某厂裂解气的组成如下

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C馏分作吸收剂，从裂解气中回收99x%的乙4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—L4。。。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-1.4°C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m3.10.720.520.150.0581）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A=申=0.99（L\所以 一=mA=0.72x0.99=0.7128IV丿m（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。L (L\—=1.5— =1.5x0.7128=1.0692V IV丿m在操作液气比下，乙烯的吸收因子为A丄=叱=1.485mV0.72按式（3—14），理论板数为1.485—0.99lgN= 1一0.99 -1=9.86-1=8.86lg1.485图3—10 NH3在水溶液中的S组分进料中各组分的量u /kmol・h—1N+1吸收因子A吸收率被吸收量u*/kmol-h—1N+1塔顶尾气数量u(1—*)/kmol-h-1N+1组成x%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1.3218.4311.3200100.0061.9438.06100.004）塔顶加入的吸收剂的量塔内气的平均流率为V-100+38.06-69.03kmol/h2塔内液体的平均流率为L+(L+61.94)L-—0 0 -L+30.97kmol/h20因为-=1.0692VL二30.97二1.0692x69.030所以塔顶加入的吸收剂量为-=1.0692VL二30.97二1.0692x69.030所以塔顶加入的吸收剂量为0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32°C，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nC，其中含有在循环中未脱完的正丁烷和正戊烷分别为2x%8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，无法计算平均的液气比，故暂按式（3—16）求吸收因子进行估算。其计算结果如表3—1所示。计算以n-C4为例u —un+1 1=0.90u-u16.9-u16.9—1.7516.9-u16.9—1.75=0.90表3—1初步估算结果（1）组分(2)N+1（3））0（4）(5)A/(6)u-uATJ1 1(7)u0(3)/(5)(8)u1(9)lNm（37T 、、0.507MPa丿查列线图u-uN+1 00umN+1C128.5038.50.02870.0278027.680.82C215.808.050.1380.138013.622.18C324.002.810.3940.394014.559.45n一C416.92.210.8651.260.901.753.315.81n一C514.85.520.293.821.001.441.4418.88n一C80102.670.015571.51.001.441.44101.23100.0110.462.03148.37所以u=16.9-0.90(16.9-1.75)=3.3kmol/h1故L=u+l-u=16.9+2.21-3.3=15.81kmol/hN N+1 0 1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’应在此基础上再算一次平均吸收因子L=110.4+100—62.03=129.4kmol/h均V=110V=110-均100-62.032=81kmol/h129.4丿均81129.4丿均81=1.60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3—2用平均液气比计算结果（1）（2）（3）（4）（5）（6）（7）（8）（9）组分N+1l0m〔丄］丄1V丿均mu —UN+1 1u —uN+1 0u0u1lNC128.5038.50.0420.042027.31.20C215.808.050.200.20012.643.16C324.002.810.570.55010.813.2n一C416.92.210.8651.850.951.192.017.11n一C514.85.520.295.541.001.01.019.32n一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。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组分原料气尾气吸收剂HHxuN+1HHxu1hhxl0C11305437070213054354803100000C22309636610023096292880165690C33188276525431882343506167360n一C4410036945441422828432071146024n一C55071075312051128511282435113514n一C87949608012480124361923715392294972012049923895304注：焓值零点为—129C(饱和液体)。离塔吸收液的热量为2949720+1204992-3895304二5640000kJ/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t=50C1设t=60C1组分lNhhxlNhhxlNC11.2010711128451255215062C23.1616945535551769856066C313.21841023450919916263592n一C417.11230543947024518418400n一C519.32274055280212887055229n一C8101.67410034175632435144435040155.6654085315745469用插入法求得x10=57°Ct=50+5640000-5408531x10=57°CN 5745469-5408531利用式(3—27)、式(3—29)计算各板的流率和温度V=100xV=100xn(54.74、4-n+14100丿n0 n+1 1L二110.4+V—54.74n n+1

TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"V-V/ 100-V/ 100-V “—t—N+1 n+1\t—t/—57— n+1\57—32/—57— n+1x25\o"CurrentDocument"NV-VN0 100-54.74 45.26N+1 1计算结果如表3—5。表3—5 各板流率和温度的初步计算原料气n—n—4n—3n—2n—1吸收剂Vn100.086746454.7Ln155.7141.7141.9119.7110.4(L/V)n1.8111.921.922.19V—V0 n14262645.3tn325749423732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。e表3—6有效吸收因子A的计算e组分mm(L/V)(L/V)AAA414141eC142.538.51.8112.190.0430.0560.044C210.38.051.8112.190.17580.2680.188C33.962.811.8112.190.4570.770.53n—C41.390.8651.8112.191.3032.491.69n—C50.490.291.8112.193.707.145.01n—C80.0360.01551.8112.1950.3139.083.4如果把有效吸收因子A'近似看做与有效吸收因子A等，则式（3—19）可导出与式（3ee—13）形式相同的公式，可由理论板数N和有效吸收因子A算出（或利用图3—2）相对吸e

u-u收率十1 1，进而可求得尾气量和吸收液量。其结果见表3—7。u-uN+1 0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—8。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e组分uN+1l0Aeu0u -uN+1 1u -uN+1 0u1lNC128.500.04400.04427.221.28C215.800.18800.18812.713.09C324.000.5300.5211.612.4n-C416.92.211.691.310.932.416.71n一C514.85.525.011.061.01.0619.26n一C80102.6783.41.151.001.15101.52100.0110.456.14154.26表3—8 第二次计算的各板流率和温度原料气n二n二4n二3n二2n二1吸收剂Vn100.086.574.764.756.1Ln154.3140.8129.0119.0110.4(L/V)n1.791.892.022.14V-VN+1 n13.525.335.343.9tn325749423732

表3—9计算结果组分SluxyeN1N1C10.0441.2827.220.0080.487C20.1883.0912.710.0200.228C30.5312.411.60.0800.202n一C41.6916.712.40.1080.043n一C55.0119.261.060.1250.019n一C883.4101.521.150.6590.021154.2656.141.0001.000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）组分已知条件近似法结果u0xN+1lN+1t/cVL甲烷28.500V032100.0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0.93102.67LN+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）组分相平衡常数解吸因子57°C49C42C37CS1S2S3S4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（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)组分S+14SS+S+134 4SSS+SS+S+1234 34 4SSSS+SSS+SS+S+11234 234 34 4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（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u二Sl确定的。逐板计算第一次迭代的第一次计算的结果如nnn表例3—3（4）所示。

表例3—3（4）a组分lN+1U0(SSS+SS+L+1》+1234 34 0 N+1l1x1u1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102.670102.67101.9600.65972.039110.4100.0154.541.000092.00表例3—3（4）b(SS+S+1)u+133 4 1 N+112x2u2(S+1)u+14 2 N+1l3106301.320.009028.77541.71.46388.73.330.022716.8079.453.82113.014.020.095726.1660.2213.9723.6213.700.09538.6414.318.9511.8010.150.06932.2418.0616.97104.72104.000.70981.449104.13103.41146.521.000084.06138.58表例3—3（4）cx3u3u+13 N+1l4x4u4y40.010528.8428.841.530.012027.320.48870.027616.4516.453.480.027212.970.23200.100821.5621.569.370.073212.190.21800.06464.4266.644.740.03701.8980.03390.05031.1726.695.900.04610.7920.01420.74621.002103.67102.950.80450.7390.01321.000073.45127.961.000055.911.0000上表中所列的X值是根据二计算的，必须工X=1。但是如果工x是由下式计算n 乙l n nny工/x— nn/n其中分母l是开始试算时假设的从n板溢流的液相流率，则yX丰1。其结果如表例3—3n（5）所示。表例3—3（5）板序假设的L值计算值板序假设的L值计算值ylyxylyx1154.3154.51.0013129.0138.61.0742140.8146.51.0404119.0128.01.076从yx丰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yl与工。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yx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t—37°C,计算以V—100kmol40为基准。进料气V、吸收剂l与尾气V的焓，计算如下0 N+1 4VH-£（H）—2949720J000i0Lh=工l（h） —1204992kJN+1N+1 N+1iN+1VH-£（H）—1414192kJ4 4 4i4则Lh—VH+Lh-VH—2949720+1204992-1414192—5430832kJ11 00N+1N+1 44相当于此焓值的底板温度通过试差确定为55.8C。在此温度下，离开第一板的气相焓由工。H确定，得1i1VH—2790728kJ11作第一板的热量衡算得Lh二VH+Lh-VH=2790728+5430832-2949720二5271840kJ22111100经试差求得t=56.1°C，在此温度下VH=2451824kJ222作第二板的热量衡算得Lh=VH+Lh-VH=2451824+5271840-2790728二4932936kJ33 2 2 22 11相当于此焓值的温度t二51.4C。3作第三板的热量衡算得LH二4510352kJ44相应的温度t二45C。因原假设t二37C。与计算的t值不符，故必须重算温度分布。所444以改设t为44C，重作全塔热量衡算。结果前后两次所设的t变动了7.4C，而t的变化4 4 1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t二55.6C；t二56.1C；t二51.1C‘t二44.4C1234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，同样所有的工x与工y必然等于1。nn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试算123412312L1154.3154.5153.3152.8152.7151.2151.2151.3152.3152.6L2140.8146.5146.7146.4146.4141.6140.3140.0140.9141.3L3129.0138.6140.1140.2140.1137.1136.0135.8135.1135.1L4119.0128.0130.5131.1131.2130.5129.9129.7128.8128.7V186.592.093.393.6193.6690.489.188.788.688.8V274.784.186.887.3587.4085.984.984.582.982.6

V364.773.477.178.3078.5679.378.878.476.676.1V456.155.957.057.5757.7159.259.259.158.157.8t15755.6-k IF"54.4f54.4t49■56.151.7f52.22t42A51.147.8f47.83 t437 k44.4 IT43.3f42.8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0.11140.11120.11080.11070.10730.10700.10700.10850.1088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0.21800.22730.23020.23120.23170.23070.23000.22630.2251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3—2中的近似计算结果进行对此，见表3—10和3—11。表3—10各板的温度、流率的对比理论板序号近似法算法逐板法tVLtVL15786.5154.354.488.8152.624974.7140.852.282.6141.334264.7129.047.876.1135.143756.1119.042.857.8128.7表3—11 尾气和吸收液组成的对比

理论板序号x1yN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一C40.1080.1090.0430.043n一C50.1250.1270.0190.017n一C80.6590.6660.0210.016cccc10cL4吸收制塔桩序号甘2塔板序号”cccc10cL4吸收制塔桩序号甘2塔板序号”0-0 1 - 1原料弋 I 1 3堪板序号h图3—4例3—3的计算结果例3—4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Z如表3—12所示。i表3—12组分CO+N22H2C1C=2C02C=3C03C=4C04C05HS2E流量F/kmol/hi4524.5124.517.346.26343.87158.2749.8577组成z/x%i7.84.221.63.08.010.97.612.310.112.81.7100（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。ii4）温度、压力条件：操作压力：98.07kPa（绝）进料温度：40°C吸收剂入塔温度40C:吸收段操作平均温度45C：解吸段操作平均温度：90C表3—14组分C=4C04C05>C6Ex%10.52078.5100（5）分离要求：丙烯吸收率：95%；乙烷解吸率：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CO、N、H在吸收剂中的溶解度，以及吸收剂中＞C组分向气相的挥发都可2226以忽略。C=按丁烯-1计算，Co按正丁烷计算。44解1、吸收段的计算

由操作压力p=98.07kPa,t二45°C，可查得各组分的相平衡常数m列于表3—15。i表3—15各组分的相平衡常数组分Cc=C0C=C0c=C0C0HS122334452mi2064.21.61.40.550.460.164.2TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"(L［口、 L 、(1)最小液气比—和操作液气比■的确定\o"CurrentDocument"，V丿m V计算方法和吸收过程相同。当关键组分丙浠的吸收率9 =0.95时，丙烯的最小吸收因子CrA二申=0.95，则最小液气比m C==0.95x=0.95xm=0.95x1.6=1.52CrIV丿m现取吸收段的平均操作液气比为最小液气比的1.5倍，则二1.5x1.52二2.28L(L\-=1.5二1.5x1.52二2.28V在此液气比下丙烯在吸收段中的平均吸收因子L1 2.28A=—• = =1.425C= Vm 1.6Cr⑵吸收段理论板数N及和各组分的吸收率巴的确定由图3—2可查得A=1.452、9r0.95时，吸收段所需的理论板数为5.6块，现到竹及二6块。由图3—2可查得此时的丙烯吸收率为伽。由竹及二6和各组分的吸收因子A.值，可求出相应的吸收率9,。结果列于表3—仮表3—16各组分的吸收率组分mArL/(V)i mi9.C200.140.14C=60.380.38C04.20.5430.543

C=1.61.4250.96C01.41.630.975C=0.554.15:1.0C00.464.96:1.0Co0.1614.2:1.0HS4.20.5430.5432、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m列于表3—17。i表3—17各组分的相平衡常数组分CC=C0C=C0C=C0C0HS122334452mi218.56.43.02.751.31.150.516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C0二0.85，此时该段的气液比g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。(V V'(1)最小气液比和操作气液比〒的确定kL丿 Lm在最小气液比下，乙烷的解吸因子S=C=0.85，则(Vm现设解吸段的平均操作气液比为(Vm现设解吸段的平均操作气液比为0.856.4=0.133V-=0.15L则乙烷在解吸段中的平均解吸因子(V—m=0.15x6.4=0.96kL'丿 C2m⑵解吸段理论板数N解和各组分解吸率的确定器）。由图3—2查得，当S=0.96,S=0.85，解吸段的理论板数为7块，（包括再沸再由各组分的解吸因子S和N=7时，可求得各组分的解吸率C，结果列于表3—18。i 0i表3—18各组分的解吸率组分mC21C=8.5C06.4C=2.75C02.75C=1.3C01.15Co0.51HS6S二V'/Li miC0i3.15~1.01.2750.950.960.850.450.450.0.4130.4130.1950.1950.1720.1720.0770.0770.90.823、塔中各气、液流率的计算在初步算出各组分的吸收率9和解吸率C.后，便可由式（3—54）和式（3—55）求出各组分离开吸收段底部的量l。由于式中l量已知后才计算，故必须假定加入塔顶的吸收n N+1剂量lN+1现假定塔顶的吸收剂加入量l=750kmol/hN+1（1）求各组分离开吸收段底部的量I因入塔吸收剂中含C=、Co、Co等组分，且含量都比较大，故采用式（3—55）求各组分的l值，具体计算列于表3—19。由表3—19可看出，欲求得吸收段底部各组分的液相量l，需先求得塔顶尾气量V。由式（3—47）至式（3—51）可知，塔内各气、液相量均为的函数。所以要想计算塔内其n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（3—51）计算各N量列于表3—20。由表3—20可知，塔顶尾气量V为V二260.14+0.0349VNN所以V=260.14=270kmol/h

N0.9651表3—19吸收段底部各组分的液相量ln组分原料中各组分的气相量d/kmol-h-1i原料中各组分的气相量b/kmol-h-i吸收率1申i解吸率C0ip(d+bC)吸收剂中各组分的量l/kmolN+1l9VyiN―N+11-9Ci0il/kmol-h-1nN+11—申Ci0i-h-11-申C一i0iCON2245001.000000H224.2001.000000C1122.891.610.141.020.200020.2C=216.540.760.380.9510.300010.3C0243.52.700.5430.8546.200046.2C=353.949.060.960.459800098C0336.757.050.9750.4136500065C=447.0523.95~1.00.19564.27.59.310.0061VN73.51-0.0061VNC0436.122.1~1.00.17248.23.754.530.00242V152.73-0.00242V/ NCo526.847.2~1.00.07733150162.50.0304VN195.5—0.0304VN>C6001.0~00588.75588.750588.75HS29.230.570.5430.529.480009.48总计4621157501159.57—0.03892V表3表3—20塔内各气液相量单位：kmol/h组分进入解吸段液体量l二b+1m+1 i n离开解吸段顶气体量u=C1m 0m+1进入吸收段气体量u二a+un—1 i m吸收剂中组分的量1N+1塔顶尾气量U—U+1 —1N n—1 N+1 n塔底脱乙烷汽油量1—1 —uW m+1 mCO+N2200450450H20024.2024.20C121.8121.81144.70124.50C=211.0610.527.04016.740.56C0248.941.685.1038.97.3C=3107.0648.1102.0404.0458.96C0372.0529.866.5501.5542.25C=497.46—0.0061VN19—0.0012VN66.05—0.0012VN7.50.0049VN78.46—0.0049VNC0474.83—0.0024VN12.9—0.00042VN49—0.00042VN3.750.002VN61.93—0.002VNC05242.7-0.0304VN18.7-0.00234VN45.5-0.00234VN1500.028VN224-0.028VN>C6588.7500588.750588.75HS210.055.4614.6905.214.59总计1274.67-0.03891n208-0.004VN670-0.004VN750260.14+0.0349V1066.8-0.0349VN N将所求得的Vn代入表3—20中各项’可计算出各气、液相液率L二1274.67-0.0389V二1264kmol/hm+1 N=2.8一0.004V=207kmol/hmN=670一0.004V=669kmol/hn一1 NL二1066.8-0.03892V二1057kmol/h

WNL二1159.57一0.03892V二1149kmol/hnN4、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L750顶部液气比 *+1=270=2・78NL1149底部液气比 l二 二L72V669n-1L2.78+1.72实际平均液气比 V= 2 =2.25与题中采用的平均液气V=2.28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V 2.7片二二0.163L 1264m+1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，上述的计算结果是可靠的。5、塔底温度的计算由表3—20中l一栏的数据，可求得塔底脱乙烷汽油的组成如表3—21。根据泡点方程W式，用试差法求塔底温度t。（在计算时＞C组分近似看做正庚烷）。现设t二115C，列W6W表计算结果于表3—21。因工Kx=1.0002，故认为所设塔底温度正确。ii6、全塔物料衡算表3—21塔底温度的计算组分流量l/(kmol-h)TW组成x/x%W相平均常数mimxiiC=20.560.054100.54C027.30.698.05.52C=358.955.594.122.9C0342.254.03.714.8C=477.27.311.9514.3C0461.45.81.7510.15C0521620.420.8316.9>C6588.7555.70.2111.7HS24.590.4367.43.22总计1057100.00100.03根据以上计算结果，可列出全塔物料衡算于表3—22。

表3—22全塔物料衡算流量：kmol-h-1，组成：x%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CO+N22459.750000454516.70045H224.25.24000024.224.28.970024.2C1122.8926.51.611.4000124.5124.546.100124.5C=216.543.580.760.660017.316.746.20.560.05317.3C0243.59.412.702.350046.238.914.47.30.6946.2C=353.9411.659.067.8800634.041.558.965.5963C0336.757.967.050.130043.81.550.5742.254.043.8C=447.0510.223.9520.87.51.078.51.30.4877.27.3178.5C0436.17.8122.119.183.750.561.950.550.261.45.8061.95C0526.85.8047.241.11502022482.9621620.42224>C60000588.7578.5588.7500588.7555.7588.75HS29.232.00.570.5009.85.211.934.590.4359.8总计462100115100750100132727010010571001327例3—5在一填料吸收塔中，用水吸收空气-NH混合气中NH,NH在混合气中333的含量为5x%，回收率要求为95%。每小时处理的混合气量为10000m3，混合气入口端的温度为25°C。水用量为16000kg/h，水的入口温度为20°C。塔的操作压力为101.3kPa（绝对）。试用简化