丙烯精制工段工藝畢業(yè)設(shè)計

1、<p>　　丙烯精制工段工藝設(shè)計</p><p>　　畢業(yè)設(shè)計（論文）任務(wù)書</p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　本人所設(shè)計所依據(jù)的是以丙烯精制生產(chǎn)裝置為設(shè)計原型。我所設(shè)計的題目是年產(chǎn)105000噸氣體分餾裝置丙烯精制工段工藝，開工周期為8000小時/年，其中原料主要組成為C20 ，C3=，C30，iC4

2、0，等組分，按各組分的沸點和相對揮發(fā)度的不同使各組分分離。本設(shè)計采用多組分精餾，按揮發(fā)度遞減流程方案，兩塔流程設(shè)計即脫乙烷塔分離出C02，再由丙烯精餾塔塔底分出離出C03和C04及少量的水，塔頂?shù)玫奖?，其純度為以上。丙烯作為產(chǎn)品出裝置，為下流生產(chǎn)聚丙烯和異丙醇提供原料。塔底的丙烷作為商品或燒火油出裝置后作為商品出售或者做燒火油。</p><p>　　設(shè)計時，依次進行了物料衡算、熱量衡算、塔結(jié)構(gòu)的相關(guān)工藝計算，及

3、換熱設(shè)備的計算及附屬設(shè)備的選型，并根據(jù)設(shè)計數(shù)據(jù)分別繪制了自控流程圖。設(shè)備選型方面主要按照現(xiàn)場實際，并兼顧工藝控制要求與經(jīng)濟合理性。</p><p>　　隨著先進控制技術(shù)的興起，關(guān)鍵控制指標由定值控制向區(qū)間控制轉(zhuǎn)變，調(diào)節(jié)變量與控制變量的關(guān)系由單對單向多變量預(yù)估控制轉(zhuǎn)變。它是裝置控制技術(shù)發(fā)展的方向，正在逐步普及。為了為裝置以后上先進控制提供方便，我們在設(shè)計時，注意為塔頂溫度，塔底溫度，回流量等指標保留較大的操作彈性。

4、</p><p>　　關(guān)鍵詞：脫乙烷塔；丙烯精餾塔；物料衡算；熱量衡算；</p><p><b>　　目錄朗讀</b></p><p>　　顯示對應(yīng)的拉丁字符的拼音</p><p>　　字典 - 查看字典詳細內(nèi)容</p><p><b>　　目錄目錄目錄目錄</b></

5、p><p>　　1.1氣分裝置發(fā)展概況1</p><p>　　1.2氣分裝置的原料來源、組成1</p><p>　　1.3丙烯精制產(chǎn)品的用途、價值1</p><p>　　1.4分離方案的確定1</p><p>　　1.5丙烯精制設(shè)備確定2</p><p>　　1.6丙烯精制工藝流程的敘述

6、2</p><p>　　第2章丙烯精制的物料衡算3</p><p>　　2.1脫乙烷塔物料衡算3</p><p>　　2.1.1 原料組成及流量3</p><p>　　2.1.2脫乙烷塔的物料平衡4</p><p>　　2.2 丙烯精制塔物料衡算5</p><p>　　2.2.1丙

7、烯精制塔物料平衡5</p><p>　　2.2.2原料組成及流量6</p><p>　　第3章丙烯精制裝置工藝條件的計算7</p><p>　　3.1 脫乙烷塔工藝條件的確定7</p><p>　　3.1.1操作壓力的確定7</p><p>　　3.1.2回流溫度的確定7</p><p&

8、gt;　　3.1.3塔頂溫度的計算8</p><p>　　3.1.4塔底溫度的計算8</p><p>　　3.1.5進料溫度的計算9</p><p>　　3.1.6脫乙烷塔操作條件匯總9</p><p>　　3.2丙烯精制塔工藝條件確定10</p><p>　　3.2.1操作壓力的確定10</p>

9、;<p>　　3.2.2回流溫度的確定10</p><p>　　3.2.3塔頂溫度的計算10</p><p>　　3.2.4塔底溫度計算11</p><p>　　3.2.5進料溫度的計算11</p><p>　　3.2.6丙烯精制塔操作條件匯總12</p><p>　　第4章塔板數(shù)的確定12&

10、lt;/p><p>　　4.1 脫乙烷塔塔板數(shù)的計算12</p><p>　　4.1.1最小回流比的計算12</p><p>　　4.1.2最少理論塔板數(shù)的計算13</p><p>　　4.1.3理論塔板數(shù)和實際回流比的確定13</p><p>　　4.1.4實際塔板數(shù)的確定14</p><p

11、>　　4.1.5進料位置的確定15</p><p>　　4.1.6脫乙烷塔塔板數(shù)計算結(jié)果匯總15</p><p>　　4.2丙烯精制塔塔板數(shù)的計算15</p><p>　　4.2.1最小回流比的計算最小回流比15</p><p>　　4.2.2最少理論塔板數(shù)的計算17</p><p>　　4.2.3理論

12、塔板數(shù)和實際回流比的確定17</p><p>　　4.2.4實際塔板數(shù)的確定17</p><p>　　4.2.5進料位置的確定18</p><p>　　4.2.6丙烯精制塔塔板數(shù)計算結(jié)果匯總18</p><p>　　第5章 熱量衡算19</p><p>　　5.1 脫乙烷塔熱量衡算19</p>

13、<p>　　5.1.1冷凝器的熱量衡算19</p><p>　　5.1.2再沸器的熱量衡算20</p><p>　　5.1.3全塔熱量衡算20</p><p>　　5.1.4脫乙烷塔熱量衡算結(jié)果匯總24</p><p>　　5.2丙烯精制塔熱量衡算24</p><p>　　5.2.1全凝器的熱量衡

14、算24</p><p>　　5.2.2再沸器的熱量衡算25</p><p>　　5.2.3全塔熱量衡算25</p><p>　　5.2.4脫乙烷塔熱量衡算結(jié)果匯總28</p><p>　　第6章 丙烯精制塔工藝尺寸的確定29</p><p>　　6.1塔徑的確定29</p><p>

15、　　6.1.1計算塔內(nèi)氣、液相密度29</p><p>　　6.1.2計算氣、液相負荷29</p><p>　　6.1.3塔徑的估算32</p><p>　　6.1.4計算實際空塔氣速32</p><p>　　6.2浮閥塔結(jié)構(gòu)尺寸確定32</p><p>　　6.2.1塔板布置32</p>&

16、lt;p>　　6.2.2溢流裝置設(shè)計計算34</p><p>　　6.3塔板流體力學(xué)驗算35</p><p>　　6.3.1塔板壓力降的計算35</p><p>　　6.3.2物沫夾帶校核36</p><p>　　6.3.3液泛校核36</p><p>　　6.4 塔板負荷性能圖37</p>

17、;<p>　　6.5塔高的確定39</p><p>　　6-6塔板結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計結(jié)果匯總40</p><p>　　第7章 設(shè)備附屬選型40</p><p>　　7.1 丙烯精制塔附屬設(shè)備選型計算40</p><p>　　7.1.1丙烯精制塔全凝器的選擇40</p><p>　　7.1.2丙烯精制塔

18、再沸器的選型41</p><p>　　7.1.3丙烷冷卻器的選擇42</p><p>　　7.1.4丙烯冷卻器的選擇43</p><p>　　7.1.5接力泵的選擇44</p><p>　　7.1.6丙烯精制塔回流泵的選擇45</p><p>　　7.1.7附屬設(shè)備選型及匯總表46</p>&

19、lt;p>　　設(shè)計計算結(jié)果匯總46</p><p><b>　　謝詞47</b></p><p><b>　　參考文獻48</b></p><p><b>　　第1章概述</b></p><p>　　1.1氣分裝置發(fā)展概況</p><p>　

20、　氣體分餾是指對液化石油氣的進一步分離。煉廠液化氣中的主要成分是C3、C4的烷烴和烯烴，即丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。這些烴的沸點很低，如丙烷的沸點是－42.07℃，丁烷為－0.5℃，異丁烯為－6.9℃，在常溫常壓下均為氣體，但在一定的壓力下（2.0MPa以上）可呈液態(tài)，利用其不同沸點進行精餾加以分離。由于彼此之間沸點差別不大，分餾精度要求很高，要用幾個多層塔板的精餾塔。塔板數(shù)越多塔體就越高，所以煉油廠的氣體分餾裝置都有數(shù)個高而細的塔。&

21、lt;/p><p>　　氣體分餾裝置要根據(jù)需要分離出哪幾種產(chǎn)品以及要求的純度來設(shè)定裝置的工藝流程。氣體分餾裝置中的精餾塔一般為三個或四個，少數(shù)為五個，實際中可根據(jù)生產(chǎn)需要確定精餾塔的個數(shù)。一般地，如要將氣體分離為n個單體烴或餾分，則需要精餾培的個數(shù)為n－1。</p><p>　　氣分裝置包括氣體的壓縮和冷卻系統(tǒng)、穩(wěn)定系統(tǒng)、脫硫化氫和二氧化碳的堿精制系統(tǒng)和分離系統(tǒng)。精制的原料進入精餾塔，然后連續(xù)

22、在精餾塔進行分離，分出丙烯、丙烷、輕C4餾分（主要是異丁烷、異丁烯、l-丁烯組分）、重C4餾分（主要為2-丁烯和正丁烷）及戊烷餾分。</p><p>　　1.2氣分裝置的原料來源、組成</p><p>　　氣分裝置的原料主要來自 重整車間、加氫裂化、催化裂化、焦化 等車間分離出來的C1~C4組分。具體組成如下圖：</p><p>　　1.3丙烯精制產(chǎn)品的用途、價值&

23、lt;/p><p>　　丙烯在常溫常壓下為無色可燃性氣體，比空氣重，與空氣形成爆炸性混合物，爆炸極限（體積），可溶于乙醇和乙醚，微溶于水。</p><p>　　丙烯是石油化工基本原料之一，可用以生產(chǎn)多種重要有機化工原料，可以生產(chǎn)丙烯腈，環(huán)氧丙烷，環(huán)氧氯丙烷，異丙醇，丁醇，辛醇等，也可直接合成聚丙烯，乙丙烷等。丙稀可做聚丙稀、異丙醇的原料，還可做腈綸、丙烯睛等產(chǎn)品的原料，丙烯在我國的需要量很大，

24、它是三大合成材料的重要原材料。</p><p>　　1.4分離方案的確定</p><p>　　生產(chǎn)流程方案的數(shù)目由下列公式?jīng)Q定：</p><p>　　Z＝［2（C－1）］！／C?。–-1）！</p><p>　　其中：Z——方案數(shù)目 C——主要組分數(shù)</p><p>　　原料主要有三個組分：C

25、2°、C3＝、C3°，生產(chǎn)方案有兩種：</p><p>　　圖1·1 丙烯精制生產(chǎn)流程方案圖</p><p>　　圖（A）為按揮發(fā)度遞減順序采出，圖（B）為按揮發(fā)度遞增順序采出。在基本有機化工生產(chǎn)過程中，按揮發(fā)度遞減的順序依次采出餾分的流程較常見。因各組分采出之前只需一次汽化和冷凝，即可得到產(chǎn)品。而圖（B）所示方法中，除最難揮發(fā)組分外。其它組分在采出前需經(jīng)

26、過多次汽化和冷凝才能得到產(chǎn)品，能量（熱量和冷量）消耗大。并且，由于物料的內(nèi)循環(huán)增多，使物料處理量加大，塔徑也相應(yīng)加大，再沸器、冷凝器的傳熱面積相應(yīng)加大，設(shè)備投資費用大，公用工程消耗增多，故應(yīng)選用圖（A）所示的生產(chǎn)方案。</p><p>　　由于原料中的和常壓下沸點相近，都在－40℃以下，如在常壓下分離這兩個組分需采用深冷的方法，使用制冷劑，工藝流程復(fù)雜，附屬設(shè)備多，設(shè)備的投資費用加大，根據(jù)烴的沸點隨壓力增加而升高

27、的特點，采用高壓分離的方法，用冷卻水即可滿足工藝要求，只是采用高壓分離丙稀，精餾塔應(yīng)有較多的塔板數(shù)和較大的回流比，所以本設(shè)計采用常溫加壓分離方法，采用相對揮發(fā)度遞減順序流程方案分離出丙稀。</p><p>　　1.5丙烯精制設(shè)備確定</p><p>　　本裝置的平面布置應(yīng)嚴格遵循《煉油裝置平面設(shè)計的主要原則》設(shè)計，宜采用同類設(shè)備集中與流程方式相結(jié)合的方案布置。在裝置內(nèi)設(shè)有塔區(qū)、罐區(qū)、操作區(qū)

28、三部分，同時應(yīng)考慮裝置的主要泄漏地點在罐區(qū)和原料泵附近。東北地區(qū)風向多為西北風，故裝置按流程順序應(yīng)為南北走向，以防止泄漏后可燃氣體被吹出裝置而引起事故。</p><p>　　1.6丙烯精制工藝流程的敘述</p><p>　　來自氣分車間的碳三進入原料罐內(nèi)，罐中碳三經(jīng)脫乙烷塔進料泵再經(jīng)流量控制閥、原料預(yù)熱器預(yù)熱后由進入脫乙烷塔，采用精餾原理，對碳三中的碳二進行分離，塔頂餾分進入分凝器至回流罐

29、，塔頂不凝器由回流罐頂經(jīng)控制閥進入高壓罐網(wǎng)，回流罐液體靠回流泵再經(jīng)控制閥打回塔頂，為塔盤提供液相介質(zhì)，塔底重沸器采用0.9Mpa蒸汽供熱，塔底一部分液相經(jīng)塔底重沸器返回第一層塔盤下，提供氣相介質(zhì)，另一部分作為丙烯精制塔進料靠兩塔之間壓差、經(jīng)流量控制閥壓入丙烯精制塔。</p><p>　　丙烯和丙烷的混合物從進料層流入丙烯精制塔。丙烯精制塔底餾分一部分經(jīng)塔底重沸器返回第一層塔板下，另一部分經(jīng)流量控制閥、流量計送產(chǎn)品

30、罐區(qū)。丙烯精制塔頂?shù)妮p組分即丙烯徑冷凝器再經(jīng)回流罐最后經(jīng)控制閥，一部分打回流，一部分經(jīng)產(chǎn)品泵送至丙烯后冷，根據(jù)需要送聚合或水合。</p><p>　　第2章丙烯精制的物料衡算</p><p>　　2.1脫乙烷塔物料衡算</p><p>　　2.1.1 原料組成及流量</p><p><b>　　（一）進料質(zhì)量流量</b>

31、;</p><p>　　1.年（8000小時）產(chǎn)量105000噸氣體分餾裝置，且生產(chǎn)能力為：0.22丙烯（99.5%）/噸原料。</p><p><b>　　由原始依據(jù)可知：</b></p><p><b>　　2.進料的質(zhì)量流量</b></p><p>　　由原始依據(jù)可知：丙烯在脫乙烷塔和丙烯精制

32、塔的回收率分別為：95％、99.5％。丙烯在進料中的質(zhì)量百分率為70.2</p><p><b>　　(二)進料組成</b></p><p><b>　　由原始依據(jù)知：</b></p><p>　　組分： </p><p>　　Wt% 7.00 70.2 22.1

33、0 0.51 0.19</p><p>　　則丙烯的質(zhì)量流量是W=W×70.2% = 4307.9922×70.2% = 3024.16kg/h</p><p>　　同理可以求出其他組分的質(zhì)量流量W。</p><p>　　丙烯的摩爾流量 kmol/h</p><p>　　同理求得其他組分的摩爾流量F：見下表：2-1

34、</p><p>　　表2-1 脫乙烷塔進料流量與組成</p><p>　　2.1.2脫乙烷塔的物料平衡</p><p>　　本工段精餾屬于多組分精餾，采用清晰分割作物料衡算</p><p>　　清晰分割法：當輕重關(guān)鍵組分相對揮發(fā)度相差很大時，比輕關(guān)鍵組分還輕的組分全部從塔頂餾出液采出，比重關(guān)鍵組分還重的組分全部從塔釜排出，這種分離叫清晰分割

35、</p><p><b>　　——輕關(guān)鍵組分</b></p><p><b>　　——重關(guān)鍵組分</b></p><p>　　對全塔的物料衡算，以單位時間為基準</p><p>　　總物料 F=D+W</p><p>　　易揮發(fā)組分 F·XF:=D

36、83;XD:+W·XW:</p><p><b>　　則有：F=D+W </b></p><p>　　丙烯回收率＝ </p><p>　　乙烷回收率＝ </p><p>　　由此上述數(shù)據(jù)可求得各組分在塔頂

37、和塔釜的流量，見表 2-2</p><p>　　2-2脫乙烷塔頂?shù)牧髁考敖M成 </p><p>　　2-3脫乙烷塔塔釜的流量及組成 </p><p>　　2.2 丙烯精制塔物料衡算</p><p>　　2.2.1丙烯精制塔物料平衡</p><p>　　對全

38、塔物料衡算，并以單位時間為基準</p><p>　　總物料 F=D+W</p><p><b>　　易揮發(fā)組分 </b></p><p><b>　　按清晰分割計算</b></p><p><b>　?。簽檩p關(guān)鍵組分</b></p><p>

39、;<b>　?。簽橹仃P(guān)鍵組分</b></p><p><b>　　則有 F=D+W</b></p><p><b>　　由原始數(shù)據(jù)知：</b></p><p>　　丙烯回收率＝ </p><p>　　丙烷回收率=

40、 </p><p>　　2.2.2原料組成及流量</p><p>　　由此上述數(shù)據(jù)可求得各組分在塔頂和塔釜的流量，見表 2-4</p><p>　　2-4丙烯精制塔塔頂?shù)牧髁亢徒M成 </p><p>　　2-5丙烯塔塔釜的流量和組成 </p&

41、gt;<p>　　第3章丙烯精制裝置工藝條件的計算</p><p>　　3.1 脫乙烷塔工藝條件的確定</p><p>　　3.1.1操作壓力的確定</p><p>　　塔頂冷凝器采用新鮮汞為冷劑，溫度15℃，則由物料與冷劑溫差，設(shè)塔頂氣相冷凝溫度→確定塔頂壓力采用現(xiàn)場生產(chǎn)數(shù)據(jù)：</p><p>　　塔頂壓力：2929.596K

42、pa</p><p>　　進料壓力：2937.7Kpa</p><p>　　塔釜壓力：2950.869Kpa</p><p>　　3.1.2回流溫度的確定</p><p>　　利用試差去求塔頂回流溫度即泡點溫度， 其公式如下</p><p>　　,若 說明所設(shè)溫度偏高，ki值太大，若 說明

43、溫度偏低，ki值太小，經(jīng)反復(fù)假設(shè)溫度，并求出相應(yīng)的kiyi直到足 為止，此時的溫度即泡點。</p><p>　　設(shè)t=30℃ P塔頂＝2929.6KPa，試差結(jié)果如下： </p><p>　　3-1試差法求露點溫度</p><p>　　∵xi＝1.00 ∴露點為30℃</p><p>　　3.1

44、.3塔頂溫度的計算</p><p>　　利用試差去求塔頂溫度即露點溫度</p><p><b>　　其公式</b></p><p>　　若 說明所設(shè)溫度偏低，ki值太小，若 說明溫度偏高，ki值太大，經(jīng)反復(fù)假設(shè)溫度，并求出相應(yīng)的kixi直到滿足 時的溫度即露點。</p><p>　　設(shè)t=

45、38℃ P塔頂＝2929.56KPa，試差結(jié)果如下：</p><p>　　3-2試差法求塔頂溫度數(shù)據(jù)表</p><p>　　∵xi＝1.00 ∴露點為38℃</p><p>　　3.1.4塔底溫度的計算</p><p>　　利用試差法，求算塔釜溫度即泡點溫度，其公式如下</p><p>　　,若

46、 說明所設(shè)溫度偏高，ki值太大，若 說明溫度偏低，ki值太小，經(jīng)反復(fù)假設(shè)溫度 ，并求出相應(yīng)的kiyi直到滿足 為止，此時的溫度即泡點。</p><p>　　假設(shè)t=78℃ P釜 =2950.869KPa，由《化工原理》中P44烴類P-T-K圖中查得及試差結(jié)果如下：</p><p>　　3-3試差法求塔釜溫度數(shù)據(jù)表</p><p>&

47、lt;b>　　泡點為78℃</b></p><p>　　3.1.5進料溫度的計算</p><p>　　進料為飽和液體進料，即為泡點進料，同計算塔釜的溫度相同。</p><p>　　設(shè)t=66℃ P進料＝2937.7KPa，試差結(jié)果如下：</p><p>　　3-4試差法求進料溫度數(shù)據(jù)表</p><p&

48、gt;　　∵yi＝1.00 ∴進料溫度為66℃</p><p>　　3.1.6脫乙烷塔操作條件匯總</p><p>　　3-5脫乙烷塔操作條件匯總</p><p>　　3.2丙烯精制塔工藝條件確定</p><p>　　3.2.1操作壓力的確定</p><p>　　塔頂冷凝器采用新鮮汞為冷劑，溫度15℃，則由物料與

49、冷劑溫差，設(shè)塔頂氣相冷凝溫度→確定塔頂壓力采用現(xiàn)場生產(chǎn)數(shù)據(jù)：</p><p>　　塔頂壓力：2929.596Kpa</p><p>　　進料壓力：2937.7Kpa</p><p>　　塔釜壓力：2950.869Kpa</p><p>　　3.2.2回流溫度的確定</p><p>　　泡點：公式為

50、 </p><p>　　設(shè)t=56℃ P回＝2089.008Kpa，試差結(jié)果如下：</p><p>　　3-6試差法求回流溫度數(shù)據(jù)表</p><p>　　∵yi＝1.00 ∴即泡點為56℃</p><p>　　3.2.3塔頂溫度的計算</p><p><b>　　露點：公式為</b>&

51、lt;/p><p>　　設(shè)t=56℃ P塔頂＝2019.922Kpa，試差結(jié)果如下： </p><p>　　3-7試差法求塔頂溫度數(shù)據(jù)表</p><p>　　∵Xi=1.00 ∴露點為56℃</p><p>　　3.2.4塔底溫度計算</p><p>　　泡點：公式為 </p>

52、<p>　　設(shè)t=65℃ P塔釜＝2089.008Kpa，試差結(jié)果如下： </p><p>　　3-8試差法求塔釜溫度數(shù)據(jù)表</p><p>　　∵yi＝1.00 ∴即泡點為65℃</p><p>　　3.2.5進料溫度的計算</p><p>　　由原始數(shù)據(jù)，進料為飽和液進料，即泡點進料，P進料＝2059.429KPa&l

53、t;/p><p>　　設(shè)t=56.5℃由《化工原理》中P44烴類P-T-K圖圖得ki及試差結(jié)果如下：</p><p>　　3-9試差法求進料溫度數(shù)據(jù)表</p><p>　　∵yi＝1.00 ∴進料溫度為56.5℃</p><p>　　3.2.6丙烯精制塔操作條件匯總</p><p>　　3-10丙烯精制塔操作條件匯總

54、</p><p><b>　　第4章塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　4.1 脫乙烷塔塔板數(shù)的計算</p><p>　　4.1.1最小回流比的計算</p><p>　　4-1脫乙烷塔的平均相對揮發(fā)度</p><p>　　依據(jù)上表中的平均相對揮發(fā)度用恩德伍德公式求Rmin</p>

55、<p><b>　　（1）</b></p><p><b>　?。?）</b></p><p>　　由進料知q＝1 取θ＝6.001</p><p>　　4-2試差結(jié)果列于下表</p><p>　　(2)公式右邊＝0 試差結(jié)果0.0095≈0 ∴θ可取6.001</p>

56、;<p>　　4.1.2最少理論塔板數(shù)的計算</p><p><b>　　最少理論板數(shù)N</b></p><p>　　因為脫乙烷塔塔頂采用分凝器：</p><p><b>　　由芬斯克方程 </b></p><p>　　而

57、 </p><p>　　∴N= （不含塔釜再沸器與分凝器）</p><p>　　4.1.3理論塔板數(shù)和實際回流比的確定</p><p>　　（一）理論塔板數(shù)的確定</p><p>　　1.依據(jù)吉利蘭關(guān)聯(lián)圖找出理論板數(shù)：</p><p><b

58、>　　由</b></p><p>　　求得NT＝12（塊）（不含塔釜再沸器與分凝器）</p><p>　　2.確定精餾段，提餾段的理論板數(shù)n,m</p><p>　　N+2=m+n ……………(1)其中包括塔釜與分凝器</p><p>　　由于泡點進料，由柯克布賴德經(jīng)驗式</p><p&

59、gt;<b>　　…（2）</b></p><p><b>　　∴</b></p><p>　　∴（含塔釜再沸器與分凝器）</p><p>　　（二）實際回流比的確定</p><p><b>　　回流比R</b></p><p>　　R＝4R=4

60、15;3.19=12.76</p><p>　　4.1.4實際塔板數(shù)的確定</p><p><b>　　實際塔板數(shù)Np</b></p><p>　　E0=0.17-0.616lg∑xFμL </p><p>　　而全塔的平均溫度： ℃</p><

61、;p>　　查《石油化工工藝計算圖表》得：</p><p><b>　　則</b></p><p>　　∴E0＝0.17-0.616lg0.07424=0.9303</p><p>　　考慮到實際經(jīng)驗值E0＝40%</p><p><b>　　∴Np=</b></p><p&

62、gt;　　4.1.5進料位置的確定</p><p>　　精餾段，提餾段實際數(shù)n´ m´</p><p>　　n´ =n/0.4=1/0.4=3（塊）</p><p>　　m´＝m/0.4=13/0.4=32(塊) （含塔釜再沸器與分凝器）</p><p>　　由n´可知進料板為上數(shù)第3塊板。&

63、lt;/p><p>　　脫乙烷塔選浮閥塔板，浮閥為F1型。</p><p>　　4.1.6脫乙烷塔塔板數(shù)計算結(jié)果匯總</p><p>　　4-3脫乙烷塔塔板數(shù)計算結(jié)果匯總</p><p>　　4.2丙烯精制塔塔板數(shù)的計算</p><p>　　4.2.1最小回流比的計算最小回流比</p><p>　　

64、4-4丙烯塔的平均相對揮發(fā)度</p><p>　　注：上表中各組分的相對揮發(fā)度的求法：</p><p>　　首先由前面的計算知道了塔頂、塔釜及進料溫度，又由原始數(shù)據(jù)知道了塔頂、塔釜和進料壓力，這樣知道了相平衡常數(shù)便可求得任一組分的全塔平均相對揮發(fā)度αi,事實k可按溫度和壓力在有關(guān)的書中查得。</p><p><b>　　如求</b></p

65、><p>　　已知t頂＝t´丙＝50℃，Ｐ＝2019.922KPa</p><p>　　則據(jù)t´丙和Ｐ頂　查《化工原理》下冊Ｐ44 “烴類的P-T-K列線圖”可得K＝2.41</p><p>　　選擇i的揮發(fā)度為基準揮發(fā)度，又知：＝0.307</p><p><b>　　則 　　　＝</b></p

66、><p>　　同理，求得其它各組分的相對揮發(fā)度，見上表。</p><p>　　由上表中全塔的平均相對揮發(fā)度用恩德伍德公式試差</p><p><b>　?。?）</b></p><p><b>　　（2）</b></p><p>　　由進料知q＝1 （2）右邊＝0</p&g

67、t;<p>　　設(shè)θ＝2.747試差結(jié)果列于下表　　 </p><p>　　4-5試差法求回流比數(shù)據(jù)表</p><p>　　試差結(jié)果-0.007≈0　　　∴θ可取2.747</p><p><b>　　則Rm＝</b></p><p>　　4.2.2最少理

68、論塔板數(shù)的計算</p><p><b>　　最少理論板Nm</b></p><p>　　∵丙烯精制塔塔頂采用全凝器，則芬斯克方程為如下形式：</p><p>　　而 </p><p><b>　　∴N=</b>&

69、lt;/p><p>　　（不含塔釜再沸器與分凝器）</p><p>　　4.2.3理論塔板數(shù)和實際回流比的確定</p><p>　?。ㄒ唬├碚撍鍞?shù)的確定</p><p>　　根據(jù)吉利蘭關(guān)聯(lián)圖求理論板數(shù)N</p><p><b>　　∵</b></p><p>　　由《基本有機

70、化工過程及設(shè)備》圖6-10</p><p><b>　　查得</b></p><p>　　∴N＝95.5（塊）＝96（塊）（不含塔釜再沸器與分凝器）</p><p>　?。ǘ┗亓鞅龋篟=2Rm＝2×11.8812≈24</p><p>　　4.2.4實際塔板數(shù)的確定</p><p>&

71、lt;b>　　實際板數(shù)：</b></p><p>　　E0=0.17-0.616 lg∑xFμL</p><p>　　而全塔的平均溫度t= ℃</p><p>　　查《石油化工工藝計算圖表》得：</p><p>　　E0=0.17-0.616×lg0.05678=0.9373

72、</p><p>　　但依經(jīng)驗取E0=0.65</p><p><b>　　∴</b></p><p>　　4.2.5進料位置的確定</p><p>　　確定精餾段，提餾段的實際板數(shù)n,m</p><p>　　N+m=Np+1=90+1=91 ……………(1)（含塔釜再沸器）</p&g

73、t;<p>　　由于泡點進料，則可由柯克布賴德經(jīng)驗式確定進料位置</p><p>　　∴　　　　　　　　……（2）</p><p>　　∴ </p><p><b>　　（含塔釜再沸器）</b></p><p>　　由n＝82可知，進料板為由上數(shù)第83塊板&l

74、t;/p><p>　　4.2.6丙烯精制塔塔板數(shù)計算結(jié)果匯總</p><p>　　4-6丙烯精制塔塔板數(shù)計算結(jié)果匯總</p><p><b>　　第5章 熱量衡算</b></p><p>　　5.1 脫乙烷塔熱量衡算</p><p>　　5.1.1冷凝器的熱量衡算</p><p&g

75、t;　　對脫乙烷塔冷凝器作熱量衡算</p><p>　?。?）分凝器的熱負荷Q冷，衡算范圍見上圖</p><p>　　Q2＝Q3 + Q4 + Q冷</p><p>　　則：Q冷＝Q2- Q3 - Q4</p><p>　　而Q3的計算方法同Q1的計算方法一樣，見下表3-4</p><p>　　T=38℃ P=292

76、9.596KPa </p><p><b>　　5-1求Q3值列表</b></p><p>　　因此，Q冷＝1095660.374-59282-494164.97=542213.404 kal/h</p><p>　　?。?.1 （為安全系數(shù)）</p>&l

77、t;p><b>　　較正后:</b></p><p>　　Q冷＝731516.037×1.1＝596434.7444 kcal/h</p><p>　　（2）分凝器冷卻水（新水）的需要量</p><p>　　5.1.2再沸器的熱量衡算</p><p>　　對脫乙烷塔再沸器的熱量衡算</p>

78、;<p>　?。?）再沸器的熱負荷QB</p><p>　　QB＝Q6·ξ＝302651.196×1.1＝332916.3156 kcal/h</p><p>　?。?）加熱介質(zhì)消耗量Wh</p><p>　　因加熱介質(zhì)在加熱過程中只發(fā)生相變，即：由174℃的蒸汽→174℃的水。</p><p>　　進出再沸

79、器介質(zhì)的焓分別為IB1-IB2</p><p>　　進出再沸器的壓力為910KPa蒸汽由《化工工藝設(shè)計手冊》上冊P174查得：</p><p>　　ΔH＝487.938 Kcal/kg</p><p>　　Wh＝QB/ΔH=332916.3156/487.938=0.682T/h</p><p>　　對脫乙烷塔再沸器的熱量衡算</p&g

80、t;<p>　　（1）再沸器的熱負荷QB</p><p>　　QB＝Q6·ξ＝302651.196×1.1＝332916.3156 kcal/h</p><p>　?。?）加熱介質(zhì)消耗量Wh</p><p>　　因加熱介質(zhì)在加熱過程中只發(fā)生相變，即：由174℃的蒸汽→174℃的水。</p><p>　　進出再

81、沸器介質(zhì)的焓分別為IB1-IB2</p><p>　　進出再沸器的壓力為910KPa蒸汽由《化工工藝設(shè)計手冊》上冊P174查得：</p><p>　　ΔH＝487.938 kcal/kg</p><p>　　Wh＝QB/ΔH=332916.3156/487.938=0.682T/h</p><p>　　5.1.3全塔熱量衡算</p>

82、;<p>　　1、塔頂上升蒸汽的組成見圖</p><p>　　因為分凝器可看作一塊理論板</p><p><b>　　由精餾段操作線方程</b></p><p>　　＝ 知： ＝ +</p><p><b>　　其中R=15.28</b&g

83、t;</p><p>　　2、采用清晰分割法作的物料衡算，所以塔頂上升蒸汽只有和兩組分</p><p><b>　　則：</b></p><p>　　而： 即</p><p><b>　　同理：</b></p><p>　　3、塔頂上升

84、蒸汽的露點溫度 t上</p><p>　　用試差方法求t上假設(shè)塔頂上升蒸汽的露點溫度t上=50℃,P頂 ＝2929.596KPa，由t上</p><p>　　和P頂 查《化工原理》中P44烴類P-T-K圖”</p><p><b>　　∵yi=kixi</b></p><p><b>　　則</b>

85、</p><p><b>　　同理：</b></p><p><b>　　故：</b></p><p>　　說明塔頂上升蒸汽的露點溫度為44℃。</p><p>　　3、對脫乙烷塔全塔作熱量衡算</p><p>　　衡算范圍如圖3-2所示</p><p&g

86、t;　　由圖可知：Q進＝Q出</p><p>　　即：Q1+ Q3 + Q5 = Q2 + Q4</p><p><b>　　而：</b></p><p>　　其中：Wi——質(zhì)量流量 kg/h</p><p>　　ILi——某組分i單位質(zhì)量的液相焓 Kcal/kg</p><p>　　Q1——

87、進脫乙烷塔的熱量 Kcal/ h </p><p>　　進料溫度℃，P進＝29atm,查《化工工藝設(shè)計手冊》得知如下數(shù)據(jù)：</p><p><b>　　則Q1＝</b></p><p>　?。?03.08190+3039.47117+956.87113.5+22.08104+8.23107</p><p>　　Q1＝

88、524984.865 kg/h</p><p>　　同理，根據(jù)進出塔的物料的溫度和壓力分別求出Q2 Q3 Q4 Q5 見表5-2 Q2求法列表 </p><p>　　注： 上表中V——脫乙烷塔精餾段上升蒸汽摩爾質(zhì)量Kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(12.76+1)×13.7=188.512Kmol/h</p&g

89、t;<p>　　Mi——i組分的摩爾質(zhì)量 kg/Kmol</p><p>　　Ivi——i組分的單位質(zhì)量的氣相焓 Kcal/kg </p><p>　　y(n+1)——脫乙烷塔精餾段上升蒸汽i組分的摩爾分率</p><p>　　5-3 Q3值求法列表</p><p>　　注： 上表中L——脫乙烷塔精餾段回流液的干摩爾流量

90、Kmol/h</p><p>　　L＝V-D=188.512-13.7=174.812 Kmol/h</p><p>　　IL回i——i組分單位質(zhì)量回流液的焓 Kcal/kg</p><p>　　X回i——回流液中組分i的摩爾分率</p><p>　　5-4 Q4值求法列表</p><p>　　進入衡算范圍的熱量Q進

91、＝Q1+Q3+Q5</p><p>　　帶出衡算范圍的熱量Q出＝Q2+Q4</p><p><b>　　Q進＝Q出</b></p><p>　　即：Q1+Q3+Q5＝Q2+Q4</p><p>　　則：Q5＝Q2+Q4- Q1-Q3</p><p>　　Q5＝1095660.374+494146.

92、97-524984.865-762171.283=302651.196 Kcal/h</p><p>　　5.1.4脫乙烷塔熱量衡算結(jié)果匯總</p><p>　　5-5脫乙烷塔熱量衡算結(jié)果匯總</p><p>　　5.2丙烯精制塔熱量衡算</p><p>　　5.2.1全凝器的熱量衡算</p><p><b&g

93、t;　　全凝器的熱量衡算</b></p><p>　　（1）全器的熱負荷Q冷</p><p>　　由3-4圖Ⅱ所示的衡算范圍得：</p><p>　　Q1＝Q3+ Q冷+Q2 </p><p>　　則：Q冷＝Q1-Q2-Q3＝12288786.5-302684.595-7304049.112＝4682052.793 kcal/h&

94、lt;/p><p>　　考慮到安全系數(shù)ξ＝1.1</p><p>　　則：Q冷＝4682052.793×1.1＝5150258.072 kcal/h</p><p>　?。?）全凝器冷卻水（循環(huán)水）的用量Wc</p><p>　　因為循環(huán)水的溫度由28℃56℃</p><p><b>　　則 </

95、b></p><p>　　5.2.2再沸器的熱量衡算</p><p>　　對丙烯精制塔再沸器的熱量衡算</p><p>　?。?）再沸器的熱負荷QB</p><p>　　QB＝Q5ξ＝4690016.02×1.1＝5159017.622Kcal/h=2159977.498kj</p><p>　　（2）

96、加熱介質(zhì)消耗量</p><p>　　因為加熱介質(zhì)在再沸器中只發(fā)生相變</p><p>　　則：IB1-IB2＝ΔH（IB1、IB2分別為進出再沸器加熱介質(zhì)的焓）</p><p>　　由于進再沸器的蒸汽壓9kg/cm2，由《化工工藝設(shè)計手冊》上冊P174查得，在相變溫度為174℃時的相變熱ΔН＝487.938kcal/h，</p><p>　　

97、則：Wh＝QB/ΔH=5159017.622/487.938=10.573T/h</p><p>　　5.2.3全塔熱量衡算</p><p><b>　　衡算范圍</b></p><p>　　1、求出Q0 Q1 Q2 Q3 Q4 </p><p>　　據(jù)進料溫度℃ P進＝2059.429</p><

98、p>　　查《化工工藝設(shè)計手冊》得ILi(組分：單位質(zhì)量的液相焓)如下：</p><p><b>　　而</b></p><p>　　＝0.12190+2887.497105+956.87103.5+22.0897+9.23100</p><p>　?。?05210.79（Kcal/h）</p><p>　　同理，

99、求出Q1 Q2 Q3 Q4分別見下表3-5；表3-6；表3-7和表3-8 </p><p><b>　　5-6求Q1值列表</b></p><p>　　注： 上表中V＝（R+1）D＝（24+1）×68.854＝1721.35 kmol/h</p><p>　　V——精餾段內(nèi)上升蒸汽的摩爾流量</p><p&g

100、t;　　Ivi——精餾段內(nèi)上升蒸汽單位質(zhì)量的焓</p><p>　　Mi——組分i的摩爾質(zhì)量</p><p>　　5-7求Q2值列表 T2=56℃ P頂＝2109.922KPa</p><p>　　5-8求Q3值列表T2=56℃ P回＝2019.922KPa</p><p>　　注：上表中L——精餾段回流液體的干摩爾流量

101、 kmol/h</p><p>　　XD——回流液中組分i的摩爾分率</p><p>　　其中L＝V-D=1721.35-68.854＝1656.496 kmol/h </p><p>　　5-9 T2=65℃ P回＝2089.08KPa</p><p><b>　　2、求Q5</b></p>

102、<p>　　由3-4圖Ⅰ的所示衡算范圍可知：</p><p>　　Q0 + Q5+ Q3 ＝Q1 + Q4</p><p>　　則：Q5＝Q1+Q4-Q0-Q3 ＝1228878.65+110489.422-405210.79-7304049.112 ＝4690016.02 kcal/h</p><p>　　3、全凝器的熱量衡算</p&g

103、t;<p>　?。?）全器的熱負荷Q冷</p><p>　　由3-4圖Ⅱ所示的衡算范圍得：</p><p>　　Q1＝Q3+ Q冷+Q2 </p><p>　　則：Q冷＝Q1-Q2-Q3＝12288786.5-302684.595-7304049.112＝4682052.793 kcal/h</p><p>　　考慮到安全系數(shù)ξ

104、＝1.1</p><p>　　則：Q冷＝4682052.793×1.1＝5150258.072 kcal/h</p><p>　　5.2.4脫乙烷塔熱量衡算結(jié)果匯總</p><p>　　5-10脫乙烷塔熱量衡算結(jié)果匯總</p><p>　　第6章 丙烯精制塔工藝尺寸的確定</p><p><b>　

105、　6.1塔徑的確定</b></p><p>　　6.1.1計算塔內(nèi)氣、液相密度</p><p>　　以提餾段為準進行丙烯精制塔的工藝設(shè)計計算：</p><p>　　ρi為提餾段回流液各組分密度，由《石油化工工藝計算圖表》上查取</p><p>　　6-1提餾段回流液各組分密度t=67.5℃

106、 </p><p>　　6.1.2計算氣、液相負荷</p><p><b>　　為提餾段回流液密度</b></p><p>　　6-2 餾段回流液密度 t=67.5℃ </p><p>　　6-3求液相的平均分子量</p><p&g

107、t;　　由PVs′=nZnRT求得Vs′</p><p>　　首先用虛擬臨界參數(shù)法求壓縮因子Zm，其中Zi=Zi0+WiZi′查《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》得下表4-13，</p><p>　　T=330.15k p=2086.78kPa</p><p>　　6-4臨界參數(shù)法求壓縮因子</p><p><b>　　則：</b

108、></p><p>　　6-5求氣相的平均分子最見下表</p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　液相表面張力σ</b></p><p>　　6-6 T＝60.05℃，查《石油化工工藝計算圖表》P142—P212得下表 </p>&l

109、t;p>　　由上述計算得浮閥塔設(shè)計計算條件：</p><p>　　氣相流量：Vs′=0.61 m3/s</p><p>　　液相流量：Ls′=0.0509 m3/s</p><p>　　氣相密度：ρv′ =34.71 kg/m3</p><p>　　液相密度：ρL′=422.5 kg/m3</p><

110、p>　　液相表面張力：σ=3.12438 dyn/cm</p><p>　　6.1.3塔徑的估算</p><p>　　首先求空塔氣速，取安全系數(shù)＝0.8</p><p><b>　　而，Umax=c</b></p><p>　　式中C由史密斯關(guān)聯(lián)圖《化工原理》下冊P160頁查出橫坐標的數(shù)值為：</p>

111、<p><b>　　則：</b></p><p>　　取板相距HT＝0.45m hL=0.09m</p><p>　　則其圖中參數(shù)值：HT- hL＝0.45-0.09＝0.36m</p><p>　　由其圖上查得：C20=0.052</p><p>　　校正查出的負荷系數(shù)：</p>

112、<p>　　C＝C20（σ/20）0.2=0.052×(3.1248 /20)0.2=0.03587</p><p>　　則：Umax=0.0329 </p><p>　　則空塔氣速為：U=0.8Umax＝0.8×0.11＝0.088（m/s）</p><p><b>　　塔徑D＝</b>&l

113、t;/p><p>　　按標準塔徑圓整?。篋=2.4m</p><p>　　6.1.4計算實際空塔氣速</p><p>　　塔截面積：AT＝(π/4 )D2＝π/4×2.42＝4.52（m2）</p><p>　　空塔氣速：u=Vs/AT=0.61/4.52=0.135(m/s)</p><p>　　6.2浮閥塔結(jié)

114、構(gòu)尺寸確定</p><p><b>　　6.2.1塔板布置</b></p><p>　　塔板布置及浮閥數(shù)目排列：</p><p>　　取閥孔動能因子 F0=9</p><p><b>　　則：</b></p><p>　　每層塔板上的浮閥數(shù)N為</p><

115、;p>　　取邊緣區(qū)寬度：WC＝0.06m</p><p>　　破沫區(qū)寬度： Ws＝0.10m</p><p>　　依《化工原理》下冊P167式3-18計算塔板上的鼓泡區(qū)面積Aa</p><p>　　R＝D/2-Wc＝2.4/2-0.06＝1.14m2</p><p>　　X=D/2-( Wd+Ws)= 2.4/2-(0.48+0.1)

116、=0.62(m)</p><p><b>　　則：</b></p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排取同一橫排的孔心距：</p><p>　　t＝75mm=0.075m</p><p>　　則可按下式估算排間距t＇</p><p>　　t＇=Aa/N·t=2.21/335

117、15;0.075=0.139m=125.4mm</p><p>　　考慮采用分塊式塔板取t＇=100mm=0.1m</p><p>　　按t＝75mm, t＇=100mm以等腰三角形叉排方式作圖</p><p>　　排得浮閥數(shù)336個重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)</p><p>　　F0＝1.15×＝10.2</p>&

118、lt;p>　　閥孔動能因數(shù)變化不大，滿足要求</p><p>　　塔板開孔率＝u/u0×100％=0.17/1.5197×100％＝10％</p><p>　　6.2.2溢流裝置設(shè)計計算</p><p>　　選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進口堰</p><p><b>　　各項計算如下：</b>&l

119、t;/p><p>　?。?）堰長Lw取堰長Lw＝0.8D，即</p><p>　　Lw＝0.8×2.4＝1.92m</p><p><b>　?。?）出口堰高hm</b></p><p>　　由《化工原理》手冊P163可知：</p><p><b>　　HL＝hw+how</

120、b></p><p>　　則hw=hL-how </p><p>　　而how ＝(2.84/1000)E(Lh/Lw)2/3</p><p>　　E由《化工原理》下冊P163查出</p><p><b>　　橫標：</b></p><p><b>　　查得：E＝1.04</

121、b></p><p>　　查《化工原理》下冊P163列線圖得how＝0.06m</p><p>　　則how=0.09-0.06＝0.03m</p><p>　　（3)降液管底隙高度h0</p><p>　　h0＝ 取U0′＝0.35m/s</p><p>　　則：h0=0.0509/(1.9

122、2×0.3)＝0.0884（m）</p><p>　?。?)弓形降液管寬度Wd和面積Af</p><p>　　∵Lw/D＝1.92/2.4＝0.80</p><p><b>　　由該圖查得：</b></p><p>　　Af/AT=0.15 Wd/D=0.2</p><p>　　

123、則：Af＝0.15×4.5=0.6782m2 </p><p>　　Wd=0.2×2.4=0.48（m）</p><p>　　依《化工原理》下冊P165式3-10驗算液體在降液管中的停留時間</p><p>　　即：θ＝Af﹒HT/LS′＝0.684×0.45/0.0506＝6.08（s）</p><p>&l

124、t;b>　　停留時間θ>5S</b></p><p>　　6.3塔板流體力學(xué)驗算</p><p>　　6.3.1塔板壓力降的計算</p><p>　　1）氣相通過浮閥塔板的壓強降</p><p>　　可根據(jù)《化工原理》下冊P168式3-19a計算塔壓強降</p><p>　　即hp=hc+hL+

125、hσ</p><p><b>　?、俑砂遄枇?hc</b></p><p>　　由下式來求臨界孔速Uoc</p><p><b>　　因Uo=>Uoc</b></p><p>　　故按下式計算干板阻力：則用hc＝5.34</p><p><b>　　即：hc&

126、lt;/b></p><p>　?、诎迳铣錃庖簩幼枇c</p><p>　　因本混合物為碳氫化合物，取充氣系數(shù)</p><p><b>　　則：hl=</b></p><p>　?、垡后w表面張力所造成的阻力，此項阻力很小可忽略不計，因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強所相當?shù)囊褐叨葹椋篽p=0.053+0.045=

127、0.0953(m)</p><p>　　6.3.2物沫夾帶校核</p><p>　　霧沫夾帶 按《化工原理》下冊P170式3-28計算泛點率</p><p><b>　　即：</b></p><p><b>　　泛點率＝</b></p><p>　　其中ZL=D-2Wd=2

128、.4-2×0.48＝1.44</p><p>　　Ab-At-2Af=4.5-2×0.6782＝3.16</p><p>　　本混合物系統(tǒng)按正常系統(tǒng)《化工原理》下冊P167表8-4取K=1，在同一頁圖8-17查取GF=0.117</p><p><b>　　泛點率＝</b></p><p><b

129、>　　6.3.3液泛校核</b></p><p>　　為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd≤ф（HT+Hw）。Hd由《化工原理》下冊P169式3-24求得：Hd＝hp+hL+hd</p><p>　?、贇怏w通過塔板的壓強降所相當?shù)囊褐叨萮p，前以算出hp=0.953m</p><p>　　②液體通過降液管的壓頭損失Hd，因為不設(shè)

130、進口堰，故按《化工原理》下冊P169式3-25計算，即：</p><p><b>　?、郯迳弦簩痈叨?lt;/b></p><p>　　前已求出：hL＝0.09m</p><p>　　則：Hd＝0.0953+0.09+0.0134＝0.199m</p><p>　　取ф＝0.5，又已選定HT＝0.45m hw=0.03m

131、</p><p>　　則：ф（HT+hw）＝0.5（0.45+0.03）＝0.24（m）</p><p>　　可見：Hd<ф（HT+hw）符合防止液泛的要求。</p><p>　　6.4 塔板負荷性能圖</p><p>　　(1)霧沫夾帶上限線，按泛點率＝80％計算V′s-L′s關(guān)系依：</p><p>　　經(jīng)整