книги из ГПНТБ / Разделение смесей кремнийорганических соединений

Составы на соседних тарелках колонны связаны соотношен ием

для концентрационной части

1 — Х\

(11,446)

^2 (*П — х 1)

дуется определять оптимальное флегмовое число, исходя из не­ которого критерия оптимальности [3, 85, 1941.

Ректификация многокомпонентных смесей

В расчетах ректификации многокомпонентных смесей требо­ вания к содержанию некоторых компонентов обычно задают в виде системы неравенств, например xiD ^ а, xiW < Ь. Точные составы продуктов колонны можно найти методом последователь­ ных приближений, используя потарелочный расчет.

При режиме полного орошения решение задачи существенно упрощается, поскольку в этом случае имеются две степени сво­ боды [26].

i + «№ - i)

Режим полного орошения. Приведем метод расчета с исполь­ зованием понятия о температурной границе деления многоком­ понентной смеси 178, 160]. Уравнение Фенске — Андервуда запишем в следующем виде:

где а и — коэффициент относительной летучести /-того компонен­ та при температуре границы деления смеси /е; аи = p ittP', Р — давление смеси; р и — давление насыщенных паров /-того ком­ понента при температуре /е.

Для компонента, температура кипения которого соответствует

С помощью приведенных выше уравнений определяют соста­ вы продуктов колонны для всех шести случаев, указанных в табл. II .1. '

Температуру границы деления ‘смеси* / , нахОдят из условий

Режим работы с отбором продуктов. Можно принять допу­ щение о практической инвариантности составов продуктов при изменении числа тарелок в колонне (и соответственно флегмового числа) в некоторых пределах [463]. Тогда составы продуктов ко­ лонны, найденные в предшествующем разделе (при Д -* оо ), могут быть использованы для нахождения минимального флег­

(О

где q — отношение количества тепла к теплоте испарения, кото­ рое необходимо сообщить сырью для перевода его в парообраз­ ное состояние; 0 — Корень уравнения (II, 48).

Если сырье подают при некоторой доле отгона 0 < е ^ I,

то 1 — q — е.

На рис. П-5 представлен уточненный нами корреляционный

я

Рис. П-5. График корреляционной зависи­ мости числа контактных ступеней колон­ ны от флегмового числа (а). Для обеспече­ ния более точных результатов левая часть приведена в другом масштабе (б).

Если в качестве критерия оптимальности использовать выра­ жение N(R + 1), пропорциональное объему колонны 185], или (N + 1) (R + 1), пропорциональное сумме капитальных и экс­ плуатационных затрат 1194], то с учетом уравнения (II, 50) по­ лучим, что Хоят ~ 0,26, YonT^ 0 ,4 1 .

Тогда

68

Для определения места ввода питания в колонну используют приближенное соотнощение

где N y, Na — числа тарелок соответственно в укрепляющей и исчерпывающей частях колонны; Nmn у, Ммин и — то же, для режима работы R -> оо.

Практически сырье вводят в 3—5 точках по высоте колонны вблизи сечения, определяемого уравнением (II, 53).

ВЫБОР ТЕМПЕРАТУРЫ И ДАВЛЕНИЯ В РЕКТИФИКАЦИОННЫХ КОЛОННАХ

На выбор рабочего режима колонны влияют многие сообра­ жения, из которых наиболее важны следующие:

а) система должна быть по возможности удалена от критиче­ ского состояния; в противном случае вся смесь или некоторые ее компоненты нельзя будет перевести в жидкое состояние и про­ цесс ректификации не удастся реализовать;

б) при ректификации продукты не должны подвергаться разложению, так как это приводит к уменьшению выхода целе­ вых компонентов и ухудшению их качества;

в) необходимо ориентироваться на использование более де­ шевых теплоносителей и хладоагентов, в частности, водяного пара и воды;

г) следует исключить возможность кристаллизации продуктов в верху колонны, конденсаторе и связанных с ними коммуника­ циях.

Как правило, предпочтение отдают работе колонны при атмос­ ферном давлении, так как в этом случае упрощается эксплуата­ ция и легче обеспечить герметичность аппаратуры.

Переход к давлениям выше атмосферного позволяет повысить производительность колонны и увеличить разность температур хладоагента и конденсирующихся паров дистиллята в конденса­ торе. Это дает возможность несколько сократить поверхность конденсации, однако приводит к уменьшению разности температур теплоносителя и кубовой жидкости, вследствие чего требуется большая поверхность теплообмена. Следует также иметь в виду, что при повышении давления, как правило, уменьшается относи­ тельная летучесть компонентов смеси, в связи с чем затрудняется ее разделение. Одновременно увеличивается стоимость и вес оборудования.

Применение вакуума позволяет снизить температуру процесса и в большинстве случаев улучшить разделение смеси вследствие повышения относительной летучести компонентов. Однако при этом затрудняется конденсация паров дистиллята, усложняется эксплуатация аппаратуры, более трудно обеспечить ее герметич­ ность.

69

Давление в верхней части колонны, наряду с другими факто­ рами, зависит от сопротивления системы конденсации, а давление в ее нижней части возрастает на величину, обусловленную со­ противлением контактных устройств (тарелок, насадок и т. д.).

сорбер комбинируют с ректи­ фикационной колонной, устанавливаемой над сечением ввода на­ сыщенного абсорбента. В качестве орошения такой колонны ис­ пользуется охлажденный абсорбент (абсорбционно-отпарная колонна) или сконденсированный верхний продукт. Эти вари^ анты осуществления десорберов позволяют уменьшить потери сорбента с отпариваемыми компонентами.

Абсорбция тощих газов

Аналитический метод расчета процесса абсорбции — десорб­ ции впервые был предложен Крейсером [504], затем были раз­ работаны различные его модификации [4, 447, 479].

70

на выходе из абсорбера при равновесии со свежим абсорбентом; Х 0 — состав абсорбента на входе в абсорбер; К —константа фазового равновесия; Y^+1, Yx — составы газа на входе и выходе из абсорбера, соответственно; N — число теоретических ступе­ ней контакта; А = L/(KG) — фактор абсорбции; L, G — нагруз­ ки абсорбера по жидкости и газу.

При определении фактора абсорбции берут потоки L и G на выходе из аппарата, а константу фазового равновесия — при

где G{ — поток газа для (-той тарелки абсорбера. Количество абсорбента на (-той тарелке

При расчете обычно задаются коэффициентом извлечения оп­ ределенного (ключевого) компонента и числом теоретических тарелок (или расходом абсорбента), что дает возможность рассчи­ тать извлечение других компонентов и расход абсорбента (или число теоретических тарелок).

Абсорбция жирных газов

При расчете абсорбции жирных газов необходимо учитывать изменения потоков газа и абсорбента по высоте аппарата. Можно пользоваться уравнением, полученным Хортоном и Франкли­ ном [479]

71

П A + П A + ' " + a n + 1 i+l 1=2

где / = L0/Gn+1 — удельный расход абсорбента; A t — LJKiGi— фактор абсорбции для /-той тарелки.

Уравнение материального баланса абсорбера имеет вид

Для расчетов по уравнению (II, 59) необходимо знать распре­ деление потоков и температур по тарелкам абсорбера.

Распределение потоков определяется уравнениями (II, 57) и (II 58), распределение температур—следующим уравнен ием [479]

Конечную температуру абсорбента tN находят по уравнению теплового баланса

где qa — теплота растворения данного компонента при абсорбции, ккал/кг; Са — средняя теплоемкость абсорбента в интервале температур от t0 до tN, ккал/(кг-°С).

Теплоту растворения qa можно рассчитать по уравнению [67]

где В — коэффициент уравнения для константы фазового рав­ новесия lgК = А — (BIT), в котором Т — абсолютная темпе­ ратура, К; R — газовая постоянная; М — мольная масса аб­ сорбируемого компонента.

Приведем данные по теплотам растворения (в ккал/кг) неко­ торых продуктов кремнийорганических производств [67]:

Если данные по теплотам растворения отсутствуют, их можно приближенно считать равными скрытым теплотам конденсации соответствующих компонентов [211].

72

При абсорбции жирных газов, когда изменение температуры по высоте абсорбера достаточно велико, предусматривают отвод выделяющегося тепла путем промежуточного охлаждения аб­ сорбента в нескольких сечениях по высоте аппарата. Это позво­ ляет сократить расход абсорбента и повысить коэффициенты извлечения.

Десорбция

При расчете десорбции используют уравнения, аналогичные приведенным выше для процесса абсорбции.

Применительно к схеме, приведенной на рис. П-6, коэффициент извлечения е' при десорбции определяется уравнением

N N

где g = G0ILN¥l — удельный расход отпаривающего агента; S t =

ра невелико, поэтому фактор десорбции для каждого компонента можно принять постоянным по высоте аппарата и проводить

73

где X0 = Y0//C ■— состав абсорбента, равновесный составу отпа­ ривающего агента.

Для определения S t из уравнения (II, 64) пользуются соотно­ шениями, приведенными для расчетов потоков в процессе аб­ сорбции [см. уравнение (II, 57), (II, 58)].

м о л е к у л я р н а я ДИСТИЛЛЯЦИЯ

Обычные способы перегонки и ректификации требуют нагре­ ва разделяемых смесей до температуры кипения, что практически трудно реализовать для термолабильных и высококипящих ве­ ществ. В этих случаях для разделения смесей применяют моле­ кулярную дистилляцию.

Вследствие незначительного давления остаточных газов в си­ стеме (КГ2 мм рт. ст. и меньше) при молекулярной дистилляции испарение практически происходит при любой температуре. По­ вышение температуры необходимо лишь для ускорения движения молекул, т. е. для повышения скорости процесса.

Скорость молекулярного испарения

' Скорость испарения молекул можно определить по уравнению Лэнгмюра с учетом поправок на столкновение молекул между собой (коэффициент /) и с молекулами остаточных инертных га-

ди испарения к сумме площадей конденсации и испарения; h — расстояние между испаряющей и конденсирующей поверхностя­ ми, см; К — константа, определяемая по графику, приведенному на рис. 11-7; кЕ — средняя длина свободного пробега молекул, см; Р — давление в системе, мм рт. ст.; D — коэффициент диффу­ зии, см2/с; р — газовая постоянная, ккал/(моль-К).

74