关于多元混合液相饱和蒸汽压的问题

有一个很实际的例子想请教高人：存储LPG的球罐，在没有进出料的情况下，组成也一定，当环境温度维持不变，球罐没有保温，罐内温度等于罐外环境温度，当罐内的气液相达到平衡时（即液相汽化速率等于气相冷凝速率时）如何计算罐内的操作压力？再说明白点儿，用模拟软件模拟时输入了LPG的组成，温度为环境温度，想计算平衡压力时，气化分率取0还是1？请高手指点。

[ 本帖最后由 KOOSUN 于 2009-1-17 09:54 编辑 ]

气化分率取1，或者是露点条件，可计算露点压力。

对于混合物，指定温度下其泡点和露点压力并不相同。其压力可以是介于泡点和露点压力之间的任何值，取决于汽相分率。

所以即便环境温度维持不变，其压力也会变动，如果环境温度等于储罐温度，即没有热传递，则其压力取决于进料组成和状态，你用闪蒸模型（绝热）计算一下即可。

谢谢高人回帖，但是还有问题。如果按照你的做法做闪蒸计算，我不知道进料流股参数怎么输入。在稳态模拟中，我需要规定进料流股的两个参数（温度，压力，气相分率任选其二），温度就取环境温度，压力我不知道，气相分率该怎么取？不管取1还是0后面的闪蒸罐都和没设一样，因为闪蒸罐的heat duty为0，另外一个参数肯定是定义环境温度了，计算结果就是：进料如果取气化分率1，闪蒸罐后全为气相，压力与进料流股相同；进料如果取气化分率0，闪蒸罐后全为液相，压力与进料流股相同。还请高人进一步指点

这位高人的意见我起初也是这么想的，但是没有严密的退到过程还是很难确认啊，您能说说具体的理由嘛？请不吝赐教！

原帖由 csldg 于 2009-1-16 19:03 发表
对于混合物，指定温度下其泡点和露点压力并不相同。其压力可以是介于泡点和露点压力之间的任何值，取决于汽相分率。

所以即便环境温度维持不变，其压力也会变动，如果环境温度等于储罐温度，即没有热传递，则其压 ...

兄弟中了流程模拟软件的毒了。
不能这样计算的，请想一想。

贮罐的情形是多了一个限制条件的！汽相分率是确定的（如果有惰性气如N2则更复杂些）混合物贮罐的压力只与温度有关。，

我猜z兄说的限制条件是否指的罐体容积？但这样的话，要进行纯理论的计算，如果假设，物料没有进出，没有环境换热，还需要知道液体控制的液位，罐体的体积和物料的总质量。

实际上，我觉得纯理论由温度计算压力的过程没有实际意义。因为现实完全的稳态过程不存在，比如罐体总有物料的进出，外界环境的温度也总在变化，所以罐体总是与环境过程有热交换，汽液也不是总达到平衡，压力肯定不能稳定在某个值。

对于一个现实的罐，其压力一定是由压力表读出，而不会从温度去推算，但明显楼主的题目不是现场已存在的罐体（否则就应该观察到罐体的压力是一直在波动的，而不会有一个固定值）。

请z兄指点。

[ 本帖最后由 csldg 于 2009-1-18 02:14 编辑 ]

楼主4楼的问题让我发现我3楼的回答确有不妥之处。

不妥的原因是，即便已知进料状态（T,P），在进行绝热闪蒸的时候，即便输入的是温度和热量，闪蒸罐也会先由进料压力计算罐体压力（默认压降为0），然后在计算汽相分率；也就是说，压力总是已知值而非计算值。

我再强调一下，对于混合物，指定温度下的平衡压力不是确定值，还要由汽相分率确定，即Ps=f(T, Vf)，并且Vf是独立于Ps, T的变量。即你是不可能只由温度计算出压力来。

对于你的题目，系统已经完全处于平衡状态，其压力温度确实为固定值，但这个固定值，确可以是任意值，我这么说好像有些矛盾，其实并非。

要计算此完全平衡状态的压力，要么你先计算出来汽相分率（由罐体体积及液位），要么你要知道在达到平衡状态前的瞬间是一个怎样的状态，也就是说你要研究出该系统是如何由非平衡达到平衡状态的。否则，压力就是可以位任何介于泡露点的值。

[ 本帖最后由 csldg 于 2009-1-18 08:01 编辑 ]

另，灌点水：

世间灌水最痛苦的事情莫过于，你写了长篇大论后，没有发表时却错按了后退键。。。所有内容都没有了。

如果还有比这痛苦的事，就是，又一次发生了这样的错误。

教训：以后坚决不能买带后退键的鼠标。

[ 本帖最后由 csldg 于 2009-1-18 08:03 编辑 ]

还是出一个题目吧。

设有一50m^3球罐，经N2置换吹扫后压力为0.5BarG.
球罐上PCV及PSV设定压力>20BARG，可视为无气体放出。
现通过质量流量计打入
5MT 液体，
C3H6  0.25, C3H8 0.25  C4H8 0.25, C4H10 0.25 (均为MOL比，正X烷、烯）
温度为稳定在25C时，贮罐压力？

打入15MT液体同样到25C，贮罐压力?

热力学方法选PR原始形式，请列出计算过程。

ASPEN好象不行吧？

楼上的问题用静态模型已经解不出了，但是动态模型则可以的。Aspen 的动态不知能否做这个事情？我空的时候用Hysys建个动态模型计算一下看看行不行。

静态模型基于平衡，只有动态模型才能考虑到设备尺寸，气体停留等问题。

非也非也

一个本科水平的基本热力学分析问题，哪有这么复杂？

所以俺的猜测不错，很多人吸了流程模拟的毒了。

这个问题是不复杂，用笔算即可。我只是讨论采用模拟软件进行计算的可能性，呵呵。

晚上我有点时间，到时候我手算，软件都试一下。

由软件模拟得到该组分的液态烃在25°C条件下的液相密度约为545.34kg/m3。忽略挥发到储罐的损失，则液相占据体积为：
5000/545.34=9.16m3。（我没有忽略挥发到储罐的损失结果计算得到的液相体积约为8.5m3，过程比较繁琐，把过程公式列上很麻烦，不列了，以下计算用8.5m3进行计算）

模拟软件计算得到25°C，气相分率为0时的压力为：643.14KPa。

原氮气在压缩后的分压：150*50/（50-8.5）=180.7KPa。（假设大气压为100KPa（A））

故储罐的压力为180.7+643.14=828.9KPa（A）



动态模拟：
冲氮气直到气相全为氮气后关闭入口氮气阀，设定气相出口背压150KPa（A），单向阀防止罐内气相被污染。
在动态模拟中控制好刚好5MT的进料有点麻烦，采用手动停止的方式，300t/h进料一分钟。
软件计算的结果为792KPa（A），此时的液位16%（相当于8m3液态烃），温度24.8°C。检查此时的罐内成分，有少量氮气，与实际情况比较吻合，应该说软件具备计算该动态的能力。

补充：模拟计算中的24.8°C是我采用一个换热器进行温度控制达到的效果，模拟与环境温度一致。

[ 本帖最后由 dafugege 于 2009-1-18 20:52 编辑 ]

以上是我的计算，本来想按照zjmche的提议采用PR方程计算，但是方程的参数难以计算，而且好像还涉及到交互参数的选择，比较头大，所以在手算的时候直接采用了模拟软件的静态平衡值。