中原混合原油常壓塔的工藝計(jì)算過程案例目錄TOC\o"1-3"\h\u21966中原混合原油常壓塔的工藝計(jì)算過程案例 1249881.1常壓塔的物料平衡 133831.2汽提水蒸汽用量 1223401.3塔板形式和塔板數(shù) 293921.4繪制草圖 2171851.5常壓塔操作壓力計(jì)算 2305581.6汽化段溫度 3129921.7常壓塔塔底溫度 6118471.8常壓塔頂及側(cè)線溫度的假設(shè)與回流熱分配 6212901.9常壓塔側(cè)線及塔頂溫度的校核 7322661.10常壓塔全塔汽液相負(fù)荷 13207311.11塔板氣，液相負(fù)荷數(shù)據(jù)匯 25155901.12氣液相負(fù)荷分布圖 25278091.13常壓塔塔板的的水力學(xué)校核 26240491.13.1選取基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 26142501.13.2常壓塔塔板的結(jié)構(gòu)計(jì)算 26214891.13.3浮閥塔塔板的水力學(xué)校核計(jì)算 30111241.13.4浮閥塔塔板負(fù)荷性能圖 321.1常壓塔的物料平衡表4-1常壓塔物料平衡(按每年開工8000小時(shí)計(jì))1.2汽提水蒸汽用量常壓塔設(shè)置的三個(gè)側(cè)線，航煤側(cè)線其要求產(chǎn)品不能帶水，因此選用再沸器汽提；二三側(cè)線和常壓塔塔底重油都用過熱水蒸汽汽提，使用溫度為，壓力的過熱水蒸汽。表4-2汽提水蒸汽用量1.3塔板形式和塔板數(shù)常壓塔采用兩個(gè)中段回流，每個(gè)中段回流用三層換熱塔板共6層，全塔塔板數(shù)34層。1.4繪制草圖根據(jù)前面的計(jì)算，可以知道常壓塔塔板數(shù)，測線位置，進(jìn)料位置，中段回流抽出以及回流板，由這些數(shù)據(jù)簡單畫出常壓塔的草圖。（如圖4-1）1.5常壓塔操作壓力計(jì)算根據(jù)常壓塔的草圖可以確定每個(gè)產(chǎn)品的抽出位置，塔頂是最輕的餾分重整料，其在塔頂被抽進(jìn)產(chǎn)品罐，取其壓力為，塔頂?shù)酿s分需要冷凝冷卻，一部分抽出，一部分回流，采用二級冷凝冷卻裝置效果較好，因此取塔頂冷卻設(shè)施壓力降為，空冷器殼程壓力降取，故可求解得到塔頂?shù)膲毫椋撼核x用浮閥塔，兩個(gè)浮閥塔板間壓力降為0.5(4mmHg)，則：第9塊塔板（航煤抽出）上壓力為第17層塔板（輕柴油抽出）上壓力為第27層塔板（重柴油抽出）上壓力為第30層（汽化部分）下壓力為油品從加熱爐到常壓塔進(jìn)料端所用的管道產(chǎn)生的壓降為，則加熱爐出口壓力1.6汽化段溫度（1）汽化段中進(jìn)料的氣化率與過汽化度取油氣在進(jìn)入常壓塔前，過度加熱產(chǎn)生的汽化度為初底油進(jìn)料的2%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))或2.03%(體積分?jǐn)?shù))，即過度汽化的量為以上進(jìn)料在汽化部分中的汽化率為：汽化部分的油氣分壓汽化部分中各物料的油氣流量如下：上述過汽化油的分子質(zhì)量取300(比重柴高8~10)。那么可知汽化部分油氣分壓為：（3）汽化部分溫度的初步求定常壓塔汽化部分應(yīng)該作初底油的相圖（如附圖3），求油氣在其分壓0.119下汽化體積分?jǐn)?shù)為40.55%的平衡汽化溫度，因此需要求出初底油在0.119下初底油平衡汽化曲線，計(jì)算方法與初餾塔汽化部分溫度計(jì)算相似。由附圖4可知，當(dāng)初底油在加熱汽化到汽化率為40.55%時(shí)，對于溫度。（4）當(dāng)中原混合油汽化率，時(shí)，中原混合原油進(jìn)料在汽化部分中一部分汽化為氣體，一部分未被汽化，其焓計(jì)算列于表4-2，所以。知道了中原混合油在汽化部分的焓值，再求中原混合原油在加熱爐出口操作條件下的焓，繪制中原混合原油在加熱爐出口壓力0.207下的平衡汽化曲線（附圖2），根據(jù)中原混合原油的加工方案，航煤的具有較高的收率，因此加熱爐出口溫度最高不得大于360℃，在畫出的平衡汽化曲線上讀出其在360℃時(shí)的汽化率,顯然＞。根據(jù)以上的數(shù)據(jù)，可計(jì)算中原混合油的常壓塔進(jìn)料在加熱爐出口操作條件下的焓值h0。通過校核，其結(jié)果表明略大于。所以在初始設(shè)計(jì)的常壓塔汽化部分溫度352℃之下既能保證原油具有較高的拔出率(體積分?jǐn)?shù)40.55%)，也能一定程度保證加熱爐出口溫度超過允許限度。表4-3中原混合油進(jìn)料帶入汽化段的熱量表4-4中原混合油進(jìn)料在加熱爐爐出口處攜帶的熱量圖1.1常壓塔計(jì)算草圖1.7常壓塔塔底溫度一般工程設(shè)計(jì)依據(jù)經(jīng)驗(yàn)值，塔底溫度依據(jù)經(jīng)驗(yàn)要比汽化部分溫度低7℃，即塔底溫度為。1.8常壓塔頂及側(cè)線溫度的假設(shè)與回流熱分配（1）設(shè)塔頂及側(cè)線溫度工程設(shè)計(jì)依據(jù)同類經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù),假設(shè)常壓塔頂及各側(cè)線溫度如下常壓塔頂溫度138℃航煤抽出板(第9層)溫度195℃輕柴油抽出板(第17層)溫度256℃重柴油抽出板(第27層)溫度315℃ (2)常壓塔的全塔回流熱按照（1）中假設(shè)的溫度進(jìn)行全塔熱平衡計(jì)算，求出常壓塔全塔的回流熱。表4-5常壓塔全塔回流熱所以，常壓塔全塔回流熱（3）常壓塔頂?shù)幕亓鞣绞揭约盎亓鳠岱峙涑核敳捎枚壚淠鋮s程序，常壓塔頂回流溫度定為60℃，采用兩個(gè)中段回流，第一個(gè)中段回流位于航煤側(cè)線與輕柴油側(cè)線之間，第二個(gè)中段回流位于輕柴油側(cè)線與重柴油側(cè)線之間。常壓塔全塔回流熱分配如下：1.9常壓塔側(cè)線及塔頂溫度的校核溫度校核應(yīng)該從常壓塔塔底往塔頂進(jìn)行校核。（1）重柴油抽出板(第27層)溫度按圖1.2的隔離體系作第27層以下塔段的熱平衡，見圖1.2及表4-6。表4-6第27層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：382.08×106+795L=341.77×106+908L所以則重柴油抽出板上方氣相總量為：重柴油油氣分壓為：由重柴油常壓下平衡汽化50%溫度得到任意壓力下平衡汽化50%溫度可查文獻(xiàn)2圖6-24［2］，從而得到下面數(shù)據(jù)：由以上數(shù)據(jù)求得在0.088MPa下重柴油的被汽化剛剛冒出第一個(gè)小氣泡溫度為316.5℃與初始假設(shè)溫度315℃很接近，工程上認(rèn)定此溫度假設(shè)是正確的。圖1.2重柴油抽出板下塔段的熱平衡（2）輕柴油抽出板(第17層)溫度按圖1.3的隔離體系作第17層以下塔段的熱平衡，見表4-7。由熱平衡得：所以則輕柴油抽出板以上部分油氣的總量為：得輕柴油油氣分壓為：由常壓下平衡汽化50%溫度得到任意壓力下平衡汽化50%溫度可查圖6-24［2］，從而得到下面數(shù)據(jù)：由以上數(shù)據(jù)求得在0.094MPa下，輕柴油加熱汽化到冒出第一個(gè)小氣泡的溫度為255℃與初始假設(shè)的256℃很接近，工程上認(rèn)為此溫度假設(shè)是正確的。圖1.3輕柴油抽出板下塔段的熱平衡表4-7第17層以下塔段的熱平衡（3）航煤抽出板(第9層)溫度按圖1.4的隔離體系作航煤抽出板以下塔段的熱平衡，見表4-8。表4-8航煤抽出板以下塔段的熱平衡由熱平衡得：所以則航煤抽出板以上部分氣相總量為：航煤油氣分壓為：由常壓下平衡汽化50%溫度得到任意壓力下平衡汽化50%溫度可查圖6-24［2］，從而得到下面數(shù)據(jù)：由以上數(shù)據(jù)求得在0.069MPa下，航煤加熱汽化到冒出第一個(gè)小氣泡時(shí)溫度為196℃與初始假設(shè)的195℃很接近，工程上認(rèn)定此溫度假設(shè)正確。圖1.4航煤抽出板下塔段的熱平衡（4）常壓塔塔頂溫度常壓塔塔頂冷凝后回流溫度t0=60℃，按塔頂重整料餾分的操作條件查資料得其焓值；常壓塔塔頂溫度t1=138℃，按塔頂重整料操作條件查得其焓值。故常壓塔的塔頂冷回流量為：塔頂匯聚的氣體量(重整料+冷回流氣體)為：塔頂氣相分壓：由數(shù)據(jù)計(jì)算的重整料餾分的常壓液化形成第一顆小液滴的溫度（露點(diǎn)）為。已知重整料餾分的焦點(diǎn)溫度和壓力分別為和。根據(jù)平衡汽化數(shù)據(jù)可以在其基礎(chǔ)上繪制重整料餾分的相圖。由重整料餾分的相圖可讀得氣相分壓為時(shí)的液化形成第一顆小液滴的溫度為。塔頂會(huì)有不凝氣的存在，因此這個(gè)溫度要乘以系數(shù)0.97，則常壓塔塔頂溫度為：與初始假設(shè)的138℃相同，故認(rèn)為初始假設(shè)的溫度是正確的。最后驗(yàn)證在塔頂操作條件下，水蒸氣是否會(huì)出現(xiàn)冷凝。常壓塔塔頂水蒸氣分壓：在常壓塔塔頂操作壓力下的的飽和水蒸氣為85℃遠(yuǎn)低于常壓塔頂溫度138℃。故在常壓塔的塔頂水蒸氣一直處于過熱狀態(tài)，不會(huì)出現(xiàn)冷凝現(xiàn)象，因此常壓塔塔頂溫度為138℃適合。1.10常壓塔全塔汽液相負(fù)荷1.10.1求全塔中段回流量求常壓塔中段回流流率過程見表4-9表4-9常壓塔中段回流流率1.10.2需要計(jì)算的塔板數(shù)需要計(jì)算的塔板為1,2,8,9,11,13,14,15,17,19,21,22,27,28,31,341.10.3常壓塔塔板氣液相負(fù)荷計(jì)算（1）常壓塔底底部氣液相負(fù)荷（34塊塔板）常壓塔塔底液相負(fù)荷相當(dāng)于未被汽化的中原混合油，即所謂的常壓渣油，其流量，而常壓塔底的氣相負(fù)荷只是簡單地汽提水蒸氣組成，它的流量。常壓塔底液相負(fù)荷的溫度。且知查密度校核表得塔底液相負(fù)荷體積流率塔底氣相負(fù)荷的溫度氣相總量（氣相量為常渣汽提水蒸氣）氣相負(fù)荷體積（2）作第31塊板的氣液相負(fù)荷第31塊板塔段的熱平衡如表4-6所示。各物料性質(zhì)：=0.8641g/cm3t=352℃P=0.172MPaM=450L=346500kg/h查密度校核表r=0.00061L=29.7m3/h氣相負(fù)荷為進(jìn)料后氣化的量加塔底汽提蒸汽：n=1027.9kmol/h（3）作第28塊板的氣液相負(fù)荷表4-10第27層以下塔段的熱平衡各物料性質(zhì)：=0.8305g/cm3t=323.5℃P=0.1708MPaM=328由熱平衡得：369.01×106+862L=347.04×106+1005LL=153636kg/h=516.5液相負(fù)荷：ρ20=0.8305g/cm3t=323.5℃查密度校核表r=0.00069L=153636/626.95245.05m3/h氣相負(fù)荷：t=323.5℃,P=0.172MPan=115.7+212.8+115.9+101.9+269.6+516.5=1041.4kmol/h（4）作第27塊板的氣液相負(fù)荷表4-11第27層以下塔段的熱平衡第27塊板的物料性質(zhì)：=0.8305t=315℃P=0.170MPaM=330由熱平衡得：393.07×106+753L=339.94×106+984LL=230000kg/h=230000/330=696.96kmol/h液相負(fù)荷：ρ20=0.8305g/cm3t=315℃查密度校核表r=0.0007L=230000/624=368.58m3/h氣相負(fù)荷：n=115.7+212.8+116+269.6+696.9=1411kmol/h（5）作第22塊板的氣液相負(fù)荷表4-12第22層以下塔段的熱平衡第21塊板的物料性質(zhì):=0.8216g/cm3t=285.5℃P=0.1675MPaM=327.5由熱平衡得：393.07×106+670L=359.93×106+910LL=235208kg/h=235208/327=719.3kmol/h液相負(fù)荷：ρ20=0.8216g/cm3t=285.5℃查石油密度校核表r=0.0007L=235208/635.8=369.9m3/h氣相負(fù)荷：n=115.7+212.8+116+269.6+719.3=1433.4kmol/h（6）作第21塊板的氣液相負(fù)荷表4-13第20層以下塔段的熱平衡第20塊板的物料性質(zhì):=0.8149g/cm3t=279.6℃P=0.167MPaM=324由熱平衡得：458.95×106+575L=422.65×106+812LL=228017kg/h=228017/324=703.8kmol/h液相負(fù)荷：ρ20=0.8149g/cm3t=279.6℃查密度校核表r=0.0007L=228017/637.3=357.78m3/h氣相負(fù)荷：n=115.7+212.8+703.8+269.6=1301.9（7）作第19塊板的氣液相負(fù)荷表4-14第18層以下塔段的熱平衡第18塊板的物料性質(zhì):=0.8127g/cm3t=261.9℃P=0.1655MPaM=190由熱平衡得：液相負(fù)荷：查石油密度校核表r=0.0007L=162111/661.2=345.2m3/h氣相負(fù)荷：n=115.7+212.8+853+269.6=1451kmol/h（8）第17塊板的物料性質(zhì)：=0.8082g/cm3t=256℃P=0.165MPaM=190L=129465kg/h=129465/190=681.4kmol/h液相負(fù)荷：ρ20=0.8082g/cm3t=256℃查密度校核表r=0.00071L=129465/640.6=202.1m3/h氣相負(fù)荷：n=115.7+681.4+269.6=1066.7kmol/h(9)作第14塊板的氣液相負(fù)荷表4-15第13層以下塔段的熱平衡第13塊板的物料性質(zhì)：=0.7462g/cm3t=218℃P=0.1625MPaM=257.5由熱平衡得：389.04×106+523L=352.6×106+795LL=133970kg/h=133970/257.5=520.3kmol/h液相負(fù)荷：ρ20=0.7462g/cm3t=218℃查石油密度校核表r=0.00072L=133970/603.6=241.95m3/h氣相負(fù)荷：n=115.7+212.8+520.3+269.6=1118.4kmol/hV=nRT/P=1118.4×8.314×(218+273.15)/182.5=25021.1m3/h（10）作第13塊板的氣液相負(fù)荷表4-16第12層以下塔段的熱平衡第12塊板的物料性質(zhì)：=0.8015g/cm3t=208.5℃P=0.1619MPaM=240進(jìn)行熱平衡得：427.76×106+502L=393.75×106+785LL=120177kg/h=120177/240=500.7kmol/h液相負(fù)荷：ρ20=0.8015g/cm3t=208.5℃查石油密度校核表r=0.00072L=120177/665.8=225.6m3/h氣相負(fù)荷：（11）作第12塊板的氣液相負(fù)荷表4-17第11層以下塔段的熱平衡第11塊板的物料性質(zhì)：=0.7931g/cm3t=203℃P=0.1613MPaM=223由熱平衡得：液相負(fù)荷：查石油密度校核表L=84812/665=167.54m3/h氣相負(fù)荷：n=115.7+212.8+380.3+269.6=978.4kmol/h（12）作第11塊板的氣液相負(fù)荷表4-18第10層以下塔段的熱平衡第10塊板的物料性質(zhì)：=0.7901g/cm3t=198℃P=0.1606MPaM=206由熱平衡得：389.04×106+477L=367.55×106+762L液相負(fù)荷：查石油密度校核表L=75403/666=113.2m3/h氣相負(fù)荷：n=115.7+212.8+366+269.6=961.1kmol/hV=nRT/P=961.1×8.314×(198+273.15)/160.0=20602m3/h（13）作第9塊板的氣液相負(fù)荷液相負(fù)荷：查石油密度校核表氣相負(fù)荷：(14）作第8塊板的氣液相負(fù)荷表4-19第7層以下塔段的熱平衡第7塊板的物料性質(zhì)：ρ20=0.7672g/cm3t=189℃P=0.170MPaM=183由熱平衡得：389.64×106+418L=353.59×106+707LL=124740kg/h=124740/183=681.6kmol/h液相負(fù)荷：ρ20=0.7672g/cm3t=189℃查石油密度校核表r=0.00076L=124740/622.4=211.2m3/h氣相負(fù)荷：n=115.7+681.6+269.6=1066.7（15）作第2塊板的氣液相負(fù)荷表4-20第2層以下塔段的熱平衡第1塊板的物料性質(zhì)：ρ20=0.7251g/cm3t=151℃P=0.15780MPaM=141由熱平衡得：389.64×106+314L=351.48×106+640LL=117055kg/h=117055/141=830.2kmol/h液相負(fù)荷：ρ20=0.7251g/cm3t=151℃查石油密度校核表r=0.00083L=117055/639.6=183m3/h氣相負(fù)荷：n=115.7+830.2+269.6=1215.5kmol/h（16）作第1塊板的氣液相負(fù)荷L=19650kg/h=19650/127=151.72kmol/h液相負(fù)荷：ρ20=0.7083g/cm3t=138℃查石油密度校核表r=0.00083L=19650/636.1=30.89m3/h氣相負(fù)荷：n=115.7+127+269.6=512.3kmol/h1.11塔板氣，液相負(fù)荷數(shù)據(jù)匯表4-21全塔氣液相負(fù)荷1.12氣液相負(fù)荷分布圖塔圖1.6常壓塔氣液相負(fù)荷分布圖1.13常壓塔塔板的的水力學(xué)校核1.13.1選取基礎(chǔ)數(shù)據(jù)由常壓塔氣液相負(fù)荷圖可知，全塔第22層板上的氣相負(fù)荷最大，因此選用該層板上的氣液相關(guān)數(shù)據(jù)進(jìn)行常壓塔塔板設(shè)計(jì)計(jì)算。第22層板上的氣液相物性等數(shù)據(jù)如下：1.13.2常壓塔塔板的結(jié)構(gòu)計(jì)算1.13.2.1塔板間距綜合考慮霧沫夾帶、物料傳質(zhì)過程起泡可能性、允許操作的范圍以及設(shè)備安裝、檢修等因素，初始選塔板間距Ht為0.60m。1.13.2.2常壓塔塔徑初算（1）整個(gè)常壓塔最大能被允許的氣速（2）操作合適的氣體速度因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)選取的常壓塔系統(tǒng)中物料相互接觸，起泡非常小，因此取安全系數(shù)則式中：直徑大于的常壓操作的塔，為系統(tǒng)因數(shù)，由《塔的工藝計(jì)算》查得。（3）氣體聚集地橫截面積Fa（4）降液管里面液體流通速度（取下面最小值）a.b.查文獻(xiàn)[4]，當(dāng)時(shí)，取（5）液體在板間流通面積（取下面中最大值）a.=b.?。?）常壓塔橫截面積Ft及塔徑Dc（7）采用的常壓塔塔徑D及設(shè)計(jì)空塔氣速W根據(jù)上面的計(jì)算結(jié)果知道塔徑Dc，按國內(nèi)標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔板數(shù)據(jù)進(jìn)行圓整后，得出采用的常壓塔塔徑D=5.0m。采用的浮閥塔塔截面積：=0.785×(5)2=19.63m2采用的浮閥塔空塔流速：采用的浮閥塔液體下落管道面積：采用的液體下降管道面積站所采用的浮閥塔塔截面積F的百分?jǐn)?shù)為：1.13.2.3塔板上浮起的零件的計(jì)算（1）塔板上浮起的零件的選取綜合考慮每一方面的因素，選取F1型30g重型閥（di=0.039m），并采用三角形叉排。（叉排時(shí)相鄰的兩個(gè)浮起零件中吹出去的氣體把液體攪拌程度比較順排時(shí)更顯著，起泡排出更加均勻，液體降落起伏程度不明顯，氣體攜帶氣體到上層塔板的也較?。?）浮起零件數(shù)及開孔率的計(jì)算（a）浮起小零件孔隙的最大速度（b）相應(yīng)的浮起小零件動(dòng)能因數(shù)（c）計(jì)算塔的開孔率浮閥塔的工程設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)值在12%-15%，計(jì)算的結(jié)果符合要求。（d）浮起小零件個(gè)數(shù)浮起小零件孔的總面積1.13.2.4塔板液體流出擋板及液體降落管道的確定（1）液體的流動(dòng)狀態(tài)在塔板上結(jié)合浮閥塔的塔徑以及液相負(fù)荷，選用雙溢流塔板（偶數(shù)板為兩側(cè)降液，奇數(shù)板為中間降液）。液體流出擋板采用平直堰，液體降落管道采用弓形管道。（2）確定液體流出擋板高度（a）在塔板兩側(cè)降液：（兩側(cè)降液的一邊）查p108[6]頁當(dāng)1擋板長lw1=0.5×4=2.0m當(dāng)擋板寬=0.096×1.0=0.384m（b）中間液體下降：依據(jù)液體降落管道面積等數(shù)據(jù)，解得:θ=172°通過幾何計(jì)算求液體流過擋板長，計(jì)算得：中間擋板長：，中間擋板寬：（3）擋板上液體高及板上清液高度hl在常壓浮閥塔內(nèi)汽液傳質(zhì)受氣體膜控制，為了常壓塔內(nèi)汽液傳質(zhì)的效率有較好的保證，與此同時(shí)常壓塔的漏液和塔板內(nèi)的壓力降低情況都要進(jìn)行考慮，取=0.050，擋板上液層高度計(jì)算式：=2.84×10-3平直擋板的液體流動(dòng)收縮系數(shù)：E=1.1；Vl=222m3/hlw1=2.0mm中間液體降落：塔板上清液高度分別為（4）液體在液體降落管中停頓時(shí)間及液體的流動(dòng)流速a.停頓時(shí)間b.液體降落管道中的液體流速（5）液體降落管道底部空隙高度及底部空隙流速取液體降落管道底部空隙流速=0.1m/s取液體降落管道底部隙空高：=兩側(cè)液體降落高度：中間液體降落高度：工程上對這個(gè)數(shù)值有一定的規(guī)范，剛剛好兩個(gè)計(jì)算值都在這個(gè)規(guī)范之內(nèi)。（6）原油進(jìn)口接受液體塔盤接受液體的塔盤采用凹槽型,塔板原油進(jìn)口處浮起零件的在正式工作時(shí)可以良好工作，從而使汽液接觸傳質(zhì)有很好的空間進(jìn)行反映，浮閥塔的塔板效率以及塔內(nèi)的操作性能有很大的反應(yīng)空間。1.13.2.5常壓浮閥塔塔高的計(jì)算(1)浮閥塔塔頂部高度(浮閥塔頂部圓弧線切線到浮閥塔第一塊板的距離)，為了使浮閥塔頂部出口氣體所夾帶的液體物料量，取浮閥塔頂部高度,取這個(gè)高度對上升氣體中夾帶的液體小液珠自己下落。(2)浮閥塔塔底部高，塔底最后一塊板與塔底部圓弧切線的距離(工程計(jì)算經(jīng)驗(yàn)值一般選取油品在這段距離中停頓的時(shí)間為10min)按照計(jì)算的公式計(jì)算得。(3)浮閥塔汽化部分高度按照經(jīng)驗(yàn)值取1.5m。(4)人孔個(gè)數(shù)：根據(jù)工程經(jīng)驗(yàn)每8塊塔板開一個(gè)人孔，由全塔的塔板數(shù)可知道人孔共4個(gè)，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)值人孔開孔處塔板的板間距為0.8m。則塔板與人孔總占高度為(34-1)×0.6+4×（0.8-0.6）=20.6m(5)設(shè)計(jì)裙座高度為3m。由以上各個(gè)部分相加得到塔體高度=1.5+3.2+1.5+(34-1)×0.6+4×(0.8-0.6)+3=28.2m1.13.3浮閥塔塔板的水力學(xué)校核計(jì)算1.13.3.1全塔總壓降（1）干板氣體分布壓降（2）通過下落液體的壓降兩側(cè)液體降落：中間液體降落： 由于液體表面存在表面張力，其在氣液相傳質(zhì)過程中造成的壓強(qiáng)降低一般可忽略，綜合上述的所有因素氣體通過浮閥塔的塔板的壓力降低了1.13.3.2浮閥塔塔板漏液的計(jì)算孔速動(dòng)能因子的下限為5，則塔板開孔空縫隙的最小速度為依據(jù)計(jì)算的結(jié)果，在工程設(shè)計(jì)的要求范圍內(nèi)。1.13.3.3液體太多灌滿塔其中，—?dú)怏w經(jīng)過一塊塔板引起的總壓力降?！辉O(shè)進(jìn)口擋板時(shí)液體通過降落管道壓力降。經(jīng)過上述嚴(yán)格計(jì)算，計(jì)算結(jié)果在工程允許范圍內(nèi)。1.13.3.4液體被氣體夾帶的量當(dāng)時(shí)， （1）的求取已知，查圖3-4[1]得氣相在浮閥塔內(nèi)進(jìn)行回流所對應(yīng)的曲線斜率能取重整料餾分和航煤餾分在這個(gè)操作條件下的平均值0.706，假設(shè)查圖3-2[1]得，，那么在前面假設(shè)的數(shù)值正確。根據(jù)資料顯示再查圖4-2-2[1]得這個(gè)操作條件下臨界溫度由，查圖14-3-1[1]，（2）的求取氣相的質(zhì)量流率：氣相的物質(zhì)的量流率：則氣體平均分子量=380.67氣相粘度查圖11-2-5[1],=379.5代入液體被氣體夾帶的量,得同理：故液體被氣體夾帶的液體量在工程設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)值規(guī)定范圍內(nèi)。1.13.3.5液體降落管道允許負(fù)荷液體降落管道內(nèi)允許最大流速取為液體降落管道內(nèi)