Аналитические методы расчета процесса ректификации многокомпонентных и непрерывных смесей в простых колоннах

Константы фазового равновесия определяем по уравнению для идеальных растворов:

.

Давления насыщенных паров компонентов определяем по формуле Ашворта:

, где .

Давление в колонне переведем в атмосферы:  атм.

В качестве первого приближения выберем температуру 120^оС.

Для фракции 130 – 140 (^оС):

,

.

ДНП при 120^оС .

Константа фазового равновесия: .

Величина .

Температура второго приближения: ^оС.

Величина  и т.д.

С помощью 12 итераций определяем, что температура сырья ^оС.

При данной температуре определяем факторы отпарки всех компонентов сырья  по уравнению:

.

Для фракции 130 – 140^оС константа фазового равновесия при температуре питания равна 1,326. Фактор отпарки равен:

.

Итерационным решением уравнения (5.13) определим рабочее флегмовое число, принимая в качестве первого приближения .

Определим фактор отпарки условного компонента на температурной границе деления смеси при температуре питания. По формуле Ашворта:

,

.

.

Определяем константу фазового равновесия условного компонента на температурной границе деления смеси (компонента с нормальной температурой кипения 120^оС и коэффициентом распределения между дистиллятом и остатком ). Вычисление производим по уравнению (5.10).

,

.

.

Эффективную температуру определим из уравнения Ашворта:

,

.

Определяем константы равновесия всех условных компонентов при эффективной температуре. Например, для фракции 130 – 140^оС:

,

.

Определяем факторы абсорбции и отпарки всех компонентов при эффективной температуре по уравнениям (5.7) – (5.9) и

.

Для фракции 130 – 140^оС:

,

,

,

.

Коэффициенты распределения компонентов определяем по уравнению (5.1):

.

Примем мольный расход сырья  кмоль/ч. Тогда мольный расход компонентов определится по формуле:

.

Для фракции 130 – 140 ^оС  кмоль/ч.

Определяем относительную ошибку  вычисления выхода дистиллята:

.

.

Расход дистиллята таким образом:   кмоль/ч.

Расход остатка:  кмоль/ч.

Покомпонентый расход дистиллята и остатка:

,

.

Состав дистиллята и остатка:

,

.

Результаты расчетов материального баланса колонны отбензинивания приведены в таблице 5.1.2.

Фрак-ции, оС	Моль-ная масса				SFi	kiпри tЭФ	A0i	S0i	Ai	Si	ψi			α=Σdi			α=Σbi
		xFi, мол. доли	fi, кмоль/ч	α=Σfi								di, кмоль/ч	yDi, мол. доли		bi, кмоль/ч	xWi, мол. доли
До 28	37	0,019	0,018	0,018	3,514	30,13	0,027	5,564	0,015	4,761	3,406х х105	0,018	3,984х х10-4	3,984х х10-4	5,139х х10-8	9,165х х10-10	9,165х х10-10
28–60	84,87	0,034	6,08	6,098	2,074	20,149	0,04	3,781	0,022	3,184	1,568х х104	6,079	0,138	0,139	3,878х х10-4	6,917х х10-6	6,918х х10-6
60–80	94,19	0,036	6,068	12,165	1,263	13,803	0,058	2,59	0,032	2,181	1,002х х103	6,062	0,138	0,277	6,051х х10-3	1,079х х10-4	1,148х х10-4
80–90	100,37	0,02	3,264	15,429	0,933	10,957	0,073	2,056	0,041	1,731	209,496	3,248	0,074	0,351	0,016	2,765х х10-4	3,914х х10-4
90–100	104,81	0,02	3,097	18,526	0,758	9,345	0,086	1,754	0,048	1,477	76,942	3,057	0,07	0,42	0,04	7,087х х10-4	1,1х х10-3
100-110	109,51	0,034	5,1	23,626	0,612	7,937	0,101	1,489	0,056	1,254	30,064	4,936	0,112	0,533	0,164	2,928х х10-3	4,029х х10-3
110-120	114,46	0,032	4,72	28,346	0,491	6,713	0,119	1,26	0,066	1,061	12,853	4,379	0,1	0,632	0,341	6,077х х10-3	0,01
120-130	119,68	0,021	2,921	31,267	0,392	5,653	0,142	1,061	0,079	0,893	6,14	2,512	0,057	0,689	0,409	7,296х х10-3	0,017
130-140	125,12	0,027	3,664	34,932	0,311	4,739	0,169	0,889	0,094	0,749	3,29	2,81	0,064	0,753	0,854	0,015	0,033
140-150	130,75	0,038	4,964	39,895	0,246	3,956	0,202	0,742	0,112	0,625	1,947	3,279	0,075	0,828	1,685	0,03	0,063
150-170	139,48	0,056	6,907	46,802	0,17	2,992	0,267	0,561	0,149	0,473	1,009	3,469	0,079	0,907	3,438	0,061	0,124
170-190	151,4	0,059	6,807	53,609	0,102	2,029	0,394	0,381	0,219	0,321	0,475	2,193	0,05	0,957	4,614	0,082	0,206
190-220	166,79	0,09	9,671	63,28	0,052	1,215	0,658	0,228	0,366	0,192	0,188	1,531	0,035	0,992	8,139	0,145	0,351
220-250	187,33	0,095	9,191	72,471	0,022	0,631	1,269	0,118	0,705	0,1	0,04	0,354	8,066х х10-3	~1	8,837	0,158	0,509
250-280	211,83	0,084	7,326	79,797	8,787х х10-3	0,312	2,565	0,059	1,425	0,049	6,158х х10-4	4,509х х10-3	1,026х х10-4	~1	7,321	0,131	0,64
280-310	240	0,071	5,587	85,384	3,265х х10-3	0,147	5,46	0,027	3,033	0,023	5,414х х10-7	3,025х х10-6	6,884х х10-8	~1	5,587	0,1	0,739
310-340	270,48	0,075	5,265	90,649	1,128х х10-3	0,065	12,283	0,012	6,824	0,01	1,822х х10-10	9,594х х10-10	2,184х х10-11	~1	5,265	0,094	0,833
340-370	302,98	0,035	2,241	92,89	3,6х х10-4	0,027	29,351	5,115х х10-3	16,306	4,307х х10-3	3,082х х10-14	6,907х х10-14	1,572х х10-15	~1	2,241	0,04	0,873
370-400	337,52	0,038	2,2	95,09	1,054х х10-4	0,011	74,918	2,004х х10-3	41,621	1,687х х10-3	2,625х х10-18	5,777х х10-18	1,315х х10-19	~1	2,2	0,039	0,912
400-430	374,09	0,038	2,05	97,141	2,807х х10-5	3,891х х10-3	205,583	7,302х х10-4	114,213	6,149х х10-4	1,075х х10-22	2,205х х10-22	5,019х х10-24	~1	2,05	0,037	0,949
430-460	412,69	0,039	1,997	99,138	6,731х х10-6	1,309х х10-3	611,102	2,457х х10-4	339,501	2,068х х10-4	1,977х х10-27	3,949х х10-27	8,989х х10-29	~1	1,997	0,036	0,985
460-490	453,328	0,042	0,862	100	1,437х х10-3	4,03х х10-4	1,985х х103	7,562х х10-5	1,103х х103	6,368х х10-5	1,498х х10-32	1,292х х10-32	2,94х х10-34	~1	0,862	0,015	1

Расчет методом температурной границы. Основные уравнения этого метода записываются по аналогии с уравнением Фенске, в соответствии с которым в режиме бесконечного орошения существует следующая зависимость между числом теоретических тарелок и содержанием в дистилляте и остатке двух компонентов:

,                                                      (5.16)

где

.

Если в качестве j-того компонента принять реальный или условный равнораспределенный между дистиллятом и остатком компонент, для которого , то нормальная температура кипения этого компонента будет соответствовать температурной границе деления исходной смеси. При этом уравнение (5.16) запишется следующим образом:

.                                                       (5.17)

В режиме с конечным орошением для компонентов, расположенных вблизи температурной границы деления смеси, уравнение (5.17) выполняется в виде аналогичной зависимости

,                                                       (5.18)

где n – индекс фракционирования, принимающий различные значения для компонентов, расположенных слева и справа от температурной границы деления смеси.

Рассмотрим порядок и особенности выполнения проектного расчета процесса ректификации многокомпонентных или непрерывных смесей при заданном разделении двух компонентов в дистиллят или остаток одновременно или порознь.

Используем четыре степени свободы проектирования процесса ректификации в полной колонне; в качестве исходных данных выбираем величины ,  (извлечения компонентов в дистиллят и остаток), β, положение тарелки питания , а также состав сырья, его температуру и давление в колонне. В результате расчета должны быть найдены выход дистиллята е, флегмовое число R, потребное число тарелок N и полные составы продуктов и .

В такой постановке задачи расчет ректификации многокомпонентных смесей полностью идентичен расчету ректификации бинарных смесей.

При расчете ректификации непрерывных смесей в качестве условных  компонентов  с заданным разделением  в дистиллят и остаток могут быть приняты наиболее легкокипящий и высококипящий компоненты, которые являются практически нераспределяемыми; это соответственно компоненты в точках С и А на кривой ИТК (рис. 5.1). Процент отгона этих компонентов из исходной смеси может быть вычислен в зависимости от заданных, условий разделения: температурной границы деления смеси по кривой ИТК () и налегания температур () конца и начала кипения соседних фракций:

,

, где  - угол наклона кривой ИТК сырья, ^оС/% отгона;

 - отбор дистиллята, соответствующий температурной границе деления смеси по кривой ИТК.

Извлечение легкокипящего и высококипящего компонентов соответственно