一、全装置物料平衡
1、物料平衡
本设计的处理量为95万吨/年，反应阶段为其末期，每年开工时数按8000小时计算。
入方：①原料油=8000
%
10010109534???=118750公斤/小时
=
248000
%
10010954???=2850吨/天 ②重整氢=8000
%
70.210109534???=3206公斤/小时
=
248000
%
70.210954???=77吨/天 出方：①精制柴油=118750×96.95%=115128公斤/小时
= 2850×96.95%=2763吨/天
②粗汽油=118750×1.52%=1805公斤/小时
=2850×1.52%=43吨/天
③高分排放气=118750×1.78%=2114公斤/小时
=2850×1.78%=51吨/天
④低分排放气=118750×0.31%=368公斤/小时
=2850×0.31%=8.8吨/天
⑤回流罐排放气=118750×2.084%=2475公斤/小时
=2850×2.084%=59吨/天
⑥溶于水中的硫化氢=118750×0.022%=26公斤/小时
=2850×0.022%=0.6吨/天
⑦溶于水中的氨气=118750×0.024%=28.5公斤/小时
=2850×0.024%=0.7吨/天
⑧设备漏损=118750×0.01%=12公斤/小时
=2850×0.01%=0.3吨/天 2、化学耗氢量计算
①计算杂质脱除率
a) 硫脱除率 =
1800180
1800-×100% = 90%
b) 氮脱除率 = 26158
261-×100% = 77.8%
c) 硫醇硫脱除率 = 15
1
15-×100% = 93.3%
d) 氧脱除率（以酸度计算）
原料油含氧率 =8642.010016
56/108.53???-×100% = 0.00192%
精制油含氧率 = 8595
.010016
56/1014.03???-×100% = 0.0000463%
氧脱除率=
00192
.00000465
.000192.0-×100% = 97.58%
e) 烯烃饱和率（以溴价计算）
烯烃饱和率=5
.201
.45.20-×100% = 80%
②化学耗氢量计算
a) 每脱掉1%的硫消耗12.5Nm 3H 2/m 3原料油
加氢脱硫耗氢量=8642
.0100
%901018005.126????- = 2.34 Nm 3/T
2.34×118750/22.4×1000
2
=25kg/hr
b) 每脱掉1%的氮消耗53.7Nm 3H 2/m 3原料油
加氢脱氮耗氢量=8642
.0100
%8.77102617.536????- = 1.26 Nm 3/ T
1.26×118750/2
2.4×1000
2
=13 kg/hr
c) 每脱掉1%的氧消耗44.6Nm 3H 2/m 3原料油
加氢脱氧耗氢量=8642
.0100
%6.971092.16.445????- = 0.0967 Nm 3/ T
0.0967×118750/22.4×1000
2
=1kg/hr
d) 烯烃饱和耗氢量
烯烃饱和耗氢量=（20.5-4.1）×10×22.4/160 = 22.96 Nm 3/T
22.96×118750/22.4×1000
2
=243kg/hr
e) 饱和1%的芳烃消耗5.0Nm 3H 2/m 3原料油
芳烃饱和耗氢量=8642.05
68.05.411.43??-）（=6.29 Nm 3/ T
6.29×118750/22.4×1000
2
=67kg/hr
f) 每脱掉1%的硫醇硫消耗12.5Nm 3H 2/m 3原料油 硫醇硫耗氢量=8642
.0100
%3.9310155.126????- = 0.02 Nm 3/ T
0.0202×118750/22.4×1000
2
=0.2kg/hr
g) 加氢裂解耗氢量
原料油裂解程度为3%，每裂解1分子原料，消耗3分子氢
加氢裂解耗氢量=34.197%
31000?×3×22.4 = 10Nm 3/T
10.22×118750/22.4×1000
2
=108kg/hr
总化学耗氢量=2.34+1.26+0.0967+22.96+6.29+0.0202+10.22=43Nm 3/T =24.81+13.36+1.025+243.44+66.69+0.214+108.36=458 kg/hr
重量分数：加氢脱硫：899.45781
.24×100% =5.42%
加氢脱氮：899.45736
.13×100% =2.92%
加氢脱氧：899.457025
.1×100% =0.22%
烯烃饱和：899.45744
.243×100% =53.16%
芳烃饱和：899.45769
.66×100% =14.56%
硫醇脱硫：899.457214
.0×100% =0.05%
加氢裂解：899
.45736
.108×100% =23.66%
3、化学反应放热量
a)．加氢脱硫反应放热量=600 kcal/ Nm 3×2.34 Nm 3/T =1404kcal/T 1404 kcal/T×118.75T/hr=166725kcal/hr b)．加氢脱氮反应放热量=600 kcal/ Nm 3×1.26 Nm 3/T =756kcal/T 756kcal/T×118.75T/hr=89775kcal/hr c)．加氢脱氧反应放热量=600 kcal/ Nm 3×0.0967 Nm 3/T =58.02kcal/T
58.02kcal/T×118.75T/hr=6890kcal/hr
d)．加氢烯烃饱和反应放热量=1260 kcal/ Nm 3×22.96 Nm 3/T =28929.6kcal/T
28930kcal/T×118.75T/hr=3435438kcal/hr e)．加氢芳烃饱和反应放热量=540 kcal/ Nm 3×6.29 Nm 3/T =3396.6kcal/T
3397kcal/T×118.75T/hr=403394kcal/hr f). 加氢裂解反应放热量=450 kcal/ Nm 3×10.22 Nm 3/T =4599kcal/T
4599 kcal/T×118.75T/hr=546131kcal/hr
总的反应放热量∑=1404+756+58.02+28930+3397+4599=39144kcal/T
=166725+89775+6889.875+3435437.5+403393.75+546131.25=4648352.375kcal/hr
重量分数：加氢脱硫：
%59.3%10039144
1404
=?
加氢脱氮：%93.1%10039144756
=? 加氢脱氧：%15.0%1003914402
.58=?
烯烃饱和：%95.73%100391446
.28929=?
芳烃饱和：%68.8%100391446
.3396=?
加氢裂解：%76.11%100391444599
=?
4、纯氢平衡表
入方：新氢=5
.51095%7.27
??×2×87.68%/8000 = 1022kg/hr
1000
24
27.1022?=25T/d
出方：化学耗氢量=458kg/hr
1000
24
899.457?=10.99T/d
排放耗氢量=5
.675
.2113×2×80.86% = 525.9kg/hr
1000
24
9.525?=13T/d
溶解耗氢（包括低分排放和回流罐排放）：
低分罐=11.18125
.368×43.10%×2=18kg/hr
回流罐=46
.4475
.2474×2.03%×2=2. kg/hr
溶解耗氢总量∑=17.52+2.26=20kg/hr
1000
24
78.19?=0.47472T/d
机械漏损：入方-出方=1022.27-(457.899+525.9+19.78)=18.691kg/hr
1000
24
691.18?=0.449T/d
重量分数：化学耗氢：27.1022899
.457×100%=44.79%
排放耗氢：27.10229
.525×100%=51.44%
溶解耗氢：27.102278
.19×100%=1.93%
机械漏损：27
.1022691
.18×100%=1.83%
5、硫化氢的物料平衡
产生H 2S ：
3432
%
901018001187506????-=204kg/hr
1000
24
40.204?=5T/d
排放H 2S ：①高分排放：34%6.05
.675
.2113??=66kg/hr
T/d 6.11000
24
34.66=?
②低分排放：34%55.211
.18125
.368??=18kg/hr
T/d 4.01000
24
62.17=?
③回流罐排放：34%85.446
.4475
.2474??=92kg/hr
T/d 2.21000
24
79.91=?
④水中溶解：26kg/hr （在装置总物料平衡中已计算） T/d 6.01000
24
125.26=?
⑤粗汽油中溶解：204.40-（66.34+17.62+91.79+26.125）=2.5kg/hr T/d 06.01000
24525.2=?
重量分数：高分排放：%10040.20466
?=32.46%
低分排放：10040
.20418
?%=8.62%
回流罐排放：10040.20492
?%=44.90%
水中溶解：10040
.20426
?%=12.78%
粗汽油中溶解：10040
.2045
.2?%=1.24%
二、反应器的工艺设计
入口温度为320℃，入口压力为4.0Mpa，取塔径为3.4m，出口压力为3.9Mpa，选用固定床轴向冷壁式反应器，已知数据如下：
表一在压力为4.0Mpa时，温度与气化率和热焓的对应关系如下：
加氢反应器入口
温度
℃
气化率
w
e（%）混合焓
（Kcal/kg）
226 4.72 186.64
266 9.49 217.26
310 19.09 254.15
359 28.81 295.91
374 38.65 311.58
表二在不同压力下，气化率与温度和热焓之间的对应关系如下：
系统压
力
P=3.9Mpa P=3.8Mpa P=3.7Mpa P=3.6Mpa
气化率
w
e
（%）
温
度
℃
混合焓
（Kcal/kg）
温
度
℃
混合焓
（Kcal/kg）
温
度
℃
混合焓
（Kcal/kg）
温度
℃
混合焓
（Kcal/kg）
4.54 196 166.98 194 16
5.67 193 165.01 191.5 164.03 9.44 267 218.16 265 21
6.73 264 216.01 262 215.32 19.00 311 254.67 310 253.93
28.68 341 281.62 339 279.89
38.47 360 299.92
48.38 375 315.31
注：物料包括加氢生成油，反应生成气和循环氢
图一 3.90Mpa下焓值与温度对应关系
图二 3.90Mpa 下气化率与温度对应关系
表三
不同气化率下的油气平均分子量
气化率w e （%）
平均分子量
10 155 20 160 30 165 40
170
图三 不同气化率的油气平均分子量
1.催化剂装填体积（选空速=
2.5h -1）
空速=催化剂的体积时的体积油在C 20?=催
V 8000
/2.86410957
?=2.5
催V ∴=54.96m 3
假设D=3.4m ，则L=
2
V 4D π催?=
2
4
.314.396
.544??=5.06m 2.催化剂的当量直径（所选催化剂为mm 62.1?Φ）
D p =6×F V =6×3
32332310
6102.12)102.1(4/106)102.1(4/-----????+???????πππ=1.64×3
10-m 3.循环氢（选氢油比=300） 氢油比=
油
混合氢V V =
2
.864/8000/1095V 7
?混合氢
=300
混合氢V ∴=41223.1Nm 3 混合氢w =混合氢V /22.4×M =
18.64
.221
.41223?=11373.16kg/hr 循环氢w =混合氢w -新氢w =11373.16-3206.25=8166.91kg/hr
4.D E =0.33
5.反应器入口温度下物料的气化率和氢分压
作4.0Mpa 下的H m ～t 、e w %～t 图，查得t=320℃时，e w =21%，H m =262.0Kcal/kg 由图可得：当e w =21%时，油气M =160.5g/mol
入口2p H =总p ×
油气
纯氢纯氢m m m +=4.0×油气
M e w
?+
?11875018.6/16.11373%
08.83)18.6/(11373.16=3.06Mpa
6.反应器出口温度及气化率
根据热量衡算得：（原料油混合氢w w +）入口m H +Q×95%=（原料油混合氢w w +）出口m H
(11373.16+118750) ×262.0+39144×118750×310-×95%=（11373.16+118750）出口m H 出口m H =295.94Kcal/kg
作t ～H m 、e w %～H m 图，查得出口w e =36.0%，出口t =356℃ 7.出口氢分压
反应生成气m =循环氢m +[1-(96.95%+1.52%)]×原料油m
=1187500153.091.8166?+=9983.785kg/hr
由图可得：当e w =36.0%时，油气M =168g/mol
出口2
p
H =总p ×
油气
原料油反应生成气反应生成气（M e w /%)52.1%95.96m 95.7/m %
60.7795.7/m ?+?+?
=3.9×168%
0.369847.011875095.7/785.9983%
60.77)95.7/(9983.785??+
?=2.52Mpa
8..气体密度v ρ
t =(进口t +出口t )/2=(320+356)/2=338℃
w e =(进w e +出
w e )/2=(21%+36%)/2=28.5%
mol g /25.164)105.28()1020/()155160(155M =-?--+=
气w =混合氢w +原料油w ×w e =11373.16+118750×28.5%=45216.91kg/hr 气V =[
混合氢
混合氢M w +
油气
原料油M e w w
?]×22.4×869
.995.31
?×273273t +
=[
18.611373.16+25.164%5.28187501?]×22.4×869
.995.31?×273273
338+ =2631.72m 3
/hr v ρ=
气
气V w =
72
.263191
.45216=17.18kg/m 3
9.空塔线速u
假设D=3.4m ，则S==(π/4)D 2=9.075m 2 u=
S
气V =
3600
075.972
.2631?=0.081m/sec
10.混合物粘度
查分子量为164.25、温度为338℃下，石油馏分蒸汽粘度为i z =0.0082厘泊
Tr=）
（）（K c K T T =
40.182.33273
338=+ Pr=
05.3297
.195
.3Pc P == 根据Tr 与Pr 氢的粘度图得2iH z =0.013厘泊[2]
原料油
原料油混合氢纯氢原料油混合氢油气）（）（M e m 8308.0118
.6m m e 1m m M w
w ?+
-?--+=
34
.197%
5.281187508308.0118.611373.162%08.8318.611373.16
%5.28111875016.13731?+-???-
-?+=
）（）（ =193.05
2H 粘度：i y 总
p p 2
H =25.164%5.2811875018.616.11373%08.8318.616
.11373?+?=0.747 混
z =
∑∑0.5i
i
i
0.5i
i m
y z m
y =5
.05.05.05.005
.193747.012747.00082.005.193747.01013.02747.0?-+???-+??）（）（ =9.31×310-厘泊 11.求h
v G =w e m m ?+原料油混合氢=11373.16+118750×28.5%=45216.91kg/hr
L G =）（原料油w e 1m -=118750×(1-28.5%) =84906.25kg/hr L G /v G =84906.25/45216.91=1.878 v G =45216.91kg/hr=
2
4
.34/2048.091.45216??π=1020.5磅/2
尺·hr 根据v G 与L G /v G 关系图查得：h=0.18
1
.13
p 1.09.19.05])
3.2/1(367.0[h E 103.6h D h z u L p p v ++?-??=∴-）（ρΔ混 =1
.13
3
2
39.19.05])
3.2/18.01(106
4.1318.067.0[18.033.01000/1021.907.018.17103.6+???+?-?????---）
（）（ =0.1034Pa/m
12.检验 ①=L
p
Δ0.1034Pa/m ，在0.023～0.115Pa/m 范围内 ②15.14
.306
.5D L >==
③=?=L L
p
p ΔΔ0.1034×5.06=0.523 kg/cm 2<0.84kg/cm 完全符合要求。
13.反应器总高度计算
底部空间：500mm 惰性瓷球+防垢篮筐：500mm 气液分布器：300mm 催化剂床层高度：5060mm 顶部空间：400mm 小瓷球高度：400mm 大瓷球高度：500mm
∴反应器总高度H=500+300+400+500+500+5060+400=7660mm 取整，则H=8.0m 14.总压降
p Δ=0.523 +0.15=0.6 73kg/cm 2
15.反应器材料
反应器材质：24
1
Cr-1Mo 壁厚：δ=60
内层堆焊层材质：E-347 壁厚：δ=5
三、气提塔的工艺设计
1.全塔物料衡算
设塔顶温度t D =147℃，进料气化率为5% 精制柴油（V ）=[(96.95+1.49)% ×5%-1.49%]×118750=4075.5kg/hr 精制柴油（L ）=118750×96.95%-4075.5=111052.625kg/hr 粗汽油（V ）=118750×1.49%=1769.375kg/hr 溶解气（V ）=118750×(2.084+0.03)%=2510.375kg/hr 水蒸气（V ）=118750×3%=3562.5kg/hr 冷回流=L 0
气提塔物料衡算热焓表
根据物料平衡和能量平衡得：∑∑=出方入方 （171.2 510?+ Q 1）×95%=160.625510?+ Q 2
（171.2 510?+ 29.1682 L 0）×95%=160.625510?+ 51.5248 L 0 ∴ L 0=8413kg/hr 回流比R 0=
1.52%m L 0?=66.41.52%
1187508413.18
=?
水蒸气的摩尔分率375.037
.99375
.176937.9918.8413185.356249.44375.251018
/5.3562x o H 2=+
++=
D o H 2P ，=0.35×9.869×0.375=1.295atm
查得D o H 2P ，=1.295atm 时，t=121.1℃
t D =147℃>121.1℃
∴水蒸气不会冷凝，假设正确。
2.求第24块塔板上的气液两相的流量
第24块塔板上的温度t=3.152147
147
200=+-℃
根据∑∑=出方入方
G+8413=L+3563+2510+1769+8413
（157.6G+2.454×105）×95%=40.663510?+ 94.0350L 液相流量L=47746kg/hr 气相流量V=55588kg/hr
3、求第14块塔板的气液两相的流量 V 14=[3%+2.084%+(96.95+1.49)% ×5%]×118750=11882kg/hr L 14 =V 14+（96.95%-3%）×118750=122260kg/hr
4、气提塔上下部分流体的物性 气相（上）：
kmol
75319857498183563
09.44251037.99176937.9947746n =++=+++=）（
总
mol g k /k 7418146.75319849.44146.7535737.99146.753498M =?+?+?=
ρ=
33
6/306.715.2733.1523145.810838.731035.0RT M p m kg =+????=-）
（ V=
s m /1135.23600306.755588.09
3=?
气相（下）：
49
.44118750
%084.2196.01118750%5%)49.1%95.96(185.3562n ?+
??++=（总 kmol 361.283625.55819.29917.197=++=
mol g k /k 4249.44361.283625.5501.196361.283819.2918361.283917.197M =?+?+?=
ρ=336/661.315.2732003145.810933.4110)760/535.0RT M p m kg =+????-=-）
（（ V=
s m /902.03600661.3125
.118823=?
液相（上）： L=47746kg/hr =M 99kg/kmol
ρ=620kg /m 3
V=hr /m 01.7762084.477453=
液相（下）： L=122260kg/hr
=M 196kg/kmol
ρ=740kg /m 3 V=hr /m 22.16574025.1222603=
5、气提塔的高度计算
人孔：600mm 板间距：600mm
顶部空间：1400mm （含一个人孔） 底部空间：2200mm （含一个人孔） 进料段：800mm （第14块板为进料段）
人孔数：5个 塔板数：24块 气提塔总高度H=1400+600×9+600×13+2200+600×2+800=18800mm
四、气提塔的校核计算
因是在加压下操作的清洁物料，分离操作要求比较严格，而压力降不是主要因素，所以选用F 1型浮阀塔339阀。
初选板间距H T =600mm=0.6m 。 (一） 气提塔上部工艺尺寸的选择
以第24块板的物料为基准，初选塔径D=2.0m ，选用单溢流塔板
取堰长l=1400mm ，堰宽H=286mm ，%8.8A
A
=降，A 降=0.2756m 2，A=3.1416m 2
开孔率Φ=20.25%[3] 1.临界阀孔速度
临界阀孔速度[w h ]c =(
v
8.72ρ)0.548=(306.78.72)0.548
=3.52m/s 空塔气速w=
s m D /6731.04
/0.214.31135
.24/2
2=?=π气相体积负荷 开孔率Φ=h w w ∴实际发泡速度s w w h /m 32.3%
25.206731
.0==
=Φ ∴w h /[w h ]c =
)0.1,8.0(943.052
.332
.3∈= 符合要求
2.阀孔动能因数F 0
F 0= h w ×v ρ=3.32×5974.8306.7>= 符合要求
3.溢流强度
E=
4
.101
.77l V l =
=55<70 符合要求 4.液体在降液管中的停留时间
s s 573.73600
/01.776
.02756.0V H A l T f >=?=?=
τ 符合要求 5.雾沫夹带量
e=
7
.32
T
l m w H 72.1h 052.0C ）ε（）（ψ’）（??- n=0.95,H T =0.6m, ψ’=0.6,C=0.159
m=425
.0v v L 295.05)/z (1063.5g v
L ρρ）ρσ（-??- =321.0)10
102.001071.0306.7620(306.78.91063.5425
.03
295.05=??-??--）（
ε=
8245.01416
.32756
.021416.3A
2A =?-=
-降
A
空塔气体流速6731.04
14.31135
.244
2
=??=
=
D l
v
w π
选溢流堰高度h w =50mm=0.5m 堰上液层高度h ow =2.84E )(
3
2l
v L
=2.843
/2)4
.101.77(
1??=41.08mm h l =h w +h ow =50+41.08=91.08mm
e=()1.00967.0321.08245.06731.06.060072.108.91052.0159.07
.3295.0<=?
?
? ?????-?? 符合要求
6.气体通过一块塔板的总压降Δp v 与液体通过一块塔板的总压降Δp L
选降液管下缘距塔板高度为h b =0.06m ，则w b =
()3.0,1.02547.006
.04.13600
/01.77h l V b l ∈=?=?
a ． 干板压降Δp d =5.37×L v 2
h g 2w ρρ?
=5.37×620306
.781.9232.32??=0.03555m 液柱 气体通过塔板液层的压力降
Δp L =0.4h w +2.35×3/2310）（l V l ?-=0.4×0.05+2.35×3
/234
.101.7710）（?-=0.05399m 液
柱
Δp v =Δp d +Δp L =0.03555+0.05399=0.08954m 液柱 b ． 不设进口堰时，液相通过降液管的压力降Δp dk Δp dk =0.153w b 2=0.153×0.25472=0.009925m 液柱
ΔP L =Δp v +Δp dk =0.08954+0.009925=0.099465m 液柱<0.5×（H T +H w ） 符合要求
7. 气提塔上部负荷性能图
①泄漏线
设下限为F 0=5，即w h =
s /m 851.1298.755v
==ρ w=Φw h =21.25%×1.851=0.393m/s=1416.015m 3/hr
②降液管超负荷线
降液管允许最大流动速度v d =0.17k s =0.17×0.95=0.1615m/s hr m /84.31336005398.01615.0A v V 3f d l =??=?=∴
③雾沫夹带线
取e=10%为上限，即0.1=
7
.32
T
l m w H 72.1h 052.0A ）ε（）（ψ’）（??- 7.32
95.0l 326
.0716.0w 6.080072.1h 052.0159.0）（）（???-?=
整理得：72
.10.052h 5955
.0w l 7.3-=
3
/2l ow 83
.1V 84.2h ）（= ow ow w l h h h h +=+=40
取点计算得：
④淹塔界限
设降液管内液面高度控制在0.5（w T h +H ），由于表面张力较小，可以忽略
σp ?。
0.5（w T h +H ）420.0)04.08.0(5.0=+?=m 液柱 Δp d +Δp L +Δp dk =0.420
5.37×L
v 2
h g 2w
ρρ?+0.4h w +2.35×3/2310）
（l V l ?-+0.153w b 2=0.420 %
25.21w
w w h =Φ=
06.02462.1??=?=l b l b v h l v w
整理得： 0.7132w +0.0011493
/2l v +3.835×10-72
l v
=0.404
取点计算得：
⑤汽提塔上部负荷性能图
（二）气提塔下部工艺尺寸的选择
以第14块板的物料为基准，初选塔径D=2.2m 取堰长l=1800mm ，堰宽H=467.5mm ，%5.15A
A =降， A
降=
0.5902m 2，
A=3.7994m 2
开孔率Φ=5.218%[3]
1.临界阀孔速度
临界阀孔速度[w h ]c =(
v 8.72ρ)0.548=(661
.38.72)0.548
=5.147m/s 空塔气速w=
s m D /237.04
/2.214.3902
.04/2
2=?=π气相体积负荷 开孔率Φ=h w w ∴实际发泡速度s w w h /m 542.4%
218.5237.0===Φ ∴w h /[w h ]c =
)0.1,8.0(8825.0147
.5542
.4∈= 符合要求 2.发泡动能因数F 0
F 0= h w ×v ρ=4.542×5691.8661.3>= 符合要求
3.溢流强度
E=
8
.122
.165l V l ==91.789>70 符合要求
4.液体在降液管中的停留时间
s s 572.73600
/22.1656
.05902.0V H A l T f >=?=?=
τ 符合要求 5.雾沫夹带量
e=
7
.32
T
l m w H 72.1h 052.0C ）ε（）（ψ’）（??- n=0.95,H T =0.6m, ψ’=0.6,C=0.159
m=425
.0v v L 295.05)/z (1063.5g v
L ρρ）ρσ（-??- =4445.0)10
102.001298.0661.3740(661.3151063.5425
.03
295.05=??-??--）（ ε=
689.07994
.35902
.027994.3A
2A =?-=
-降
A
选溢流堰高度h w =50mm=0.5m
堰上液层高度h ow =2.84E 32
l l V ）（=2.843/2)8
.122.165(1??=57.79mm h l =h w +h ow =50+57.79=107.79mm
e=()1.000153.04445.0689.0237.06.060072.179.107052.0159.07
.3295.0<=?
?
?
?????-?? 符合要求
6.气体通过一块塔板的总压降Δp v 与液体通过一块塔板的总压降Δp L
选降液管下缘距塔板高度为h b =0.10m ，
则w b =
()3.0,1.0255.010
.08.13600/22.165h l V b l ∈=?=? a.干板压降Δp d =5.37×L v 2
h g 2w ρρ?
=5.37×740661
.381.92542.42??=0.02793m 液柱 气体通过塔板液层的压力降
Δp L =0.4h w +2.35×3/2310）（l V l ?-=0.4×0.05+2.35×3
/238
.122.16510）（?-=0.06782m 液柱
Δp v =Δp d +Δp L =0.02793+0.06782=0.09575m 液柱 b.不设进口堰时，液相通过降液管的压力降Δp dk Δp dk =0.153w b 2=0.153×0.2552=0.009949m 液柱
ΔP L =Δp v +Δp dk =0.09575+0.009949=0.105699m 液柱<0.5×（H T +H w ） 符合要求
7.气提塔下部负荷性能图
①
泄漏线
设下限为F 0=5，即w h =
613.2661
.355v
==
ρ m 3/s
w=Φw h =5.218%×2.613=0.1363m 3/s=490.85m 3/hr
②
降液管超负荷线
降液管允许最大流动速度v d =0.17k s =0.17×0.95=0.1615m/s H T <0.75m 时,v d = ）
（v L T 3H 95.01098.7ρρ-????-
取上述两个v d 中较小
的一个，则v d =0.1593m/s
hr m s /5.338/m 09402.05902.01593.0A v V 33f d l ==?=?=∴
③
雾沫夹带线
取e=10%为上限，即0.1=
7
.32
T
l m w H 72.1h 052.0A ）ε（）（ψ’）（??- 7
.32
95.0l 4445.0689.0w 6
.060072.1h 052.0159.0）（）（???-?=
整理得：72
.10.052h 903
.1w l 7.3-=
3
/2l ow 8.1V 84.2h ）（=
ow ow w l h h h h +=+=50
④淹塔界限
设降液管内液面高度控制在0.5（w T h +H ），由于表面张力较小，可以忽略
s /m 1593.0661.37406.095.01098.73=-????=-）（