某厂裂解气的组成如下

（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℃下各组分的相平衡常数如下。 组分 m 氢  甲烷 3.1 乙烯 0.72 乙烷 0.52 丙烯 0.15 异丁烷 0.058 （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

A0.99

所以 LmA0.720.990.7128 V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1.50.71281.0692 VVm在操作液气比下，乙烯的吸收因子为

A按式（3—14），理论板数为

L1.06921.485 mV0.72

lgN1.4850.9910.9919.8618.86 lg1.485图3—10 NH3在水溶液中的S进料中各组分的量 组分 塔顶尾气 数量1N1/kmolh1 吸收因子A 吸收率 被吸收量 N1/kmolh 0 12. N11/kmolh 1组成x% 34.68 .48 氢 甲烷 13.2 37.18 0 0.3449 0 0.34 13.2 24. 乙烯 乙烷 丙烯 异丁烷 ∑

30.2 9.7 8.4 1.485 2.058 7.128 0.99 0.9982 1 9.9 9.68 8.4 0.3 0.02 0 0.79 0.05 0 1.32 18.43 1 1.32 0 0 100.00 100.00 61.94 38.06 （4）塔顶加入的吸收剂的量 塔内气的平均流率为

V塔内液体的平均流率为

10038.0669.03kmol/h

2L0L061.94LL030.97kmol/h

2因为

L1.0692 V所以 L030.971.069269.03 塔顶加入的吸收剂量为

L042.84kmol/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32℃，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℃。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37℃。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

N110.90

N10则

16.910.90

16.91.75表3—1 初步估算结果

（4）（1）组分 （2）（5）N1 （3）l0 m37℃0.507MPa查列线图 Al0（6）（7） N1m N11 N100.0278 0.138 0.394 0.90 1.00 1.00 0 （3）（/5） 0 0 0 1.75 1.44 1.44 （8）1 （9）lN C1 C2 C3 28.5 15.8 24.0 16.9 14.8 0 100.0 0 0 0 2.21 5.52 102.67 110.4 38.5 8.05 2.81 0.865 0.29 0.0155 0.0287 0.138 0.394 1.26 3.82 71.5 27.68 13.62 14.55 3.3 1.44 1.44 62.03 0.82 2.18 9.45 15.81 18.88 101.23 148.37 nC4 nC5 nC8  所以 116.90.90(16.91.75)3.3kmol/h

故 LNN1l01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，应在此基础上再算一次平均吸收因子

L均110.410062.03129.4kmol/h

210062.03V均11081kmol/h

2则 129.4L1.60 V81均采用平均液气比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） L1 V均m（6） （7） （8） （9） 组分 N1 28.5 15.8 24.0 l0 0 0 0 m N11 N100.042 0.20 0.55 0 0 0 0 1 27.3 12. 10.8 lN 1.20 3.16 13.2 C1 C2 C3 38.5 8.05 2.81 0.042 0.20 0.57 nC4 16.9 2.21 0.865 1.85 0.95 1.19 2.0 17.11 nC5 14.8 5.52 0.29 5. 1.00 1.0 1.0 19.32 nC8 0 102.67 0.0155 103 1.00 1.0 1.0 101.67 155.66  100.0 110.4 .74 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℃，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℃，即尾气离塔温度为35℃，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 组分 尾气 吸收剂 H 130 23096 31882 41003 HN1 370702 366100 7652 694 H 130 23096 31882 41422 H1 3803 292880 343506 82843 h 10000 16569 16736 20711 hl0 0 0 0 46024 C1 C2 C3 nC4 nC5 nC8 50710 79496 753120 0 2949720 51128 80124 51128 80124 1204992 24351 36192 13514 3715392 35304  注：焓值零点为129℃（饱和液体）。

离塔吸收液的热量为

294972012049923530450000kJ/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 组分 设t150℃ 设t160℃ lN 1.20 3.16 13.2 17.11 19.32 101.67 155.66 h 10711 16945 18410 230 27405 41003 hlN 12845 53555 234509 39470 528021 4175632 08531 h 12552 17698 19916 24518 28870 43514 hlN 15062 56066 263592 418400 55229 4435040 57469 C1 C2 C3 nC4 nC5 nC8  用插入法求得

tN5050000085311057℃

57469085314n14利用式（3—27）、式（3—29）计算各板的流率和温度

.74Vn100100

LnL0Vn1V1 Ln110.4Vn1.74

tntNVN1Vn1100Vn1100Vn125 tNt057573257VN1V1100.7445.26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 100.0 32 nn4 86 155.7 1.811 14 57 n3 74 141.7 1.92 26 49 n2 141.9 1.92 26 42 n1 .7 119.7 2.19 45.3 37 吸收剂 110.4 32 Vn Ln (L/V)n V0Vn tn 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Ae如表3—6。

表3—6 有效吸收因子Ae的计算

组分 m4 42.5 10.3 3.96 1.39 0.49 0.036 m1 38.5 8.05 2.81 0.865 0.29 0.0155 (L/V)4 1.811 1.811 1.811 1.811 1.811 1.811 (L/V)1 2.19 2.19 2.19 2.19 2.19 2.19 A4 0.043 0.1758 0.457 1.303 3.70 50.3 A1 0.056 0.268 0.77 2.49 7.14 139.0 Ae 0.044 0.188 0.53 1.69 5.01 83.4 C1 C2 C3 nC4 nC5 nC8 近似看做与有效吸收因子Ae等，则式（3—19）可导出与式（3如果把有效吸收因子Ae—13）形式相同的公式，可由理论板数N和有效吸收因子Ae算出（或利用图3—2）相对吸

收率

N11，进而可求得尾气量和吸收液量。其结果见表3—7。

N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Ae计算出的尾气及吸收液量

组分 N1 28.5 15.8 24.0 16.9 14.8 0 100.0 l0 0 0 0 2.21 5.52 102.67 110.4 Ae 0.044 0.188 0.53 1.69 5.01 83.4 0 0 0 0 1.31 1.06 1.15 N11 N100.044 0.188 0.52 0.93 1.0 1.00 1 27.22 12.71 11.6 2.4 1.06 1.15 56.14 lN 1.28 3.09 12.4 16.71 19.26 101.52 1.26 C1 C2 C3 nC4 nC5 nC8 

表3—8 第二次计算的各板流率和温度

原料气 100.0 32 nn4 86.5 1.3 1.79 13.5 57 n3 74.7 140.8 1. 25.3 49 n2 .7 129.0 2.02 35.3 42 n1 56.1 119.0 2.14 43.9 37 吸收剂 110.4 32 Vn Ln (L/V)n VN1Vn tn

表3—9 计算结果

组分 Se 0.044 0.188 0.53 1.69 5.01 83.4 lN 1.28 3.09 12.4 16.71 19.26 101.52 1.26 1 27.22 12.71 11.6 2.4 1.06 1.15 56.14 xN 0.008 0.020 0.080 0.108 0.125 0.659 1.000 y1 0.487 0.228 0.202 0.043 0.019 0.021 1.000 C1 C2 C3 nC4 nC5 nC8  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 组分 近似法结果 0 28.5 15.8 24.0 16.9 14.8 100.0 xN1 0 0 0 0.02 0.05 0.93 1.00 lN1 0 0 0 2.21 5.52 102.67 110.4 t/℃ V0 1 2 3 4 V 32 57 49 42 37 32 L 100.0 86.5 74.70 .7 56.1 1.3 140.8 129.0 119.0 110.4 甲烷 乙烷 丙烷 正丁烷 正戊烷 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 组分 甲烷 乙烷 丙烷 正丁烷 正戊烷 烃油 解吸因子 57℃ 43.0 10.4 4.0 1.4 0.5 0.036 49℃ 41.5 9.6 3.55 1.2 0.42 0.0265 42℃ 40.0 8.7 3.12 1.00 0.34 0.0196 37℃ 38.5 8.05 2.81 0.865 0.29 0.0155 S1 23. 5.777 2.222 0.777 0.2777 0.0200 S2 21.81 5.046 1.866 0.6307 0.2208 0.01393 S3 19.78 4.303 1.3 0.4946 0.1682 S4 17.83 3.729 1.302 0.4007 0.1343 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）

组分 甲烷 乙烷 丙烷 正丁烷 正戊烷 烃油

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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。

S41 18.83 4.729 2.302 S3S4S41 S2S3S4S3S4S41 S1S2S3S4S2S3S4S3S4S41 371.5 20.78 4.311 8063 101.7 8.060 191800 569.6 16.39 1.401 1.599 1.724 1.821 1.134 1.157 1.162 1.163 1.007 1.007 1.007 1.007 表例3—3（4）a

组分 甲烷 乙烷 丙烷 正丁烷 正戊烷 烃油 ∑

表例3—3（4）b lN1 0 0 0 0 28.5 15.8 24.0 (S2S3S4S3S4L1)0lN1 229800 1607 193.7 l1 1.2 2.82 11.8 x1 0.0078 0.0183 0.07 1 28.62 16.30 26.22 2.21 16.9 31.35 17.22 0.1114 13.39 5.52 14.8 22.72 19. 0.12 5.426 102.67 110.4 0 100.0 102.67 101.960 0.6597 1. 1.0000 2.039 92.00 (S3S3S41)1lN1 10630 388.7 113.0 23.62 11.80 104.72

l2 1.32 3.33 14.02 13.70 10.15 x2 0.0090 0.0227 0.0957 0.0953 0.0693 2 28.77 16.80 26.16 8. 2.241 (S41)2lN1 1.7 79.45 60.22 14.31 8.061 104.13 l3 1.46 3.82 13.97 8.95 6.97 104.00 146.52 0.7098 1.0000 1.449 84.06 103.41 138.58 表例3—3（4）c

x3 0.0105 0.0276 0.1008 0.06 0.0503 3 28.84 16.45 21.56 4.426 1.172 3lN1 28.84 16.45 21.56 6. 6.69 103.67 l4 1.53 3.48 9.37 4.74 5.90 x4 0.0120 0.0272 0.0732 0.0370 0.0461 4 27.32 12.97 12.19 1.8 0.792 y4 0.4887 0.2320 0.2180 0.0339 0.0142 0.7462 1.0000 1.002 73.45 102.95 127.96 0.8045 1.0000 0.739 55.91 0.0132 1.0000 上表中所列的xn值是根据

lnln计算的，必须

xnn1。但是如果xn是由下式计算

xnlln

其中分母ln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）

计算值 板序 1 2 从

假设的L值 1.3 140.8 x1。其结果如表例3—3

计算值 板序 3 4 假设的L值 129.0 119.0 l 1.5 146.5 x 1.001 1.040 l 138.6 128.0 x 1.074 1.076 说明了假设的流率分布不是所设温x1或者从假设的L值和计算的L值不一致，

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

l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37℃，计算以V0100kmol为基准。

进料气V0、吸收剂lN1与尾气V4的焓，计算如下

V0H00Hi02949720kJ LN1hN1lN1hiN11204992kJ V4H44Hi41414192kJ

则 L1h1V0H0LN1hN1V4H429497201204992141419230832kJ 相当于此焓值的底板温度通过试差确定为55.8℃。在此温度下，离开第一板的气相焓由

H1i1确定，得

V1H12790728kJ

作第一板的热量衡算得

L2h2V1H1L1h1V0H027907283083229497205271840kJ

经试差求得t256.1℃，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51.4℃。

作第三板的热量衡算得

L4H44510352kJ

相应的温度t445℃。因原假设t437℃。与计算的t4值不符，故必须重算温度分布。所以改设t4为44℃，重作全塔热量衡算。结果前后两次所设的t4变动了7.4℃，而t1的变化不到0.5℃（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55.6℃；t256.1℃；t351.1℃‘t444.4℃

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

第一迭代 假定值 试算1 1.5 146.5 138.6 128.0 92.0 84.1 2 153.3 146.7 140.1 130.5 93.3 86.8 3 152.8 146.4 140.2 131.1 93.61 87.35 4 152.7 146.4 140.1 131.2 93.66 87.40 1 151.2 141.6 137.1 130.5 90.4 85.9 第二迭代 2 151.2 140.3 136.0 129.9 .1 84.9 3 151.3 140.0 135.8 129.7 88.7 84.5 第三迭代 1 152.3 140.9 135.1 128.8 88.6 82.9 2 152.6 141.3 135.1 128.7 88.8 82.6 L1 L2 L3 L4 V1 V2 1.3 140.8 129.0 119.0 86.5 74.7 V3 V4 t1 t2 .7 56.1 57 49 42 37 73.4 55.9 77.1 57.0 78.30 57.57 78.56 57.71 79.3 59.2 55.6 56.1 51.1 44.4 78.8 59.2 78.4 59.1 76.6 58.1 76.1 57.8 .4.4 51.752.2 47.847.8 43.342.8 t3 t4 圆整的x1值

假定值 甲烷 乙烷 丙烷 第一迭代 试算1 0.0078 0.0183 0.07 2 0.0073 0.0171 0.0720 0.1112 0.1275 0.69 3 0.0071 0.0167 0.0704 0.1108 0.1278 0.6672 4 0.0071 0.0166 0.0699 0.1107 0.1279 0.6678 1 0.0072 0.0168 0.0679 0.1073 0.1278 0.6730 第二迭代 2 0.0074 0.0171 0.0683 0.1070 0.1275 0.6727 3 0.0075 0.0173 0.0688 0.1070 0.1273 0.6721 第三迭代 1 0.0076 0.0177 0.0713 0.1085 0.1269 0.6681 2 0.0076 0.0179 0.0720 0.1088 0.1268 0.6669 正丁烷 0.1114 正戊烷 0.12 烃油 0.6597 圆整的y1值

假定值 甲烷 乙烷 丙烷 第一迭代 试算1 0.4887 0.2320 0.2180 2 0.4798 0.2310 0.2273 0.0362 0.0135 0.0122 3 0.47 0.2310 0.2302 0.0376 0.0135 0.0121 4 0.4769 0.2299 0.2312 0.0382 0.0136 0.0122 1 0.4625 0.2239 0.2317 0.0486 0.0717 0.0162 第二迭代 2 0.4625 0.2228 0.2307 0.0497 0.0176 0.0167 3 0.4631 0.2229 0.2300 0.0495 0.0177 0.0168 第三迭代 1 0.4706 0.2253 0.2263 0.0445 0.0170 0.0163 2 0.4725 0.2260 0.2251 0.0434 0.0168 0.0162 正丁烷 0.0339 正戊烷 0.0142 烃油 0.0132 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 1 2 3 4

近似法算法 逐板法 t 57 49 42 37 V 86.5 74.7 .7 56.1 L 1.3 140.8 129.0 119.0 t .4 52.2 47.8 42.8 V 88.8 82.6 76.1 57.8 L 152.6 141.3 135.1 128.7 表3—11 尾气和吸收液组成的对比 理论板序号 近似法算法 x1 逐板法 0.008 0.018 0.072 0.109 0.127 0.666 近似法算法 0.487 0.228 0.202 0.043 0.019 0.021 yN 逐板法 0.473 0.226 0.225 0.043 0.017 0.016 C1 C2 C3 0.008 0.020 0.080 0.108 0.125 0.659 nC4 nC5 nC8

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Zi如表3—12所示。

表3—12 组分 流量CO2N2 H2 45 C1 000C2 C2 C3 C3 C4 C4 C50 H2S ∑ 74 9.8 577 Fi/kmol/h 组成zi/x% 24.5 124.5 17.3 46.2 63 43.8 71 58.2 7.8 4.2 21.6 3.0 8.0 10.9 7.6 12.3 10.1 12.8 1.7 100 （2）进料处于气液两相状态，其中气相量di和bi液相量如表3—13。 组分 CO2N2 H2 45 9.75 C1 C2 0C2 C3 C30 C4 0C4 C50 H2S ∑ 26.8 5.80 47.2 9.23 2.00 0.57 0.5 462 100 115 100 气相 di/kmol/h 24.2 122. 16. 43.5 53.94 36.75 47.05 5.24 26.6 1.61 1.40 3.58 0.76 0.66 9.41 11.65 2.70 2.35 9.06 7.88 7.96 7.05 6.13 10.2 23.95 20.8 36.1 7.81 22.1 y/x% 液bi/kmol/h 相 x/x% 19.18 41.1 （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：40℃

吸收剂入塔温度40℃： 吸收段操作平均温度45℃： 解吸段操作平均温度：90℃

表3—14

组分 C4 1 0C4 C50 20 C6 78.5 ∑ 100 x% 0.5 （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

0由操作压力p98.07kPa，t45℃，可查得各组分的相平衡常数mi列于表3—15。

表3—15 各组分的相平衡常数 组分 C1 20 C2 6 0C2 C3 1.6 C30 1.4 C4 0.55 0C4 C50 0.16 H2S 4.2 mi 4.2 0.46 （1）最小液气比LL和操作液气比的确定 VVm3计算方法和吸收过程相同。当关键组分丙浠的吸收率C0.95时，丙烯的最小吸收因子

AmC0.95，则最小液气比

3L0.95mC30.951.61.52 V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

LL1.51.51.522.28 VVm在此液气比下丙烯在吸收段中的平均吸收因子

AC3L12.281.425 VmC1.63（2）吸收段理论板数N吸和各组分的吸收率i的确定

由图3—2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3—2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3—16。

表3—16 各组分的吸收率

组分 mi 20 6 4.2 AiL/Vmi 0.14 0.38 0.3 i 0.14 0.38 0.3 C1 C2 0C2 C3 C30 C4 0C4 1.6 1.4 0.55 0.46 0.16 4.2 1.425 1.63 4.15 4.96 14.2 0.3 0.96 0.975 :1.0 :1.0 C50 :1.0 0.3 H2S 2、解吸段的计算 在操作压力p98.07kPa，t90℃下各组分的相平衡常数mi列于表3—17。

表3—17 各组分的相平衡常数

组分 C1 21 C2 8.5 0C2 C3 3.0 C30 2.75 C4 1.3 0C4 C50 0.51 H2S 6 mi 6.4 1.15 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VC00.85，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

L补决定，但需用试差法求解。

（1）最小气液比VV和操作气液比的确定 LLm22在最小气液比下，乙烷的解吸因子SC0C0C00.85，则

SC00.85V20.133 6.4LmmC20现设解吸段的平均操作气液比为

V0.15 L则乙烷在解吸段中的平均解吸因子

VSC0mC00.156.40.96 2Lm2（2）解吸段理论板数N解和各组分解吸率C0i的确定

由图3—2查得，当SC00.96，SC00.85，解吸段的理论板数为7块，（包括再沸

22器）。

再由各组分的解吸因子Si和N7时，可求得各组分的解吸率C0i，结果列于表3—18。

表3—18 各组分的解吸率

组分 mi 21 8.5 6.4 2.75 2.75 1.3 1.15 0.51 6 i/L SiVm3.15 1.275 0.96 0.45 0.0.413 0.195 0.172 0.077 0.9 C0i ~1.0 0.95 0.85 0.45 0.413 0.195 0.172 0.077 0.82 C1 C2 0C2 C3 C30 C4 0C4 C50 H2S 3、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C0i后，便可由式（3—）和式（3—55）求出各组分离开吸收段底部的量ln。由于式中lN1量已知后才计算，故必须假定加入塔顶的吸收剂量lN1。

现假定塔顶的吸收剂加入量

lN1750kmol/h

（1）求各组分离开吸收段底部的量l

因入塔吸收剂中含C4、C4、C5等组分，且含量都比较大，故采用式（3—55）求各组分的ln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ln，需先求得塔顶尾气量VN。

00（2）塔内其他各气、液相量的计算

由式（3—47）至式（3—51）可知，塔内各气、液相量均为ln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VN。根据式（3—47）至（3—51）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

VN260.14270kmol/h

0.9651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di/kmolh1原料中 各组分 的气相 量bi/kmolh1吸 收 率 解 吸 率 dibCi0i1iC0i i C0i lN11iC0ilN1/kmolh1 吸收剂 中各组 分的量iVNyN11iC0i ln/kmolh1 0 0 1.0 0 CO2N2 45 0 0 0 0 H2 C1 C2 0C2 24.2 122. 16. 43.5 53.94 36.75 0 1.61 0.76 2.70 9.06 7.05 0 0.14 0.38 0.3 0.96 0.975 1.0 1.0 0.95 0.85 0.45 0.413 0 20.2 10.3 46.2 98 65 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 20.2 10.3 46.2 98 65 C3 C30 C4 0C4 47.05 23.95 ~1.0 0.195 .2 7.5 9.31 0.0061VN 73.510.0061VN 36.1 22.1 ~1.0 0.172 48.2 3.75 4.53 0.00242VN52.730.00242VN C50 26.8 47.2 ~1.0 0.077 33 150 162.5 0.0304VN 195.50.0304VN 588.75 9.48 C6 H2S 总计 0 9.23 0 0.57 1.0 0.3 ~0 0.52 0 9.48 588.75 0 588.75 0 0 0 462 115

750 1159.570.032VN

表3—20 塔内各气液相量 单位：kmol/h

吸收剂中组分的量组分 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 塔顶尾 气量塔底脱乙 烷汽油量lm1biln mC0lm1 n1aim Nn1lN1ln 45 24.2 124.5 16.74 38.9 4.04 1.55 lWlm1m lN1 CO2N2 0 0 21.81 11.06 48.9 107.06 72.05 0 0 21.81 10.5 41.6 48.1 29.8 45 24.2 144.7 27.04 85.1 102.04 66.55 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.56 7.3 58.96 42.25 H2 C1 C2 0C2 C3 C30 C4 97.460.0061VN 190.0012VN 66.050.0012VN 7.5 0.0049VN 78.460.0049VN 0C4 74.830.0024VN12.90.00042VN 490.00042VN

3.75 0.002VN 61.930.002VN C50 242.70.0304VN18.70.00234VN 0 5.46 45.50.00234VN 0 14.69 150 0.028VN 0 5.21 2240.028VN 588.75 4.59 C6 H2S 总计 588.75 10.05 588.75 0 1274.670.03VN 2080.004VN 6700.004VN 750 260.140.0349V1066.80.0349VNN 将所求得的VN代入表3—20中各项，可计算出各气、液相液率

Lm11274.670.03VN12kmol/h

Vm2.80.004VN207kmol/h Vn16700.004VN669kmol/h LW1066.80.032VN1057kmol/h Ln1159.570.032VN1149kmol/h

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17502.78 VN270底部液气比

Ln11491.72 Vn1669实际平均液气比 与题中采用的平均液气

L2.781.722.25 V2L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

Vm2.70.163 Lm112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lW一栏的数据，可求得塔底脱乙烷汽油的组成如表3—21。根据泡点方程式，用试差法求塔底温度tW。（在计算时C6组分近似看做正庚烷）。现设tW115℃，列表计算结果于表3—21。因

6、全塔物料衡算

表3—21 塔底温度的计算

流量组分 Kx1.0002，故认为所设塔底温度正确。

iilW/(kmolh)1 0.56 7.3 58.95 42.25 77.2 61.4 216 588.75 4.59 1057 组成xW/x% 相平均常数mi mixi 0. 5.52 22.9 14.8 14.3 10.15 16.9 11.7 3.22 100.03 C2 0C2 0.0 0.69 5.59 4.0 7.31 5.8 20.42 55.7 0.436 100.00 10 8.0 4.1 3.7 1.95 1.75 0.83 0.21 7.4 C3 C30 C4 0C4 C50 C6 H2S 总计 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，组成：x%

入方 组分 进料中气相 流量 组成 9.75 5.24 进料中液相 流量 0 0 1.61 0.76 2.70 9.06 7.05 23.95 22.1 47.2 0 0.57 115 组成 0 0 1.40 0.66 2.35 7.88 0.13 20.8 19.18 41.1 0 0.5 100 吸收剂 流量 0 0 0 0 0 0 0 7.5 3.75 150 组成 0 0 0 0 0 0 0 1.0 0.5 20 总计 流量 45 24.2 124.5 17.3 46.2 63 43.8 78.5 61.95 224 塔顶尾气 流量 45 24.2 组成 16.7 8.97 出方 脱乙烷汽油 流量 0 0 0 0.56 7.3 58.96 42.25 77.2 61.4 216 588.75 4.59 1057 组成 0 0 0 0.053 0.69 5.59 4.0 7.31 5.80 20.42 55.7 0.435 100 总计 流量 45 24.2 124.5 17.3 46.2 63 43.8 78.5 61.95 224 588.75 9.8 1327 1CO2N2 45 24.2 H2 C1 C2 0C2 122. 26.5 16. 43.5 53.94 36.75 47.05 36.1 26.8 0 9.23 462 3.58 9.41 11.65 7.96 10.2 7.81 5.80 0 2.0 100 124.5 46.1 16.74 38.9 4.04 1.55 1.3 0.55 8 0 5.21 270 6.2 14.4 1.5 0.57 0.48 0.2 2.96 0 1.93 100 C3 C30 C4 0C4 C50 C6 H2S 总计

588.75 78.5 588.75 0 750 0 100 9.8 1327 例3—5 在一填料吸收塔中，用水吸收空气NH3混合气中NH3，NH3在混合气中的含量为5x%，回收率要求为95%。每小时处理的混合气量为10000m，混合气入口端的温度为25℃。水用量为16000kg/h，水的入口温度为20℃。塔的操作压力为101.3kPa（绝对）。试用简化计算法求该吸收塔的传质单元数N0G。

3NH3在水溶液中的微分溶解热如图3—10所示。

解 在25℃时水的饱和蒸气压为3.17kPa，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

p101.33.1798.13kPa

所以被处理的混合气中的空气量为

1000098.1310.05410kmol/h

22.4101.3水的kmol流量为

16000L888kmol/h

18V0又因为塔底气相中NH3的比摩尔浓度

Y10.050.0526

10.05塔顶气相中NH3的比摩尔浓度

Y20.052610.950.0027

塔顶吸收剂中NH3的比摩尔浓度

x20

塔底液相中NH3的比摩尔浓度

V0Y1Y2L0X1X2

因x00，则

V0Y1Y2L0X1

X1故每小时被吸收的NH3量为

4100.05260.00270.023

888G4100.05260.002720.5kmol/h

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NH3的做含量如以质量分数表示

x10.02317100%

180.023172.1%时NH3的微分溶解热为 由图3—10可查得，当x1495174.1843512kJ/kmol

故吸收过程中每小时所放出的热量Q为

Q20.535120719968kJ/h

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4.184kJ/kg℃，由此可计算出塔底液相出口的温度t1为

t120℃+71996830.8℃

4.18416000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x20与x10.023的浓度区间内，给定一系列的x值，按照式（3—59）可计算出一系列对应于x的液相温度t，然后根据一系列的x，t值由图3—11的NH3与水在水溶液上方的平衡分压图，查出一系列相应的NH3与水的平衡分压，可由下式计算出相应的平衡浓度Y*

Y*P*NH3101.3P*NH3P*H2O

式中P*NH3、P*H2O——分别为氨、水蒸气的平衡分压，kPa。

图3—11 NH3与水气在水溶液上方的平衡分压

实线—NH3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Y值

V0Y1Y2L0X1X 4100.0526Y8880.023X

Y0.00272.17X dYY2的计算如下表所示。 Y1YY*则该吸收塔的传质单元数NOGX 0.023 0.02 0.0175 0.015 0.0125 0.01 0.0075 0.005 0.0025 0 以

t/℃ 30.8 29.3 28.2 27.0 25.8 24.7 23.5 22.3 21.2 20 p*NH3/kPa p*H2O/kPa 3.08 2.57 2.17 1.76 1.33 0.987 0.693 0.44 0.213 0 4.01 3.95 3.73 3.48 3.25 3.05 2.85 2.67 2.51 2.33 Y* 0.0327 0.0373 0.0228 0.0183 0.0138 0.0102 0.0071 0.0045 0.002 0 Y 0.0526 0.0461 0.0406 0.0352 0.0298 0.0245 0.0190 0.0135 0.0081 0.0027 1 YY*50.2 53.2 56.2 59.2 62.5 70.5 84 111 170 370 1为纵坐标，Y为横坐标进行绘图，可得如图3—12所示的曲线。求得曲线以

YY*下的面积为4.85。故吸收塔的传质单元数N4.85。