x - Gmehling

Erreichbare Anreicherung in einer theoretischen
Trennstufe für ein System mit Trennfaktor α 12 = 2.5
y 1
x 1
•
F
•
L
•
V
y
Welche Konzentrationen ergeben sich bei einer Feedmenge von 1 kmol/h und einer
Feedkonzentration von x 1 = 0.5 bei einem Dampfstrom von 0.5 kmol/h?
1
α x
=
1+
x
12 1
12
( α −1) 1
• • •
1
= L⋅
x1
+ V y1
F⋅
z
2.
5 ⋅ 0.
5
y
1
=
= 0.
714
1+
⋅0.
5
( 2.
5 −1)
y
1
=
1+
2.
5 ⋅ x
1
( 2.
5 −1) ⋅ x1
0.5 = 0.5x 1 + 0.5 y 1 x1 = 0.3874
y 1 = 0.6126
1

Realisierung mehrerer Stufen (Möglichkeiten der Stromführung)
Gleichstrom Kreuzstrom Gegenstrom
.
L 2
2
.
V 2
2
.
.
V 2
.
F
2
.
V 2
L 2
.
L1
.
L 1
.
V 1
.
L 2
.
V1
.
V 1
1
1
1
Ḟ
.
F
.
L1
2

Zwei Gleichgewichtsstufen
•
V f,
y
f
•
F,z F
Stufe f
Dampf
•
L f ,
x
f
•
+1,
f +1
V f y
•
V f ,
y
f
Stufe f + 1
•
F,z F
Stufe f
•
L f +1, x
f +1
Kühlwasser
Dampf
•
L f ,
x
f
3

Vielzahl von Gleichgewichtsstufen
•
VN−1
N
•
•
V f +1 VN−2
V • f
f+1
Kühlwasser
N-1
Kühlwasser
•
LN−1
V • N
N
L •
Zulauf
f
Kühlwasser
•
Lf +1
−1
L • f-1
f
Dampf
•
Lf −1
V f
•
L3
2
•
V 2
•
V1
•
Dampf
•
L2
1
Dampf
•
L1
4

Rektifikationsanlage
•
F
f
•
V N
Kühlwasser
−1
N
•
N
V N−2
N-1
L •
N
•
•
V f +1
LN−1
N-2
V • •
f
LN−2
f+1
•
L f +1
•
V f −1
•
f-1
L • V 3
f
•
V 2
• 3
L f −1
2
•
L3
•
L 2
•
V1
Dampf
1
•
L1
V •
N
•
F
V •
•
L1
5

Alte Rektifikationskolonne ( Museum: Den Gamle By, Aarhus )
6

Aufbau einer Rektifikationskolonne
evtl.
Rücklauf L
R
Kondensator
Kühlmedium
(oft Kühlwasser)
Destillat D
evtl.
Zulauf (Feed) F
evtl.
evtl.
Verdampfer
Ablauf B
Heizmedium
(oft H O-Dampf)
2
7

Zu lösende Fragen bei der Auslegung kontinuierlicher
Rektifikationskolonnen
• Art der Kolonne (Boden- bzw. Füllkörperkolonne)
• bei welchem Druck soll die Kolonne arbeiten (üblicherweise:
Atmosphärendruck)
• Anzahl der benötigten theoretischen (praktischen) Stufen (bzw. Höhe) der
Kolonne
• Festlegung der Destillatmenge
• Rücklaufverhältnis
• Feedströme
– wo
– welche Mengen
– thermischer Zustand
• flüssige (dampfförmige) Seitenströme?
– wo
– welche Mengen
• welche Energiemengen müssen zu- (Verdampfer)
bzw. abgeführt (Kondensator) werden
• Durchmesser
evtl.
Zulauf (Feed) F
evtl.
Rücklauf L
R
evtl.
evtl.
Heizmedium
(oft H O-Dampf)
2
Kondensator
Kühlmedium
(oft Kühlwasser)
Destillat D
Verdampfer
Ablauf B
8

Auslegung, d.h. Bestimmung der erforderlichen Trennstufen bzw.
Höhe der Packung in Packungskolonnen
A) Konzept der idealen Trennstufe
(Gleichgewichtsstufenkonzept)
B) Stoff- und Wärmeübergangsmodell
(Konzept der Übertragungseinheit)
9

4.06.99
Material- und Enthalpiebilanzen (MESH-Gleichungen) für eine
Gleichgewichtsstufe
M
i,
j
&
= L
j+
1xi,
j+
1
+ V
j−1
yi,
j−1
− ( V&
j
+
S&
V
j
&
) y
i,
j
=
0
+
F&
j
z
i,
j
− ( L&
j
+
S&
L
j
) x
i,
j
E
i, j
= yi,
j
− Ki,
jxi,
j
=
Sx, j
= ∑ xi,
j
−1.0
=
0
0
⎛
⎜
K
⎝
i,
j
=
y
x
i,
j
i,
j
⎞
⎟
⎠
S
y
,
,
= ∑ j
yi
j
− 1.0 =
0
&
L
V
H
j
= Lj
+ 1h
j + 1
+ Vj
−1h
j −1
+ FjhF
, j
− ( V&
j
+ S&
V
j
&
) h
V
j
+ Q&
j
&
= 0
− ( L&
j
+
S&
L
j
) h
L
j
101 01 009a Bedeutung
N(2n+3) Gleichungen und Unbekannte
Für n = 4 Komponenten und N = 45 Böden
ergeben sich 495 Gleichungen10

11.02.99
Material- und Enthalpiebilanz für eine Gleichgewichtsstufe
( reaktive Rektifikation )
M
i,
j
&
= L
j+
1xi,
j+
1
+ V
j−1
yi,
j−1
− ( V&
j
+
S&
V
j
&
) y
i,
j
+
r
i,
j
+
H
F&
j
L
j
z
i,
j
=
− ( L&
0
j
+
S&
L
j
) x
i,
j
E
i, j
= yi,
j
− Ki,
jxi,
j
=
Sx, j
= ∑ xi,
j
−1.0
=
0
0
⎛
⎜
K
⎝
i,
j
=
y
x
i,
j
i,
j
⎞
⎟
⎠
S
y
,
,
= ∑ j
yi
j
− 1.0 =
0
H
j
&
L
V
= Lj
+ 1h
j + 1
+ Vj
−1h
j −1
− ( V&
j
+ S&
V
j
&
) h
V
j
+ F&
h
+ Q&
j
j
− r
F,
j
j
H
− ( L&
L
j
j
Δh
+ S&
R,
j
=
L
j
) h
0
L
j
101 01 009 Bedeutung
(MESH-Gleichungen)
11

Vorwort im Lehrbuch von Henley und Seader
______________________________________________
The availability of large electronic computers has
made possible the rigorous solution of the equilibrium-stage
model für multicomponent, multi-stage
destillation column to an exactness limited only by
the accuracy of the phase-equilibrium and enthalpy
data utilized.
______________________________________________
Buford D. Smith, 1973

Gleichgewichtsstufenkonzept
I
Vereinfachte Verfahren für binäre Systeme
McCabe-Thiele-Verfahren
Ponchon-Savarit-Verfahren
II
vereinfachte Verfahren für Mehrkomponentensysteme
short-Cut-Verfahren ( Annahme α ij
= konstant )
III rigorose Verfahren ( Matrix-Verfahren )
Wang-Henke-Verfahren
Naphtali-Sandholm-Verfahren
13

Bodenkolonne
14

McCabe-Thiele-Verfahren (1925 )
Vernachlässigung der Enthalpiebilanz, unter der Annahme dass:
1.) Δh v1
= Δh v2
2.) h E = 0 3.) Wärmeverlust = 0
Mengenbilanz im Verstärkungsteil:
V & y =L&
j
j
j+1
x
j+1
+D&
x
D
D,x D
Nach Umstellung:
L&
yj=
V&
j+1
j
x
j+1
D&
+ x
V&
j
D
Bei Vernachlässigung der Enthalpieeffekte gilt:
& = L & =L&
=L&
& = V & =V&
= V &
Lj+1
j j-1
bzw.
Vj+1
j j-1
Nach Einführung des Rücklaufverhältnisses v =L&
D&
und Substitution des Dampfstroms V & =L+D & & erhält man:
yj
Vj
x j+1
L j+1
y
j
=
L&
x
L & + D&
j+
1
+
D&
x
L & + D&
D
15

McCabe-Thiele-Verfahren
Nach Division durch die Destillatmenge ergibt sich:
y
j=
L&
L&
D&
D+D & & D&
x
j+
1
+
L&
D&
D&
D+D & & D&
x
D
bzw.:
y
v
x
v+
1
j= j+
1
+
xD
v+
1
Für die sogenannte Verstärkungsgerade gilt:
x= 0
x=x
D
→
→
xD
y =
v + 1
y=x
D
16

McCabe-Thiele-Verfahren
Mengenbilanz für den Abtriebsteil:
bzw.
&′ i +1=
L &′
i=L
&′
i-
=L&
′
L
1
& ′
i +1=
V & ′
i
= V&
′
i-
= V&
′
V
1
yi
Vi
x i+ 1
L i+ 1
L&
′
y
i=
x
V&
′
L&
′
V&
′
B&
− x
V′
i+ 1
&
Mit L=V+B &′ &′
& ergibt sich:
B
wird durch den thermischen
Zustand beeinflusst
A
B,x B
x
= x
→
y =
B
x B
17

Beeinflussung der Ströme auf dem Zulaufboden
durch die Zulaufbedingungen
18

Typische Kolonne
Gesucht: L, V, L’, V’
L/V L’/V’
Steigung der
Arbeitsgeraden
F=10 kmol/h
(flüssig,
gesättigt)
D=6 kmol/h
v=3
B
19

McCabe-Thiele-Verfahren
Der Schnittpunkt der Geraden ist auch durch Lösung der folgenden Gleichungen
berechenbar:
Verstärkungsteil:
Abtriebsteil:
Nach Subtraktion:
L&
D&
y
j=
x
j 1+
x
D
V&
+
V&
L&
′ B&
y
j=
x
j 1−
xB
V&
+
′ V&
′
y(V-V)=x & &′ (L-L)+Dx & &′
& +Bx &
j j+
1 D B
Gesamtbilanz:
F & z = D&
x
F
D
+B&
x
B
Definition:
q: Anteil des flüssig
gesättigten Feeds
q F & = L&
′ -L&
(1-q)F=V-
& & V & ′
y (1-q)F=-qFx & &
j
j+
1
+F&
z
F
y
q
= x
q-1
j j+
1
-
zF
q-1
Schnittpunktsgerade:
für x = z F y = z F
q = 1 Steigung = ∞
q = 0 Steigung = 0
20

Schnittpunktslinie für verschiedene thermische Zustände
21

McCabe-Thiele-Verfahren
x B
22

Arbeitsgeraden als Funktion des Rücklaufverhältnisses
23

Arbeitsgeraden für unterschiedliche thermische Zustände des Zulaufs
24

Bestimmung des minimalen Rücklaufverhältnisses
N →∞
26

Abhängigkeit der Stufenzahl und Kosten vom Rücklaufverhältnis
Anzahl der
Trennstufen
Kosten
Gesamtkosten
N min
Investitionskosten
Betriebskosten
v min
Rücklaufverhältnis v
v min
Rücklaufverhältnis v
27

McCabe-Thiele-Verfahren für das System Methanol-Wasser
v
x
min
D
+1
v = 1.4 v min
28

Wahl des optimalen Feedbodens
Gleichgewichtskurve
Diagonale im x-y-Diagramm
Arbeitsgeraden
A
B
2
C
1
1
1
x B
z F
x B
z F
x B
z F
optimale Wahl
des Feedbodens
Wahl des Feedbodens
zu hoch
Wahl des Feedbodens
zu tief
29

McCabe-Thiele-Verfahren für komplexere Trennaufgaben
Mit zwei Zulaufströmen:
F
1
q=0
L R
D
y 1
F
2
q=1
B
x B
z F1
z F
z F2
L
x D
Mit flüssigem Seitenstrom:
D
F
Mit direkter Heizung durch Wasserdampf:
L R
D
F
q=1
R
L
S
B
x B
z F
x S
L
x D
y 1
x 1
q=1
W
B
y 1
x 1
x 1
x B
x D
30

Ponchon-Savarit-Verfahren (Enthalpie-Konzentrations-
Diagramm)
1.0
P = 1 bar
P
h D
- q D
y 1
0.5
Enthalpie
h 2
V
0.0
h 1
V
y i
y j
y j+1
Δh v2 h
Δh B
- q B P’
v1
hL
2 hL
1
0.0 0.5 1.0
x B
x i
x i+1
x j
x j+1
x D
x 1
Enthalpie
h B
V
L
h B
L
h i
L
h i+1
Konnode
y B
z F
h F
x, y
1 1
h j
V
V
h j+2
h j
L
h D
V
h j+1
L
h j+1
31

Trennfaktoren im Kopf und Sumpf der Kolonne für verschiedene Systeme
Temperatur
°C
P 1
s
kPa
P 2
s
kPa
x 1
= 1
γ1
x 2
= 0
γ
2
x 1
= 0
x 2
= 1
∞
α 12
Hexan(1) 68.74 101.3 38.75 1.000 0.999 2.617
inder Regel nicht konstant.
Heptan(2) 98.42 236.2 101.3 0.999 1.000 2.328
α12
Benzol(1) 80.1 101.3 38.97 1.000 0.993 2.618
Deshalb Verwendung von
12
Toluol(2) 110.61 237.5 101.3 0.988 1.000 2.316
( ) ( )
α = α α
Methanol(1) 1264.57 101.3 12 24.47 12 1.000 1.684 2.459
D B
Wasser(2) 100.0 353.2 101.3 2,311 1.000 8.055
Aceton(1) 56.27 101.3 16.68 1.000 5.749 1.057
Wasser(2) 100.0 369.9 101.3 8.858 1.000 32.33
α
:
32

Fenske-Gleichung zur Ermittlung der minimalen Stufenzahl N min
Annahme: α ij
=
konstant
α
12
=
y
y
1
2
/x
/x
1
2
=
y1x
y x
2
2
1
=
γ
1P
γ P
2
S
1
S
2
1. Stufe (Sumpf B):
⎛ x
⎜
⎝ x
1
2
⎞
⎟
⎠
2
⎛ y
=
⎜
⎝ y
1
2
⎞
⎟
⎠
1
= α
12
⎛ x
⎜
⎝ x
1
2
⎞
⎟
⎠
1
2. Stufe:
⎛ x
⎜
⎝ x
1
2
⎞
⎟
⎠
3
⎛ y
=
⎜
⎝ y
1
2
⎞
⎟
⎠
2
= α
12
⎛ x
⎜
⎝ x
1
2
⎞
⎟
⎠
2
= α
2
12
⎛ x
⎜
⎝ x
1
2
⎞
⎟
⎠
1
Für N min
Stufen gilt:
⎛ x
⎜
⎝ x
2
⎞
⎟
⎠
D
= α
N
12
1 min
⎛ x
⎜
⎝ x
1
2
⎞
⎟
⎠
B
Durch Umstellung
erhält man die
Fenske-Gleichung:
N
min
=
( x1/x2
)
( x /x )
⎡
log⎢
⎣ 1
logα
2
12
D
B
⎤
⎥
⎦
N
min
⎛ d&
1
⋅b&
log
⎜
⎝ b&
1
⋅d&
=
logα
12
2
2
⎞
⎟
⎠
33

Anzahl theoretischer Stufenzahl als f(Trennfaktor, Produktreinheit)
34

Mögliche Trennsequenzen und Auswahl der Schlüsselkomponenten für
die Trennung von Pentan (A), Hexan (B), Heptan (C) und Octan (D)
A B C
A
BC
B
ABC
AB
A
ABCD
ABCD
ABCD
ABCD
BCD
ABC
D
CD
BC
A
D
B
C
ABCD
BCD
AB
D
A
CD
B
C
C
D
D
C
B
Mittlere Werte für
den Trennfaktor α
bei P = 1 bar:
αAC
= 6.52
αBC
= 2.49
αCC
= 1.00
α = 0.41
DC
ij
35

N
min
α =
N
Berechnung der Konzentrationen aller Komponenten
mit der Fenske-Gleichung
=
d&
1
⋅b&
log
b&
1
⋅ d&
logα
12
2
2
( α12
) (
12
)
B D
12
α
min
=
d&
i
⋅b&
log
b&
i
⋅ d&
logα
durch
Substitution
i2
erhält man für
2
2
b & i
d &
i
d &
b & i
i
=
f&
Destillatmenge der Komponente i (kmol/h)
Sumpfmenge der Komponente i (kmol/h)
2 schwerer flüchtige Schlüsselkomponente
i
b&
i
⎛ d&
⎜
⎝ b&
i
i
⎞
⎟
⎠
=
⎛ d&
⎜
⎝ b&
− b&
f & i
i
f&
i
=
⎛d&
⎞
2
1+
⎜ α
b
⎟
&
⎝ 2 ⎠
N min
i2
2
2
⎞
⎟
⎠
α
N min
i2
und für die Molmenge der Komponente i im Destillat
Feed-Menge der Komponente i (kmol/h)
d&
i
=
⎛ d&
2
f&
i
⎜
b&
⎝ 2
⎛ d&
1 +
⎜
⎝ b&
2
2
⎞
⎟α
⎠
⎞
⎟α
⎠
N
i2
min
N
i2
min
36

Bestimmung von N min für die Trennung von
Hexan (B) von Heptan (C) des quaternären Systems
ABCD
AB
A
CD
C
Destillat der 1. Kolonne soll 98 % des Hexans
und 3 % des Heptans enthalten, d.h.:
d&
B
= 44 ⋅ 0.98 =
43.12kmol/h
B
F & = 100kmol/h
z F,A = 0.16 α AC = 6.52
z F,B = 0.44 α BC = 2.49
z F,C = 0.30 α CC = 1.00
z F,D = 0.10 α DC = 0.41
D
b&
= f&
- d&
44 − 43.12
B B B
= =
0.88kmol/h
d&
C
= 30 ⋅ 0.03 = 0.9kmol/h
b&
= f&
- d&
= 30 − 0.90 29.1kmol/h
C C C
=
⎛ 43.12 ⋅ 29.1⎞
log ⎜
⎟
0.88 0.9
N
⎝ ⋅ ⎠
min
=
= 8.08
log 2.49
37

Ermittlung der Konzentrationen im Sumpf und Kopf der Kolonne
bei der Trennung des quaternären Systems
ABCD
AB
A
B
CD
F & = 100kmol/h
z F,A = 0.16 α AC = 6.52
z F,B = 0.44 α BC = 2.49
z F,C = 0.30 α CC = 1.00
z F,D = 0.10 α DC = 0.41
C
D
b&
A
=
1+
⎛
⎜
⎝
16
0.9 ⎞
⎟6.52
29.1⎠
8.08
d&
A
= 15.9999 kmol/h
10
b&
=
⎛ 0.9 ⎞ 8.08
1+
⎜ ⎟0.41
⎝ 29.1⎠
d&
−4
= 2.17 ⋅10
kmol/h
D =
D
x D
= 1.36 ⋅10
x B
A 0.2666 3.4 10 -6
B 0.7184 0.0220
C 0.0150 0.7279
D 3.6 10 -6 0.2501
−4
kmol/h
9.9998kmol/h
38

Underwood-Beziehungen zur Ermittlung des minimalen
Rücklaufverhältnisses
1−
q
=
∑
α
α
i2z iF
i2
−
Θ
Θ
v
min
+ 1=
∑
α
α
i2
i2
xiD
−Θ
Underwood-Faktor ( 1 < Θ < α 12 )
q thermischer Zustand des Feeds
x iD
Molanteil der Komponente i im Kopf der Kolonne bei
unendlichem Rücklauf ( berechenbar mit Fenske-Gleichung )
39

40
Gilliland-Diagramm
⎥
⎦
⎤
⎢
⎣
⎡
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
−
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
+
+
−
=
+
−
5
0
1
2
117
11
4
54
1
1
1
.
min
X
X
X
.
X
.
exp
N
N
N
Gleichung von
Molokanov: 1
+
−
= v v
v
X
min

Short-cut-Methoden (Zusammenfassung)
1) Fenske
Annahme: α i,j = konstant
2) Underwood
3) Gilliland
N
min
⎛ d&
1
⋅ b&
log
⎜
⎝ b&
1
⋅d&
=
logα
1,2
2
2
⎞
⎟
⎠
1−
q
αi,2z ,
= ∑
i F
α − θ
i,2
b&
i
f&
i
=
⎛ d&
⎞
2
1+
⎜
b
⎟
&
α
⎝ 2 ⎠
N
1,2
min
v
+
min
1
αi,2x ,
= ∑
i D
α − θ
i,2
1

4.06.99
Material- und Enthalpiebilanzen (MESH-Gleichungen) für eine
Gleichgewichtsstufe
M
i,
j
&
= L
j+
1xi,
j+
1
+ V
j−1
yi,
j−1
− ( V&
j
+
S&
V
j
&
) y
i,
j
=
0
+
F&
j
z
i,
j
− ( L&
j
+
S&
L
j
) x
i,
j
E
i, j
= yi,
j
− Ki,
jxi,
j
=
Sx, j
= ∑ xi,
j
−1.0
=
0
0
⎛
⎜
K
⎝
i,
j
=
y
x
i,
j
i,
j
⎞
⎟
⎠
,
= ∑ j
yi
j
− 1.0 =
S
y
,
0
&
L
V
H
j
= Lj
+ 1h
j + 1
+ Vj
−1h
j −1
+ FjhF
, j
− ( V&
j
+ S&
V
j
&
) h
V
j
+ Q&
j
&
= 0
− ( L&
j
+
S&
L
j
) h
L
j
101 01 009a Bedeutung
N(2n+3) Gleichungen und Unbekannte
Für n = 4 Komponenten und N = 45 Böden
ergeben sich 495 Gleichungen42

Wang-Henke-Verfahren
Mengenbilanz für Komponente i:
•
•
• • • L • •
V
Mi, j=
Lj+
1 xj
+ 1
+ Vj−1
yj
−1
+ Fj
zj
−(Lj+
Sj
)xj−(Vj+
S
j
)yj
= 0
Durch Substitution erhält man:
y
j=
K jx
j
•
•
• • • • •
L
V
Mi,j = Lj+ 1xj+
1+ Vj1 − Kj1 −
xj1 −
+ Fj z
j
− (Lj+ S
j
)x
j− (Vj+ S
j
)Kjxj
=
Nach Umstellung:
•
• • • • •
•
L
V
Mi,j = Vj1 − Kj1 −
x
j1 −
− (Lj+ S
j
)x
j− (Vj+ S
j
)Kjxj+ Lj+ 1xj+
1= −Fj zj
ergibt sich eine sehr einfache Struktur:
0
Ax + Bx + Cx = D
j j-1 j j j j+
1 j
43

Kolonnenkonfiguration
( )
( D & )
D & ( B & )
L &
j
=
V&
j-1
+
N
∑
j
( − − )
L V
F&
S&
S&
m
m
m
−
V&
N
44

45
Wang- Henke-Verfahren
⎥
⎦
⎤
⎢
⎣
⎡
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
+
+
+
⎟ −
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
−
−
+
−
= ∑
•
•
•
•
•
•
•
−
• N
j
j
V
j
j
L
j
N
V
m
L
m
m
j
j
K
S
V
S
V
S
S
F
V
B 1
1
1
−
−
•
= j
j
j
K
V
A
j
j
j
z
F
D
•
= −
j
j
j
j
j
j
j
D
C x
B x
x
A =
+
+ +
− 1
1
∑
+
•
•
•
•
•
⎟ −
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
−
−
+
=
N
j
N
V
m
L
m
m
j
j
V
S
S
F
V
C
1

A
C
j
•
= V j−1
K
j
j−1
=
•
j+
V
F &
N
∑
j+
1
⎛
⎜F
⎝
•
m−
Wang- Henke-Verfahren
⎡
• • • L • V
N ⎛
B = −⎢V
j
j−1+
∑⎜Fm−
Sm−
Sm
j
⎣ ⎝
•
• L • V •
⎞ D = −Fj
z
m−
S ⎟ −
F & m VN
j
j
3
⎠
S
⎞
⎟ −
⎠
• • L
N+
S j +
eispiel: = 10 kmol/h Methanol(1) – Wasser(2), q = 1, z
3
1F
= 0.5, v = 1,
→ V=10 & kmol/h
V
⎛
⎜
⎝
• • V
⎞
j+
S j ⎟K
j
⎠
V
⎤
⎥
⎦
D=5kmol/h &
5
3
1
Für den 3. Boden (d.h. A 3
, B 3
, C 3
, D 3
) ergeben sich für Methanol:
Schätzwerte von K 1,3
= 1.57, K 1,2
= 1.83
(siehe Beispiel Mc-Cabe-Thiele-Verfahren):
A 1,3
= 10 1.83 = 18.3
B 1,3
= -(10 + 10 - 5 + 10 1.57) = -30.7
C 1,3
= 10 – 5 = 5
D 1,3
= -10 0.5 = -5
46

Wang- Henke-Verfahren
⎡−27.2 15 0 0 0 ⎤ ⎡x1
⎤ ⎡ 0 ⎤
⎢ ⎢
33.3 15 0 0 x
⎥
22.2 −
⎥ ⎢
⎢ 2 ⎥
0
⎥
⎢ ⎥ ⎢ ⎥
⎢ 0 18.3 −30.7 5 0 ⎥ ⎢x
⎥
3
= ⎢−5⎥
⎢ ⎥ ⎢ ⎥ ⎢ ⎥
0 0 15.7 −18.9 5 ⎢x
⎥ 0
− ⎣ ⎦
⎢ ⎥ 4 ⎢ ⎥
⎢
⎣ 0 0 0 13.9 11.3 ⎥
⎦
⎢x
⎥ ⎢
5 ⎣ 0 ⎥
⎦
47

Thomas-Algorithmus zur Lösung der Materialbilanz des Wang-Henke-Verfahrens
r = x = q −p
r
j −1 j−1 j−1 j−1
j
48

Flussdiagramm Wang-Henke-Verfahren
Wang-Henke.ppt
Eingabe
. . .
. . .
F j
; z i,j
; q j
; N; v; V N
(D); P j
S jL
; S jV
; Q j,j=2,N-1
; h iL
(T); h iV
(T)
Schätzwerte: K i,j
Parameter zur Berechnung von K i,j
nein
Berechnung von V j
(Annahme: keine Enthalpieeffekte)
Berechnung von x i,j
(Thomas-Verfahren)
Σx i,j
-1 < ε
für jeden Boden j?
.
ja
.
Ausgabe:
T j
; x i,j
; y i,j
. . .
V j
; L j
; Q j
; Q N
Normierung
x i,j,neu
=
x i,j
Σx i,j
Siedepunktsberechnung für P j :
T j
; y i,j
; K i,j
.
Enthalpiebilanz
V j,neu
49

50
Naphtali-Sandholm-Verfahren
( ) ( ) 0
v
s
1
s
1
f
v
M
j
i,
V
j
j
i,
L
j
j
i,
j-1
i,
1
j
i,
j
i, =
+
−
+
−
+
+
= + &
&
&
&
&
l
l
0
,
1 ,
1
,
,
,
, =
−
=
∑
∑
=
=
j
i
n
k
j
k
n
k
j
k
j
i
j
i
j
i
v
l
v
l
K
E
&
&
&
&
( ) ( ) 0
1
1
1
,
1 ,
1 ,
,
1
,
1
1
1
,
1 =
+
+
−
+
−
+
+
= ∑
∑
∑
∑
∑
=
=
=
=
−
=
+
+ j
n
i
j
i
V
j
V
j
n
i
j
i
L
j
L
j
n
i
j
i
j
F
n
i
j
i
V
j
n
i
j
i
L
j
j
Q
v
s
h
l
s
h
f
h
v
h
l
h
H
&
&
&
&
&
&
j
L
j
L
j
j
V
j
V
j
n
i
j
i
j
n
i
j
i
j
n
i
j
i
j
L
S
s
V
S
s
f
F
l
L
v
V
&
&
&
&
&
&
&
&
&
& =
=
=
=
= ∑
∑
∑
=
=
= 1
,
1 ,
1
,

51
Newton-Raphson-Algorithmus
( ) ( )
( )
( )
( )
k
k
k
k
k
F
dX
d F
X
X
⎥
⎥
⎦
⎤
⎢
⎢
⎣
⎡
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
−
=
−
+
1
1
( ) ( ) ( )
k
k
k
X
X
X
Δ
+
=
+1
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎦
⎤
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎣
⎡
=
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎦
⎤
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎣
⎡
=
N F N
F
F
F
X
X
X
X
.
.
.
.
.
.
.
.
.
.
2
1
2
1
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎦
⎤
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎣
⎡
=
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎥
⎦
⎤
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎢
⎣
⎡
=
j
n
j
j
j
n
j
j
j
n
j
j
j
n
j
j
E
E
H
M
M
F
l
l
T
V
V
X
,
1,
,
1,
,
1,
,
1,
.
.
.
.
.
.
.
.
&
&
&
&

DESW-Eingabe 1 (Excel-Version)
Distillation (Naphthali-Sandholm) Using the Wilson-Model
based on code given in 'Grundoperationen' (Gmehling, Brehm)
General Information
Number of components: 4
Title
METHANOL(1)-WASSER(2)-ETHANOL(3)-ISOBUTANOL(4)
Pure Component Data
Molar volume, Antoine constants vL A B C
1 40.73 7.20587 1582.271 239.73
2 18.07 7.19621 1730.63 233.43
3 58.69 7.2371 1592.864 226.184
4 92.91 7.66006 1950.94 237.147
5
Interaction Parameters (Wilson, cal/mol)
1 2 3 4 5
1 0.0000 54.04 -26.1400 298.0000
2 236.3 0.0000 506.7000 987.2000
3 62.4200 95.6800 0.0000 159.8000
4 -215.5000 652.6000 -91.1200 0.0000
5 0.0000
52

DESW-Eingabe 2 (Excel-Version)
Column Configuration
Number of stages (max. 50) 45
Number of feeds 1
Number of liquid side streams 1
Number of vapor side streams 0
Destillate flux 125.5
Reflux ratio 3
Top pressure (kPa) 120
Bottom pressure (kPa) 130
Top temperature estimate (°C) 70
Bottom temperature estimate (°C) 105
FLMAX 3
DTMAX 1.5
Exponent of convergence criterion 10
Feeds stage q n1 n2 n3 n4 n5
1 21 0 127.1 65.8 0.07 0.12
Liquid side streams stage n
1 10 5.2
Vapor side streams stage n
53

Trennung des Systems Methanol (1) - Wasser (2) - Ethanol (3) -
Isobutanol (4)
DESW
01 01 004 Bedeutung
54

Berücksichtigung des Bodenwirkungsgrades beim
McCabe-Thiele-Verfahren
Murphree-
Bodenwirkungsgrad:
E
MV
=
y
y
n
*
n
−
−
y
y
n−1
n−1
55

McCabe-Thiele-Konstruktion bei einem
Bodenwirkungsgrad von 0.7
56

Bodenwirkungsgrad als f( Trennfaktor * Viskosität )
57

Ableitung der Mengenbilanz für das Konzept der Übertragungseinheit
58

A
L
Stoffübergangs-Modell
d n& = β a x
& β
=
( ) ( )
Ai
− xA
Adh=
LdxA
=
Ga yA
− yAi
Adh VdyA
&
H
a spezifische Phasengrenzfläche (m 2 /m 3 )
Stoffübergangskoeffizient
β , β
L G
(kmol/m 2 s)
A Querschnittsfläche
L&
x dx
A
= H V&
y
∫
dyA
( − )
H ∫dh
=
x
∫
aA y ( y − y )
LaA
x
Ai
x
0 βG
Ai A
HTU L
=
H AB
∫dh
=
0 β
AT
A
NTU L
AT
AB
HTU G NTU G
B (bottom), T (top)
59

Stoffübergangs-Modell
dn&
= β a x − x Adh = Ldx & = a y − y Adh = Vdy &
(
*
) (
*
β
)
A OL A A A OG A A A
a spezifische Phasengrenzfläche (m 2 /m 3 )
Overall-Stoffübergangskoeffizient
(kmol/m 2 s)
A Querschnittsfläche (m 2 )
β , β
OL OG
H
L&
= H AB
A
∫dh
= ∫
0 β xAT
OLaA
A A
x
dx
(
*
x − x )
H
V&
= H AT
A
∫dh
= ∫
0 β aA yAB
OG
A A
y
dy
(
*
y − y )
HTU OL
NTU OL
HTU OG
NTU OG
B (bottom), T (top)
60

Ermittlung der Zahl von Übertragungseinheiten (NTU) durch
graphische Integration
Steigung = -
P
β L
β G
y A
x A
x Ai
y*
- y
A
1
A
y Ai
1
y
Ai
- yA
y * A
∫ dy A
∫ dy Steigung m
A
NTU =
C
OG
NTU
y*
- y
G=
y
Ai
- y
A
A
M
Gleichgewichtskurve
A
y A
0 1
x A
*
0 1
y A
y - y = (y - y ) + (y - y )
A A * A Ai Ai A *
n A
β OG
A
= (y - y ) + m(x - x )
A Ai Ai A
=
n A
β G
A
n A
+ m ( )
β L
A
⇒
1 1
=
β OG
β G
+
m
β L
61

Sättigungsdampfdrücke als Funktion der reziproken Temperatur
6.
5.
4.
ΔT sehr gering (ca. 5°C)
S
P = 101.33 kPa
ln P [kPa]
i s
3.
2.
1.
Cyclohexanol
Cyclohexanon
0.
-1.
-2.
160
ϑ [°C]
120 80 40
2.2 2.4 2.6 2.8 3.0 3.2
1000 / T [K]
62

Trennfaktoren α 12∞ des Systems Cyclohexanon-
Cyclohexanol
2.
ln α 12
1.
∞ s
x = 0 ⇒ α
1
12
∞ γ 1 P1
=
s
x = 1
P 2
1
⇒
α12
∞ s
P 1
= ∞ s
γ 2 P2
0.
α 12 = 1
0. 50. 100. 150. 200.
Temperatur [°C]
azeotropes
Verhalten
→ je niedriger die Temperatur, desto günstiger werden die Trennfaktoren
(und desto geringer wird die Anzahl der benötigten theoretischen Trennstufen N )
th
63

Trennung azeotroper Systeme ohne Zusatzstoff
1
ohnesold.cdr, 15.06.2000
Vakuum (Druck) - Rektifikation
A
A
y A
10
atm
oder
0.1
atm
P 1
P 2
0
1
1
B
Heteroazeotrope Rektifikation
B
1
1
y A
0
1
y A
LLE
x ' A x " A
1
2
x ' A
x " A
B
A
Zweidruck-Rektifikation
1 2
A+B
A+B
P 1
P 2
1
atm
10
atm
0
0 x A 1
B
A
64

Kolonnenkonfiguration und y-x-Diagramm für die Trennung des Systems
Wasser (1)-Butanol-1 (2) bei 101.3 kPa
65

Azeotrope Zusammensetzung als Funktion des Druckes
Tetrahydrofuran (1) + Wasser (2)
azd(p).cdr
Acetonitril (1) + Wasser (2)
10 atm
log (P / mm Hg)
10 atm
1 atm
log (P / mm Hg)
1 atm
exp. Daten
Mod. UNIFAC (Do)
exp. Daten
Mod. UNIFAC (Do)
y 1,az
y 1,az
66

11.02.99
Trennung des Systems THF (1) - Wasser (2) durch Zweidruckdestillation
10 00 006 Synthese
67

11.02.99
Azeotrope und Extraktive Rektifikation
10 00 007 Synthese
68

11.02.99
Beispiele für die technische Realisierung der extraktiven Rektifikation
Trennproblem
selektives Lösungsmittel
Aliphaten-Aromaten
NMP, DMF, NFM, Anilin,
z.B.: Benzol-Cyclohexan Phenol, ...
Heptan-Toluol, ..
Ethanol-Wasser Ethandiol-1,2, ..
Butane-Butene NMP, DMF, NFM, Furfural, ..
Butene-Butadien-1,3 NMP, DMF, NFM, ..
Chlorwasserstoff-Wasser,
Salpetersäure-Wasser
Schwefelsäure
10 00 008 Synthese
69

Grobe Vorauswahl selektiver Zusatzstoffe
( “Entrainer” ) für die extraktive Rektifikation
z.B. über die Polarität bzw. zunehmendes reales Verhalten der verschiedenen
Substanzklassen
steigende
Polarität
Kohlenwasserstoffe
Ether
Aldehyde
Ketone
Ester
Alkohole
Glykol
Wasser
zunehmendes reales Verhalten
mit dem Abstand zwischen den
Substanzen
Beispiel: Trennung des Systems Aceton-Methanol
Möglichkeiten der Trennung durch extraktive Rektifikation durch:
a) Zugabe eines Kohlenwasserstoffs
b) Zugabe von Wasser
Zugabe eines höheren Ketons
70

11.02.99
Temperaturabhängigkeit der Selektivität verschiedener Entrainer
für die "Aliphaten / Aromaten" - Trennung
10 00 012 Synthese
71

24.03.99
Gaschromatografische Bestimmung von γ ∞
12 00 012 Exp. Best.
72

Aufbau des Dilutors
Helium
H
F E 45.3
Electronic Flowmeter
On Mode Set
Flowmeter
T
6-Wege-
Ventil
GC
Computer
FID/WLD
Sättigerzelle
Meßzelle
40.28 °C
1023 mbar
Dil.
Zero He H2 O2
Gasversorgung
73

11.02.99
Rückstandskurven und Kolonnensequenzen von typischen Azeotrop-
Rektifikations-Prozessen (Mod. UNIFAC (Do); P = 1 atm)
10 00 013 Synthese
74

Beispiele für die technische Realisierung der
azeotropen Rektifikation
Trennproblem
geeignetes Lösungsmittel
Ethanol-Wasser Benzol, Cyclohexan, Pentan, Toluol, .. , Ethylacetat, ..
Propanol-Wasser Benzol, ...
Allylalkohol-Wasser
Aliphaten-Aromaten
z.B.: Benzol-Cyclohexan,
Heptan-Toluol, ..
Trichlorethylen
Aceton, Butanon-2
Essigsäure-Wasser Butylacetat, Pentanon-3, ..
Pyridin-Wasser
Benzol, Toluol
75

18.03.99
Auswahl selektiver Lösungsmittel
43000
34700
10 00 020 Synthese
76

11.02.99
Auswahl selektiver Zusatzstoffe - kein weiteres Azeotrop
components to be separated:
(1) BENZENE C6H6 Ts = 353.25 [K]
(2) CYCLOHEXANE C6H12 Ts = 353.86 [K] system pressure = 101.32 [kPa]
azeotropic data for system (1) - (2) : homPmax, Taz = 351.52 [K]
---------------------------------------------------------------------------------------------------------
selective solvent (3) Ts [K] alpha(1,2),inf. types of azeotropes introduced : Tm(3) [K]
(1)-(3) (2)-(3) (1)-(2)-(3)
---------------------------------------------------------------------------------------------------------
N-METHYL-6-CAPROLACTAM 510.21 0.586 (405.77 [K]) none none n.a. n.a.
4-METHYL-2-PENTANONE 389.34 0.420 (293.15 [K]) none none none 189.15
ANILINE 457.83 0.323 (388.31 [K]) none none none 266.85
1,2-ETHANEDIOL 470.69 0.256 (392.60 [K]) none none n.a. 261.65
N-METHYL-2-PYRROLIDONE (NMP) 476.15 0.299 (394.42 [K]) none none n.a. 248.75
TRIETHYLENE GLYCOL 551.49 0.367 (419.53 [K]) none none n.a. 268.85
SULFOLANE 559.96 0.275 (422.36 [K]) none none n.a. 301.65
6-CAPROLACTAM 546.32 0.267 (348.15 [K]) none none n.a. 342.45
FURFURAL 434.67 0.306 (380.59 [K]) none none n.a. 234.45
3-METHYLPHENOL 475.82 0.379 (298.15 [K]) none none n.a. 284.95
CYCLOHEXYLAMINE 407.14 0.646 (303.15 [K]) none none n.a. 255.15
TETRAHYDROFURFURYL ALCOHOL 450.20 0.247 (300.15 [K]) none none n.a. n.a.
NITROBENZENE 483.94 0.289 (397.02 [K]) none none n.a. 278.85
CYCLOHEXANONE 428.15 0.293 (293.15 [K]) none none n.a. 242.00
ANISOLE 428.79 0.328 (293.15 [K]) none none n.a. 235.65
N-FORMYL-MORPHOLINE 519.05 0.269 (408.72 [K]) none none n.a. n.a.
BUTYRONITRILE 390.77 0.195 (298.15 [K]) none none n.a. 161.00
---------------------------------------------------------------------------------------------------------
minimum boiling point difference (entrainer - binary mixture) = 35 [K]
minimum value for alpha (1,2 or inverse) at infinite dilution = 1.500
10 00 021 Synthese
77

11.02.99
Typisches Resultat der Suche eines geeigneten Lösungsmittels
durch Datenbankzugriff
10 00 023 Synthese
78

11.02.99
Typisches Resultat der Suche eines geeigneten Lösungsmittels
mit der Hilfe thermodynamischer Modelle
10 00 024 Synthese
79

Abwasserstripper
80

Hausbrand-Diagramm (Wasserdampfdestillation)
s
s
Ps
= P − PH
2O
81

Reinigung von Zink nach dem New Jersey-Verfahren
Zn / Cd
Cd / Zn
fl. Rohzink
(0.7-3% Pb,
< 0.3% Cd)
Keramikelemente
mit SiC
T b(Zn)=906°C
T b(Cd)=762°C
T (Pb)=1741°C
b
Energieverbrauch:
6.5 - 7.3 GJ / t Zn
1100°C
Bleikolonne
Pb
950°C
Cadmiumkolonne
Reinheit erforderlich für Zinkdruckgusstechnik
Zn (99.996%)
Pb, Cd (< 0.001%)
82

Absolutierung von Ethanol nach dem HIAG-Verfahren
83

Reaktive Rektifikation
Reaktion
k 1
A + B C + D
k 2
c i
c A,cB
c C,cD
Kinetik
Zeit
A + B
A + B
Typische Anlage
Reaktion
Reaktionszone
Vorbereitung
Aufarbeitung
C + D
A
B
Reaktive Rektifikation
}
C
D
84

Reaktivrektifikation – einige Reaktionstypen
Veretherungen OH + O
Veresterungen
OH
O
+
OH
O
O
+ H 2 O
Umesterungen
O
+ OH
O
+ OH
O
O
Hydrolysen
O
O
+
H 2 O
OH
+
OH
O
Hydratisierungen
+ H 2 O OH
85

Vorteile der reaktiven Rektifikation im Vergleich zur klassischen
Chemieanlage bei reversiblen Reaktionen
• Umsatz > Gleichgewichtsumsatz ( im Idealfall 100 % )
• Verringerung der Kreislaufströme ( Senkung der Betriebskosten )
• Senkung des Trennaufwands ( weniger Komponenten )
• weniger komplexe Trennung ( keine Azeotrope mit den Reaktanden )
• Verringerung der Anzahl von Trennkolonnen (Senkung der
Investitionskosten )
• Reduktion der Energiekosten ( direkte Ausnutzung der Reaktionsenthalpie )
• höhere Reaktionsgeschwindigkeit ( höhere Reaktandenkonzentration )
• Unterdrückung unerwünschter Folgereaktionen
• einfache Temperaturkontrolle
• hervorragender Wärme- und Stofftransport für simultane chemische
Reaktion und Rektifikation bei katalytischen Packungen ( Katapak S,
Katamax ) ( Verringerung der Höhe der Katalysatorpackung )
86

Technische Methylacetatsynthese
reaktive Rekt.ppt
OAc
eOH
2 SO 4
Reaktor
(zweistufig)
5
H 2
O
1
2
Extraktion
Höhere Ether
(Zusatzstoff)
MeOAc
HOAc
(Zusatzstoff)
3
Extraktive Rektifikation
MeOH
H 2
O
Heteroazeotrope Rektifikation
4
6 7
HOAc
8
Schwersieder
HOAc
MeOH
1
25
v = 2
MeOAc
Rektifikation
1m Sulzer BX
Extraktive Rektifikation
1m Sulzer BX
Rektifikation &
Reaktion
2 m Katapak-S
Rektifikation
1m Sulzer BX
H 2 O
Klassisches Verfahren
Reaktive Rektifikation
87

Reactive Distillation for Silane Production
Conventional Process
Reactive Distillation
SiH 4
9 t/h
SiH 2 Cl 2
0,9 t/h
SiH
SiH 4
- Purification
4
possibly in a second
column
SiHCl
35 t/h SiH 2 Cl 3
2
16 t/h
SiHCl 3
94 t/h SiHCl 3
15 t/h SiCl 4 SiCl 4
2 Reactors, 4 Columns
Energy: 15 MW
1 - 2 Columns
Energy: 5 MW
88

Foto einer Laborkolonne
89

11.02.99
Material- und Enthalpiebilanz für eine Gleichgewichtsstufe
( Reaktive Rektifikation )
M
i,
j
&
= Lj
+ 1xi,
j + 1
+ Vj
−1y
i,
j −1
− ( V&
j
+ S&
&
V
j
) y
i,
j
+
+
r
i,
j
F&
z
j
H
L
j
i,
j
=
− ( L&
0
j
+ S&
L
j
) x
i,
j
E
i, j
= yi,
j
− Ki,
jxi,
j
=
Sx, j
= ∑ xi,
j
−1.0
=
0
0
⎛
⎜
K
⎝
i,
j
=
y
x
i,
j
i,
j
⎞
⎟
⎠
S
y
,
,
= ∑ j
yi
j
− 1.0 =
0
H
j
&
L
V
= Lj
+ 1h
j + 1
+ Vj
−1h
j −1
− ( V&
j
+ S&
V
j
&
) h
V
j
+ F&
h
+ Q&
j
j
− r
F,
j
j
H
− ( L&
L
j
j
Δh
+ S&
R,
j
=
L
j
) h
0
L
j
101 01 009 Bedeutung
(MESH-Gleichungen)
90

Synthese von Trennsequenzen - kombinatorischer Aspekt
91

11.02.99
Beispiele heuristischer Regeln zur Auswahl der
Rektifikationssequenz
Entferne die im Überschuß vorhandene Komponente zuerst
Führe die schwierigen Trennungen am Ende durch ( ungünstiger Trennfaktor, sehr
reine Produkte )
Bevorzuge Destillat- zu Sumpfmengen von Eins
Entferne korrosive und thermolabile Komponenten möglichst frühzeitig
Entferne zunächst die Komponente, für die hohe oder niedrige Temperaturen
erforderlich sind
Führe immer die leichteste Trennung im nächsten Schritt durch
..........
10 00 004 Synthese
92

Energieverbrauch von Rektifikationsprozessen*
Energieverbrauch USA insgesamt 1989
8.45 10 16 kJ
Energiebedarf Chemie, Petrochemie, Raffinerien
in den USA 1989 6.15 10 15 kJ
( d.h. 7.25 % des gesamten Energieverbrauchs )
dabei größte Energieverbraucher:
Chloralkalielektrolyse
Crackprozesse
Trennprozesse ( 43 % der Energieverbrauchs )
( davon 95 % zum Betrieb von 40000 Rektifikationskolonnen )
93

Wärmeverbund
LS
LS, MS, SS
Voraussetzung:
ähnliche
Siedepunkte
SS
MS
94

Luftzerlegung und VLE des Systems O 2 (1)-N 2 (2)
exp. Daten
PSRK
N 2
“untere Kolonne”
80 K
Temperatur [K]
P = 6.0 bar
“obere Kolonne”
O 2
1.3 -
1.5 bar
92 K
95 K
fast reines N 2
?Ar
Seitenkolonne
Siedepunkte:
N 2
: 77.4 K
O 2
: 90.1 K
P = 1.3 bar
Feed:
vorgereinigte
Luft
5 - 6 bar
99 K
38% O 2
Ar: 87.3 K
x, y
1 1
95

Brüdenkompression
T
T
2
1
⎛ P
= ⎜
⎝ P
2
1
⎞
⎟
⎠
κ −1
κ
96

Wärmepumpe
97

Prozessalternativen zur Trennung eines ternären Systems
ABC
A
B
ABC
AB
A
BC
C
Zunächst Abtrennung des Leichsieders,
dann der Schweren
C
Zunächst Abtrennung des Schwersieders,
dann der Leichten
B
A
AB
A
A
AB
AB
ABC B
ABC
B
ABC
B
B
BC
BC
BC
C
C
C
Einfachste Trennung zuerst
Trennwandkolonne
98

Rektifikative Trennung eines 5-Stoffgemisches
99

Vor- und Nachteile der diskontinuierlichen Rektifikation
Vorteile:
•Trennung unterschiedlicher Gemische möglich ( flexibel )
•nur eine Kolonne für die Trennung von Mehrkomponentensystemen
( geringe Investitionskosten )
•keine Probleme, wenn:
1. zu trennendes Gemisch in unregelmäßigen Zeitabständen anfällt
2. geringe Mengen anfallen ( Sammeln )
3. Feedzusammensetzung stark variiert
Nachteile:
• Kontakt aller Komponenten mit der Heizfläche
• lange Verweilzeiten
• Zwangsanfall des Blasenrückstands
• hydrostatischer Druck ( Blase) ergibt höhere Temperatur
• nur Verstärkungsteil
100

Destillatkonzentration (x D
) als Funktion der Zeit bei konstantem
Rücklaufverhältnis für die diskontinuierliche Rektifikation
System: Methanol (1) + Wasser (2)
Temperatur: 50°C
t = t 0
Modell: Modified UNIFAC (Dortmund)
Kolonne: N th = 3
y 1
t = t
x (t=t) B
x(t=t) B 0
x (t=t) D
x (t=t ) D 0
x 1
101

Änderung des benötigten Rücklaufverhältnisses v zur Beibehaltung der
erforderlichen Destillatreinheit (x D
) für die diskontinuierliche Rektifikation
System: Methanol (1) + Wasser (2)
Temperatur: 50°C
t = t 0
Modell: Modified UNIFAC
(Dortmund)
t = t
x D = 0.42
v+1
=> v≈1.2
x D
= 0.07 v+1
=> v≈12.4
x (t=t)
B
x(t=t)
B 0
y 1
diskont2.cdr, 08.06.99
Kolonne: N th
= 3
!
x D = konstant
= 0.94
x 1
102

Diskontinuierliche Rektifikation (vorgegebene Reinheit x D )
103

Auslegung: Diskontinuierliche Rektifikation
104

Auslegung: Diskontinuierliche Rektifikation
105

Typische Bodenkolonne
a Siebboden
b Ablaufschacht
c Ablaufwehr
d Zulaufwehr
e Mannloch
f Bodenhalterung
106

Vorderansicht und Draufsicht eines Bodens einer Siebbodenkolonne
107

Typische Bodenkolonne
Glockenböden
Ventilböden
Tunnelböden
108

Typische
Packungskolonne
a) Flüssigkeitsverteiler
b) Flüssigkeitssammler
c) Packung
d) Tragerost
e) Mannloch
f) Flüssigkeitswiederverteiler
g) Niederhalterost
109

Geschichte der Füllkörperentwicklung
110

Verschiedene Füllkörper der Fa. Raschig
111

Schritte bei der Entwicklung geordneter Packungen
Zu unterscheiden:
Blech- und
Gewebepackung.
Weiterhin:
Typ X 30Grad Neigung
geringerer
Druckverlust als
Typ Y mit 45 Grad
Neigung.
Jedoch schlechterer
Stoffaustausch
112

Grundausführungen der Sulzer-Packungen
Mellapak
Metall
Kunststoff
Kerapak
Durapak
Keramik
Keramik
113

Strukturierte Packung für die Reaktivrektifikation
(Koch Engineering Co., Inc.)* Sulzer
* Humphrey, Keller:“Separation Process Technology“ Mc Graw-Hill 1997
114

Einbau von Packungselementen
115

Eindrucksvolle Darstellung der Belastbarkeit von Packungskolonnen
116

Einbauten in Packungskolonnen
Niederhalterost
Flüssigkeits-
Verteiler
Auflagerost
Sammelboden
117

Mellapak 250.X
1m Kolonnendurchmesser / 3 m Betthöhe
Testsystem: Luft / Wasser
ΔP
Hρ
u
= λ
d 2
2
ln ΔP ∼ 2 ln u
Flüssigkeitsbelastung:
× 0 ◊ 5 * 25 50 + 100 m 3 /m 2 h
F
=
u G
d =
ρ
G
4
DRT &
Π P u G
( v + 1)
u G
= Gasleerrohrgeschwindigkeit [m/s]
118

Spezifischer Druckverlust und theoretische Stufen
119

Vertical Holdup Profile of Mellapak and Mellapak Plus
120

Comparison
Mellapak 250.Y
MellapakPlus 252.Y
1
Separation efficiency
1
Separation efficiency
1
Separation efficiency
HETP [m]
0
0 1 2 3 4 5
10
F/√Pa
pressure drop
HETP [m]
0
0 1 2 3 4
10
F/√Pa
pressure drop
HETP [m]
0
0 1 2 3 4
10
F/√Pa
pressure drop
p [mbar/m]
1
p [mbar/m]
1
p [mbar/m]
1
0.1
0.1
0.1
0 1 2 3 4 5
0 1 2 3 4
0 1 2 3 4
F/√Pa F/√Pa F/√Pa
100 mbar 400 mbar 960 mbar
121

Wärmeübergangskoeffizient und Wärmestromdichte als f(ΔT)
122

Umlaufverdampfer (natürlicher Umlauf)
123

Umlaufverdampfer (Zwangsumlauf)
Sumpfprodukt
124

Fallstromverdampfer
125

Typischer Kondensator (Dephlegmator)
126

Kleine kontinuierliche Fraktionierkolonne
127

Technische Rektifikationskolonnen
128

Allgemeines Schema eines Trennprozesses
Trennhilfsmittel
Trennprozess
Energie
Verdampfung
Kondensation
Rektifikation
Kristallisation
Feed
Trennhilfsmittel
Stufe
Ströme
unterschiedlicher
Zusammensetzung
Lösungsmittel, etc.
Absorption
Extraktion: · Flüssig-Flüssig-,
· Fest-Flüssig-,
· überkritisches Gas
Adsorption
Membran-Trennprozess
Energie +
Lösungsmittel
Azeotrope Rektifikation
Extraktive Rektifikation
Membran +
elektrisches Feld
Elektrodialyse
129

Absorptionsanlage
130

Ausgewählte Beispiele zum Einsatz der Absorption
abzutrennende
Komponente(n)
Absorptionsmittel
HCl
Wasser
SO 3
Schwefelsäure
H 2 S, CO 2 (Erdgas) Methanol (Rectisol), NMP (Purisol), Glykolether
(Selexol), Sulfolan (Sulfinol)
H 2 O Triethylenglykol ( Trocknung von Gasen )
CO 2
heiße K 2 CO 3 (Pottasche)-Wäsche, wäßr.
Monoethanolamin-M. (10-20 Gew.%)
H 2 S
wäßr. Diethanolamin-M. (10- 25 Gew.%)
H 2 S ( Kokereien ) kalte K 2 CO 3 (Pottasche)-Wäsche
CO 2 , H 2 S
NaOH (8 Gew.%) (nur bei kleinen Anlagen)
SO 2 wäßr. Ca(OH) 2 , CaCO 3 -Lösung, wäßr. Na 2 SO 3 -
Lösung
Ethylenoxid, Acrylnitril Wasser
Lösungsmittel
Glykolether
131

Anforderungen an das Absorptionsmittel
• hohe Selektivität ( H 1j /H 2j >> 1 (

Henry-Koeffizienten von CH 4 , CO 2 und H 2 S in Methanol
Methanreinigung_d.cdr
CO 2
CH 4
PSRK (UNIFAC)
HS 2
133

Zu berücksichtigende Gleichgewichte bei der
Absorption von CO 2 und H 2 S in Aminlösungen
134

McCabe-Thiele-Verfahren
•
( )
•
( )
o Yj
− Yaus
= Lo
X
j+
1
− Xein
G
Y
j
•
Lo
= Y ( )
aus
+ X
j+
− X
• 1 ein
G
o
• •
o,Lo
inerter
G
Gas
−bzw.
Absorptionsmittelstrom
135

Absorption
136

Desorption
137

Der größte Rectisolabsorber (LURGI)
1994:
Neuer Absorber
Sasol II, Secunda
Sauergasmenge
ähnlich in
Großenkneten:
6 . 10 9 Nm 3 /Jahr
643 000 Nm³/h
Feedgasmenge
Durchmesser: 5.4 m
Höhe: 62 m
Druck: 23 bar
138

Absorberbauarten
139

Absorberbauarten
140