Ректификация бинарных смесей

Процесс осуществляют при дискретном (ступенчатом) контакте фаз в тарельчатых колоннах или непрерывном контакте фаз в насадочных колоннах.

Непрерывная ректификация

Рис. 1. Ректификационная установка непрерывного действия: 1 -куб-испаритель; 2-колонна; 3-дефлегматоректификация

При ректификации в тарельчатых аппаратах (рис. 1) исходная смесь в количестве F с концентрацией низкокипящего компонента x_F поступает (здесь и далее в единицу времени) в среднюю часть колонны; верхняя: продукт - дистиллят в количестве D с концентрацией низкокипящего компонента X_D отбирается из дефлегматора, а обедненный этим компонентом остаток в количестве W с концентрацией x_w отводится в качестве нижнего продукта из куба-испарителя (F, D, W-в моль/ч, Хр, X_D, X_W-B молярных долях). Образующиеся в нем пары поднимаются по колонне, контактируя на тарелках от 1 до n со стекающей жидкостью, и поступают в дефлегматор, откуда часть образовавшегося конденсата, называют флегмой (Ф моль), возвращается в верхнюю часть колонны.

Материальный баланс по ЛЛК для всей колонны имеет вид:

При работе колонны в адиабатических условиях и равенстве молярных теплот испарения компонентов в каждом сечении укрепляющей части (выше ввода питания) концентрация ЛЛК в паре связана с его концентрацией в жидкости х уравнением т. наз. рабочей линии:

где R = Ф/D - флегмовое число.

Уравнение рабочей линии для исчерпывающей части колонны (ниже ввода питания):

где f = F/D. Зависимость между предельными, или равновесными, концентрациями распределяемого вещества в фазах изображается графически так называемой равновесной линией.

Рис. 2. Графическое определение числа теоретических тарелок; ОE-равновесная кривая; АВ и ВС- рабочие линия для укрепляющей в исчерпывающей частей колонны; 1-6-тарелки.

Тепловой баланс ректификационной колонны непрерывного действия (см. рис. 15.10) выражается равенством

Q₁ + G_f c_f t_f +RG_d c_d t_d=G_d (R+1)(r_d – c_d t_d)+G_w c_w t_w+Q_в (15.25)

где: Q₁ — расход теплоты в кубе, Дж/ч; c_f , c_d , c_w — удельные теплоемкости соответственно исходной смеси, дистиллята и кубового остатка, Дж/(кг*К); t_f и t_d, t_w — температуры соответственно исходной смеси, дистиллята и кубового остатка, К; r_d — теплота парообразования дистиллята, Дж/кг; Q_n — потери теплоты в окружающее пространство, Дж/ч.

Из уравнения (15.25) находим расход теплоты в кубе ректификационной колонны

Q₁=G_d (R + 1)r_d +G_d c_d t_d+G_W c_W t_W +G_f c_f t_f + Q_п (15.26)

Если кипятильник нагревается водяным паром, расход его на проведение процесса составит

, (15.27)

где: i”,i'— энтальпия соответственно водяного пара и конденсата, кДж/кг.

Лекция 22 Расчет числа теоретических тарелок в ректификационной колонне по диаграмме равновесных составов. Режим минимального орошения в ректификационной колонне. Кратность орошения. Режим полного орошения.

Для анализа работы колонны, расчета состава дистиллята и остатка и распределения концентраций ЛЛК по высоте аппарата используют понятие о теоретической ступени разделения, или теоретической тарелке (ТТ).

Рис. 2. Графическое определение числа теоретических тарелок; ОE-равновесная кривая; АВ и ВС- рабочие линия для укрепляющей в исчерпывающей частей колонны; 1-6-тарелки.

Такая ступень (тарелка) соответствует некоторому гипотетическому участку аппарата, где жидкость и покидающий ступень пар находятся в равновесии. Число ТТ (n_т), необходимое для получения дистиллята и остатка заданного состава, можно найти графически с помощью у-х-диаграммы (рис. 2), описывающей зависимость между равновесными молярными концентрациями паровой (у*) и жидкой (х) фаз.

Для определения п_т на графике строят ступенчатую линию между равновесной кривой у* = f(х) и ломаной линией AВС.

Линия АВ отвечает уравнению (3), линия ВС— уравнению (2).

В представленном примере для разделения исходной смеси на дистиллят состава x_D и остаток состава x_W требуется по 3 ТТ в укрепляющей и исчерпывающей частях колонны.

Более точный метод расчета составов дистиллята и остатка при известном числе ТТ основан на последовательном вычислении составов пара и жидкости на каждой тарелке с использованием уравнений рабочих линий и теплового баланса. Учитываются также изменения потоков по высоте колонны вследствие неравенства теплот испарения компонентов.

Из рис. 2 следует, что п_т определяется положением рабочих линий в обеих частях колонны, которое, в свою очередь, зависит от R.

Расчет числа тарелок и рабочей высоты ректификационной колонны часто ведут по числу теоретических или действительных ступеней изменения концентраций. При этом предполагается, что в теоретической ступени достигается равновесие между паром, уходящим на вышерасположенную ступень (тарелку), и жидкостью, стекающей со ступени (тарелки) на нижерасположенную.

Рассмотрим принцип работы барботажной тарелки (рис. 15.14, а). Пусть на n-ю тарелку поступает с вышерасположенной жидкость концентрацией x_n+1 а с нижерасположенной тарелки — пар концентрацией y_n-1 .В результате массообмена легколетучий компонент из жидкости переходит в пар, а труднолетучий — из пара в жидкость. Концентрация легколетучего компонента в паре возрастает до у_п, а в жидкости уменьшается с х_п+1 до х_п.

Рис. 15.14. К расчету числа ректификационных тарелок:

а - схема взаимодействия пара и жидкости на тарелке; б - изображение процесса в у - х-диаграмме в случае достижения равновесия между паром и жидкостью; в - изображение процесса в у - х-диаграмме в случае, когда равновесие между паром и жидкостью на тарелке не достигается

При рассмотрении процесса примем следующие широко распространенные допущения: жидкость на тарелке идеально перемешана и имеет постоянную концентрацию х_п, а пар меняет свою концентрацию в слое жидкости от у_п-₁ до у_п в режиме идеального вытеснения.

В случае достижения равновесия процесс изменения концентрации в паре от у_п-₁ до у_п=у_пр изображается вертикальным отрезком АВ, а изменение концентрации в жидкости от x_n+1 до х_n — горизонтальным отрезком BD (рис. 15.14, б). Таким образом, ступенька ABD изображает процесс, происходящий на одной теоретической тарелке.

Чтобы определить, сколько теоретических тарелок требуется установить в колонне для разделения исходной смеси в заданных пределах от x_f до x_w и от x_f до x_d, вписывают между линией равновесия и рабочими линиями между точками A и С ступенчатую линию. Число полученных ступеней и определит число теоретических тарелок.

На реальной ступени (тарелке) изменения концентрацией никогда не достигается равновесие, т. е. у_п<у_пр (рис. 15.14, в).

Для определения числа действительных тарелок используют коэффициент полезного действия [см. уравнение (4.1.63)], величина которого определяется опытным путем.

Методы расчета числа действительных ступеней изменения концентраций (тарелок),базирующиеся на коэффициентах массопередачи, изложены в главе 4.1.

Для расчета коэффициентов массоотдачи в фазах можно рекомендовать следующие уравнения:

в жидкой фазе

(15.31)

в газовой фазе для ситчатых тарелок

(15.32)

то же для колпачковых тарелок

(15.33)

В уравнениях (15.32) и (15.33) линейным размером в критериях Nu_д.г и Re_г является капиллярная константа . Критерий Вебера , где σ— поверхностное натяжение, Н/м; h_ст — высота статического слоя жидкости на тарелке, м.

На рис. 3 изображено несколько положений рабочих линий.

Рис. 3. Положение рабочих линий непрерывной ректификации на у-х-диаграмме.

Существуют два предельных положения: первое-линии СВ для верха и AB для низа колонны, второе-линии СВ₂ для верха и АВ₂ для низа колонны.

Первый предельный случай - бесконечно большое флегмовое число (R = ,; колонна работает "на себя", то есть вся жидкость, полученная в результате полной конденсации паров в дефлегматоре, возвращается в колонну в виде флегмы; отбор дистиллята и выдача продукта не производятся, что в нормальных производств. условиях исключается; подобный режим удобен только для исследовательных целей), при этом рабочая линия совпадает с диагональю диаграммы.

Отрезок b=x_D(R+1), отсекаемый рабочей линией ABC на оси ординат, в соответствии с уравнением (2) равен нулю и, следовательно, изменение рабочих концентраций отвечает уравнению у = х, т. е. составы пара и жидкости равны в каждом сечении колонны.

Второй предельный случай - рабочие линии пересекают равновесную кривую у*=f(х) в точке В₂. Ректификация возможна, но поскольку в точке В₂ движущая сила равна нулю (у* = у), для проведения процесса потребуется колонна с бесконечно большой поверхностью фазового контакта, работающая при минимальном флегмовом числе, которое составляет:

где у*-состав пара, равновесный с х_р.

Положение рабочих линий СВ₁ и B₁A соответствует эксплуатации колонн в производств, условиях. Точка В₁ может приближаться к верхнему пределу В₂ либо к нижнему пределу В; при этом флегмовое число, при котором функционирует колонна, или рабочее флегмовое число (R_раб), изменяется от R_мин до R = ,.

С уменьшением R снижается расход теплоты на испарение жидкости в кубе колонны, однако уменьшается движущая сила, что приводит к необходимости увеличивать высоту колонны, т.е. к росту капитальных затрат.

Оптимальной флегмовое число следует определять на основе техно-экономических расчетов. С известным приближением R_oпт можно найти графически, исходя из зависимости затрат 3 на ректификацию от R (рис. 4).

Э ксплуатационные расходы увеличиваются прямо пропорционально R; кривая капитальных затрат имеет минимум, т.к. с возрастанием R уменьшается высота колонны, но увеличивается ее сечение; кривая суммарных затрат на ректификацию также имеет минимум, который отвечает R_oпт.

Рис. 4. К определению оптимального флегмового числа: 1-эксплуатационные расходы; 2-капитальные затраты; 3-общие затраты на ректификацию.

Выбор рабочего флегмового числа часто проводят приближенно по формуле: R_раб = zR_мин,

где z = R_раб/R_мин -коэффициент избытка флегмы (обычно не превышает 1,05-1,5).

При отсутствии данных о z для разделяемых смесей можно применять эмпирическую зависимость: R = 1,3R_мин + 0,3.

Более точный метод расчета R_опт предполагает знание приведенных затрат и учет расходов, связанных с подачей сырья и подводом теплоты в колонну и организацией ее орошения, а также стоимость колонны и вспомогательного оборудования.

Равновесие между паром и жидкостью на реальных тарелках, как правило, не достигается, и для определения их эффективности используют понятие кпд тарелки, или кпд Мерфри:

где у_n, у_п-1 -средние составы паров, поднимающегося с n-й тарелки и поступающего на нее; -состав пара, равновесный с составом жидкости, покидающей n-ю тарелку.

Коэффициент h зависит от структуры потоков на тарелке, физ.-хим. свойств смеси, конструкции контактного устройства и изменяется в пределах 0,3-0,9 (для одной ТТ h = 1). Величина h может быть найдена по диффузионной модели массообмена между паром и жидкостью, если для данных типа тарелки и смеси известно число единиц переноса (N_oy).

При расчете насадочных аппаратов (обычно графически или аналитически) определяют число ТТ, необходимых для заданного разделения, и высоту насадки, эквивалентную по эффективности одной ТТ (ВЭТТ). Последнюю находят, как правило, по опытным данным или эмпирическими уравнениям. Более строгий метод расчета основан на использовании уравнений массо- и теплопереноса.

Лекция 23 Ректификация в присутствии третьего компонента. Азеотропная ректификация; схема установки. Экстрактивная ректификация; схема установки.

Ректификационная установка для разделения многокомпонентной смеси показана на рис. 15.16. Установка многоколонная, предназначена для непрерывного разделения исходной смеси на три части: А, В и С.

Рис. 15.16. Ректификационная установка для разделения многокомпонентной смеси

Первая колонна обеспечивает разделение смеси на А+ВС или АВ+С. Для последующего разделения смеси на п частей требуется ректификационная установка, состоящая из n - 1 ректификационных колонн.