sıcak tullantı suyudan və geri kazanılmış etilen glikolden istilik geri kazanarak ham beslemeyi önceden istiliktan H₂O-EG-VP+ED süreci ən aşağı cəmi yıllık xərci və ekoloji təsiryi vermiştir. Bu tasarımın cəmi yıllık xərci 11,104 × 10⁵ ABD doları/yıl, cəmi isitmə yükü 1.822,102 kW və hesaplanan CO₂ emissiyau 1.347,774 kg/yıl kimi bildirilmişdir. PV+ED sürecine kıyasla cəmi yıllık xərc %18,41, istilik tüketiminden türetilen gaz emissiyaları %35,08 və raporlanan həyat dövrü təsirleri %44,08 azalmıştır.

Bununla belə sonuçlar çalışan bir endüstriyel tesiste ölçülmemiş, proses simülasyonları və literatürden alınan membran xüsusiyyətləri üzərindən hesablanmışdır. LCA envanterinin ayrıntılı məlumat kümeleri, enerji üretim karışımı, membranın üretim və kullanım sonu təsirleri ilə ekonomik belirsizlik analizi ana metinde tam kimi təqdim edilməmişdir. Bu səbəbdən tədqiqat, uygulanabilir bir proses tasarımı və müqayisə etmalı modelleme sonucu sunmakta; real tesis performansını və ya kesin endüstriyel qənaətu sübut etmir.

Araştırmanın temel problemi nedir?

İzopropanol (isopropyl alcohol, IPA), ilaç, kimya, elektronik, yağ və çözücü uygulamalarında kullanılan önemli bir organik bileşiktir. Diizopropil eter (diisopropyl ether, DIPE) ise propilenin hidratasyonuyla IPA üretiminde yan ürün kimi ortaya çıkabilmekte və kendisi de çözücü və ya ekstraktan kimi değerlendirilebilmektedir.

Endüstriyel atık akımındaki DIPE, IPA və suyun geri kazanılmasındaki temel zorluk, bu bileşenlerin azeotrop oluşturmasıdır. IPA ilə su, atmosferik basınç altında yaklaşık %12,6 kütle su içeren ikili bir azeotrop oluştururken DIPE, IPA və su birlikte üçlü azeotropik davranış göstərir. Azeotrop noktasında buhar və sıvı fazların bileşimleri birbirine yaklaştığından, geleneksel distilləyla bileşenleri istenen saflığa kadar ayırmak güçleşir.

Geleneksel azeotropik və ya ekstraktiv distillə sistemleri çoğunlukla birden fazla kolon, yüksək yeniden kaynatıcı yükü, yoğuşturma və təkrar buharlaştırma işlemleri gerektirir. Akımdaki su miktarı ayrılmaın ilk aşamalarında azaltılsa bile ksahə azeotropik su, sonraki kolonlarda taşınmaya və enerji tüketmeye devam eder. Tədqiqatın temel yaklaşımı, bu suyu ekstraktiv distillə öncesinde seçici bir membranla uzaklaştırarak üçlü azeotropu daha kolay yönetilebilen DIPE/IPA ikili karışımına dönüştürmektir.

NaA seolit membran suyu necə ayırmaktadır?

NaA seolit membranın ayırma davranışı hem moleküler boyuta hem de yüzey polaritesine dayanmaktadır. Çalışmada məlumatlen yaklaşık kinetik molekül çapları şunlardır:

NaA yapistilikndaki alüminyum atomları membran yüzeyine güçlü hidrofilik karakter kazandırmaktadır. Son derece polar olan su, membran yüzeyine və gözenek kanallarına tercihli kimi adsorbe olur. Orta polaritedeki IPA daha zayıf, polar olmayan DIPE ise çox daha zayıf adsorpsiyon gösterir. Böylece su hem daha küçük olması hem de membranla daha güçlü təsirleşmesi niyəiyle seçici kimi geçirgen faza taşınır.

Çalışmada membran üçün kullanılan tasarım girdileri, 0,667 kPa geçirgen taraf basıncı, yaklaşık 60–70 °C tədqiqat sıcaklığı və 5,6 kg·m⁻²·saat⁻¹ su akistilikdır. NaA membran xərci 16.500 CNY/m², ekonomik hizmet ömrü ise beş yıl kabul edilmiştir. Bunlar bu araşdırmada birbaşa ölçülen değerler değil; proses xərc modeline aktarılan literatür və texniki kılavuz girdileridir.

Pervaporasyon ilə buhar geçirgenliği arasındaki fərq nedir?

Pervaporasyon (PV) sürecinde membranın besleme tarafına sıvı karışım gelir. Su membrana adsorbe olur, membran içində difüze olur və aşağı basınçlı tarafta buhar kimi çıkar. Beslemenin sıvı hâlde tutulması, distilasyon kolonundan çıkan buharın önce yoğuşturulmasını və membran koşulları üçün yeniden istiliktılmasını gerektirebilir.

Buhar geçirgenliği (vapor permeation, VP) sürecinde ise besleme membrana birbaşa buhar hâlinde gönderilir. Tədqiqatın VP+ED tasarımında, ön yoğunlaştırma kolonu T101’in tepe buharı yoğuşturulmadan NaA membran modülüne yönlendirilmiştir. Böylece T101 tepe yoğuşturucusunun yükü və membran öncesindeki ikinci isitmə-buharlaştırma işlemi büyük ölçüde ortadan kaldırılmıştır.

Bu fərq yalnız membranın besleme fazını değiştirmemektedir. Kolon və membran arasındaki enerji entegrasyonunu da değiştirerek ekipman sayistiliknı, istilik değiştirici yüklerini və yıllık işletme xərcini təsirlemektedir.

Membran ayırma modeli necə kurulmuştur?

Membran performansı önce ayırma faktörü və bileşen akistilikyla müəyyən edilmişdir:

\[ \beta = \frac{y_i/(1-y_i)}{x_i/(1-x_i)} \]

Burada x_i, i bileşeninin beslemedeki kütle kesrini; y_i ise geçirgen akımdaki kütle kesrini göstərir. Ayırma faktörünün büyümesi, bileşenin geçirgen fazda beslemeye görə daha fazla zenginleştiğini ifade eder.

Bileşen akistilik bu ilişkiyle məlumatlmişdir:

\[ J_i = \frac{M_{P,i}}{t A_M} = \frac{F_{P,i}}{A_M} \]

• J_i: i bileşeninin membran akistilik, kg·m⁻²·saat⁻¹,
• M_P,i: belirli sürede geçen i bileşeninin kütlesi, kg,
• t: geçen süre, saat,
• A_M: təsirn membran sahəı, m²,
• F_P,i: geçirgen bileşen kütlesel sərfsi, kg·saat⁻¹.

PDF açıqlamasında t birimi “saat⁻¹” kimi yazılmıştır; akı denklemine görə t’nin zaman birimi kimi saat olması gerekir. Bu, metindeki birim yazımı tutarsızlığıdır.

Su aktarımının itici gücü, tutulma və geçirgen taraf arasındaki konsantrasyon fərqıyla modellenmiştir:

\[ J_W A_M = F_{P,W} = A_M D_W(C_{R,W}-C_{P,W}) \]

D_W membran içindeki təsirn su difüzyon katsayistiliknı, C_R,W tutulma tarafındaki və C_P,W geçirgen tarafındaki su konsantrasyonunu göstərir. Konsantrasyon fərqı büyüdükçe, diğer koşullar sabitken su aktarım hızı artmaktadır.

Difüzyon katsayistiliknın sıcaklığa bağımlılığı Arrhenius tipi ilişkiyle məlumatlmişdir:

\[ D_W = D_{W,0}\exp\left(-\frac{E_W}{RT}\right) \]

• D_W,0: ön-üstel difüzyon katsayistilik,
• E_W: su aktarımı üçün təsirn aktivasyon enerjisi,
• R: gaz sabiti,
• T: mutlak temperatur, K.

Geçirgen taraftaki su konsantrasyonu ideal gaz yaklaşımıyla modellenmiştir:

\[ C_{P,W} = \frac{Z_{P,W}P_{\mathrm{perm}}M_W}{0.08206T} \]

Formülde Z_P,W geçirgen fazdaki su mol kesrini və P_perm geçirgen taraf basıncını göstərir. Metin M_W sembolünü “su kütle kesri” kimi tanımlasa da ideal gaz dönüşümünde bu konum genellikle moleküler kütleyi gerektirir. PDF’nin sembol açıqlaması ilə denklemin boyutsal yapistilik arasında belirsizlik bulunmaktadır.

Membran boyunca axın değişimini hesaplamak üçün cəmi membran N adet diferansiyel bölüme ayrılmış və her bölüm üçün kütle, enerji və bileşen dengeleri kurulmuştur:

\[ \frac{dM_R}{dt}=F_{R,n-1}-F_{R,n}-F_{P,n}=0 \]

\[ M_R\frac{dH_{R,n}}{dt}=F_{R,n-1}H_{R,n-1}-F_{R,n}H_{R,n}-F_{P,n}H_{P,n} \]

\[ M_R\frac{dz_{R,n,W}}{dt}=F_{R,n-1}z_{R,n-1,W}-F_{R,n}z_{R,n,W}-F_{P,n}z_{P,n,W} \]

Bu denklemler her membran bölümünde giriş, tutulma çıkışı və geçirgen çıkışı arasındaki kütle, entalpi və su bileşimi değişimini hesaplamaktadır. Türevlerin sıfıra eşitlenmesi qərarlı durum kabulünü göstərir. Model Aspen Custom Modeler ortamında oluşturulmuş və Aspen Plus prosesləriyle bütünleştirilmiştir.

Ekstraktif distillə üçün sürükleyici necə seçilmiştir?

Ekstraktif distilləda karışıma yüksək kaynama noktalı bir sürükleyici çözücü eklenerek DIPE ilə IPA arasındaki bağıl uçuculuk değiştirilir. Tədqiqatçılar altı aday sürükleyiciyi müqayisə etmişdir:

• Etilen glikol (EG),
• 1,3-propandiol (PDO),
• Dimetil sülfoksit (DMSO),
• N-metil-2-pirolidon (NMP),
• N,N-dimetilasetamid (DMAC),
• N,N-dimetilformamid (DMF).

Bağıl uçuculuk genel kimi bu ilişkiyle müəyyən edilmişdir:

\[ \alpha_i = \frac{K_{\mathrm{LC}}}{K_{\mathrm{HCs+SOL}}} \]

Burada K = y/x, sıvı və buhar faz bileşimleri arasındaki denge nisbətıdır. Birinci ayırma aşamasında DIPE’nin IPA və çözücü karışımına görə uçuculuğu; çözücü geri kazanım kolonunda ise IPA’nın çözücüye görə uçuculuğu önemlidir.

Şekil 2’de EG, aşağı və orta IPA mol kesirlerinde DIPE/IPA bağıl uçuculuğunu diğer çözücülerden çox daha yüksək değerlere çıkarmaktadır. Eğri yaklaşık x_IPA = 0,4 civarında 21’in üzerine ulaşmakta, lakin IPA nisbətı 0,6’dan sonra hızla düşmektedir. PDO ise başlangıçta yaklaşık 9 olan bağıl uçuculuğu daha yavaş azsahə bir eğriyle sürdürmektedir. DMAC’ın değeri yüksək IPA kesirlerinde artmaktadır. Bu davranış, yalnız tək bir bileşim noktasındaki bağıl uçuculuğa bakarak sürükleyici seçmenin yeterli olmadığını göstərir.

PECI və LCAI göstergeleri neyi ölçmektedir?

Tədqiqatçılar sürükleyicileri tam proses simülasyonu öncesinde hızlı biçimde elemek üçün proses ekonomik xərc indeksi (PECI) və həyat dövrü təsir indeksi (LCAI) kullanmıştır.

\[ PECI = \sum_{i=1}^{n}\left[\left(\frac{1}{|\alpha_i-1|}\right)^{0.65}+\left(\frac{1}{\log_{10}\alpha_i}\right)^{0.802}+\frac{1}{|\alpha_i-1|}\right] \]

\[ LCAI = \sum_{i=1}^{n}\frac{1}{|\alpha_i-1|} \]

Bağıl uçuculuk 1’e yaklaştıkça ayırma zorlaşır; buna bağlı kimi kolon buhar yükü, kolon yüksəkliği və enerji gereksinimi büyüyebilir. Bu səbəbdən formüllerde |α − 1| değerinin küçülmesi PECI və LCAI değerlerini yükseltmektedir. Düşük indeks değeri daha kolay ayırma və model varsayımları altında daha aşağı xərc və ya ekoloji yük beklentisini temsil eder.

PDO, IPA’nın çözücüden geri kazanılması aşamasında EG’den daha yüksək bağıl uçuculuk vermiştir. Buna rağmen EG’nin ilk ayırma aşamasındaki güçlü performansı cəmi PECI və LCAI değerlerini ən aşağı düzeye indirmiştir. Bu səbəbdən tədqiqatçılar inteqrə olunmuş proses üçün etilen glikolü seçmiştir.

Termodinamik model necə belirlenmiştir?

Azeotropik və yüksək derecede ideal olmayan karışımların simülasyonu, bileşenler arasındaki təsirleşimleri doğru temsil eden bir aktivite katsayistilik modeline ihtiyaç duyar. Çalışmada NRTL və UNIQUAC modellərinin hesaplanan değerleri deneysel buhar-sıvı denge məlumatleriyle müqayisə etılmıştır. UNIQUAC modelinin kök orta kadr sapmasının daha aşağı olduğu bildirilmiş və proses simülasyonlarında bu model seçilmiştir.

DIPE/IPA/EG bileşen çiftlerine ilişkin ikili təsirleşim parametrelerinin ek Tablo S5’te bulunduğu belirtilmektedir. Lakin yüklenen PDF’de söz konusu destəkleyici tablonun sayısal içeriği yer almamaktadır. Bu eksiklik, termodinamik modelin başka bir araşdırmacı tarafından eyni biçimde yeniden kurulmasını güçleştirmektedir.

Hangi proseslər müqayisə etılmıştır?

Tədqiqatın ana müqayisə etması üç inteqrə olunmuş tasarım arasında yapılmıştır:

Şekil 4, literatürdeki beş daha geniş proses sınırını müqayisə etmaktadır: yalnız ekstraktiv distillə, ön yoğunlaştırmalı ekstraktiv distillə, membranla çözücü geri kazanımı, vakumlu ekstraktiv distillə-membran birleşimi və reaktif distillə-ekstraktiv distillə birleşimi. Araştırmanın yeni tasarımları, reaktif distilləda suyu kimyasal reaksiyonla tüketmek yerine suyu NaA membranla fiziksel kimi uzaklaştırmayı hədəfləyir.

Besleme akımı və ürün hedefleri nelerdir?

Süreç şemalarında kullanılan ham besleme 10.000 kg/saat sərfde, 25 °C temperaturta və aşağıdaki kütle bileşimindedir:

• %30 DIPE: 3.000 kg/saat,
• %10 IPA: 1.000 kg/saat,
• %60 H₂O: 6.000 kg/saat.

Tədqiqatın bir metin cümlesinde H₂O nisbətı %40 kimi yazılmıştır. Bu nisbət cəmi kütle bileşimini %80’de bırakmaktadır. Akış şemaları, ürün sərfleri və kütle dengeleri ise %60 H₂O ilə tutarlı olduğundan proses açıqlamasında %60 değeri istifadə olunmuşdur.

Optimizasyon, aşağıdaki ürün saflıklarını sağlamak zorundadır:

• DIPE saflığı en az %99,97 kütle,
• IPA saflığı en az %99,5 kütle,
• Geri kazanılmış EG saflığı en az %99,99 kütle.

DIPE və IPA üçün modelde hesaplanan geri kazanım nisbətlarının %99,9’un üzərində olduğu bildirilmişdir. Bunlar simülasyon sonuçlarıdır; pilot və ya ticari tesiste ölçülmüş ürün məlumatmleri deyil.

PV+ED sürecinde kütle axını necədır?

Ham besleme önce T101 yoğunlaştırma kolonuna girer. Kolon altından yaklaşık 5.750 kg/saat, %99,95 saflıkta su çıkarılır. T101 tepe akımı yaklaşık 4.250 kg/saat sərfde olup %70,59 DIPE, %23,54 IPA və %5,87 H₂O içerir.

Bu akım PV membranına gönderildiğinde 44,478 m² təsirn membran sahəı üzərindən yaklaşık 249,1 kg/saat su geçirilir. Membran tutulma akımı yaklaşık 4.000,9 kg/saat sərfde, %74,99 DIPE, %25,00 IPA və yalnız %0,01 H₂O içermektedir.

Susuzlaştırılmış DIPE/IPA karışımı, 3.000 kg/saat etilen glikol kullanılan T201 ekstraktiv distillə kolonuna gönderilir. T201 tepesinden yaklaşık 3.000,5 kg/saat və %99,976 DIPE içeren ürün alınır. Kolon altındaki IPA/EG karışımı T301 çözücü geri kazanım kolonuna girer. T301 tepesinden yaklaşık 1.000,5 kg/saat, yaklaşık %99,86–99,88 IPA; altından ise yaklaşık 2.999,92 kg/saat yüksək saflıkta geri dönüş EG elde edilir.

VP+ED tasarımı niyə daha az enerji kullanmaktadır?

PV+ED tasarımında T101’den çıkan buharın yoğuşturulması və daha sonra membrana uygun koşullarda yeniden buharlaştırılması gerekir. VP+ED tasarımında tepe buharı membrana birbaşa gönderildiği üçün iki enerji yoğun adım kısaltılmıştır.

T101 tepe yoğuşturucu yükü PV+ED’de −834,333 kW iken VP+ED və H₂O-EG-VP+ED tasarımlarında sıfır kimi raporlanmıştır. Membran öncesi yeniden isitmə yükü PV+ED’de 172,067 kW iken VP tabanlı tasarımlarda 2,250 kW’a düşmüştür.

Şekil 8’de birbaşa buhar beslemeli proses daha kısa bir axın dizisiyle gösterilmektedir. Membrandan çıkan tutulma akımının bir bölümü T101’e geri döndürülürken ksahə bölüm T201’e beslenmektedir. Bu entegrasyon, membran və distillə ekipmanlarını yalnız art arda bağlamak yerine termal kimi birlikte çalıştırmaktadır.

H₂O-EG istilik entegrasyonu necə uygulanmıştır?

H₂O-EG-VP+ED tasarımı, sistem içində zaten bulunan iki sıcak akımı ham beslemeyi isitmək üçün kullanmaktadır:

1. T101 altından və membran geçirgeninden gelen yaklaşık 5.999,1 kg/saat sıcak su,
2. T301 altından geri dönen yaklaşık 2.999,92 kg/saat sıcak etilen glikol.

Sıcak su yaklaşık 99,6 °C’den 25–26 °C düzeyine soğutulurken ham beslemenin ilk ön isitməsını gerçekleştirir. Birinci eşanjörün istilik yükü 523,023 kW, sahəı 78,721 m² kimi hesablanmışdır. Ardından yaklaşık 202 °C’deki geri kazanılmış EG, 65 °C’ye kadar soğutularak ikinci ön isitmə adımını sağlar. İkinci eşanjörün yükü 311,594 kW, sahəı 7,136 m²’dir.

Bu iki aşamayla ham besleme 25 °C’den 71,32 °C’ye kadar istiliktılmıştır. Ön isitmə, T101 yeniden kaynatıcı yükünü 1.519,222 kW’tan 647,962 kW’a düşürmüştür. Ek eşanjörler ilk yatırım xərcini artırsa da yıllık enerji xərcindeki düşüş cəmi yıllık xərci azaltmıştır.

Toplam yıllık xərc necə hesablanmışdır?

Toplam yıllık xərc (total annual cost, TAC), yıllıklaştırılmış ekipman yatırımı ilə yıllık işletme xərcinin cəmiı kimi hesablanmışdır:

\[ TAC = \frac{TCC+TEC}{3}+TOC = TIC+TOC \]

Burada üç yıl ekipman geri ödeme süresi kabul edilmiştir. TIC yıllıklaştırılmış yatırım xərcini, TOC ise sıcak buhar və soyutma suyu gibi işletme xərclerini ifade eder. Yıllık tədqiqat süresi 8.000 saat, Marshall & Swift xərc indeksi 2.171,6 alınmıştır.

Temel xərc yaklaşımı kolon gövdesi, tepsiler və istilik değiştiricileri içermekte; nasoslar, borular və klapanlar genel Luyben-Douglas yaklaşımında ihmal edilmektedir. Membran xərci ayrıca membran sahəı, birim fiyat və beş yıllık ömür üzərindən modellenmiştir. Bu kabuller mutlak xərc sonuçlarının fərqlı ülke, yıl, enerji fiyatı və ya ekipman tedarik koşullarına birbaşa aktarılmasını sınırlar.

H₂O-EG-VP+ED sürecinin yatırım xərci VP+ED’dən yüksəktir; çünkü iki ek istilik değiştiricinin cəmi sahəı 85,857 m²’dir. Bunun əvəzində işletme xərci 6,415 × 10⁵ ABD doları/yıldan 4,533 × 10⁵ ABD doları/yıla düşmektedir. Şekil 10’daki çubuk grafik, cəmi xərc avantajının esas kimi işletme xərcindeki azalmadan kaynaklandığını göstərir.

Enerji tüketimi ne kadar azalmıştır?

Şekil 11’de PV+ED və VP+ED proseslərinde en büyük istilik yükü T101’in yeniden kaynatıcistiliknda görülmektedir. H₂O-EG istilik entegrasyonu bu baskın yükü yaklaşık %57 azaltarak cəmi enerji tüketiminde belirgin düşüş sağlamıştır. Diğer kolonların yükleri eyni ölçüde azalmamış; T201 yükü H₂O-EG sürecinde 600,431 kW ilə diğer iki tasarımdaki 548,171 kW değerinden biraz yüksək çıkmıştır. Toplam kazanç, T101’deki büyük azalmanın bu yerel artımı aşmasından kaynaklanmaktadır.

Gaz emissiyaları necə hesablanmışdır?

Çalışmadaki CO₂, SO₂ və NO_x değerleri baca gazından birbaşa ölçülmemiştir. Yeniden kaynatıcı istilik tüketimi önce eşdeğer standart kömür tüketimine, daha sonra sabit emissiya katsayılarıyla gaz kütlesine dönüştürülmüştür:

\[ M_{\mathrm{gas}} = \alpha_{\mathrm{gas}}M_{\mathrm{coal}} \]

\[ M_{\mathrm{coal}} = \frac{Q_R N}{\eta_{\mathrm{coal,trans}}Q_{\mathrm{standard}}} \]

• Q_R: cəmi yeniden kaynatıcı yükü,
• N: yıllık 8.000 saat tədqiqat süresi,
• η_coal,trans: 0,92 kabul edilen dönüşüm məlumatmi,
• Q_standard: standart kömür üçün 29.307,6 kJ/kg istilikl değer,
• α_gas: CO₂, SO₂ və ya NO_x dönüşüm katsayistilikdır.

PDF’de Denklem 14’ün basılı biçiminde sol tarafta M_gas yerine M_coal görünmektedir. Metinsel açıqlama və takip eden denklem, amaçlanan ilişkinin yukarıdaki gaz emissiyau dönüşümü olduğunu göstərir; notasyon hatası bu makalede açıqça göstərilmişdir.

H₂O-EG-VP+ED sürecinde hesaplanan CO₂ değeri PV+ED’ye görə %35,08, VP+ED’ye görə %30,89 daha aşağıtür. Bütün gaz türlerinin eyni nisbətda azalmasının niyəi, emissiyaların eyni cəmi istilik tüketiminden sabit katsayılarla türetilmesidir. Bu sonuçlar birbaşa tesis emissiya ölçümü deyil.

Yaşam döngüsü qiymətləndirməsi hangi kategorileri kapsamaktadır?

Çalışma, ISO 14040 yaklaşımına dayandığını belirttiği həyat dövrü qiymətləndirməsini Gabi yazılımı və CML2001 məlumat yapistilikyla gerçekleştirmiştir. Beş təsir kategorisi istifadə olunmuşdur:

• GWP: Küresel istiliknma potansiyeli, CO₂ eşdeğeri,
• AP: Asitleşme potansiyeli, SO₂ eşdeğeri,
• HTP: İnsan toksisitesi potansiyeli, DCB eşdeğeri,
• FETP: Tatlı su ekotoksisitesi potansiyeli, DCB eşdeğeri,
• TETP: Karasal ekotoksisite potansiyeli, DCB eşdeğeri.

Şekil 13’te bütün təsir kategorileri PV+ED’den VP+ED’ye, ardından H₂O-EG-VP+ED’ye doğru azalmaktadır. H₂O-EG-VP+ED sürecinin cəmi LCA təsirsinin PV+ED’ye görə %44,08, VP+ED’ye görə %29,12 daha aşağı olduğu bildirilmişdir.

Ana metin, Gabi içində kullanılan elektrik və buhar məlumat kümelerini, coğrafi enerji karışımını, membran modülünün üretim envanterini, ekipman kullanım sonunu və duyarlılık analizini ayrıntılı kimi vermemektedir. Bu səbəbdən sonuçlar proseslər arasındaki göreli müqayisə etmayı destəklemekle birlikte, tam LCA’nın bağımsız biçimde yeniden üretilmesi üçün gereken tüm envanter ayrıntılarını sunmamaktadır.

Grafikler və proses şemaları ne göstərir?

• Şekil 1: Ekstraktif distillə kolonu ilə çözücü geri kazanım kolonunun temel iki kolonlu yapistiliknı göstərir.
• Şekil 2: Altı sürükleyicinin DIPE/IPA bağıl uçuculuğunu IPA mol kesrine bağlı kimi necə değiştirdiğini göstərir.
• Şekil 3: EG’den DMF’ye doğru PECI və LCAI değerlerinin genel kimi yükseldiğini; EG’nin ən aşağı cəmi indekslere sahip olduğunu göstərir.
• Şekil 4: Beş fərqlı ayırma təknolojisinin sistem sınırlarını, enerji və malzeme girişlerini, ürünleri və emissiya noktalarını müqayisə etmaktadır.
• Şekil 5: Ön yoğunlaştırma, membran susuzlaştırma, ekstraktiv distillə və EG geri kazanımından oluşan genel PV/VP+ED dizisini göstərir.
• Şekil 6: PV+ED sürecindeki kolonları, akım bileşimlerini, sərfleri, temperaturları və membran sahəını ayrıntılı biçimde vermektedir.
• Şekil 7: T201’in sürükleyici besleme tepsisi, ana besleme tepsisi və cəmi tepsi sayistilikna görə TAC değişimini göstərir. En aşağı bölgeler NS = 9, NF2 = 15 və NT2 = 19 civarındadır.
• Şekil 8: Kolon tepe buharının birbaşa membrana bağlandığı VP+ED sürecini göstərir.
• Şekil 9: Sıcak tullantı suyu və geri dönüş EG akımlarıyla iki aşamalı ham besleme ön isitməsını göstərir.
• Şekil 10: H₂O-EG-VP+ED’nin yatırım xərci VP+ED’dən yüksək olsa da işletme və cəmi xərcinin ən aşağı olduğunu göstərir.
• Şekil 11: Isı entegrasyonunun xüsusiyyətle T101 yeniden kaynatıcı yükünü azalttığını göstərir.
• Şekil 12: Isı tüketiminden hesaplanan CO₂, SO₂ və NO_x değerlerinin H₂O-EG-VP+ED’de ən aşağı olduğunu göstərir.
• Şekil 13: Beş həyat dövrü təsir kategorisinin tamamında eyni proses sıralamasını göstərir.

Tədqiqatın destəklediği sonuçlar nelerdir?

• Model varsayımları altında, kolon tepe buharını birbaşa NaA membrana göndermek PV’ye kıyasla yoğuşturma və yeniden buharlaştırma yüklerini azaltmaktadır.
• Sıcak tullantı suyu və geri kazanılmış EG ilə ham besleme ön isitməsı, T101 yeniden kaynatıcı yükünde büyük azalma sağlamaktadır.
• EG, incelenen altı sürükleyici arasında cəmi PECI və LCAI bakımından en uygun aday kimi hesablanmışdır.
• Üç simüle proses içində H₂O-EG-VP+ED, TAC, cəmi isitmə yükü, eşdeğer gaz emissiyaları və raporlanan LCA kategorilerinde ən aşağı değerleri vermiştir.
• Simülasyon, hedeflenen DIPE, IPA və geri dönüş EG saflıklarına teorik kimi ulaşılabileceğini göstərir.

Çalışma neyi sübut etmir?

• H₂O-EG-VP+ED sürecinin pilot və ya ticari ölçekte kesintisiz çalıştığını göstərmir.
• NaA membranın real endüstriyel tullantı suyudaki kirleticilere, tuzlara, ağır organiklere və ya uzun dönem termal çevrimlere dayanıklılığını test etmemektedir.
• Membranın beş yıllık hizmet ömrünü deneysel kimi doğrulamamaktadır.
• Hesaplanan ürün saflıkları və geri kazanımlar real tesis analiziyle doğrulanmamıştır.
• Emisyon değerleri birbaşa ölçülmüş baca emissiyaları deyil.
• Enerji fiyatı, membran fiyatı, iskonto nisbətı və ya hizmet ömründeki değişimlere ilişkin belirsizlik və Monte Carlo analizi təqdim edilməmişdir.
• Membran üretimi, yenilenmesi və bertarafının tüm ekoloji təsirlerinin LCA’ya hangi ayrıntıda dâhil edildiği açıqlanmamıştır.
• Çalışma fərqlı tesis kapasitelerinde eyni ekonomik üstünlüğün korunacağını göstərmir.

Tədqiqatın güçlü yönleri nelerdir?

Araştırmanın önemli güçlü yönü, süreci yalnız enerji tüketimi və ya cəmi yıllık xərc gibi tək bir ölçüte görə qiymətləndirməmesidir. Sürükleyici seçimi, termodinamik model, membran sahəı, kolon tasarımı, istilik entegrasyonu, yatırım və işletme xərci, eşdeğer emissiyalar ilə beş LCA kategorisi eyni proses tasarım zinciri içində ele alınmıştır.

PV, VP və istilik inteqrə olunmuş VP tasarımlarının eyni ürün saflığı hedefleri altında müqayisə etılması, avantajın yalnız ürün şartlarının gevşetilmesinden kaynaklanmasını önlemektedir. Akış şemalarında ana akımların sərf, bileşim və temperaturlarının məlumatlmesi de kütle dengesinin genel kimi takip edilmesini sağlamaktadır.

Tədqiqatın temel sınırlılıkları nelerdir?

• Çalışma hakem qiymətləndirməsindən keçməmiş bir preprinttir.
• Tüm ana sonuçlar proses simülasyonu və ekonomik-ekoloji modellemeye dayanmaktadır.
• Termodinamik ikili təsirleşim parametrelerini içeren destəkleyici tablolar yüklenen sürümde yoxdur.
• Besleme bileşimi metinde bir yerde %30/%10/%40, axın şemalarında %30/%10/%60 kimi məlumatlmişdir.
• Membran akı və ömür değerleri bağımsız deneylerle doğrulanmamıştır.
• Ekonomik model nasos, boru və klapanlar gibi bazı ekipmanları ihmal etmektedir.
• Maliyet yılı, döviz dönüşümleri və yerel enerji fiyatlarının gelecektəki değişimi üçün belirsizlik aralığı məlumatlmemiştir.
• LCA envanterinin ham məlumat setleri və sistem sınırlarının bütün ayrıntıları təqdim edilməmişdir.
• Denklem 14’te sembol basım hatası, membran akı açıqlamasında zaman birimi və Denklem 5’te M_W tanımı açistilikndan notasyon belirsizlikleri vardır.
• Korozyon, idarəetmə sistemi, başlatma-durdurma davranışı, güvenlik analizi və membran kirlenmesi modellenmemiştir.

Geçmiş, bugün və gelecek açistilikndan önemi nedir?

Geleneksel azeotrop ayırma sistemleri, kaynama dengesi sınırlamasını daha fazla kolon, basınç değişimi, yeni çözücü və ya kimyasal reaksiyonla aşmaya tədqiqatktadır. Bu tədqiqat, önce suyu moleküler ölçekte seçici biçimde çıkarıp ardından ksahə organik karışımı distillə fikrini proses bütünleştirme açistilikndan geliştirmektedir.

Bugünkü katkı, membranı bağımsız bir son arıtma ünitesi kimi değil, distilasyon kolonunun tepe buharı və tesis içi atık istilikyla birlikte tasarlamasıdır. Sonuçlar, bir ekipmanın kendi enerji məlumatminden çok, ekipmanlar arasındaki akımın hangi temperatur və fazda aktarıldığının cəmi proses performansını belirleyebileceğini göstərir.

Gelecekte bu tasarımın real tullantı suyuyla pilot ölçekte doğrulanması, uzun dönem membran qərarlılığının ölçülmesi, ayrıntılı dinamik idarəetmə sisteminin kurulması və ekonomik-LCA belirsizliklerinin nicel kimi analiz edilmesi gerekir. Daha uzun ömürlü və daha yüksək su akistilikna sahip membranlar, eyni kapasite üçün gereken membran sahəını və yatırım xərcini azaltabilir. Lakin bu olasılık, mevcut tədqiqatnın birbaşa kanıtladığı bir sonuç değil, yazarların geleceğe yönelik proses geliştirme qiymətləndirməsidir.

Tədqiqatın Yöntemi və Bulguları

Teknik metod özeti

Optimize edilmiş kolon və axın bilgileri

Üç sürecin çox ölçütlü sonuçları

H₂O-EG-VP+ED tasarımı, VP+ED’ye kıyasla da TAC’ı %8,95, istilik tüketiminden hesaplanan gaz emissiyalarını %30,89 və LCA təsirlerini %29,12 azaltmıştır. En aşağı cəmi xərcin elde edilmesi, ən aşağı ilk yatırım xərcinden değil; istilik geri kazanımı sayesinde daha aşağı yıllık işletme xərcinden kaynaklanmıştır.

Mənbə və metod qeydi

Tədqiqatın tam özgün adı: Multi-criteria evaluation in TAC, energy consumption, gas emissions, and LCA of integrated membrane dehydration and extractive distillation processes for separating diisopropyl ether/isopropanol/water azeotropes

PDF’deki yazarlar və sıraları: Qinggang Xu; Keyin Yin; Chun Deng; Yinglong Wang

Eş birinci yazar bilgisi: PDF’de eş katkı və ya eş birinci yazarlık beyanı yoxdur.

Sorumlu yazar: Chun Deng

Sorumlu yazar e-postası: chundeng@cup.edu.cn

Kurumsal bağlantılar:

1. State Key Laboratory of Heavy Oil Processing, College of Chemical Engineering and Environment, China University of Petroleum, Beijing, 102249, China
2. College of Chemistry and Chemical Engineering, Ningxia University, Yinchuan, 750021, P. R. China

Bibliyografik məlumat uyumsuzluğu: Yüklenen PDF ikinci yazarı “Keyin Yin” kimi vermektedir. SSRN’nin arama metadatasında “Kexin Yin” yazımı və PDF’dekilerle tam örtüşmeyen kurum bilgileri görülmektedir. Bu makalede PDF’deki yazım və sıralama korunmuştur. Yayımdan önce doğru yazım və kurumların sorumlu yazar və ya güncellenmiş SSRN kaydı üzərindən doğrulanması gerekir.

DOI: 10.2139/ssrn.6946629

Yayın platformu: SSRN

Dergi və ya konferans: Bu sürüm üçün hakemli bir dergi və ya konferans yayını doğrulanamamıştır.

Özgün hakemli yayınevi: Hakemli bir dergi yayınevi bu sürüm üzərindən doğrulanamamıştır. Çalışma SSRN preprint platformunda dağıtılmaktadır.

Resmî bağlantı:https://ssrn.com/abstract=6946629

Kaynak türü: Kimyasal proses simülasyonu, optimallaşdırmau, təknoekonomik qiymətləndirmə və həyat dövrü modellemesi içeren preprint araşdırma makalesi

Hakemlik durumu: Bu tədqiqat hakem qiymətləndirməsindən keçməmiştir.

Yazar katkıları: Qinggang Xu; kavramsallaştırma, məlumat düzenleme, biçimsel analiz, metod, yazılım, ilk taslak, inceleme və düzenleme görevlerini üstlenmiştir. Keyin Yin; biçimsel analiz, inceleme və düzenlemeye katkı vermiştir. Chun Deng; araşdırma, proje yönetimi, kaynaklar, gözetim, doğrulama, görselleştirme, inceleme və düzenlemeyi yürütmüştür. Yinglong Wang; yazılım, görselleştirme, inceleme və düzenlemeye katkıda bulunmuştur.

Finansman: Çin Ulusal Doğa Bilimleri Vakfı, proje numarası 22578490.

Çıkar çatışması beyanı: Yazarlar, tədqiqatyı təsirleyebilecek bilinen mali çıkar və ya kişisel ilişki bulunmadığını beyan etmiştir.

Bu Türkçe makale, yüklenen PDF’nin ana metni, formülleri, tabloları, axın şemaları, optimallaşdırma grafikleri və ek görsel sayfaları incelenerek hazırlanmıştır. PDF dışında yeni bir bilimsel performans, tesis başaristilik, ürün saflığı, enerji qənaətu və ya ekoloji yarar iddiası eklenmemiştir.

Tədqiqatın ana sınırlılıkları; hakem qiymətləndirməsinin bulunmaması, sonuçların qərarlı durum simülasyonuna dayanması, pilot tesis doğrulamasının olmaması, membran ömrü və akistiliknın literatür girdisi kimi kullanılması, bazı destəkleyici termodinamik parametrelerin yüklenen dosyada bulunmaması, ekonomik və LCA belirsizlik analizinin məlumatlmemesi, besleme bileşimindeki %40/%60 su çelişkisi və bazı formüllerdeki birim və ya sembol tutarsızlıklarıdır.

Bu tədqiqat, H₂O-EG-VP+ED sürecinin real endüstriyel tesiste kesin kimi eyni xərc, enerji və emissiya değerlerini sağlayacağını göstərmir. Sonuçlar, belirtilen kapasite, membran parametreleri, enerji katsayıları, xərc modeli və termodinamik kabuller altında yapılan müqayisə etmalı proses hesaplamalarıdır.

Bu tədqiqat hakem qiymətləndirməsindən keçməmiş bir preprinttir; sonuçları bu sınırlılık dikkate alınarak okunmalıdır.