某厂裂解气的组成如下

例31 某厂裂解气的组成如下，氢、甲烷、乙烯、乙烷、丙烯和异丁烷。拟用馏分作吸收剂，从裂解气中回收的乙烯。该吸收塔处下的气体量为，操作压力为，平均操作温度为。试计算：（1）最小液气比；（2）操作液气比为最小液气比的1.5倍时所需的理论板数；（3）各组分的吸收率和塔顶尾气的数量和组成；（4）塔顶应加入的吸收剂的量。解 在和下各组分的相平衡常数如下。组分氢甲烷乙烯乙烷丙烯异丁烷3.10.720.520.150.058（1）最小液气比的计算在最小液气比下操作时，理论板数为无穷多。这时关键组分乙烯的吸收因子为所以 （2）理论板数的计算已知操作液气比为最小液气比的1.5倍。在操作液气比下，乙烯的吸收因子为按式（314），理论板数为组分进料中各组分的量吸收因子A吸收率被吸收量塔顶尾气数量组成氢13.200013.234.68甲烷37.180.34490.3412.6424.5464.48乙烯30.21.4850.999.90.30.79乙烷9.72.0580.99829.680.020.05丙烯8.47.12818.400异丁烷1.3218.4311.3200100.0061.9438.06100.00（4）塔顶加入的吸收剂的量塔内气的平均流率为塔内液体的平均流率为因为 所以 塔顶加入的吸收剂量为例32 某吸收塔有20块实际塔板，板效率为20%，在下操作，进塔原料气温度，其组成为甲烷、乙烷、丙烷、正丁烷、正戊烷。吸收剂可设为，其中含有在循环中未脱完的正丁烷和正戊烷分别为和，流率为原料气的1.104倍，温度为。试计算产物的流率和组成。解 取每小时处理原料气为基准，则吸收剂的量应为。假设吸收过程由于溶解热效应而使平均吸收温度为。由于现不知总吸收量，无法计算平均的液气比，故暂按式（316）求吸收因子进行估算。其计算结果如表31所示。计算以为例则表31 初步估算结果（1）组分（2）（3）（4）查列线图（5）（6）（7）（3）/（5）（8）（9）28.5038.50.02870.0278027.680.8215.808.050.1380.138013.622.1824.002.810.3940.394014.559.4516.92.210.8651.260.901.753.315.8114.85.520.293.821.001.441.4418.880102.670.015571.51.001.441.44101.23100.0110.462.03148.37所以 故 从初步估算得到的和值，可知吸收量还是相当大的，所以，应在此基础上再算一次平均吸收因子则 采用平均液气比对吸收液和尾气再进行一次计算，其结果列于表32。表32 用平均液气比计算结果（1）（2）（3）（4）（5）（6）（7）（8）（9）组分 28.5038.50.0420.042027.31.2015.808.050.200.20012.643.1624.002.810.570.55010.813.216.92.210.8651.850.951.192.017.1114.85.520.295.541.001.01.019.320102.670.01551031.001.01.0101.67100.0110.454.74155.66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，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，即尾气离塔温度为，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组分原料气尾气吸收剂13054370702130543548031000002309636610023096292880165690318827652543188234350616736041003694544142282843207114602450710753120511285112824351135147949608012480124361923715392294972012049923895304注：焓值零点为（饱和液体）。离塔吸收液的热量为离塔吸收液的温度用试差法求取，如表34。表34 用试差法求离塔吸收液的温度离塔吸收液组成设设组分1.20107111284512552150623.161694553555176985606613.2184102345091991626359217.1123054394702451841840019.32274055280212887055229101.67410034175632435144435040155.6654085315745469用插入法求得利用式（327）、式（329）计算各板的流率和温度计算结果如表35。表35 各板流率和温度的初步计算原料气吸收剂100.086746454.7155.7141.7141.9119.7110.41.8111.921.922.1914262645.3325749423732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）算出有效吸收因子如表36。表36 有效吸收因子的计算组分42.538.51.8112.190.0430.0560.04410.38.051.8112.190.17580.2680.1883.962.811.8112.190.4570.770.531.390.8651.8112.191.3032.491.690.490.291.8112.193.707.145.010.0360.01551.8112.1950.3139.083.4如果把有效吸收因子近似看做与有效吸收因子等，则式（319）可导出与式（313）形式相同的公式，可由理论板数N和有效吸收因子算出（或利用图32）相对吸收率，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（327）、式（328）和式（329）计算出各板的流率和温度，所得结果如表38。与表35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37 根据计算出的尾气及吸收液量组分28.500.04400.04427.221.2815.800.18800.18812.713.0924.000.5300.5211.612.416.92.211.691.310.932.416.7114.85.525.011.061.01.0619.260102.6783.41.151.001.15101.52100.0110.456.14154.26表38 第二次计算的各板流率和温度原料气吸收剂100.086.574.764.756.1154.3140.8129.0119.0110.41.791.892.022.1413.525.335.343.9325749423732表39 计算结果组分0.0441.2827.220.0080.4870.1883.0912.710.0200.2280.5312.411.60.0800.2021.6916.712.40.1080.0435.0119.261.060.1250.01983.4101.521.150.6590.021154.2656.141.0001.000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32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）组分已知条件近似法结果甲烷28.50032100.0乙烷15.80015786.5154.3丙烷24.00024974.70140.8正丁烷16.90.022.2134264.7129.0正戊烷14.80.055.5243756.1119.0烃油0.93102.6732110.4100.01.00110.4由于各组分均为烃类，形成的溶液可看做理想溶液，利用PTK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33（2）所示。表例33（2）组分相平衡常数解吸因子甲烷43.041.540.038.523.8921.8119.7817.83乙烷10.49.68.78.055.7775.0464.3033.729丙烷4.03.553.122.812.2221.8661.5431.302正丁烷1.41.21.000.8650.7770.63070.49460.4007正戊烷0.50.420.340.290.27770.22080.16820.1343烃油0.0360.02650.01960.01550.02000.013930.009690.00718预先计算出式（337a）至（337d）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33（3）所示。表例33（3）组分甲烷18.83371.58063191800乙烷4.72920.78101.7569.6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1.0071.0071.0071.007利用式（337a）至式（337d）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确定的。逐板计算第一次迭代的第一次计算的结果如表例33（4）所示。表例33（4）a组分甲烷028.52298001.20.007828.62乙烷015.816072.820.018316.30丙烷024.0193.711.80.076426.22正丁烷2.2116.931.3517.220.111413.39正戊烷5.5214.822.7219.540.12645.426烃油102.67110.4100.0154.541.000092.00表例33（4）b106301.320.009028.77541.71.46388.73.330.022716.8079.453.82113.014.020.095726.1660.2213.9723.6213.700.09538.6414.318.9511.8010.150.06932.2418.0616.97104.72104.13146.521.000084.06138.58表例33（4）c0.010528.8428.841.530.012027.320.48870.027616.4516.453.480.027212.970.23200.100821.5621.569.370.073212.190.21800.06464.4266.644.740.03701.8980.03390.05031.1726.695.900.04610.7920.0142103.671.000073.45127.961.000055.911.0000 上表中所列的值是根据计算的，必须。但是如果是由下式计算其中分母是开始试算时假设的从板溢流的液相流率，则。其结果如表例33（5）所示。表例33（5）板序假设的L值计算值板序假设的L值计算值1154.3154.51.0013129.0138.61.0742140.8146.51.0404119.0128.01.076从或者从假设的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，计算以为基准。进料气、吸收剂与尾气的焓，计算如下则 相当于此焓值的底板温度通过试差确定为。在此温度下，离开第一板的气相焓由确定，得作第一板的热量衡算得经试差求得，在此温度下作第二板的热量衡算得相当于此焓值的温度。作第三板的热量衡算得相应的温度。因原假设。与计算的值不符，故必须重算温度分布。所以改设为，重作全塔热量衡算。结果前后两次所设的变动了，而的变化不到（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；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，同样所有的与必然等于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试算123412312154.3154.5153.3152.8152.7151.2151.2151.3152.3152.6140.8146.5146.7146.4146.4141.6140.3140.0140.9141.3129.0138.6140.1140.2140.1137.1136.0135.8135.1135.1119.0128.0130.5131.1131.2130.5129.9129.7128.8128.786.592.093.393.6193.6690.489.188.788.688.874.784.186.887.3587.4085.984.984.582.982.664.773.477.178.3078.5679.378.878.476.676.156.155.957.057.5757.7159.259.259.158.157.85755.654.454.44956.151.752.24251.147.847.83744.443.342.8圆整的值假定值第一迭代第二迭代第三迭代试算123412312甲烷0.00780.00730.00710.00710.00720.00740.00750.00760.0076乙烷0.01830.01710.01670.01660.01680.01710.01730.01770.0179丙烷0.07640.07200.07040.06990.06790.06830.06880.07130.0720正丁烷0.11140.11120.11080.11070.10730.10700.10700.10850.1088正戊烷0.12640.12750.12780.12790.12780.12750.12730.12690.1268烃油0.65970.66490.66720.66780.67300.67270.67210.66810.6669圆整的值假定值第一迭代第二迭代第三迭代试算123412312甲烷0.48870.47980.47640.47690.46250.46250.46310.47060.4725乙烷0.23200.23100.23100.22990.22390.22280.22290.22530.2260丙烷0.21800.22730.23020.23120.23170.23070.23000.22630.2251正丁烷0.03390.03620.03760.03820.04860.04970.04950.04450.0434正戊烷0.01420.01350.01350.01360.07170.01760.01770.01700.0168烃油0.01320.01220.01210.01220.01620.01670.01680.01630.0162如果把逐板法与例32中的近似计算结果进行对此，见表310和311。表310 各板的温度、流率的对比理论板序号近似法算法逐板法15786.5154.354.488.8152.624974.7140.852.282.6141.334264.7129.047.876.1135.143756.1119.042.857.8128.7表311 尾气和吸收液组成的对比理论板序号近似法算法逐板法近似法算法逐板法0.0080.0080.4870.4730.0200.0180.2280.2260.0800.0720.2020.2250.1080.1090.0430.0430.1250.1270.0190.0170.6590.6660.0210.016图34 例33的计算结果例34 某厂催化裂化富气吸收解吸（精馏）塔的设计数据如下。（1）富气的总进料量F和总组成如表312所示。表312组分流量4524.5124.517.346.26343.87158.2749.8577组成7.84.221.63.08.010.97.612.310.112.81.7100（2）进料处于气液两相状态，其中气相量和液相量如表313。组分气相4524.2122.8916.5443.553.9436.7547.0536.126.89.234629.755.2426.63.589.4111.657.9610.27.815.802.00100液相1.610.762.709.067.0523.9522.147.20.571151.400.662.357.886.1320.819.1841.10.5100（3）吸收剂的组成如表314。（4）温度、压力条件： 操作压力： （绝）进料温度：吸收剂入塔温度：吸收段操作平均温度：解吸段操作平均温度：表314组分10.52078.5100（5）分离要求：丙烯吸收率：；乙烷解吸率：。试确定吸收段和解吸段所需的理论板数、塔内各气、液流率和塔底温度。假定、在吸收剂中的溶解度，以及吸收剂中组分向气相的挥发都可以忽略。按丁烯计算，按正丁烷计算。解1、吸收段的计算由操作压力，可查得各组分的相平衡常数列于表315。表315 各组分的相平衡常数组分2064.21.61.40.550.460.164.2（1）最小液气比和操作液气比的确定计算方法和吸收过程相同。当关键组分丙浠的吸收率时，丙烯的最小吸收因子，则最小液气比现取吸收段的平均操作液气比为最小液气比的倍，则在此液气比下丙烯在吸收段中的平均吸收因子（2）吸收段理论板数和各组分的吸收率的确定由图32可查得、时，吸收段所需的理论板数为块，现到块。由图32可查得此时的丙烯吸收率为。由和各组分的吸收因子值，可求出相应的吸收率。结果列于表316。表316 各组分的吸收率组分200.140.1460.380.384.20.5430.5431.61.4250.961.41.630.9750.554.150.464.960.1614.24.20.5430.5432、解吸段的计算在操作压力，下各组分的相平衡常数列于表317。表317 各组分的相平衡常数组分218.56.43.02.751.31.150.516在吸收段操作条件已经给定的情况下，又指定了解吸段中关键组分乙烷的解吸率，此时该段的气液比和理论板数以及各组分的解吸率等参数实际上都已经补决定，但需用试差法求解。（1）最小气液比和操作气液比的确定在最小气液比下，乙烷的解吸因子，则现设解吸段的平均操作气液比为则乙烷在解吸段中的平均解吸因子（2）解吸段理论板数和各组分解吸率的确定由图32查得，当，解吸段的理论板数为7块，（包括再沸器）。再由各组分的解吸因子和时，可求得各组分的解吸率，结果列于表318。表318 各组分的解吸率组分213.151.08.51.2750.956.40.960.852.750.450.452.750.0.4130.4131.30.1950.1951.150.1720.1720.510.0770.07760.90.823、塔中各气、液流率的计算在初步算出各组分的吸收率和解吸率后，便可由式（354）和式（355）求出各组分离开吸收段底部的量。由于式中量已知后才计算，故必须假定加入塔顶的吸收剂量。现假定塔顶的吸收剂加入量（1）求各组分离开吸收段底部的量因入塔吸收剂中含、等组分，且含量都比较大，故采用式（355）求各组分的值，具体计算列于表319。由表319可看出，欲求得吸收段底部各组分的液相量，需先求得塔顶尾气量。（2）塔内其他各气、液相量的计算由式（347）至式（351）可知，塔内各气、液相量均为的函数。所以要想计算塔内其他各气、液相量，也必须首先计算出塔顶尾气量。根据式（347）至（351）计算各量列于表320。由表320可知，塔顶尾气量为所以表319 吸收段底部各组分的液相量组分原料中各组分的气相量原料中各组分的气相量吸收率解吸率吸收剂中各组分的量45001.00000024.2001.000000122.891.610.141.020.200020.216.540.760.380.9510.300010.343.52.700.5430.8546.200046.253.949.060.960.45980009836.757.050.9750.413650006547.0523.951.00.19564.27.59.3136.122.11.00.17248.23.754.5326.847.21.00.07733150162.5001.000588.75588.750588.759.230.570.5430.529.480009.48总计462115750表320 塔内各气液相量 单位：组分进入解吸段液体量离开解吸段顶气体量进入吸收段气体量吸收剂中组分的量塔顶尾气量塔底脱乙烷汽油量004504500024.2024.2021.8121.81144.70124.5011.0610.527.04016.740.5648.941.685.1038.97.3107.0648.1102.0404.0458.9672.0529.866.5501.5542.257.53.75150588.7500588.750588.7510.055.4614.6905.214.59总计750将所求得的代入表320中各项，可计算出各气、液相液率4、校核因前面计算的塔内各气、液相量是在假定吸收剂用量为下进行的，因此必须对其可靠性进行校核。由前面的计算结果可得出，在吸收剂量为条件下。（1）吸收段的实际平均液气比顶部液气比 底部液气比 实际平均液气比 与题中采用的平均液气相差甚小，可认为一致。（2）解吸段的实际平均气液比根据计算解吸段顶部实际的气液比设计计算时所采用的平均气液比为，两者基本相符（如需解吸段底部的气液比，则需通过热量衡算计算，此处从略）。以上校核说明，当假设塔顶吸收剂量为时，吸收段的实际平均液气比和解吸段实际的气液比均与原设计计算时所采用的数值相近，因此，所设的吸收剂量是正确的，上述的计算结果是可靠的。5、塔底温度的计算由表320中一栏的数据，可求得塔底脱乙烷汽油的组成如表321。根据泡点方程式，用试差法求塔底温度。（在计算时组分近似看做正庚烷）。现设，列表计算结果于表321。因，故认为所设塔底温度正确。6、全塔物料衡算表321 塔底温度的计算组分流量组成相平均常数0.560.054100.547.30.698.05.5258.955.594.122.942.254.03.714.877.27.311.9514.361.45.81.7510.1521620.420.8316.9588.7555.70.2111.74.590.4367.43.22总计1057100.00100.03根据以上计算结果，可列出全塔物料衡算于表322。表322 全塔物料衡算 流量：，组成：组分入方出方进料中气相进料中液相吸收剂总计塔顶尾气脱乙烷汽油总计流量组成流量组成流量组成流量流量组成流量组成流量459.750000454516.7004524.25.24000024.224.28.970024.2122.8926.51.611.4000124.5124.546.100124.516.543.580.760.660017.316.746.20.560.05317.343.59.412.702.350046.238.914.47.30.6946.253.9411.659.067.8800634.041.558.965.596336.757.967.050.130043.81.550.5742.254.043.847.0510.223.9520.87.51.078.51.30.4877.27.3178.536.17.8122.119.183.750.561.950.550.261.45.8061.9526.85.8047.241.11502022482.9621620.422240000588.7578.5588.7500588.7555.7588.759.232.00.570.5009.85.211.934.590.4359.8总计462100115100750100132727010010571001327例35 在一填料吸收塔中，用水吸收空气混合气中，在混合气中的含量为，回收率要求为。每小时处理的混合气量为，混合气入口端的温度为。水用量为，水的入口温度为。塔的操作压力为（绝对）。试用简化计算法求该吸收塔的传质单元数。在水溶液中的微分溶解热如图310所示。解 在时水的饱和蒸气压为，假设处理的混合气体为水蒸气所饱和，则塔内除水蒸气以外的气体压力为所以被处理的混合气中的空气量为水的流量为图310 在水溶液中的S与的线图（3）尾气数量和组成的计算全凝器又因为塔底气相中的比摩尔浓度塔顶气相中的比摩尔浓度塔顶吸收剂中的比摩尔浓度塔底液相中的比摩尔浓度因，则故每小时被吸收的量为本题液相浓度和气相浓度的变化均较小，所以采用微分溶解热来进行计算。出口液体中的做含量如以质量分数表示由图310可查得，当时的微分溶解热为故吸收过程中每小时所放出的热量Q为设每小时所放出的热量全部用于加热液相，并设液相的比热容（水）为，由此可计算出塔底液相出口的温度为绘制实际平衡曲线的步骤为：由于本题液相浓度很低，可看做比摩尔浓度等于摩尔浓度。所以在与的浓度区间内，给定一系列的值，按照式（359）可计算出一系列对应于的液相温度，然后根据一系列的，值由图311的与水在水溶液上方的平衡分压图，查出一系列相应的与水的平衡分压，可由下式计算出相应的平衡浓度式中、分别为氨、水蒸气的平衡分压，。图311 与水气在水溶液上方的平衡分压实线的平衡分压；虚线水气的平衡分压再根据吸收操作线方程式算出相应的值则该吸收塔的传质单元数的计算如下表所示。0.02330.83.084.010.03270.052650.20.0229.32.573.950.03730.046153.20.017528.22.173.730.02280.040656.20.01527.01.763.480.01830.035259.20.012525.81.333.250.01380.029862.50.0124.70.9873.050.01020.024570.50.007523.50.6932.850.00710.0190840.00522.30.442.670.00450.01351110.002521.20.2132.510.0020.008117002002.3300.0027370以为纵坐标，Y为横坐标进行绘图，可得如图312所示的曲线。求得曲线以下的面积为。故吸收塔的传质单元数。