某厂裂解气的组成如下Word下载.docx

1、0.020.05丙烯8.47.128异 丁 烷1.3218.43100.0061.9438.06100.00（4 ）塔顶加入的吸收剂的量塔内气的平均流率为、/ 100 38.06 ,V 69.03kmol/ h2塔内液体的平均流率为L。 L。 61.94L - L 30.97kmol/h因为-1.0692 VL0 30.97 1.0692 69.03塔顶加入的吸收剂量为L0 42.84kmol / h例32某吸收塔有20块实际塔板，板效率为20%，在0.507MPa下操作，进塔原料 气温度32C，其组成为甲烷 28.5x%、乙烷15.8x%、丙烷24.0x%、正丁烷16.9x%、正 戊烷14.

2、8x%。吸收剂可设为nC8,其中含有在循环中未脱完的正丁烷和正戊烷分别为 2x%和5x%，流率为原料气的1.104倍，温度为32C。试计算产物的流率和组成。解 取每小时处理100kmol原料气为基准，则吸收剂的量应为 110.4kmol/h。假设吸收过程由于溶解热效应而使平均吸收温度为 37C。由于现不知总吸收量，无法计算平均的其计算结果如表 3 1所示。液气比，故暂按式（316 ）求吸收因子进行估算。计算以n C4为例N 1 1N 1 0则0.9016.9 1.7516.9 1表3 1初步估算结果（1 ）组 分（2）N 1（3）I0（4）37C0.507MPa查列线图（5）A10（6）（7）

3、（3）/（5）/8） 1/9） InN 1mC128.538.50.02870.027827.680.82C215.88.050.13813.622.18C324.02.810.39414.559.45n C416.92.210.8651.261.753.315.81n C514.85.520.293.821.001.4418.88n C8102.670.015571.5101.23100.0110.462.03148.371 16.9 0.90（16.9 1.75） 3.3kmol / h故Ln n 1 I0 1 16.9 2.21 3.3 15.81kmol/h从初步估算得到的Ln和V1值

4、，可知吸收量还是相当大的，所以，应在此基础上再算次平均吸收因子100 62.03L 均 110.4 129.4kmol/h均 2V均 110 81kmol/hL 129.41.60V均 81采用平均液气比 L/V均对吸收液和尾气再进行一次计算，其结果列于表 3 2。表32用平均液气比计算结果（1）（3）（8）（9）L 1V均mIn0.04227.31.200.203.160.570.5510.81.850.951.192.017.115.541.019.32103101.6754.74155.66虽然第二次计算的吸收量与第一次有相当大的距离， 但原设定的平均温度尚未进行校核。 温度校核黄素可以

5、采用热量衡算方法进行。一般塔顶尾气的温度可取为比吸收剂进塔温度高2: 8C,考虑到本题中规定的吸收温度较高，吸收剂用量也较大，故初设温度差为 3C ,即尾气离塔温度为35C，然后计算各物流的焓值。结果列于表 33。表33原料气、尾气及吸收剂的焓值原料气尾气吸收剂HH N 1H 1hh I013054370702354803100002309636610029288016569318827652543435061673641003694544142282843207114602450710753120511282435113514794968012436192371539229497201204

6、9923895304注：焓值零点为 129C （饱和液体）离塔吸收液的热量为2949720 1204992 3895304 564000CkJ/h离塔吸收液的温度用试差法求取，如表 3 4。表3 4用试差法求离塔吸收液的温度离塔吸收液组成设 t1 50 C设 t1 60 Ch InG10711128451255215062169455355517698560661841023450919916263592230543947024518418400274055280212887055229101.674175632435144435040155.6654085315745469用插入法求得57

7、C丄 “ 5640000 5408531 “tN 50 105745469 5408531利用式（3 27 ）、式（329）计算各板的流率和温度Vn 1004 n 1Ln 110.4 Vn 1 54.74计算结果如表3 5。表35 各板流率和温度的初步计算n n 4n 3n 2n 1Vn86746454.7Ln155.7141.7141.9119.7（L/V）n1.8111.922.19V。142645.3tn3257494237下面按有效吸收因子法进一步计算。由第一板和第四板的吸收因子利用式（ 323）算出有效吸收因子A如表36。表3 6有效吸收因子A的计算m4（L/V）4（L/VhA4A1

8、Ae42.50.0430.0560.04410.30.17580.2680.1883.960.4570.770.531.391.3032.491.690.493.707.145.010.03650.3139.083.4如果把有效吸收因子 Ae近似看做与有效吸收因子 Ae等，则式（3 19）可导出与式（313）形式相同的公式，可由理论板数 N和有效吸收因子 代算出（或利用图3 2）相对吸收率 _1，进而可求得尾气量和吸收液量。其结果见表 37。要用这一次求得的流率和上次的温度分布数据，再作一次热量衡算，并用式（ 3 27）、式（3 28）和式（329）计算出各板的流率和温度，所得结果如表 3 &

9、与表3 5所计算的各板温度和流率比较，差别较小，计算可到此结束。最后计算的尾气和吸收液的数量和 组成列于表39。表3 7根据 A计算出的尾气及吸收液量l0lN27.221.2812.713.0911.612.41.310.932.416.711.0619.261.15101.5256.14154.26表38 第二次计算的各板流率和温度86.574.764.756.1154.3140.8129.0119.01.791.892.022.14VN 1 Vn13.525.335.343.9表39计算结果Se1 NXny10.0080.4870.0200.2280.0800.2020.1080.1250

10、.0190.6590.0211.000应当指出，以上的计算是在假设塔顶尾气的温度情况下进行的， 但计算过程中并未对此温度校核。严谨的计算方法，应根据计算确定的各物流的流率与组成， 从塔底逐板而上作热 量衡算求出各板温度， 这样求出的顶板温度与所设温度一致， 计算才能结束。否则应重新调 整所设的顶板温度，重复前述各步的计算，直到两者一致为止。这一点将在逐板法中讨论。例33 试对例32题用逐板计算法进行计算， 并确定各板的温度和气、 液相液率。使用的吸收剂按烃油看待。解 例3 2近似法计算所得的温度与流率的分布如表例 33 （ 1）所示。表例33（ 1）已知条件近似法结杲XN 11 N 1t/cV

11、LV0丙烷74.70正丁烷3正戊烷4烃油LN 1由于各组分均为烃类，形成的溶液可看做理想溶液，利用 PT K图可查出有关的相平衡常数，并计算出相应的解吸因子如表例 3 3（ 2）所示。表例33 （2）相平衡常数解吸因子57C49 C42C37CSS2S3S443.041.540.023.8921.8119.7817.8310.49.68.75.7775.0464.3033.7294.03.553.122.2221.8661.5431.3021.41.20.7770.63070.49460.40070.50.420.27770.22080.16820.13430.02650.01960.0200

12、0.013930.009690.00718预先计算出式（3 37a）至（3 37d）中的解吸因子函数，对以后的计算比较方便。计 算结果如表例3 3（ 3）所示。表例33（ 3）S4 1S3S4 S4 1S2S3S4 S3S4 S4 1SS2S3S4 S2S3S4 S3S4 S4 118.83371.580631918004.72920.78101.7569.6丙 烷2.3024.3118.06016.39正 丁 烷1.4011.5991.7241.821正戊烷1.1341.1571.1621.163烃 油1.007利用式（337a）至式（3 37d）根据温度分布的初值来计算更接近正确值的流率分

13、布。其中气相各组分的流率是按 n Snln确定的。逐板计算第一次迭代的第一次计算的结果如表例3 3（ 4）所示。表例 33 （4） a（S2 S3S4 S3S4 L 1） 0 lN 1I1X12298000.007828.6216072.820.018316.30193.711.80.076426.22丁31.3517.220.111413.3922.7219.540.12645.426101.9600.65972.039154.541.000092.00表例 33 （4） b（S3S3 S4 1） 1 1N 112X2（S4 1） 2 lN 113106300.009028.77541.71

14、.46388.73.330.022716.8079.45113.014.020.095726.1660.2213.9723.6213.700.09538.6414.318.9511.8010.150.06932.2418.0616.97104.72104.000.70981.449104.13103.41146.5284.06138.58表例 33 （4） cX33 1 N 1X4y40.010528.841.530.012027.320.48870.027616.453.480.027212.970.23200.100821.569.370.073212.190.21800.06464.42

15、66.644.740.03701.8980.03390.05031.1726.695.900.04610.7920.01420.74621.002103.67102.950.80450.7390.013273.45127.9655.91上表中所列的xn值是根据-ln计算的，必须1 nX 1。其结果如表例 33其中分母In是开始试算时假设的从 n板溢流的液相流率，则（5）所示。表例33（ 5）板序假设的L值计算值lX154.51.001138.61.074146.51.040128.01.076从 X 1或者从假设的L值和计算的L值不一致，说明了假设的流率分布不是所设温度分布对应的流率分布。在缺

16、乏适当的收敛方法时，可以采用直接迭代法。将试算所得的I与 值作为第一次迭代第二次试算的假定流率分布（以给定的温度分布进行的一组试算称为一次迭代）。如此反复，直至流率分布稳定为止。一旦某次试算后流率分布已成定值， 就必须校核假定的温度分布是否正确， 因为所有的X和 都应等于1。根据算的物流组成来确定露点或泡点，将会重复出假设的温度分布而无法校核。因此，只有作热量衡算才能确定各板的温度。 其程序前已述及，这里就不再重复了。在本例中，第一次迭代的热量衡算假设了顶板的温度 t4 37C，计算以V0 100kmol为基准。进料气V。、吸收剂In 1与尾气V4的焓，计算如下V0H0 0 Hi 0 2949

17、72CkJLN 1hN 1 1 N 1 h N 1 1204992kJV4H4 4 Hi 4 1414192kJV1H1 2790728kJ作第一板的热量衡算得L2h2 V1H1 L1h1 V0H0 2790728 5430832 2949720 5271840kJ经试差求得t2 56.1 C，在此温度下 V2H2 2451824kJ作第二板的热量衡算得L3h3 V2H2 L2h2 V1H1 2451824 5271840 2790728 4932936kJ相当于此焓值的温度t3 51.4C。作第三板的热量衡算得L4H4 4510352kJ相应的温度t4 45C。因原假设t4 37C。与计算的

18、t4值不符，故必须重算温度分布。所以改设t4为44C，重作全塔热量衡算。结果前后两次所设的 t4变动了 7.4C，而t1的变化不到0.5C （计算从略）。故不必再作各板的热量衡算，并将第二次迭代的温度分布假定为t1 556C； t2 56.1C ； t3 51.1C t4 44.4C下表为第一次迭代四次试算的流率分布和用上述温度分布来进行的第二次迭代计算。第三次迭代后，温度基本不变，所以不再作第四次迭代了。 各次迭代的试算次数随着假设的温度分布接近正确的温度分布而减少。 这是由于当其温度分布变动较小时， 在该次迭代的首次试算中，所设的流分布就比较接近正确的温度分布所对应的流率分布。由于求得和第四次迭代温度分布基本不变， 则所得的流率分布和组成将会同时满足全部物料衡算和热量衡算的要求，同样所有的 xn与 yn必然等于1。例33的计算结果摘要假定值第一迭代第二迭代第三迭代