某厂裂解气的组成如下

1、例3 1某厂裂解气的组成如下，13.2x%氢、37.18X%甲烷、30.2x%乙烯、9.7x%乙烷、8.4x%丙烯和1.32x%异丁烷。拟用C4馏分作吸收剂，从裂解气中回收99x%的乙烯。该吸收塔处下的气体量为100kmol/h，操作压力为 4.053MPa，平均操作温度为1.4C。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4.053MPa和1.4C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m3.10.720.520.150.058(1)最小液气比的计算在最

2、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A 0.99所以mA 0.72 0.990.7128(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。1.51.5 0.71281.0692在操作液气比下，乙烯的吸收因子为A按式(314),理论板数为LmV1.06920.721.485,1.485 0.99lg1 991 9.86 1 8.86lg1.485图3 10NH3在水溶液中的 S组分进料中各组分的量1N 1 /kmol h吸收因子A吸收率被吸收量1N 1 / kmol h塔顶尾气数量1N 1 1/kmol h组成x%氢13.200013.234.68甲 烷37

3、.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、/100 38.06 ,V69.03kmol/ h2塔内液体的平均流率为L。L。 61.94L -L30.97kmol/h2因为-1.0692 V所以L030.971.0692 69.03塔顶加入的吸收剂量为L042.84kmol / h例32某吸收塔有20块实际塔板

4、，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 11N 10则

5、0.9016.9 1.750.9016.91表3 1初步估算结果(1 )组 分(2)N 1（3）I0(4)37Cm0.507MPa查列线图(5)A10(6)N 11(7)0(3)/(5)/8)1/9) InN 10N 1mC128.5038.50.02870.0278027.680.82C215.808.050.1380.138013.622.18C324.002.810.3940.394014.559.45nC416.92.210.8651.260.901.753.315.81n C514.85.520.293.821.001.441.4418.88n C80102.670.015571.5

6、1.001.441.44101.23100.0110.462.03148.37所以116.9 0.90(16.9 1.75) 3.3kmol / h故Lnn 1 I01 16.9 2.21 3.3 15.81kmol/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100 62.03L 均 110.4129.4kmol/h均2100 62.03V均 11081kmol/h2则L129.41.60V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)(2)(3)(4)(5)(6)(7)(8)(

7、9)组分N 110mL1V均mN 11N 1001InC128.5038.50.0420.042027.31.20C215.808.050.200.20012.643.16C324.002.810.570.55010.813.2n C416.92.210.8651.850.951.192.017.11n C514.85.520.295.541.001.01.019.32n C80102.670.01551031.001.01.0101.67100.0110.454.74155.66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

8、。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组分原料气尾气吸收剂HHN 1HH 1hh I0C11305437070213054354803100000C22309636610023096292880165690C33188276525431882343506167360n C4410036945441422828432071146024n C55071075312051128511282435113514n C879

9、49608012480124361923715392294972012049923895304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 t150 C设 t160 C组分Inhh Inhh InG1.2010711128451255215062C23.1616945535551769856066C313.21841023450919916263592n C417.11230543947024518418400n C519

10、.32274055280212887055229n C8101.67410034175632435144435040155.6654085315745469用插入法求得57 C丄“ 5640000 5408531 “tN 50105745469 5408531利用式（3 27 ）、式（329）计算各板的流率和温度Vn 1004 n 154.74LnL0Vn 1V1Ln 110.4 Vn 1 54.74tNVN 1V1tNto57100 Vn j100 54.7432100 Vn 145.26计算结果如表3 5。表35各板流率和温度的初步计算原料气n n 4n 3n 2n 1吸收剂Vn100.0

11、86746454.7Ln155.7141.7141.9119.7110.4(L/V)n1.8111.921.922.19V。Vn14262645.3tn325749423732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的计算组分m4(L/V)4(L/VhA4A1AeG42.538.51.8112.190.0430.0560.044C210.38.051.8112.190.17580.2680.188C33.962.811.8112.190.4570.770.53n C41.390.8651.8112.191.30

12、32.491.69nC50.490.291.8112.193.707.145.01n C80.0360.01551.8112.1950.3139.083.4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。N 10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 &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

13、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组分N 1l0A0N 111lNN 10C128.500.04400.04427.221.28C215.800.18800.18812.713.09C324.000.5300.5211.612.4n C416.92.211.691.310.932.416.71n C514.85.525.011.061.01.0619.26n C80102.6783.41.151.001.15101.52100.0110.456.14154.26表38第二次计算的各板流率和温度原料气n n 4n 3n 2n 1吸收剂Vn100.

14、086.574.764.756.1Ln154.3140.8129.0119.0110.4(L/V)n1.791.892.022.14VN 1Vn13.525.335.343.9tn325749423732表39计算结果组分Se1 N1Xny1C10.0441.2827.220.0080.487C20.1883.0912.710.0200.228C30.5312.411.60.0800.202n C41.6916.712.40.1080.043n C55.0119.261.060.1250.019n C883.4101.521.150.6590.021154.2656.141.0001.000应

15、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）组分已知条件近似法结杲0XN 11 N 1t/cVL甲烷28.500V032100.0乙烷1

16、5.80015786.5154.3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0.93102.67LN 132110.4100.01.00110.4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)组分相平衡常数解吸因子57C49 C42C37CSS2S3S4甲烷43.041.540.038.523.8921.8119.7817.83乙烷10.49.68.78.055.7775.0464.

17、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（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）组分S4 1S3S4S41S2S3S4S3S4S41SS2S3S4 S2S3S4 S3S4 S4 1甲 烷

18、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（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组分1 N 10(S2 S3S4S3S4L1) 0 lN 1I1X11甲 烷028.52298001.20.007

19、828.62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102.670102.67101.9600.65972.039110.4100.0154.541.000092.00表例 33 (4) b(S3S3S41) 11N 112X22(S41) 2lN 113106301.320.009028.77541.71.46388.73.330.022716.8079.453.82113.014.020.

20、095726.1660.2213.9723.6213.700.09538.6414.318.9511.8010.150.06932.2418.0616.97104.72104.000.70981.449104.13103.41146.521.000084.06138.58表例 33 (4) cX3331 N 114X44y40.010528.8428.841.530.012027.320.48870.027616.4516.453.480.027212.970.23200.100821.5621.569.370.073212.190.21800.06464.4266.644.740.03701

21、.8980.03390.05031.1726.695.900.04610.7920.01420.74621.002103.67102.950.80450.7390.01321.000073.45127.961.000055.911.0000xn1。但是如果Xn是由下式计算上表中所列的xn值是根据-ln计算的，必须1 nX 1。其结果如表例33Xn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值计算值板序假设的L值计算值lXlX1154.3154.51.0013129.0138.61.0742140.8146.51.0404119.0128.01

22、.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 100

23、kmol为基准。进料气V。、吸收剂In 1与尾气V4的焓，计算如下V0H00 Hi 0 294972CkJLN 1hN 11 N 1 h N 11204992kJV4H44 Hi 4 1414192kJ则1_和 VH Ln 1hN 1 V4H4相当于此焓值的底板温度通过试差确定为1Hi1确定，得2949720 120499214141925430832 kJ55.8C。在此温度下，离开第一板的气相焓由V1H12790728kJ作第一板的热量衡算得L2h2 V1H1 L1h1 V0H02790728 543083229497205271840kJ经试差求得t256.1 C，在此温度下 V2H22

24、451824kJ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

25、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试算123412312L1154.3154.5153.3152.8152.7151.2151.2151.3152.3152.6L2140.8146.5146.714

26、6.4146.4141.6140.3140.0140.9141.3L3129.0138.6140.1140.2140.1137.1136.0135.8135.1135.1L4119.0128.0130.5131.1131.2130.5129.9129.7128.8128.7V186.592.093.393.6193.6690.489.188.788.688.8V274.784.186.887.3587.4085.984.984.582.982.6V364.773.477.178.3078.5679.378.878.476.676.1V56.155.957.057.5757.7159.259.2

27、59.158.157.85755.654.454.4t1t249-56.151.752.2t34251.147.847.8t4k.3744.443.342.8圆整的x1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0.11140.11120.1108

28、0.11070.10730.10700.10700.10850.1088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y1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0.218

29、00.22730.23020.23120.23170.23070.23000.22630.2251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 3 2中的近似计算结果进行对此，见表310和3 11。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tVLtVL15786.5154

30、.354.488.8152.624974.7140.852.282.6141.334264.7129.047.876.1135.143756.1119.042.857.8128.7表3 11尾气和吸收液组成的对比理论板序号XiyN近似法算法逐板法近似法算法逐板法C10.0080.0080.4870.473C20.0200.0180.2280.226C30.0800.0720.2020.225n C40.1080.1090.0430.043n C50.1250.1270.0190.017n C80.6590.6660.0210.016图3 4例3 3的计算结果例34某厂催化裂化富气吸收解吸（精馏

31、）塔的设计数据如下。(1)富气的总进料量 F和总组成 乙如表3 12所示。表 312组分CO2 n2H2C1C2c；C3C0C4CC50H2S流量F /kmol / h4524.5124.517.346.26343.87158.2749.8577组成z / x%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d和b液相量如表3 13。组分CO2 n2H2C1C2C0C3c?C4C0c?H2S气相di / kmol / h4524.2122.8916.5443.553.9436.7547.0536.126.89.23462y

32、/x%9.755.2426.63.589.4111.657.9610.27.815.802.00100液 相bi / kmol / h1.610.762.709.067.0523.9522.147.20.57115x/x%1.400.662.357.886.1320.819.1841.10.5100(3)吸收剂的组成如表 3 14。(4)温度、压力条件：操作压力：98.07kPa (绝)进料温度：40C吸收剂入塔温度40 C : 吸收段操作平均温度 45C :解吸段操作平均温度：90C表 314组分C4C0C5C6x%10.52078.5100(5)分离要求：丙烯吸收率：95% ;乙烷解吸率：

33、85%。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CO2、N2、H2在吸收剂中的溶解度，以及吸收剂中C6组分向气相的挥发都可以忽略。C4按丁烯1计算，c4按正丁烷计算。解1、吸收段的计算表3 15各组分的相平衡常数组分C1C2c；C3C30C4c0C0H2Smj2064.21.61.40.550.460.164.2(1)最小液气比L 和操作液气比的确定V mV计算方法和吸收过程相同。当关键组分丙浠的吸收率厂 0.95时，丙烯的最小吸收因子C3AmC0.95，则最小液气比0.95 mC30.95 1.61.52现取吸收段的平均操作液气比为最小液气比的1.5倍，则1.5

34、-V1.5 1.522.28在此液气比下丙烯在吸收段中的平均吸收因子2.281.61.425(2)吸收段理论板数 N吸和各组分的吸收率j的确定由图32可查得A 1.452、0.95时，吸收段所需的理论板数为5.6块，现到N吸 6块。由图32可查得此时的丙烯吸收率为0.96。由N吸6和各组分的吸收因子 Ai值，可求出相应的吸收率 i。结果列于表316。表316各组分的吸收率组分mjA L/ VmiG200.140.14C260.380.38c；4.20.5430.543C31.61.4250.96C1.41.630.975C40.554.15:1.0C0.464.96:1.0Cs0.1614.2

35、:1.0h2s4.20.5430.5432、解吸段的计算在操作压力p 98.07kPa , t 90C下各组分的相平衡常数 mi列于表3 17。Co0.85，此时该段的气液比表3 17各组分的相平衡常数组分GC2c；C3C30C4CCH2Smi218.56.43.02.751.31.150.516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 和理论板数以及各组分的解吸率等参数实际上都已经L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L mL在最小气液比下，乙烷的解吸因子SC2Coc00.85，则ScmC0C20.856.40.133现设解吸段的平均操作

36、气液比为则乙烷在解吸段中的平均解吸因子V 0.15LSc0mC0C2m0.15 6.40.96(2)解吸段理论板数N解和各组分解吸率C0i的确定0.85，解吸段的理论板数为7块，（包括再沸由图32查得，当SC00.96, $0C?C 2器）。再由各组分的解吸因子S和N7时，可求得各组分的解吸率C0i，结果列于表318。表318各组分的解吸率组分miS Vm/LC0iG213.151.0C28.51.2750.95C；6.40.960.85C32.750.450.450C32.750.0.4130.413C41.30.1950.195C41.150.1720.172C?0.510.0770.07

37、7h2s60.90.823、塔中各气、液流率的计算在初步算出各组分的吸收率i和解吸率Coi后，便可由式（3 54）和式（355）求出各组分离开吸收段底部的量 |n。由于式中lN ,量已知后才计算，故必须假定加入塔顶的吸收剂量In 1。现假定塔顶的吸收剂加入量l N 1 750kmol / h（1）求各组分离开吸收段底部的量I因入塔吸收剂中含 C4、cf、C?等组分，且含量都比较大，故采用式（355）求各组分的In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In ,需先求得塔顶尾气量 Vn。（2）塔内其他各气、液相量的计算由式（347）至式（3 51）可知，塔内各

38、气、液相量均为|n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V。根据式（3 47）至（351）计算各量列于表3 20。由表3 20可知，塔顶尾气量 VN为VN 260.14 0.0349Vn所以260.14VN270kmol/h0.9651表3 19吸收段底部各组分的液相量In组分原料中 各组分 的气相 量1di / kmol h原料中 各组分 的气相 量bi / kmol h吸 收 率i解 吸 率C0idibC0i吸收剂 中各组 分的量l N 1 / kmollN 1iVN yN 1ln/kmol h 11iC0i1 hiC0i11iC0iCQ N245001.00

39、0000H224.2001.000000C1122.891.610.141.020.200020.2C216.540.760.380.9510.300010.3C043.52.700.5430.8546.200046.2C353.949.060.960.459800098C036.757.050.9750.4136500065C447.0523.951.00.19564.27.59.310.0061Vn73.510.0061VnC036.122.11.00.17248.23.754.530.00242Vn 52.73 0.00242Vnc526.847.21.00.07733150162.50

40、.0304Vn195.5 0.0304VnC6001.000588.75588.750588.75H2S9.230.570.5430.529.480009.48总计4621157501159.57 0.03892、表320塔内各气液相量单位：kmol/h组分进入解吸 段液体量lm 1bi1 n离开解吸 段顶气体量mC0lm 1进入吸收段气体量n 1 aim吸收 剂中 组分 的量l N 1塔顶尾气量Nn 1 In 1 ln塔底脱乙烷汽油量lW1m 1mCO2 n200450450H20024.2024.20C121.8121.81144.70124.50C211.0610.527.04016.7

41、40.56C048.941.685.1038.97.3C3107.0648.1102.0404.0458.96C72.0529.866.5501.5542.25C497.46 0.0061Vn190.0012Vn66.05 0.0012Vn7.50.0049Vn78.46 0.0049VnC074.83 0.0024Vn12.9 0.00042Vn49 0.00042Vn3.750.002Vn61.93 0.002VnC242.7 0.0304Vn18.7 0.00234Vn45.5 0.00234Vn1500.028Vn224 0.028VnC6588.7500588.750588.75h2

42、s10.055.4614.6905.214.59总计1274.67 0.0389V/nN 208 0.004Vn670 0.004Vn750260.140.0349VN066.8 0.0349VVmLm 12.70.163将所求得的Vn代入表3 20中各项，可计算出各气、液相液率Lm11274.670.0389Vn1264kmol/hVm 2.80.004Vn 207kmol /hVn16700.004Vn669kmol/hLW1066.80.03892Vn1057kmol / hLn1159.570.03892Vn1149kmol / h4、校核因前面计算的塔内各气、液相量是在假定吸收剂用量

43、为750kmol/h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750kmol/h条件下。（1）吸收段的实际平均液气比顶部液气比LN 1Vn7502702.78Ln1149底部液气比n1.72Vn1669实际平均液气比L 2.78 1.722.25V2与题中采用的平均液气 L 2.28相差甚小，可认为一致。V（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0.15，两者基本相符（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750kmol / h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