常減壓設(shè)計(jì)說明與計(jì)算

常減壓裝置設(shè)計(jì)說明與計(jì)算一、裝置概況與特點(diǎn)本項(xiàng)目是為新建煉廠設(shè)計(jì)500萬噸/年常減壓裝置加工沙中原油，年開工日按330天計(jì)算，該裝置的常壓蒸餾生產(chǎn)汽油、煤油。輕柴油重柴油和重油。本裝置主要由電脫鹽系統(tǒng)、換熱網(wǎng)絡(luò)系統(tǒng)、常壓系統(tǒng)減壓系統(tǒng)等部分組成。原油在本裝置內(nèi)經(jīng)脫鹽脫水、常壓蒸餾、減壓蒸餾后被分為石腦油、柴油餾分、加氫裂化等滿足后續(xù)加工裝置要求的物料，常頂氣、減頂氣經(jīng)送至輕烴回收裝置進(jìn)行處理。二、工藝路線和方案1、原油蒸餾采用成熟的二級蒸餾（即常壓蒸餾和減壓蒸餾）方案。2、原油電脫鹽系統(tǒng)為二級電脫鹽，采用長江（揚(yáng)中）電脫鹽設(shè)備公司吸收國外先進(jìn)技術(shù)開發(fā)的高速電脫鹽技術(shù)。3、常壓塔選用板式塔結(jié)構(gòu)，塔內(nèi)件擬采用國內(nèi)先進(jìn)、高效浮閥塔盤。如導(dǎo)向浮閥等。4、通過系統(tǒng)化的減壓蒸餾技術(shù)（干式減壓塔、減壓爐、減壓轉(zhuǎn)油線和抽真空系統(tǒng)），使裝置生產(chǎn)高質(zhì)量餾份油。減壓塔選用全填料內(nèi)件，采用先進(jìn)的液體分布器和特殊的洗滌段設(shè)計(jì)，確保加氫裂化原料的質(zhì)量。5、減壓塔頂系統(tǒng)采用三級抽空系統(tǒng)。第一級、二級為傳統(tǒng)的蒸汽抽空方式，第三級采用機(jī)械抽空系統(tǒng)，以節(jié)約能量。6、采用窄點(diǎn)技術(shù)，對原油換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計(jì)，充分利用裝置余熱，使原油換熱終溫達(dá)到290°C以上。并在不影響換熱終溫的前提下，利用合適溫位的物流發(fā)生蒸汽供裝置自用，回收低溫余熱，降低能耗。7、 為回收原油中的輕烴組分，提高裝置的經(jīng)濟(jì)效益，本裝置將初、常頂氣及減頂氣送出裝置去輕烴回收。8、 在常壓塔頂和減壓塔頂?shù)酿s出線上設(shè)置了注緩蝕劑、注水等防腐設(shè)施。三、常壓蒸餾塔的工藝計(jì)算1原料性質(zhì)密度(20°C)/kg.m-3API度運(yùn)動粘度（40C）凝 點(diǎn)/C閃點(diǎn)（開口法）/C特性因素K原油類別871.430.127.186-21-2011.8高硫中間基2產(chǎn)品實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)實(shí)沸點(diǎn)蒸餾質(zhì)溫度（°C）、密度01030507090100汽油729.618.740.565.4111.9137.4154.4169.8煤油789.2171.7179.1182.9187.7194.2204.6218.3柴油836.2219.5231.8248.5269.6294.4327.4347.3常壓渣油945.83503原油切割方案根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書及原油、產(chǎn)品性質(zhì)數(shù)據(jù)，確定切割方案，見表3-2表3-2沙中原油常壓切割方案產(chǎn)品實(shí)沸點(diǎn)沸程/C實(shí)沸點(diǎn)切割溫度/C收率體積分?jǐn)?shù)％質(zhì)量分?jǐn)?shù)％汽油?170169.822.4918.32煤油170?220218.37.776.98柴油220?350347.323.1522.24重油350?46.5952.464.產(chǎn)品性質(zhì)見表產(chǎn)品體積平均沸點(diǎn)°C中平均沸占八、、°C立力平均沸點(diǎn)°C比重指數(shù)0API特性因數(shù)/K平衡汽化溫度/°C臨界參數(shù)焦點(diǎn)參數(shù)0%10%30%50%70%90%100%溫度°C壓力MPa溫度°C壓力MPa汽油11.97688929699104109208.63.313285.86煤油10.9162170181187193204211381.42.824113.80柴油10.7254260268272276284291461.62.134672.62以汽油為例列出詳細(xì)的計(jì)算、換算過程其他產(chǎn)品僅將計(jì)算、換算結(jié)果列于上表體積平均沸點(diǎn)t體t=(40.5+65.4+111.9+137.4+154.4)/5=101.92°C體恩氏蒸餾90%~10%斜率90%~10%斜率=(154.4－40.5)/(90－10)=1.42C/%(3)立方平均沸點(diǎn)由圖查得校正值為-3.8CT立=101.92—3.8=98.12°C中平均沸點(diǎn)由圖查得校正值為-9.5Ct中=101.92—9.5=92.42°C比重指數(shù)。api由汽油密度查表得：。API=141.5/0.7926-131.5=47.03特性因數(shù)k

由圖查得：K=1.216X(92.42+273)(日)/0.7926=11.0相對分子質(zhì)量：查圖的相對分子質(zhì)量=908)平衡汽化溫度由圖求得平衡汽化50%溫度為89.9130恩氏蒸餾/%?(體)餾出溫度/。C恩氏蒸餾溫差/。C581087293093509970106901211810012因恩氏蒸餾因恩氏蒸餾10%~70%斜率二106-87=0.31770-10由圖查得：平衡50%點(diǎn)-恩氏蒸餾50%點(diǎn)二-7平衡汽化50%點(diǎn)的溫度/。C 99-7=92。C平衡汽化溫度/。C 71 8488 92 96101105(9)臨界溫度由圖查得：臨界溫度=295r(10)臨界壓力由圖查得：臨界壓力=2.26MPa(11)焦點(diǎn)壓力由圖查得：焦點(diǎn)壓力=36.47MPa(12)焦點(diǎn)溫度由圖查得：焦點(diǎn)溫度=82+295=377°C5物料平衡由開工天數(shù)330天按8000小時計(jì)及各產(chǎn)品的收率，即可作出常壓塔的物料平衡，如表3-3。表中的物料平衡忽略了損失(氣體+損失)，實(shí)際生產(chǎn)中常壓塔的損失約占原油的0.5%。

表3-3物料平衡油品產(chǎn)率處理量或產(chǎn)量重％萬t/a體％t/dkg/hkmol/h原油10010050015150625000汽油22.4918.3291.62776114500煤油7.776.9834.9105843600柴油23.1522.24111.23370139000重油46.5952.46262.379483280006汽提蒸汽用量側(cè)線產(chǎn)品及塔底重油都用過熱水蒸汽汽提，使用的是溫度420°C,壓力2.98atm的過熱水蒸汽。表3-5汽提水蒸氣用量油品%（重，對油）千克/時千摩/時一線煤油3130872.7二線柴油34170231.7塔底重油26560364.4合計(jì)12038668.87.塔板形式和塔板數(shù)選用浮閥塔板參照《石油煉制工藝學(xué)》P表5-1選定塔板數(shù)如下:178汽油--煤油段煤油--柴油段柴油－-汽化段9層12層4層塔底汽提段考慮采用兩個中段回流，4層每個用3層換熱塔板，共6層，全塔塔板數(shù)總計(jì)為35。8.操作壓力取塔頂產(chǎn)品罐壓力為：0.131MPa。塔頂采用兩級冷凝冷卻流程圖。取塔頂空冷器壓力降為O.OIMpa使用一個管殼式后冷器，殼程壓力降取0.0171Mpa故塔頂壓力=0.13+0.01+0.017=0.1571MPa（絕）。取每層浮閥塔板壓力降為0.00051MPa（4mmHg）則推算常壓塔各關(guān)鍵部位的壓力如下：（單位為MPa）塔頂壓力0.157一線抽出板（第9層）上壓力0.161二線抽出板（第18層）上壓力0.170汽化段壓力（第30層下）0.172取轉(zhuǎn)油線壓力降為0.0351Mpa則加熱爐出口壓力=0.172+0.035=0.2071Mpa9.計(jì)算草圖

汽化段溫度①汽化段中進(jìn)料的汽化率與過汽化率取過汽化率為進(jìn)料的2％（質(zhì)）（經(jīng)驗(yàn)值為2~4）或2.03％（體）則過汽化油量為12500kg/h,要求進(jìn)料在汽化段的汽化率為:eF=（5.0++10.5+14.2+5.9+2.03）%=37.63%（體）①汽化段油氣分壓汽化段中各物料的流量如下:汽油199kmol/h煤油279kmol/h輕柴油278kmol/h重柴油89kmol/h過汽化油30kmol/h油氣量合計(jì)875kmol/h其中過汽化油的分子量取300水蒸汽336kmol/h（塔底汽提）。由此計(jì)算得過汽化段的油氣分壓為:0.172X875/(875+336)=0.124Mpa③汽化段溫度的初步求定汽化段溫度應(yīng)該是在汽化段油氣分壓0.124MPa之下汽化37.63％（體）的溫度為此需要作出在0.124MPa下的原油平衡汽化曲線見圖1中的曲線4。在不具備原油的臨界參數(shù)與焦點(diǎn)參數(shù)而無法作出原油的P-T-e相圖的情況下曲線4可用簡化法求定:由圖1可得到原油在常壓下的實(shí)沸點(diǎn)曲線與平衡汽化曲線的交點(diǎn)為310°C。將此交點(diǎn)溫度換算成在0.124MPa壓力下的溫度為320°C。當(dāng)eF為37.63%（體）時的溫度為350C此即欲求的汽化段溫度tF。此tF是由相平衡關(guān)系求得還需對它進(jìn)行校核。tF的校核校核的目的是看tF要求下的加熱爐出口溫度是否合理校核的方法是作絕熱閃蒸過程的熱平衡計(jì)算以求得爐出口溫度。當(dāng)汽化率eF=37.63%（體）tF=350°C,進(jìn)料在汽化段中的焓hF計(jì)算如表8所示。進(jìn)料帶入汽化段的熱量QF（P=0.172Mpat=350°C）見表3-9物料焓Kj/kg熱量kJ/h汽相液相汽油11761176X18900=22.27*106煤油11471147X42300=48.52X106輕柴油11301130X60750=68.65X106重柴油11221122X25650=28.78X106過汽化油?11189000X1118=10.06X106重油888888X302400=268.5X106合計(jì)Q=446.8X106F表3-9進(jìn)料帶入汽化段的熱量QhF=446.8X106/450000=992.89kJ/kg再求出原油在加熱爐出口條件下的熱焓ho按前述方法作出原油在爐出口壓力0.207MPa壓力之下平衡汽化曲線（即圖1中的曲線3）。此處忽略了水分若原油中含有水分則應(yīng)按爐出口處油氣分壓下的平衡汽化曲線計(jì)算。因考慮生產(chǎn)航空煤油限定爐出口溫度不超過360°C,轉(zhuǎn)化為常壓下溫度為325°C時汽化率eo為31.5%，顯然eo<eF,即在爐出口條件下過汽化油和部分重柴油處于液相。據(jù)此可算出進(jìn)料在爐出口條件下的焓值ho。ho=233.2X106/450000=518.18kJ/kg核算結(jié)果表明ho略高于h所以在設(shè)計(jì)的汽化段溫度350°c之下能保證所需F

的拔出率（31.5％體）。爐出口溫度也不致超過充許限度。進(jìn)料在爐出口處攜帶的熱量（P=0.207MPa,t=360。c）見表3-10物料焓Kj/kg熱量kj/h汽相液相汽油12011201X18900=22.70X106煤油11641164X42300=49.24X106輕柴油11511151X60750=69.92X106重柴油（g）11431143X16060=21.79X106重柴油⑴971971X9590=9.3X106重油904904X302400=273.4X106合計(jì)Qo=446.4X106表3-10進(jìn)料在爐出口處攜帶的熱量塔底溫度取塔底溫度比汽化段溫度低7°C,則360-7=353°C塔頂及側(cè)線溫度的假定與回流熱分配①假設(shè)塔頂及各側(cè)線溫度參考同類裝置的經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)假設(shè)塔頂及各側(cè)線溫度如下:TOC\o"1-5"\h\z塔頂溫度 107。c煤油抽出板（第9層） 180。c輕柴油抽出板（第18層） 256。c重柴油抽出板（第27層） 315。c則列出全塔熱平衡如表3-11所示。物料流率，kg/h密度d20操作條件焓，kJ/kg熱量，kJ/hMPaC汽相液相入進(jìn)料4500000.87170.172350955.4429.93X106汽提蒸汽60480.290420331620.06X106方合計(jì)459250.2450X106汽油189000.7342055X106Lb煤油423000.79090.16118044418.78X106出輕柴油607500.84060.16625664539.18X106重柴油256500.8450003X106重油3024000.92000.175346.5858259.46X106方水蒸汽60480.157107270016.33X106合計(jì)459250.2366.33X106表3-11全塔熱平衡表②全塔回流熱全塔回流熱Q=（450-366.33）X106=83.67X106kj/h③回流方式及回流熱分配塔頂采用二級冷凝冷卻流程塔頂回流溫度為60C。采用兩個中段循環(huán)回流一中在煤油側(cè)線與輕柴油側(cè)線之間（第11~13層）,二中位于輕柴油側(cè)線與重柴油側(cè)線之間（第20~22層）?；亓鳠岱峙洌崃?kj/h塔頂5041.83X106一中2016.73X106二中3025.10X10613.側(cè)線及塔頂溫度的校核校核自下而上進(jìn)行13.1柴油抽出版第28板）溫度對第28板以下做隔離體系計(jì)算13.2煤油抽出板溫度13.3塔頂溫度14.全塔汽、液負(fù)荷分布圖選擇塔內(nèi)幾個有代表性的部位（如塔頂、第一層板下方、各側(cè)線抽出板上下方、中段回流進(jìn)出口處、汽化段及塔底汽提段等）求出這些部位的氣液相負(fù)荷，

就可做出全塔的氣液相負(fù)荷。3.12.1第33層板上汽液相負(fù)荷由前面計(jì)算部分知：L=727.25kmol/h,V=1873.55kmol/h32 333.12.2第28層板上汽液相負(fù)荷汽油14375kg/h，表3-33第28層以下塔段熱平衡物料流率kg/h密度d420操作條件焓值，KJ/kg汽相液相熱量KJ/h壓力MPa溫度。C進(jìn)料5707760.89420.176355536.41x106入氣提蒸汽94110.3420331631.21x106方內(nèi)回流L0.83880.1705283732732L

567.62x106581615+合計(jì)+L732L汽油143750.70370.1705288101914.65x106煤油484590.79940.170528894745.89x106輕柴634700.82650.170528896561.25x106重柴624430.84840.170531079449.58x106重油3593610.94160.179344804288.93x106內(nèi)回流L0.83880.1705288957957L出水蒸氣94110.1705288273425.73x106方二中回34.67x106流520.7x106520.7x106+957L合計(jì)LL=208533kg/h=208533/242=861.71kmol/h27V=汽油+煤油+輕柴+水蒸汽+內(nèi)回流28=140+305+302+602.19+861.71=2210.9kmol/h3.12.3第22層板上汽液相負(fù)荷L=745.04kmol/h21V=1472.21kmol/h223.12.4第21層板上汽液相負(fù)荷汽油14375kg/h，塔底重油359361kg/h表汽油14375kg/h，塔底重油359361kg/h表3-36第21層以下塔段熱平衡流率物料kg/h進(jìn)料570776氣提水蒸10363汽入內(nèi)回流L方591139+合計(jì)L出汽油14375密度d420操作條件壓力MPa溫度。C0.89420.1763550.34200.83300.1675247焓值，KJ/kg熱量汽相液相KJ/h536.41x106331634.36x106610610L570.77x106+610L92013.23x1060.703 0.1675 252方煤油484590.7方煤油484590.70.1675輕柴634700.81510.1675重柴624430.82800.173重油3593610.92370.179內(nèi)回流L0.83300.1675二中回流水蒸氣103630.1675581139+合計(jì)L25286541.92x106由Q26066542.21x106岀31080350.14x106Q入344883317.32x106得252865865L570.34.67x10677252278828.89x106X528.38x106106++610865LL=528.38X106+865LL=166235.3kg/h20=166235.3/197=843.83kmol/hV二汽油+煤油+水蒸汽+內(nèi)回流21=140+305+302+10363/18+843.83=2166.55kmol/h3.12.5第15層板上汽液相負(fù)荷

汽油14375kg/h，煤油48459kg/h，表3-38第15層以下塔段熱平衡物料流率kg/h密度d420操作條件焓值，KJ/kg汽相液相熱量KJ/h壓力MPa溫度。c進(jìn)料5707760.89420.176355536.41x106氣提水蒸115660.3420331638.35x106入汽方內(nèi)回流L0.83220.1645200477477L582342+574.76x106+合計(jì)L477L出汽油143750.7030.164520781111.66x106方煤油484590.77820.164520778938.23x106輕柴634700.81510.16826066041.89x106重柴624430.8280014x106重油3593610.92370.179344871313.00x106水蒸氣115660.83220.1645206279832.36x106內(nèi)回流L0.1645207765765L一中回23.12x106流二中回34.67x106流582342+ 545.07x106+合計(jì)L765L由Q—Q得出入574.76X106+477L—545.07X106+765LL—103090.3kg/h14—103090.3/171=602.87kmol/hV=汽油+煤油+水蒸汽+內(nèi)回流15—140+305+11566/18+602.87—1690.43kmol/h

3.12.6第12層板上汽液相負(fù)荷汽油14375kg/h，煤油48459kg/h，表3-39第12層以下塔段熱平衡物料流率kg/h密度d420操作條件焓值，KJ/kg汽相液相熱量KJ/h壓力MPa溫度。c進(jìn)料5707760.89420.176355536.41x106氣提水蒸121110.3420331640.16x106汽內(nèi)回流L0.83010.1625177447447L576.57x106582887+合計(jì)L+447L汽油143750.7030.162518275210.81x106入方出

方煤油484590.7782方煤油484590.77820.1625輕柴634700.81510.168重柴624430.82800.173重油3593610.92370.179內(nèi)回流L0.83010.1625水蒸氣121110.1625一中回流二中回流582887+合計(jì)L18273535.62x106由Q26066041.89x106岀31080350.14x106Q入344871313.00x106得182698698L5182278433.72x10676.5723.12x106X106+34.67x106447542.97x106L=+542698L.97106+698LL=133865kg/h=133865/157=852.64kmol/h11V=汽油+煤油+水蒸汽+內(nèi)回流12=140+305+12111/18+852.64=1970.47kmol/h

圖3全塔汽、液相負(fù)荷分布圖四塔徑計(jì)算塔徑依據(jù)公式：D=（4Vs/n卩）1/2式中：D—塔徑，mV－塔內(nèi)氣體流量m3/ssM—空塔氣速，即按空塔截面積計(jì)算的氣體線速度，m/s由上式可見，計(jì)算塔徑的關(guān)鍵在于確定適宜的空塔氣速M(fèi)空塔氣速的上限由嚴(yán)重的霧沫夾帶或液冷決定，下限由漏液決定，適宜的空塔氣速應(yīng)介于二者之間，一般依據(jù)最大允許氣速（卩max）來確定。即：|Jmax=C[（p—pv）/pv]1/2式中C—-負(fù)荷系數(shù)m/s根據(jù)“史宏斯關(guān)聯(lián)圖”可知如若求Umax必先求C和H—h的值TLC=Ls/VsX(p/pv)i/2=0.057/21.24X(840.4/2.20)1/2=0.1311取板間距H=0.8m，取板上液層高度h=0.08mTL則H-h=0.8-0.08=0.72mTL根據(jù)以上數(shù)據(jù)查“史宏斯關(guān)聯(lián)圖”C=0.12故Umax=0.12X((840.4—2.20)/2.20〕1/2 =2.15m/s因U=(0.6?0.8)Umax，取安全系數(shù)為0.7則空塔氣速U=0.8X2.15=1.72m/s塔徑 D=(4Vs/nu)0.5=4X21.24/3.14X1.505=5.1m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為：D=5.1m則塔截面面積A=nD2/4=3.14X5.12/4=20.4m2T空塔氣速U=21.24/20.4=1.0412m/s溢流裝置根據(jù)塔徑，液體流量等綜合條件，選用雙溢流弓形降液管不設(shè)進(jìn)口堰各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長Lw=0.66D=0.66X5.1=3.366m堰高h(yuǎn)w：板上液層高度為堰高與堰上液層高度之和即h=hw+hL ow得hw=h—hLow式中h——板上液層高度，mLh——堰上液層高度，mowh=2.84/1000XE(L/Lw)2/3ow h式中L—塔內(nèi)液體流量m3/hhE－液流收縮系數(shù)。一般E值為1,則h=2.84/1000X1X(0.073X3600/2.51)2/3ow=0.064hw=0.08-0.064=0.016m降液管底隙高度hoh=L/3600Lwu/oh 0式中U'——液體通過降液管底隙時的流速m/s0一般可取U°'=0.07?0.25m/s取U'=0.13m/s0則h=0.073X3600/3600X2.51X0.13=0.224mo則h取0.22mo④弓形降液管寬度W和面積Adf可根據(jù)堰長與塔徑之比Lw/D查圖《化工原理》P圖3-10得164Lw/D=2.51/21.24=0.74查 A/A=0.1100W/D=0.1750fTdA=AX0.1100=20.4X0.1100=2.244m2fTW=0.1750X5.1=0.8925md求得a之后，應(yīng)按下式驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時間e，即fe=AH/L=2.244X0.8/0.073=24.592sfTh因e>5s，故降液管尺寸可用。塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能因子F=10，根據(jù)公式u=F/pV0.5可求得氣體通過閥孔時的速度uooo，式中P為汽體密度0v即U=10/2.20.5=6.76m/s0根據(jù)U。與每層板上的閥孔數(shù)N的關(guān)系式得N=V/[n/4d2Uso0]式中V 上升氣體的流量，m3/ssd——閥孔直徑， d=0.039mooN=21.24/3.14/4X0.0392X6.76=2507取邊緣區(qū)寬度Wc=0.07m,破沫區(qū)寬度Ws=0.10m依公式計(jì)算板上的鼓泡區(qū)面積：Aa=2[x(R2-X2)0.5+(n/180)R2arcsinx/R式中X=D/2-(W+Ws),mdR=D/2-Wc,m所以X=5.1/2-(0.595+0.10)=1.855mR=5.1/2-0.07=2.48Aa=2[1.855(2.482+1.8552)o.5+5.1/18OX2.482arcsin(1.855/2.48)=3.91m2/s浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m則可按估算排間距t'公式計(jì)算。t，=Aa/Nt二3.91/(2507X0.075)=0.0208m=31mm考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用 31mm，而應(yīng)小于此值故取30mm=0.030m。按t=75mm,t，=30mm以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)1660個按N=1660重新核算轉(zhuǎn)速及閥孔動能因數(shù)u=Vs/n/4d2N0o=21.24/3.14/4X(0.039)2X2507=6.76m/sFo=u(pv)1/2=6.76X(2.20)0.5=10.030閥孔動能因數(shù)Fo變化不大，仍在9?12范圍內(nèi)塔板開孔率/p0=1.0412/6.76X100%=21.94%五、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算氣相通過閥塔板的壓強(qiáng)降根據(jù)hp=hc+h+h計(jì)算塔板壓強(qiáng)降Lo式中hp 塔板壓降，mhc 干板阻力，mh——板上充氣液層阻力，mLh——液體表面張力造成的阻力，mo干板阻力因p=(73.1/pv)1.825/2 =(73.1/2.20)1.825/2 =24.45m/s0c因p〈p故按公式hc=19.9Xp0.175/p00c 0 L故hc=19.9X6.760.175/840.4=0.033m液柱板上充氣液層阻力hl取充氣系數(shù)￡h=0.35X0.08=0.028m液柱oL液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不計(jì)。因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹閔p=0.033+0.028=0.061m液柱則單板壓降A(chǔ)P=hg=0.061X840.4X9.81=502.9PappL與常壓塔設(shè)計(jì)中所設(shè)計(jì)的單板壓降0.005atm相近，故認(rèn)為假設(shè)正確.淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，HWO(H+hw)dTH可用式H=hp+h+h計(jì)算，即d d Ld與氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萮已算出h=0.061m液柱，pp液體通過降液管的壓頭損失：因不設(shè)進(jìn)口堰，故按式h=0.153(Ls/Lh)2計(jì)dwo算即h=0.153(0.073/2.51X0.22)2=0.0027m液柱d板上液層高度，h=0.08L故H=0.061+0.0027+0.08=0.144md?、?0.65，又已選定H=0.70mhw=0.016mT則①(H+hw)=0.65(0.70+0.016)=0.465mT可見H<e(H+hw),符合防止淹塔的要求dT霧沫夾帶通常用操作時的空塔氣速與發(fā)生液泛時的空塔氣速的比值作為估算霧沫夾帶量的指標(biāo)。此比值稱泛點(diǎn)率，按式：泛點(diǎn)率=[Vs(p/(p-p))1/2+1.36LsZ]/KCAX100%TOC\o"1-5"\h\zv Lv L Fd或泛點(diǎn)率=Vs(p/(p-p))1/2/0.78KCAX100%v Lv Fd上二式中Z——板上液體流徑長度，m Z=D-2WL L dA——板上液流面積，m2 A=A-2AbbTfC——泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，可根據(jù)氣相密度pv及板距H由圖查得FTK 物性系數(shù)一般按上二式分別計(jì)算泛點(diǎn)率，取其中大者為驗(yàn)算的依據(jù)因Z=D-2W=5.1-2X0.595=3.91mLdA=A-2A=20.4-2X2.244=15.912mbTf按物性系數(shù)表取K=10由《化工原理》圖3-13泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)表查得C=0.138F則：泛點(diǎn)率二[13.45X(2.20/840.4-2.20)0.5/+1.36X0.057X2.21]/(1.0X0.145X7.074)X100%=79.9%泛點(diǎn)率=21.24X[2.20/(840.4-2.20)]0.5/0.78X1.0X0.145X20.4X100%=65.56%對于大塔為避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過80％；所以符合要求塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線依公式：泛點(diǎn)率=[Vs(p/(p-p))i/2+1.36LsZ]/KCAv Lv L Fd按泛點(diǎn)率為80%計(jì)算如下：Vs[2.2/(840.4-2.2)]o.5+1.36LsX2.21/(0.8X0.145X7.074)=0.80整理得：Vs=16.08-59.02Ls在操作范圍內(nèi)任取若干個Ls值，依式Vs=16.08-59.02Ls算出相應(yīng)的Vs值列于表4-1中，據(jù)此，可做出霧沫夾帶線(1)表4-1LS,V值Ls(m3/s)0.010.020.025Vs(m3/s)15.4914.9014.60液泛線 由aVs2=b-cLs2-dLs2/3式中 a=1.91X105pv/pcN2=1.91X105X2.20/840.4X16602=0.00018b=中H+(0.5-1-0.35)X0.031T=0.65X0.70+(0.65-1-0.35)X0.016=0.44c=0.153/Lw2h=0.153/2.512X0.222=0.