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轻烃回收
第八章轻烃回收
第一节概述
油田气是生产液态烃、车用汽油和石油化工产品的宝贵原料.石油工业的快速发展和原油产量的不断增加,为大量回收利用油田气创造了条件,这是一项具有重要经济意义的工作。
油田气的组分主要是饱和烃.但是随着油藏性质、分离条件等因素的不同.油田气的组成也有较大差异(表8-1)。
油田气一部分是集输过程中各级分离器中分出的气体,另一部分则为从原油稳定装置中拔出的闪蒸气。
总的来说,油田气中C3以上组分的含量比气田气高,而闪蒸气比各级分离器分离出来的伴生气更富。
1984年全国年产油田气60亿米3,若C3以上轻烃的平均含量按200克/米3,则伴生气中轻烃含量达120万吨。
因此,轻烃回收将给国家创造更多的财富。
此油田气中回收轻烃,已有几十年历史。
最初,由于工艺技木的限制,且回收产品仅作为工业与民用燃料,用途有限;因而发展缓慢。
当从天然气中回收的液态烃开始用作化工原料之后,加上加工、储存、运输枝木的发展,天然气回收液烃技术才获得迅速发展。
近年来,随着石油化学工业的飞速发展和世界能源短缺,天然气及轻烃的需要量急剧增长。
加工工业发达的美国,在60年代,由于涡轮膨胀机制冷技术的应用,使天然气利用率达到90%,1968年高达96.2%。
1976年美国从天然气中回收液烃5200多万吨,相当于原油产量的11.5%。
近20年来美国天然气凝析液的收率和产量见表8-2。
70年代以来.过去没有充分利用伴生气的地区和国家,也都开始注意回收处理天然气液体,以便为本国工业提供更多的化工原料和工业燃料。
因而气体加工工业蓬勃发展,出现了一种世界范围的回收利用油田气的新局面.甚至近年来,在许多围家面临经济衰退的情况下.天然气加工工业都保持了一定的发展速度.1981年世界天然气总加工能力达12580亿米3(除前苏联和东欧国家外),凝析液产量达7800万吨。
在化工利用方面,从天然气中回收的轻烃已成为石油化学工业的重要原料。
乙烯是有机合成产品的基础原料,可以生产数百种合成材料,是世界上产量最多的化工中间产品,目前世界乙烯总产量近6000万吨/年。
从天然气中回收的凝析液是裂解生产乙烯的优质原料,目前已占美国乙烯原料的70%。
使用天然气凝析液为原料生产乙烯收率高、成本低、投资少(见表8-3)。
图8-1为1978年美国天然气用于化工原料的情况,可以看出,几乎全部乙烷都用作乙烯原料。
由于轻烃的经济价值十分显著,自60年代以来.轻油回收的工艺技术发展也很快.总的趋势是力求提高加工探度,以增加收率,合理利用油田资源.就回收工艺而言,基本上可以分为三种;
1.吸附法
利用固体吸附列(如活性氧化铝或活性炭)对各种烃类的吸附容量不同,而使天然气中各组分得以分离。
这种方法用于从湿气中回收较重烃类,且主要用于处理气量较小(<60万米3/日=及较贫的天然气(液烃含量13~40毫升/米3气).这种方法所用的装量比较简单,不需要特殊材料和设备,投资费用较小.但由于它的产品范围的局限性,加之再生耗能大,运行成本较高,燃料消耗约为处理气量的5%,因而应用不广泛.在美国只是在对液化石油气和天然汽油需求不多的地方才采用.
2.油吸收法
油吸收法是利用天然气中各组分在吸收油中溶解度不同.而使不同烃类得以分离的方法.图8.2是油吸收法的原理流程.通常用石脑油、煤油或柴油做吸收油.在吸收塔内,吸收油与气体逆流接触,吸收大部分丙烷、丁烷和天然汽油。
在富油稳定塔中,脱出不需要回收的轻组分(如甲烷)。
然后蒸馏富油,得到轻烃产品,吸收油经冷却再打入吸收塔。
按照吸收操作温度.油吸收法又可分为常温油吸收和低温油吸收(也称冷冻吸收)。
低温油吸收法是将处理的气体和吸收油泠冻至0~-40℃,以回收更多的包括乙烷在内的烃类。
这种方法的丙皖收率可达85%~90%,乙烷收率为20%~60%。
吸收法直至60年代中期还是天然气分离工艺中使用最多的方法。
50年代以来,冷冻吸收逐渐取代早期采用的常温吸收而占主要优势。
但由于吸收法投资费用和运转成本较高。
且因冷凝分离法的不断发展,因而自70年代以后。
吸收法在新建装置中已很少采用。
3.冷凝分离法
冷凝分离法是利用原料气中各组分冷凝温度不同的特点,在逐步降温过程中,将沸点较高的烃类冷凝分离出来。
这种方法的根本特点是需要提供足够的冷量使气体降温.按照提供冷量方式的不同,又分为外加冷源法、自制冷法和混合制冷法等多种形式。
初期,大多采用独立设置冷冻循坏系统补充冷量。
1964年,美国首次将透平膨胀机用于天然气回收凝析液装置,使天然气回收轻油技术开始了新的发展阶段.由于透平膨胀法具有流程简单,操作方便,对原料气组分的变化适应性大,投资低,效率高等优点,近20年来膨胀机技术发展很快,美国新建或改建的天然气加工装置.90%以上采用膨胀机法。
这一方法也将是今后若干年内天然气加工工业中常用的方法。
自70年代以来,我国各油田相继开始了油田气的回收利用工作,进入80年代以来,一批轻烃回收装置陆续投产,年回收轻烃近百万吨,不仅提供了数量可观的化工原料和工业及民用燃料,而且也大大降低了油气损耗,提高了资源的综合利用程度,减少了大气污染。
随着原油生产的不断发展.油田气的回收利用工作也处于方兴未艾时期。
可以预言,从油田气中回收的轻烃今后将成为油田生产的一种重要产品提供给工农业生产使用。
油田气轻烃回收技术也已由比较单一的直接冷冻法,发展为直接膨胀冷凝法和冷凝-膨胀机法等多种工艺方法,并注重深度加工,以求回收更多的轻烃产品。
第二节汽液平衡
在一定的温度、压力条件下,组成一定的物系,当汽液两相接触时,在相同将发生物质交换,直至各相的性质(如温度、压力和汽、液相组成等)不再变化为止。
达到这种状态,称该物系处于汽液平衡状态.而其中任何一个条件的改变,都会破坏原有的平衡。
平衡时两相的组成通常互异,各种分离过程正是利用这种平衡组成的差别来进行的。
油田气是一种多组分的气体混合物,从油田气中回收轻烃,无论是采用吸附法,还是吸收法或冷凝分离法,在工艺过程中,都需要利用汽、液相际间平衡组成互不相等的原理,实现质量传递来达到组分分离的目的。
因此,研究和掌握表示物系平衡时温度、压力、组成的关系,亦即相平衡数据的计算和处理,对于拟定分离工艺路线,设计计算各种传质设备,操作管理回收装置有很大的意义。
一、双组分溶液的汽液平衡
研究双组分溶液汽液相平衡问题是掌握精馏过程的基础。
二元溶液在汽化(或二元蒸气冷凝)的相变过程中,由于这两种组分挥发性能的差异,将使其汽液两相组成按一定规律变化,亦即它们的汽液相平衡将遵循一定的关系,这就是双组分溶液汽液平衡研究的内容。
(一)理想溶液
由第三章阐述可知,理想溶液符合拉乌尔定律,即有:
式中——平衡时溶液上方i组分的蒸气分压;
——i组分的饱和蒸气压;
——j组分在溶液中的分子分数。
若理想溶液由A、B两种组分组成,由拉乌拉尔得;
根据道尔顿分压定律:
气体的总压力p为组分分压pi的总和.即
式中——气体的总压力
——i组在汽相中的分子分放.
对A与B两组分组成的溶液来说,其汽相中的分压:
当汽液两相达到平衡时,则:
式(8-6)与(8-7)就是理想溶液的汽液相平衡关系。
现以苯(A)---甲苯(B)二元溶液在常压下的汽液平衡为例,说明理想溶液的汽液平衡。
在甲苯的沸点110.4℃到苯的沸点80.2℃之间,每隔4℃选一个温度点,然后从有关手册中查得苯与甲苯在相应温度时的蒸气压,按式(8.6)和(8.7)可算得汽相和液相的平衡组成,列于表8-5。
若以系统的沸点为纵坐标,液相及汽相中苯(A)的组分为横坐标,以表8-5数据作图,
即得到一压强下的苯.甲苯混合液沸点-组成(t一x)相图(图8-3)。
图中,曲线1为液相线,表示在一定的外压下,溶液组成与泡点的关系,线上每一点均为饱和液体.曲线2为汽相线,表示和溶液平衡的蒸气相组成,线上每一点均为饱和蒸气。
两条曲线将相图分为三个区域;液相线1以下,温度低于沸点,是单一液相区.汽相线2以上.溶液全部汽化,为过热蒸气区。
两线之间为汽液两相共存区,系统处于该区任一点(E)时,必分为相互平衡的汽相G和液淮相F。
应用沸点-组成图,不仅可以求取任一沸点的汽液相平衡组成,或者求取两相平衡的温度,而且可以了解汽化和冷凝的全过程.
以汽化过程为例,若在常压下将组成为x1,温度为H(图中A点)的混合液加热,当达到泡点温度t2时(J点)液体开始沸腾,所产生的蒸气组成为y1(P点),y1与x1平衡,且y1>x1。
继续升温且不从物系中取走物料,当温度到达t3(E点),则汽液两相共存,液相的组成x2(F点),蒸气相的组成为与x2成平衡的y2(G点),且y2>x2。
当温度升到t4时(H点),液相完全汽化.而在液相消失之前,其组成为x3(C点),液相完全汽化成蒸气后,则汽相组成y3与混合液的最初组成x1相同。
若再升温至t5(B点),蒸气成为过热蒸气,温度升高.组成不变(仍为y3).由J点加热到H点或H点以上,是物系的全部汽化过程。
蒸气的冷凝过程与此相反。
图中J点至H点之间是溶液的部分汽化过程。
部分汽化可以从混合物中分出具有不同组成的蒸气,且汽相中易挥发组分(例中为苯)较多,因而能使轻、重组分得到一定程度的分离。
部分冷凝情况与此相同,精馏操作就是依据部分汽化和部分冷凝的原理来实现将混合液中两组分分离的。
汽液平衡计算中还常用相平衡曲线图(y-x)。
图8-4即为苯-甲苯混合液的y-x图。
图中纵坐标表示汽相中易挥发组分的分子分数yA,横坐标为与之平衡的液相中易挥发组分的分子分数xA.对角线是y-x是一条计算辅助线。
汽相浓度yA愈是较平衡液相浓度xA大,则平衡线凸离对角线愈远。
由于图也是在一定压力下做出的,因而曲线上各点对应于一定的温度,两端点分别为两纯组分在该压力下的沸点。
(二)非理想溶液
非理想溶液主要是由于不同组分分子间的作用力与相同组分分子间的作用力不同,而使其与理想溶液的性质有较大的偏差。
这种偏差有两种:
一种是溶液中相异分子间的吸引力小于相同分子间的吸引力,出现正偏差;另一种是相异分子间的吸引力大于相同分子间的吸引力,出现负偏差。
1.正偏差系统
正偏差系统,不同分子间的吸引力小于相同分子间吸引力,由于不同组分间的排斥倾向,使溶液的蒸气压较之理想溶液为高,沸点则比理想溶液低。
当两组分混合时,通常体积增大,伴随有吸热效应.甲醇.水二元溶液就是正偏差系统.见图8-5.由于沸点比理想溶液低,液相线向下位移,所以汽相线与液相线相隔较宽。
2.负偏差系统
负偏差系统.由于不同组分分子间的吸引倾向较强,溶液的蒸气压较之理想溶液为低,沸点则比理想溶液高。
当两组分混合时.体积缩小.伴随有放热效应。
二硫化碳。
四氯化碳混合液属于负偏差系统。
图8-6是它的t-x图。
由图可见,由于溶液涕点升高,液相线上移,汽相线与液相线间距变窄,因此汽相浓度与液相浓度同差异较小。
非理想溶液的汽液相平衡组成,一般均由实验测得.当无此条件时,亦可由半理论半经验方程推算,但由于非理想溶液的情况复杂,尤其是对含极性组分的非理想溶液,其汽液平衡关系常很复杂,故推算的汽液相平衡组成与实验常有一定偏差。
二、烃类系统的汽液平衡
烃类混合物的分离在石油化工和天然气加工工业中占有重要地位,因此对于烃类多组分系统汽液平衡的研究长期宋来受到广泛的重视,其汽液平衡较为完整。
一般来说,烃类混合物的分离通常在较高的压力和较低的温度下迸行,因此,其汽液平衡的特点是汽相的非理想性较大,而液相则接近于理想溶液。
下面主要对烃类多组分系统的汽液平衡作一简要的讨论。
(一)平衡常数关联的汽液相平衡组成
由式(3-9)可知,理想物系在某一恒定温度与压力下达到平衡,i组分的平衡常数Ki为
式(8-9)即为以平衡常数关联的汽液相平衡组成。
由于
对于非理想溶液
式中——活度系数,
(二)相对挥发度关联的汽液相平衡组成
某组分的汽相蒸气分压与其相应的分子分数之比称为该组分的挥发度。
式中——i组分的挥发度
——i组分的汽相蒸汽分压
——i组分的分子分数。
两组分挥发度之比称为相对挥发度
当汽相服从道尔顿分压定律时,式(8-14)变为:
在多组分系统中可任选一组分作为基准组分,其他各组分的相对挥发度均与它比较。
设由A、B、C、D四个组分组成的混合物,取组分B力基准组分。
因为
所以
将式(8.15)代入得:
将式(8-17)代入式(8=16)得
式(8.19)和(8.20)是以相对挥发度关联的汽液平衡式.
上述两种计算多组分汽液平衡组成的方法实质上是相同的,在实际应用时,视对计算的简便与否进行选择。
一般而论,若相对挥发度变化不大,则用它计算较为简便。
若相对挥发度变化放大,为使计算结果更为精确,即使计算程序较繁,仍用平衡常数为宜.对计算混合物系的泡点或露点,一般均采用平衡常数法。
(三)烃类系统的汽液平衡
烃类混合物的分离操作系统一般是压力较高,温度较低。
此时,虽然液相与理想溶液偏高不大,但汽相的非理想性放大,而且烃类混合物中常含有非烃组成.因此在较精确的计算时,须将系统看成非理想系统。
烃类系统的汽化液平衡模型可分为两种:
第一种汽液平衡模型:
保留活度系数和标准态的概念。
对i组分,平衡方程式写成:
将相平衡常数表示为
由式(8.22)可见,采用这一方法时,汽相逸度系教可按适当的状态方程计算,液相活度系数则由于烃类溶液的非理想性较小,一般按正规溶液处理。
在现代汽液平衡模型中占有重要地位的三个状态方程是维里状态方程、R-K(Redtich.Kwone)状态方程和B-W-R状态方程。
前者虽然有充分的理论基础,但由于第三、第四及更高的维里系数难以确定(特别是对混合物),在实际应用中通常只能采用简化维里状态方程,因此其密度适用范围较小。
对较高的密度(或压力)目前主要采用R.K和B.W。
R等经验状志方程,这类方程能准确地描述之间的实验数倨。
在多年来的使用中,这些方程又经过不断修正,出现了多种修正式。
我们将在下面谈到这些方程的使用。
在第一种汽液平衡模型中,较常用的有型,即赵光绪法。
该核型将相平衡常数Ki表示为:
式中——纯液体i在系统条件下的逸度系数,
——纯液体i在系统条件下的逸度
——系统压力.
(1)汽相逸度系数的计算
Cbao名eodo模型采用较简单的R-K状态方程。
或
式中,——分子体积;
——压缩因子
——特性常数.
式(8.24)和(8.25)用于混合物时,混合物的常数和可由纯组分的相应常数和按以下混合规则求得:
为便于在电子计机上用迭代法求解,常将式(8-25)改写成以下形式:
在指定的下用迭代法求解时,可先设一个Z的初值,由式(8.3I)计算h,将该h值代人式(8-30)可求出新的Z值。
代回式(8-31)又可求得新的h值,如此迭代至前后两次h和Z值的变化小于所规定的允许值.
当用对比温度和对比压力求R一K方程参数A/B时
于是式(8.30)和(8.31)可通过对比参数,表示成以下形式
当指定T、p时同样可用迭代法由以上二式求解Z。
由R一K方程可导出汽相逸度系数计算公式
式中和A、B分别表示组分和汽相混合物的R一K方程参数,求法如前,当汽相混合物的压力、温度和组成一定时,计算需由式(8-30)和(8-31)用迭代法求解压缩因子Z,然后求
(2)液相活度系数
赵光绪法将烃类溶液按正规溶液处理,活度系数可按方程计算
式中—液体的克分子体积;
——组分的溶解度参数;
——混合物的平均溶解度参数。
式中——液相混合物中心i组分的分子分数。
一些烃类俎分的溶解度参数和克分子体积数据可由有关表中查得。
按正规溶液理论组成给定时常数,因此和可取任一温度(通常取25℃)时的数值计算,只要相互一致即可.
(3)纯液体的逸度系数
纯液体的逸度系数其数值一般接近于理想相平衡常数。
对于低压下的理想溶液,即代表实际的相平衡常数.可由下式求取
第二种汽液平衡模型:
采用同一状态方程直接计算汽相和液相的逸度,而无需通过辅助函数等。
第二种汽液平衡模型由于可由状态方程直接求取相平衡参数和热力学参数,因而在实际中用得较多.下面为三种常用的状态方程。
1.SRK状态方程
SRK方程是Soave在改进Redlich-Kwong状态方程基础上提出的一种形式很简单的汽液平衡模型,也称Soave模型。
原先的R一K方程应用于计算纯组分及混合物的容积和热性质可获得相当准确的结果,但用于多组分汽液平衡计算时其准确性很差,且用于纯组分饱和蒸气压的预测其准确性也差,原因是原光的R-K方程未能如实地反映温度的影响.
Soave对R-K方程的改进着眼于使之能准确地预测组分的饱和蒸气压(即纯组分的汽油平衡),由此也将改进预测混合物汽液平衡的准确性.据此Soave将R-K方程中项改用较具普遍意义的温度函数代替,即
也可写成
(1)纯组分的逸度
状态方程参数
由SRR方程导出的纯组分逸度系数公式:
式中压缩因子Z可由式(8.44)求得,该式可解得1个或3个实根。
在两相区最大的根代表汽相的压缩因子,而最小的根则表示液相的压缩因子。
对于纯组分,在指定的温度T和相应a(T)值下仅有一个p值满足汽液平衡准则.
该蒸气压需用试差法求定,即:
先设一压力p由式(8-44)解出汽、液相的Z,然后分别代入式(8-51),若所算出的f/p值相等则表明该压力即为所求的蒸气压。
(2)混合物中i组分的逸度
计算SRK方程中的参效a和b仍用Redlich-Kwong原先提出的混合规则
式中xi为混合物中组分i的分子分数,c为组分数.
为改进对非烃-烃系统的预测,Save模型在参数a的混合规则中引入经验校正因子即
的数值需由混合物中各对二元系的汽液平衡数据确定.对于烃-烃系统,。
若干非烃气体和烃间的数据见表8-7.
对于温度、压力和组成xi给定的混合物,需先由式(8-44)求解汽相或液相的Z根,将Z代人式(8-59)便可求出汽相或液相混合物中任一组分的逸度或.
(3)汽液平衡常数
在计算混合物中i组分的汽相和液相逸度后,用下式求得平衡常数
(4)汽、液相等温焓差
由SRX状态方程导出的对汽、液相均适用的等温焓差计算公式如下
同样.需先由SRX方程式(8-44)解出汽相或液相的Z根,然后可计算得汽相焓差或液相焓差.
2.P-R状态方程
SRK方程在预测液体密度时欠准确。
对烃类组分(甲烷除外),预测的液相密度普遍较实验数据为小。
为进一步提高对热力学性质和汽液平衡数据预测的准确性,Peng和Robinson在Soave模型的基础上又作了些改进,提出以下的P-R状态方程
由P-R方程可解出一个或三个实数,在两相区最大的根属于汽相,最小的根属于液相。
(1)纯组分的逸度
纯组分逸度系数计算公式为
式中参数A、B分别由式(8-66)和(8-67)求定,其中a和b按下式计算
(2)混合物中组分的逸度
P-R方程同样采用改进的混合规则
式中是由实验数据确定的二元交互作用系数。
对烃-烃系统
计算汽相或液相混合物中I组分解逸度的公式如下:
(3)汽液平衡常数
实际汽液平衡常数按下式计算
(4)汽、液相等温焓差
P-R方程对纯组分饱和蒸气压的计算比SRK方程更准确,而对焓差则两模型的均方根误差基本相当。
对饱和液相密度的计算,SRK方程一般均较实验值为小,而P-R方程在较低温度下偏高,于较高温度下偏低,但平均偏差较SPK方程为小。
两模型对汽相密度的计算结果相近。
3.BWRS状态方程
虽然R-K方程被认为是最佳的两参数状态方程,但毕竟由于仅含两个参数而不能在很宽的压力和温度范围内准确地描述数据。
先后出现的SRK方程和P-R方程,都对前者作了一些修改,但还都是两参数状态方程,因而在烃加工过程中常遇到的高压、低温条件并不完全适合。
为了扩大应用范围及提高在高压、低温下的精确度,需采用多参数状态方程。
这类方程中最著名的是于1940年提出的具有八个参数并对气、液都适用的状态方程,这是一个经验方程,应用于预测轻烃及其混合物的热力学和容积数据具有很高的准确性。
但对非烃气体含量较多的混合物,较重的烃组分以及较低的温度适应性较差,为扩大其应用范围和提高精确度,近十多年来不少研究工作者提出了各种改进的BWR方程。
Stanling和Han在关联大量实验数据的基础上提出修正的BWR方程(称之为BWRS方程)。
以该状态方程为基础的汽液平衡模型是当前烃类分离计算中最佳的模型之一。
BWRS状态方程可以将压力表达为温度和分子密度的函数。
纯组分i的各参数同其临界参数及偏心因心关联如下:
(1)密度计算
应用BWRS模型计算汽、液相逸度和焓等热力学性质时,首先需要根据指定的T、P和混合物组成由方程式(8-78)求解汽相或液相的密度或。
在指定的和组成下,方程具有1至3个正实根。
当在两相区求出三个密度根时,最大的为液相密度,最小为汽相密度,中间根则无实际意义。
密度根一般用正割法迭代求取,由式(8-78),令
求解在指定。
正割法的迭代公式为
求汽相密度时可设:
若要求纯组分在饱和蒸气压,可先设一压力由式(8-101)解出汽、液相的,然后分别代入式(8-103),若所算出的f值相等则表明该压力为所求的蒸气压。
(3)混合物中i组分的逸度
上式的形式虽很复杂,但由式(8-101)求得密度后,可直接由上式求出。
借助于电子计算机能容易地完成以上计算。
若要计算汽相逸度,则是汽相中组分的分子分数;若要计算则是液相中组分的分子分数。
(4)汽液平衡常数
已如前述,混合物达到汽液平衡的条件是汽相和液相温度、压力相等,i组分在汽相和液相中的逸度相等,即
在计算各种汽液平衡时,一般都是在三个量中有两个已知,求第三个。
如在闪蒸计算中,T和P已知,求V;在露点计算中,V=1是已知的,而P和T是要求的:
在泡点计算中,V=0是已知的,而T和P是要求的。
理想Ki值是该组分的蒸气压与系统压力之比。
混合物中各组分的平衡常数需由迭代法求取。
一般先假设一个值,由闪蒸计算求得汽相量V和液相量L以及汽相分子分数和液相分子分数,这就可用状态方程式(8-101)求得汽相密度和液相密度,再由式(8-104)求得各相中的组分逸度,由下式求平衡常数
若蒸气逸度与液相逸度不同,则由式(8-105)中求得K值应重新用于痤蒸计算,如此重复循环,直至各相中的组分逸度相等,此时求得的即为所求的平衡常数。
(5)汽、液等温焓差
同样,求取、汽、液相焓值时,需先由式(8-101)求得汽、液相密度p。
(四)平衡常数的简化计算
由以上汽液平衡的热力学分析可见,混合物中I组分的相平衡常数Ki为系统温度T、压力p及平衡气液组成的函数即
由上述汽液平衡模型计算值的工作量很大,只能由电子计算机才能承担。
在广泛采用电子计算机之前,为适应手工计算的需要对平衡常数的计算作了简化处理。
由于烃类系统组成对的影响较小,因而在简化计算中可将近似视为T和P的函数,即
此函数关系常用诺谟图表示。
除附录一所示的诺谟图外,在石油化工工艺计算中还常用如图8-7、8-8、8-9所示的诺谟图。
这些图制作时略去了组成的影响,所求出的K值实际上代表着不同组成时的平均K值。
其中图8-7适用于-5~+200℃。
图8-8适用于-70~+20℃,图8-9适用于-40~155℃。
三、平衡分离计算
多元混合物的平衡分离计算是精馏工艺计算的基础,它将综合应用物料平衡、热平衡和前面学过的汽液平衡方面的计算方法。
轻烃回收装置分离的对象是烃类混合物,经常遇到
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