某厂裂解气的组成如下Word下载.docx
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0.02
0.05
丙
烯
8.4
7.128
异丁烷
1.32
18.43
100.00
61.94
38.06
100
.00
（4）塔顶加入的吸收剂的量
塔内气的平均流率为
、/10038.06,
V69.03kmol/h
2
塔内液体的平均流率为
L。
L。
61.94
L—-L°
30.97kmol/h
因为
-1.0692V
L030.971.069269.03
塔顶加入的吸收剂量为
L042.84kmol/h
例3—2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14.8x%。
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32°
C。
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（3—16）求吸收因子进行估算。
计算以nC4为例
N11
N10
则
0.90
16.91.75
16.91
表3—1初步估算结果
（1）组分
（2）
N1
（3）I0
（4）
37°
C
0.507MPa
查列线图
（5）
A
10
（6）
（7）
（3）/（5）
/8）1
/9）In
N1m
C1
28.5
38.5
0.0287
0.0278
27.68
0.82
C2
15.8
8.05
0.138
13.62
2.18
C3
24.0
2.81
0.394
14.55
9.45
nC4
16.9
2.21
0.865
1.26
1.75
3.3
15.81
nC5
14.8
5.52
0.29
3.82
1.00
1.44
18.88
nC8
102.67
0.0155
71.5
101.23
100.0
110.4
62.03
148.37
116.90.90（16.91.75）3.3kmol/h
故
Lnn1I0116.92.213.315.81kmol/h
从初步估算得到的
Ln和V1值，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
10062.03
L均110.4129.4kmol/h
均2
V均11081kmol/h
L129.4
1.60
V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32。
表3—2用平均液气比计算结果
（1）
（3）
（8）
（9）
L1
V均m
In
0.042
27.3
1.20
0.20
3.16
0.57
0.55
10.8
1.85
0.95
1.19
2.0
17.11
5.54
1.0
19.32
103
101.6
7
54.74
155.6
6
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:
8°
C,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3°
C,
即尾气离塔温度为35C，然后计算各物流的焓值。
结果列于表3—3。
表3—3原料气、尾气及吸收剂的焓值
原料气
尾气
吸收剂
H
HN1
H1
h
hI0
13054
370702
354803
10000
23096
366100
292880
16569
31882
765254
343506
16736
41003
69454
41422
82843
20711
46024
50710
753120
51128
24351
13514
79496
80124
36192
3715392
2949720
1204992
3895304
注：
焓值零点为129°
C（饱和液体）
离塔吸收液的热量为
294972012049923895304564000CkJ/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t150C
设t160C
hIn
G
10711
12845
12552
15062
16945
53555
17698
56066
18410
234509
19916
263592
23054
39470
24518
418400
27405
528021
28870
55229
101.67
4175632
43514
4435040
155.66
5408531
5745469
用插入法求得
57C
丄“56400005408531“
tN5010
57454695408531
利用式（3—27）、式（3—29）计算各板的流率和温度
Vn100
4n1
Ln110.4Vn154.74
计算结果如表3—5。
表3—5各板流率和温度的初步计算
nn4
n3
n2
n1
Vn
86
74
64
54.7
Ln
155.7
141.7
141.9
119.7
（L/V）n
1.811
1.92
2.19
V。
14
26
45.3
tn
32
57
49
42
37
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（3—23）算
出有效吸收因子A如表3—6。
表3—6有效吸收因子A的计算
m4
（L/V）4
（L/Vh
A4
A1
Ae
42.5
0.043
0.056
0.044
10.3
0.1758
0.268
0.188
3.96
0.457
0.77
0.53
1.39
1.303
2.49
1.69
0.49
3.70
7.14
5.01
0.036
50.3
139.0
83.4
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（3
—13）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3—7。
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（3—29）计算出各板的流率和温度，所得结果如表3—&
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3—9。
表3—7根据A计算出的尾气及吸收液量
l0
lN
27.22
1.28
12.71
3.09
11.6
12.4
1.31
0.93
2.4
16.71
1.06
19.26
1.15
101.52
56.14
154.26
表3—8第二次计算的各板流率和温度
86.5
74.7
64.7
56.1
154.3
140.8
129.0
119.0
1.79
1.89
2.02
2.14
VN1Vn
13.5
25.3
35.3
43.9
表3—9计算结果
Se
1N
Xn
y1
0.008
0.487
0.020
0.228
0.080
0.202
0.108
0.125
0.019
0.659
0.021
1.000
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3—3试对例3—2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3—3
（1）所示。
表例3—3
（1）
已知条件
近似法结杲
XN1
1N1
t/°
c
V
L
V0
丙烷
74.70
正丁烷
3
正戊烷
4
烃油
LN1
由于各组分均为烃类，形成的溶液可看做理想溶液，利用P—T—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3—3
（2）
相平衡常数
解吸因子
57C
49C
42C
37C
S
S2
S3
S4
43.0
41.5
40.0
23.89
21.81
19.78
17.83
10.4
9.6
8.7
5.777
5.046
4.303
3.729
4.0
3.55
3.12
2.222
1.866
1.543
1.302
1.4
1.2
0.777
0.6307
0.4946
0.4007
0.5
0.42
0.2777
0.2208
0.1682
0.1343
0.0265
0.0196
0.0200
0.01393
0.00969
0.00718
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3—3（3）
S41
S3S4S41
S2S3S4S3S4S41
SS2S3S4S2S3S4S3S4S41
18.83
371.5
8063
191800
4.729
20.78
101.7
569.6
丙烷
2.302
4.311
8.060
16.39
正丁烷
1.401
1.599
1.724
1.821
正
戊
烷
1.134
1.157
1.162
1.163
烃油
1.007
利用式（3—37a）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布。
其中气相各组分的流率是按nSnln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3—3（4）a
（S2S3S4S3S4L1）0lN1
I1
X1
229800
0.0078
28.62
1607
2.82
0.0183
16.30
193.7
11.8
0.0764
26.22
丁
31.35
17.22
0.1114
13.39
22.72
19.54
0.1264
5.426
101.960
0.6597
2.039
154.54
1.0000
92.00
表例3—3（4）b
（S3S3S41）11N1
12
X2
（S41）2lN1
13
10630
0.0090
28.77
541.7
1.46
388.7
3.33
0.0227
16.80
79.45
113.0
14.02
0.0957
26.16
60.22
13.97
23.62
13.70
0.0953
8.64
14.31
8.95
11.80
10.15
0.0693
2.241
8.061
6.97
104.72
104.00
0.7098
1.449
104.13
103.41
146.52
84.06
138.58
表例3—3（4）c
X3
31N1
X4
y4
0.0105
28.84
1.53
0.0120
27.32
0.4887
0.0276
16.45
3.48
0.0272
12.97
0.2320
0.1008
21.56
9.37
0.0732
12.19
0.2180
0.0646
4.426
6.64
4.74
0.0370
1.898
0.0339
0.0503
1.172
6.69
5.90
0.0461
0.792
0.0142
0.7462
1.002
103.67
102.95
0.8045
0.739
0.0132
73.45
127.96
55.91
上表中所列的xn值是根据-ln计算的，必须
1n
X1。
其结果如表例3—3
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3—3（5）
板序
假设的L值
计算值
l
X
154.5
1.001
138.6
1.074
146.5
1.040
128.0
1.076
从X1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t437C，计算以V0100kmol
为基准。
进料气V。
、吸收剂In1与尾气V4的焓，计算如下
V0H00Hi0294972CkJ
LN1hN11N1hN11204992kJ
V4H44Hi41414192kJ
V1H12790728kJ
作第一板的热量衡算得
L2h2V1H1L1h1V0H02790728543083229497205271840kJ
经试差求得t256.1C，在此温度下V2H22451824kJ
作第二板的热量衡算得
L3h3V2H2L2h2V1H12451824527184027907284932936kJ
相当于此焓值的温度t351.4C。
作第三板的热量衡算得
L4H44510352kJ
相应的温度t445C。
因原假设t437C。
与计算的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
t1556C；
t256.1C；
t351.1C‘t444.4C
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3—3的计算结果摘要
假定值
第一迭代
第二迭代
第三迭代
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