毕业设计脱丙烯精馏塔设计

设计脱丙稀精馏塔PAGEPAGE1毕业设计(论文)

目录摘要…………11.前言……………………..42.脱丙烯精馏塔工艺计算…………………72.1全塔物料平衡计算…….72.2确定塔操作条件……….82.2.12.2.22.2.3塔底温度的求定……..2.2.42.3回流比及理论塔板数的求定112.3.12.3.2求最小回流比R2.3.32.3.42.3.5计算全塔平均板效率……………计算实际塔板数…………………的确定…………15精馏塔设计计算草图…………………183.浮阀塔板设计计算…….193.1选取设计塔板…………193.2气体摩尔流量的计算…………………193.2.1根据恒摩尔流假定求摩尔流量3.2.23.2.33.2.43.3计算液体的密度及流量………………203.3.13.3.2计算液体的体积流量3.4求定液体表面张力σm………………223.5初选塔径………………223.5.1求上限空塔气速u3.5.23.5.33.6选取塔径及实际空塔气速233.6.13.6.2实际空塔气速的求取3.7计算塔截面积…………233.8计算塔的有效高度……233.9塔板设计………………233.9.1确定塔板溢流形式3.9.23.9.33.9.43.9.53.9.63.9.73.10塔板的水力学计算…………………263.10.13.10.23.10.33.11塔板负荷性能图293.11.1泄漏线………………3.11.23.11.3液相负荷上限线3.11.43.11.5雾沫夹带线（上限）浮阀塔板设计计算结果及符号意义一览表…………31浮阀阀孔排列图………33浮阀塔板布置图34浮阀塔板负荷性能图…………………354.技术分析…………………365.结束语…………………366.参考文献37EnglishSummary：Oilisanimportantsubstanceusedindevelopingnationaleconomyandconstruction.Itcanproducevariousproductsandhasmanypurposes.Theproduceandthedevelopmentoffinechemicalindustryarecloselyrelatedtothelifeofthepeopleandtotheotherproducemovement.Relatively,theorganicchemicalmaterialindustryofourcountrydevelopedlate,butasnewfieldsdevelopedandnewoil-refiningfactoriesconstructedgradually,theuseoftheresourcesofnaturalgashasachievedaremarkabledevelopment.Propyleneisoneoftheimportantchemicalindustrymaterial,ahalfofitsproduceoutputsareusedtomakechemicalindustryproductsinAmerica,thenthereaction’sproductbetweentherestandisobutaneisalkanechemicalcompounddemandedinpetroleum.Plentyofchemicalindustryproductsareallcomefrompropylene.Forinstance,polypropylene,acrylicacid,acrylonitrile,ethyieneoxideandacetoneandsoon.Now,mostofgas-seperatingdeviceofoil-refiningfactoryarestillusingtheseperationofdistillation.Distillationistheunitoperationofseperatingliquidscompounds.Itsbasictheoryisapplyingthedifferencesofeyeryseperatedpart’svolatility,thatis,underthesamepressure,theyareseperatedasthedifferentboilingpoint.Columndeviceisadevicethatcanrealizedistillation’schancebetweengasesandliquids,widelyusedinchemicalindustry,petrochemicalindustryandothers.Itsconstructurestylebasiclycanbedividedintotwotypes-boardcolumnandfioat-valvecolumn.Boardcolumnisadevicethatcompletethetransmitionbetweengasesandliquidsthroughtouch,andfloatvalvecolumn’sadvantagesarethestrongproducecapacityandthelargeelasticityofoperation,becausetheplatedfficiencyisveryhigh,thepressuredropfromairtoliquidlevelisrelativesmall,anditscostischeaper,float-valvecolumnhasbecomethemostwidelyusefulcolumntype.Ourcountry’spetrochemicalindustrydevelopedrapidlytheseyears,butbecauseoftheoriginallowfoundation,thedutiesliebeforeourpetroleumworkersarestillheavy,wemustinsistonmaintainindependence,self-reliance,comprehensiveutilization,overallimprovement,workhard,aredeterminedtocatchupwiththeadvancedleveloftheworld,andbuildthemorebeautifulcountry.中文摘要：石油是发展国民经济和建设的主要物质，产品种类繁多，用途极广。精细化工的产生和发展与人们的生活和生产活动紧密相关。我国的有机化工原料工业起步较晚，随着新油田的相继开发和新炼油厂的陆续建设，与此同时，对天然气资源的利用，也取得了长足进展。丙烯是重要的化工原料，美国将生产量的二分之一用于制造化工产品，余下的大部分则与异丁烷反应制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工产品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、环氧丙烷、丙酮等。当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作，其基本原理是利用被分离的各组分的挥发度不同，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。浮阀塔的优点是：生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压强降及液面落差较小、塔的造价低。浮阀塔已成为国内应用最广泛的塔型。我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,摆在我们石油工作者面前的任务是繁重的。因此必须坚持独立自主、自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水平。关键词：塔板浮阀丙烯开孔率雾沫夹带等。1.前言石油是发展国民经济和建设的主要物质，产品种类繁多，用途极广。精细化工的产生和发展与人们的生活和生产活动紧密相关，近十几年来，随着生产和科学技术的不断提高，发展精细化工已成为趋势。我国的有机化工原料工业起步较晚，全国解放前除有少量炼焦苯和发酵酒精外，大量有机原料依靠进口。在解放初期的有机化工原料工业，只能在煤炭和农副产品基础上起步，随着新油田的相继开发和新炼油厂的陆续建设，与此同时，对天然气资源的利用，也取得了长足进展。以石油为原料生产化工产品，并非起源于近代，在第二次世界大战以后，石油化学工业发展非常迅速，以石油为原料可以得到三烯、一炔、一萘及其他化工基础有机原料，进而制得醛、酮、酸、酐等基本有机产品和原料，再制得合成纤维、合成塑料、合成橡胶、合成洗涤剂、涂料、炸药、农药、染料、化学肥料等重要的化工产品。目前，全世界每年生产的石油虽然仅有5%左右用于化学工业，但石油化工的总产值却占化学工业总产值的60%左右，某些国家甚至达到80%，由此可见，石油在化工领域中占有重要的地位。丙烯是重要的化工原料，美国将生产量的二分之一用于制造化工产品，余下的大部分则与异丁烷反应制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工产品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、环氧丙烷、丙酮等。当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。化工生产中所处理的原料中间产物和粗产品等几乎都是由若干组分组成的混合物，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。低沸点烃类混合物是利用精馏方法使混合物得到分离的，其基本原理是利用被分离的各组分具有不同的挥发度，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。其实质是不平衡的汽液两相在塔盘上多次逆向接触，多次进行部分汽化和部分冷凝，传质、传热，使气相中轻组分浓度不断提高，液相中重组分浓度不断提高，从而使混合物得到分离。塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。浮阀塔于50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍，对其性能研究也较充分。浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干大孔，每个孔上装有一个可以上、下浮动的阀片，浮阀的型式很多，目前国内最常用型式的为F1型和V-4型。F1型浮阀的结构简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛用于化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68）。操作时，由阀孔上升的气流，经过阀片与塔板的间隙与塔板上横流的液体接触，浮阀开度随气体负荷而变，当气量很小时，气体仍能通过静止开度的缝隙而鼓泡。我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,摆在我们石油工作者面前的任务是繁重的。炼油工业要对现有的炼油厂进行技术改造，继续坚持“自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水平”的发展方针。要立足现有基础，搞好一、二次加工和系统工程的配套，扩大综合生产能力;要革新工艺，革新技术，革新设备，把老装置开出新水平;要发展加氢技术，发展新型催化剂和添加剂，全面提高产品质量，增加品种;要开展综合利用，大搞三次加工，增产有机化工原料;要充分利用热能，大力降低消耗，各项经济技术指标要创出新水平;要治理“三废”，保护环境，为实现赶超世界先进水平而奋斗。2脱丙烯精馏塔工艺计算2.1全塔物料平衡计算根据进料量F=170Kmol/h，进料组成XF=0.5582（为丙烯摩尔分率）及两轻重关键组分的摩尔分率在塔顶塔底中分配情况，既XD=0.83，XW=0.10列方程组解得式中：XF－丙烯的进料组成。XD－塔顶产品中丙烯的组成。XW－塔底产品中的丙烯组成。Ｄ、Ｗ－塔顶、塔底产品流量。而进料摩尔流量=摩尔百分数×进料量。馏出液的摩尔流量=摩尔百分数×馏出液流量。釜液摩尔流量=摩尔百分数×釜液流量。例如：甲烷进料摩尔流量=0.05%×170=0.085Kmol/h甲烷进料质量流量=0.085×16=1.360Kmol/h甲烷馏出液摩尔百分数=0.085/106.7041=0.0796%其它各组分依此类推。对全塔的物料平衡进行计算，其结果列于下表。表－1脱丙烯塔物料衡算结果汇总表分量%Kmol/hKg/h%Kmol/hKg/h%Kmol/hKg/h由表－1计算数据可知本塔物料是平衡的。2.2确定塔的操作条件2.2.由已知回流液温度为t回=50℃,根据泡点方程,利用试差法来确定回流罐的压力。在t=50℃时，设P回=2.38MPa由《石油炼制设计数据图表集》下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得ki表-2试差法确定回流罐压力数据表组分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷合计从表-2中数据的最后结果=1.000272≈1。所以假设的P回值即为所求压力值。由工艺条件知P顶=P回+0.10133=2.38+0.10133=2.48133MPa。2.2因为P顶=2.48133MPa，利用露点方程,应用试差法确定塔顶温度。设塔顶温度t顶=56℃。由《石油炼制设计数据图表集》下册482页，图12-1-1表-3试差法确定塔顶温度数据表组分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷合计从表-3中最终所得数据=1.003066≈1。所假定的温度t顶=56℃2.2.3塔底温度的求定根据已知工艺条件全塔总压降为0.5×101.33KPa，则塔底压力P底=P顶+0.5×0.10133=2.48+0.5×0.10133=2.53MPa，再根据泡点方程，应用试差法确定塔底温度，设塔底温度为t底=75℃。由《石油炼制设计数据图表集》下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得ki表-4试差法确定塔底温度数据表组分丙烯丙烷合计由表-4中数据可知最终求得=1.003047≈1，所以假设之t底=75℃即为所求的塔底温度。2.2.4进料温度的求定根据有关资料进料压力可近似用塔顶及塔底压力的算术平均值表示，即：P进料=（P顶+P底）/2=（2.48+2.53）/2=2.5MPa，根据工艺条件已知进料热状态为泡点进料，因此利用泡点方程=1，仍采用试差法求定进料温度。设进料温度为t进=62℃，由《石油炼制设计数据图表集》下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得ki值，并将Xi表-5试差法确定进料温度数据表组分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷合计由表-5中数据求得最后=1.00068≈1，所以假设进料温度t进=62℃即为所求值。2.3回流比及理论塔板数的求定2.3根据塔顶、塔底的温度和压力，由《石油炼制设计数据图表集》下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得各组分的相平衡常数，然后以重关键组分丙烷为基准，求出各组分的相对挥发度αi=Ki表-6相对挥发度计算结果汇总表分Kiα顶Kiα底甲烷9.9012.692310.029.192710.8017乙烯3.204.10263.703.39453.7318乙烷2.302.94872.802.56882.7522丙烯0.901.15381.201.10091.1270丙烷0.781.00001.091.00001.00000.300.46150.530.48620.47370.380.48720.510.46790.47750.340.43590.490.44950.44262.3.2求最小回流比Rmin根据恩德伍德公式求取最小回流比Rmin，恩德伍德公式如下=1-q，Rmin=-1其中ij为i组分对重关键组分的相对挥发度，为=1-q的根，且其值介于轻重关键组分的相对挥发度之间，由于本设计所选取的轻重关键组分为两个相邻的组分，因此仅有一个值。下面就运用试差法求取值，再求出Rmin的值，计算结果列于下表，设=1.0443。表-7试差法求值计算结果汇总表ijXFi(%)XFi(%)XFi/()(%)甲烷10.80170.050.54019.75740.0554乙烯3.73181.214.51552.68751.6802乙烷2.75222.877.89881.70794.6249丙烯1.127055.8262.90910.0827760.6909丙烷1.000033.7233.7200-0.0443-761.17380.47373.491.6532-0.5706-2.89730.47752.030.9693-0.5668-1.71010.44260.810.3585-0.6017-0.5959100.000.6743因为是泡点进料，所以q=1，即=1-q=0。设=1.0443时，从表-7的计算中可以看出=0.006743≈0，即可以满足工艺要求，因此假设的值可以作为计算值使用。由、ij及塔顶馏出液的组成XDi可以求出Rmin，结果列于下表。表-8Rmin计算数据一览表ijXDi(%)XDi(%)XDi/()(%)甲烷10.80170.079660.86059.75740.0882乙烯3.73181.927767.19402.68752.6768续上表。ijXDi(%)XDi(%)XDi/()(%)乙烷2.75224.5724612.58431.70797.3683丙烯1.127083.0000093.54100.08231136.5857丙烷1.000010.4201210.4201-0.0443-235.2167100.00911.5023由表-8的计算结果可知Rmin=-1=8.1150，即为所求取的最小回流比Rmin。2.3.3求定最少理论塔板数Nmin最少理论塔板数Nmin利用芬斯克方程求取，因为塔顶采用全凝器，芬斯克方程式表示如下：Nmin+1=其中L表示轻关键组分，W表示重关键组分。Nmin=-1=-1=34块表示轻关键组分对重关键组分的相对挥发度，取塔顶塔底的几何平均值，即=。顶：塔顶条件下轻关键组分对重关键组分的相对挥发度。底：塔底条件下轻关键组分对重关键组分的相对挥发度。2.3.根据经验公式R=（1.1-2.0）Rmin来选择R，首先在1.1～2.0之间选取若干个不同的R值，然后根据R、Rmin及Nmin，求出NT值。由吉利兰图或李德公式求NT值，为了避免由吉利兰图读数据引起的误差，采用李德公式求NT。Y=0.545827-0.591422x+0.00274/x式中求出几个不同的NT值，因R增大时，所需NT值应随之减少，当R增加至某一值，NT减少的趋势变得很缓慢时，此时的R值即为所求的R值，具体计算结果见下表。表-9R、NT数值计算结果汇总表0.81150.081750.531073.55671.62300.151150.474665.66182.43450.210790.434260.96033.24600.262600.401057.56334.05750.308000.372654.93714.86900.348200.347852.82685.68050.383900.325951.08946.49200.416000.306449.63247.30350.444800.288948.39108.11500.471000.273147.3137从表-9中可以看出当R=12.984时，再增大R值相应的理论板数NT下降的较少，所以取回流比R=12.984，相应的理论板数为52块。2.3.5确定实际塔板数及进料板位置计算全塔平均板效率ET利用奥康奈尔关联式计算ET，其表达式是ET=0.49（）-0.245，其中===1.1270。为t===65℃时进料的液相平均粘度，并且=。由《石油炼制设计数据图表集》下册419页，图11-1-5烃类液体粘度图（常压及中压）查得t=65℃时进料中个组分的粘度，最终求得。计算结果列于下表。组分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷合计XFiXFi(%)那么ET=0.49×（1.1270×0.072929）-0.245×100%=90.38%。因为ET=NT/N，N=NT/ET=52/0.9038=57.5349≈58块,不包括重沸器。采用芬斯克方程求精馏段的最少理论塔板数Nmin。因为Nmin=-1其中=1.145Nmin=-1=10.59≈11又根据R=12.98Y=0.545827-0.591422X+0.0027/X由表-9取R=12.984时，Y=0.3478，=18块。那么精馏段的实际塔板数为=19.9159≈20块，提馏段的实际塔板数为Nm=N-（Nn+1）=58-（20+1）=37块，不包括再沸器，实际加料板位置是自上而下的第21块。精馏塔工艺计算部分计算结果列于下表。表-11精馏塔工艺计算结果一览表项目符号数值单位备注进料流量F170Kmol/h进料温度t62进料压力P2.50MPa塔顶产品流量D106.7041Kmol/h塔顶温度t顶56续上表。项目符号数值单位备注塔顶压力t顶2.48MPa塔底产品流量W63.2959Kmol/h塔底温度t底75塔底压力P底2.53MPa塔顶回流流量L1385.0192Kmol/h回流罐压力P回2.38MPa最小回流比Rmin8.115实际回流比R12.984Nm37块加料板位置自上而下全塔理论板数NT52块3浮阀塔板设计计算3.1选取设计塔板在精馏塔的塔板设计计算时，严格来讲应分别对加料板、抽出板及气、液相负荷较大或较小的塔板逐个进行计算。但本设计因设计时间有限，只对气、液流量较大的塔底一块板进行了设计计算，重在掌握设计计算方法。3.2气体摩尔流量的计算3.2.当饱和液体进料时，每层板上升的蒸气摩尔流量都是相等的，且n=V=（R+1）D=（12.984+1）×106.7041=1492.150134Kmol/h=0.4145Kmol/s。3.2.根据式=YiPCi、=YiTiC，求取和。PiC和TiC由《石油炼制设计数据图表集》上册30页、32页，表1-3-3烃类的主要理化性质表查得。Yi为塔底气相组成，由于塔底气相、液相的组成相同，故按液相算，具体计算结果列于下表。表-12假临界参数计算数据表i(%)TiC(K)PiC(MPa)YiTiCiPiC丙烯9.9989365.044.600236.50000.4600丙烷73.0000369.964.2567270.07083.1080异丁烯9.3734417.853.997339.16680.3747异丁烷5.4522408.133.647722.25210.19891-丁烯2.1755419.554.02269.12730.087500.00377.11704.2291对比温度Tr=T/TC＇=（75+273.15）/377.1170=0.9232对比压力Pr=P/=2.53/4.2291=0.5982根据以上两临界参数，由《石油炼制设计数据图表集》上册180页，图5-2-6气体通用压缩因数图中查得Z=3.2.3求气体体积流量m3/S3.2.4求气体的密度先求塔底气体的平均分子量。=0.099989×42+0.7300×44+0.093734×56+0.054522×58+0021755×56=45.9492≈46应用气体状态方程，密度为ρV==60.9200Kg3.3计算液体的密度及流量3.3.液体密度ρL=1/其中：——塔底液体质量分率。——塔底条件下i组分液体密度。摩尔分率与质量分率之间换算关系如下：，由该式算出塔底液体的质量分率，其结果列入下表。表-13mI与iMiiMi丙烯0.099989424.199540.09140丙烷0.7300004432.12000.69903异丁烯0.093734565.249100.11424异丁烷0.054522583.162280.071351-丁烯0.021755561.218280.0238945.9492根据t底=75℃，ρLi由《石油炼制设计数据图表集》上册141页，图5-1-3烷烃液体比重图及143页图5表-14ρLi数值一览表ρiMiMi/ρi×104丙烯3820.6990318.2992丙烷3880.091402.3557异丁烯5140.114242.2223异丁烷4820.071351.48031-丁烯5140.023890.4648合计24.8223由表-14中的数值可以计算出：ρL==104/24.8223=402.8636Kg3.3.2计算液体体积流量=0.042083.4求定液体表面张力因=402.8636-60.9200=341.9436kg液体平均分子量，由《石油炼制设计数据图表集》下册569页，图14-2-1烃类混合物的表面张力图查得=2.2mN/3.5初选塔径3.5.1求上限空塔气速u因为=0.3457,取板间距HT=0.60m(参考《化工原理》下册164页，表3-2浮阀塔板间距参考数值)，取板上液层高度hL=0.07m（参考《化工原理》下册166页选定hL范围），则HT-hL=0.60-0.07=0.53m。由《化工原理》下册165页，图3-8史密斯关联图查出C20=0.076，C=C20（/20）0.2=0.076×（2.2/20）0.则umax=C20为史密斯关联图在液体表面张力=20mN/m的物系绘制。3.5适宜的空塔气速是umax乘以安全系数，安全系数取0.6～0.8之间。本设计取安全系数为0.8，所以u=0.8×0.1158=0.092643.5.。3.6选取塔径及实际空塔气速3.6根据浮阀塔直径系列标准圆整为2.3.6。3.7计算塔截面积ATAT=D2π/4=3.14×（2.2）2/4=33.8计算塔的有效高度ZZ=N×HT=58×0.6=34.3.9塔板设计3.9.根据有关文献介绍选取单溢流塔板操作。采用弓形降液管。计算降液管的底隙高度对于单溢流取堰长LW=0.8D=0.8×2.2=1.取液体通过降液管底隙时的流速=0.25m。取值根据经验一般可取0.07～0.25之间。确定的原则是保证流体流经此处时的阻力不太大，同时要有良好的液封。3.9.2.LW/D=1.76/2.2=0.8，由《化工原理》下册170页，图3-13查得Wd/D=0.20，所以Wd=0.20D=0.20×2.2=0.Af/AT=0.145，所以Af=0.145AT=0.145×3.7994=0τ=AfHT/LS=0.5509×0.6/0.04208=7.8550s，求得τ大于5秒，能够满足要求。.3.1边缘区宽度WC破沫区宽度WS溢流区宽度Wd根据公式Aa=2式中X=R=（D/2）-WC=（2.2/2）-0.7=1.Aa==23.9.浮阀塔的操作性能以板上所有浮阀处于刚刚全开时的情况为最好，此时塔板的压强降及板上液体的泄露都比较小，且操作弹性较大，根据工业生产装置的数据对F1型重浮阀而言，当板上所有浮阀刚刚全开时,F0动能因数常在9～12之间。本设计取F0=10，因为F0=，所以,设为气体通过阀孔时的速度，F0为气体通过阀孔时的动能因数，为气体密度，则==1.2812m/s那么浮阀个数Nf=，d0为浮阀孔直径d0=0.039Nf==20.5.1因为D=2.2m＞0.9m所以采用分块式塔板，排列方式取等腰三角形叉排，同一横排的阀孔中心距去一部分鼓泡区面积，所以相邻两排孔心距要适当减小，以保证浮阀的安装数量，本设计取=.2按t=0.075m，=03.9因=VS/（0.785d20Nf）=0.313/（0.785×0.0392×217）=1.2081F0=阀孔动能因数变化不大仍在9～12范围之内，所以选取合理。3.9.7计算塔板开孔率开孔率=u/u0=0.08238/1.2081=6.8190%3.10塔板的水力学计算塔板的流体力学验算，目的在于核算上述各项工艺尺寸已经确定的塔板，在设计任务规定的气液负荷下能否正常操作。其内容包括对塔板压强、液泛、雾沫夹带、泄漏等项的验算。0.1.1临界孔速=1.1050＞故应用下式计算，因为分离的混合物为碳氢化合物的混合物，故取板上充气程度因数ε0=0.45，取板上液层高度hL=0.根据公式hR=ε0hL=0.45×0.07=.3浮阀塔的hσ值通常很小，计算时可以忽略，所以气体通过浮阀板的压降为hP=hC+hR=0.0676+0.0315=0.0991m液柱，单板压降ΔPP=hρρLg=0.0991×402.8636×9.81=3913.10.该塔板不设进口堰，故液体通过降液管的压降hd=hd=降液管中当量清液层高度Hd=hd+hP+hL=0.00957+0.07+0.0991=0.1787m，实际降液管中液体和泡沫的总高度大于0.1787这个值，为了防止液泛，应保证降液管中泡沫液体的总高度不超过上层塔板的出口堰，所以在设计中令Hd≤φ（HT+hW），φ是参数考虑到降液管内液体充气及操作安全两种因素的校正系数。一般物系取φ=0.5，取出口堰高度hW=0.05m，即φ=0.5，hW=0.05m则Hd＜0.5×（0.05+0.60）=0.3253.10.泛点率=或泛点率=式中：VS、LS分别为气、液负荷m3/s；、分别为塔内气、液密度kg/m3；ZL为板上液体流经长度m，对单溢流塔板ZL=D-2WS=2.2-2×0.44=1.32m；Ab为板上液体流经面积m2，对单溢流塔板Ab=AT-2Af=3.7994-2×0.5509=2.69762m2；CF为泛点负荷系数，可根据气相密度及板距HT查得，Ab、AT由《化工原理》下册167页，表3-4取K=1.0，在根据=60.92、HT=0.6，由《化工原理》下册176页，图3-16查得泛点负荷系数Cf=0.118。泛点率==65.2354%或泛点率==37.7794%对于D＞0.9m的大塔，泛点率都应小于80%，实际求得的泛点率均小于80%，符合要求，所以雾沫夹带量能满足eV＜03.11塔板负荷性能图3.11.以F0=5作为规定气体取小负荷的标准，则(VS)min==0.1660根据(VS)min在纵坐标轴上定出一点作水平线，即为泄漏线。3.11.以τ=5秒作为液体在降液管中停留时间下限值，即(LS)max=AfHT/5=0.5509×0.60/5=0.06611根据(LS)max在横坐标轴上定出一点C并作垂线，即为液相负荷上限线。3.11对于平堰，一般取堰上液层高度h0W=0.006m作为液相负荷下限条件，低于此限时便不能保证板上液流的均匀分布，降低气液接触效果，根据公式h(LS)min==0.根据(LS)max在横坐标轴取定一点B作垂线，即为液相负荷下限线。3.11.根据φ（HT+hW）=+hL+hd可导出VS与LS的关系式，即。式中：b=φHT+（φ-1-ε0）hW=0.5×0.6+（0.5-1-0.45）×0则：在0.0015至0.06611之间取若干个LS值，算出相应的VS值，见下表。表-15LS、VS对应关系表根据表-15的数据，再绘制出液泛线。3.11.雾沫夹带上限线表现了雾沫夹带量eV=0.1kg（液）/kg（汽）时的LS～按泛点率=80%时找出LS与VS的关系，即泛点率=80%==则VS=0.6033-4.2532LS同理：在LS=0.0015～0.06611之间取若干个值，算出所对应的值列于下表，并绘图即雾沫夹带上限线。表-16雾沫夹带线LS～VS对应数据表VS=0.6033-4.2532LS根据以上五条线绘出塔板负荷性能图见附图-4。表-17浮阀塔板设计计算结果及符号一览表项目符号单位数据及说明备注塔径Dm2.2塔板间距HTm0.6塔板型式F1续上表。项目符号单位数据及说明备注溢流堰高hWm0.05溢流堰长LWm1