分离乙醇—水板式精馏塔项目设计方案

1 分离乙醇 水板式精馏塔 项目设计方案 目： 分离乙醇 水板式塔精馏塔设计 产原始数据： 1） 原料：乙醇 水混合物，含乙醇 35%（质量分数），温度 35； 2） 产品：馏出液含乙醇 93%（质量分数），温度 38，残液中含酒精浓度 3） 生产能力：原料液处理量 55000t年，每年实际生产天数330t，一年中有一个月检修； 4） 热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其表压为 5） 当地冷却水水温 25； 6） 操作压力：常压 计任务及要求 1） 设计方案的选定， 包括塔型的选择及操作条件确定等； 2） 确定该精馏的流程，绘出带控制点的生产工艺流程图，标明所需的设备、管线及其有关观测或控制所必需的仪表和装置； 3） 精馏塔的有关工艺计算 计算产品量、釜残液量及其组 2 成； 最小回流比及操作回流比的确定； 计算所需理论塔板层数及实际板层数； 确定进料板位置。 主体尺寸的计算（塔径） 板结构尺寸的设计 体力学验算 出负荷性能图 3 助设备的选型 1） 确定各接管尺寸的大小； 2） 计算储罐容积，确定储罐规格； 3） 热量衡算 ，计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水用量，确定每个换热器的传热面积并进行选型； 4） 根据伯努利方程，计算扬程，确定泵的规格类型； 5） 壁厚，法兰，封头，吊柱等的选定。 计结果汇总 4 附图 1为带控制点的工艺流程图。 流程概要； 乙醇水混合原料经预热器加热到泡点后，送进精馏塔，塔顶上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分采用回流，其余为塔顶产物，塔釜采用间接蒸汽加热供热，塔底产物冷却后送人贮槽。 计方案的确定 型的选择 筛板塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为 38孔在塔板上作正三角形排布。筛板塔的优点是：结构简单，造价低廉，气压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率较高，气流分布均匀，传质系数高；缺点：操作弹性小，筛孔小易发生堵塞，不利于黏度较大的体系分离。 本设计中，根据生产任务，若按年工作日 330 天，每天开动设备 24 小时计算，原料液流量为 55000t年 ，由于产品粘度较小，流量较大，因此即使筛孔小也不易堵塞，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液 面落差的影响，提高生产效率。 因此，本设计最终选用筛板塔。 作压力 精馏可在常压、加压和减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质、技术上的可行性和经济上的合理性考虑的。 化工原理修订版下册，夏清编 5 一般来说，常压蒸馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压下操作。对于乙醇水体系，在常压下已经是液态，且乙醇水不是热敏性材料，在常压下也可成功分离，所以选用常压精馏。因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以 及设备费用的增加，尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。 因此，本设计选择常压操作条件。 料方式 进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中。这样一来，进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。此外，泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。 因此，本设计选择泡点进料。 热方式 精馏段通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的热量。若待分 离的物系为某种组分和水的混合物，往往可以采用直接蒸汽加热的方式。但当在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，可使得釜残液中的轻组分浓度降低，所需的理论塔板数略有增加，且物系在操作温度下黏度不大有利于间接蒸汽加热。 因此，本设计选用间接蒸汽加热的方式提供热量。 能的利用 精馏的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此，热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有 5%被有效的利用。塔顶蒸气冷凝放出 常用化工单元设备设计第二版，李功样编 6 大量的热量 ，但其位能低，不可能直接用来作塔釜的热源。但可作低温热源，或通入废热锅炉产生低压蒸气，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度再用于加热釜液。 采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。因此本设计利用釜残液的余热预热原料液至泡点。 流方式 泡点回流易于控制 ， 设计和控制时比较方便 ， 而且可以节约能源。但由于实验中的设计需要，所需的全凝器容积较大须安装在地面，因此回流至塔顶的回流液温度稍有降低，在本设计中为设计和计算方便，暂时忽略其温度的波动。 因此，本设计选用泡点回流。 验 方案的说明 1) 本精馏装置利用高温的釜液与进料液作热交换，同时完成进料液的预热和釜液的冷却，经过热量与物料衡算，设想合理。釜液完全可以把进料液加热到泡点，且低温的釜液直接排放也不会造成热污染。 2) 原料液经预热器加热后先通过离心泵送往高位槽，再通过阀门和转子流量计控制流量使其满足工艺要求。 3) 本流程采用间接蒸汽加热，使用 25水作为冷却剂，通入全凝器和冷却器对塔顶蒸汽进行冷凝和冷却。从预热器、全凝器、冷却器出来的液体温度分别在 50 40和35左右，可以用于民用热澡水系统或输往锅炉制备热蒸汽的重复利用。 4) 本 设计的多数接管管径取大，为了能使塔有一定操作弹性，允许气体液体流量增大，所以采取大于工艺尺寸所需的管径。 常用化工单元设备设计第二版，李功样编，7 4、板式塔的工艺计算 料衡算 通过全塔物料横算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。 1、 将各个质量分数转化为摩尔分数 2、各个相对摩尔质量 K m o /518%3546 K m o /18%9346 K m o / 3、 各个摩尔流量 由年处理量 55000t， 330天有效工作日，可得进料液流量 hK m o 0 105 5 0 0 0 3 由物料衡算式可算出产品流量 代入得 ) 0 1 9 6 8 解得： 1 9 6 由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以 上计算结果见表 表 1 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度 名称 原料液 (F) 馏出液 (D) 釜残液 (W) %/G 35 93 0.5 x (摩尔分数 ) 尔质量/kg 点温度 t / 84 小回流比 操作回流比 R 的确定 回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。对于一定的分离任务而言，应选择适宜的回流比。 适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。 图 2 理论板和回流比关系图 确定回流比的方法为：先求出最小回流比 据经验取操作回流比为最小回流比的 ，为了节能 ,回流比倾向于取较小的值，有人建议取 。考虑到原始数据和设计任 化工原理修订版下册，夏清编 N 9 务，本方案取 ： R 最小回流比的方法有作图法和解析法，本设计使用作图法。根据附录表 2 乙醇 水溶液体系的平衡数据在坐标纸上绘出平衡曲线，并画出对角线。 表 2 乙醇 水溶液体系的平衡数据 液相中乙醇的含量 (摩尔分数 ) 汽相中乙醇的含量 (摩尔分数 ) 液相中乙醇的含量 (摩尔分数 ) 汽相中乙醇的含量 (摩尔分数 ) 些不正常曲线，具有下凹的部分。当操作线与 q 线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切。对于此种情况下求法是由点 (平衡线做切线，再由切线的斜率或截距求 于乙醇 水溶液平衡曲线属于不平衡曲线， 因此，过 点 d（ 平衡曲线做切线，读出与 Y 轴的交点为（ 0， 如附图 3 所示，然后由下式进行计算： 10 8 8 作线的确定 馏段操作曲线方程 7 1 7 8 精馏段操作线方程： 馏段操作曲线方程 o o 1q hK m hK m o 0 提馏段操作线方程 : 0 0 1 9 6 2 9 0 0 7 5 x 化工原理修订版下册，夏清编 11 定理论板层数 论板层数的计算方法有图解法、逐板计算法和简捷法。本设计方案中使用图解法，由于精馏段和提馏段操作曲线方程的确定，可在平衡曲线上做阶梯，所画出的阶梯数 就是所需理论板层数 含再沸器）。如附图 3 所示 由图可知 6，精馏段塔板层数 =13 定全塔效率 板总效率与物系性质、塔板结构及操作条件都有密切的关系，由于影响因素很多，目前尚无精确的计算方法。目前，塔板效率的估算方法大体分为两类。一类是较全面的考虑各种传质和流体力学因素的影响，从点效率出发，逐步计算出全塔效率；另一类是简化的经验计算法。奥康奈尔（ O， 法目前被认为是较好的简易方法。对于精馏塔，奥康奈尔法将总板效率对液相黏度与相对挥发度的乘积进行 关联，表达式如下： 对于多组分系统 x 液相任意组分 s； 液相中任意组分 对挥发度 由附表 1 乙醇 水溶液平衡曲线查得 顶相对挥发度 0 8 2 1 3 8 3 8 yx 常 用化工单元设备设计第二版，李功样编 12 进料板相对挥发度 7 4 7 4 yx 釜相对挥发度 0 1 9 6 0 1 9 6 0 2 1 5 2 1 5 yx 塔平均相对挥发度 9 1 2 1 系黏度 由常压下乙醇 塔顶温度 泡点进料温度 塔釜温度 全塔平均温度 由 液体的黏度共线图可查得 t=下，乙醇的黏度L=s，水的黏度 L =s x 塔效率和实际塔板数 即全塔效率 化工原理修订版下册，夏清编 化工原理修订版上册，夏清编 13 4 5 8 3 即实际塔板层数 8 161 T， =13，所以实际加料板位置为 31 作压强的计算 因为常压下乙醇水是液态混合物，其沸点较低（小于 100 ），且不是热敏性材料，采用常压精馏就可以成功分离。 故塔顶压强： 取每层压强降： 塔底压强： K P 进料板压强： K P F 1 精 全塔平均操作压强： K P m 72 12 精馏段平均操作压强： K P 132 提馏段平均操作压强： K P 132 化工原理修订版下册，夏清编 14 均分子量的计算 1塔顶： 相 46（ 1 18 相 进料： 相 46（ 1 18 相 釜：y 相 46（ 1 18 相 精馏段平均分子量 2=2=提馏段平均分子量 2=均密度的计算 1液相平均密度 塔顶 ， 查得水(液 ) 进料塔板 4 ，查得水(液 )= 塔釜 ，查得水(液 )= 化工原理修订版上册，夏清编 15 不同温度下乙醇的密度可用方程式 330620300 10)(10)(10)( 查得当 5 时，乙醇的 30 /78506.0 代入式中，求得在 时，t=g/时，t=时，t=顶密度： 3/7 7 3 8 7 2 6 8 6.0 进料密度： 3/9 2 7 7 6 9 1 4.0 塔釜密度： 3/ 0 1 9 6 1 9 6 2.0 精馏段液相平均密度：（ 775+：（ 气相平均密 度 乙醇 Kg/通过查表得到， 333/精馏段气相平均密度：（ ：（ ，潘湛昌主编 常用化工单元设备设计第二版，李功样编 16 面张力的计算 25 时乙醇 水溶液的表面张力可由图表面张力 量分数关系图查得，而其他温度（ 的表面张力 2，可由已知温度（ 的表面张力 1，利用公式求出： 液体的临界温度， K； 当混合液的临界温度无法查到时，可采用下式估算： 其中乙醇的临界温度 43 =的临界温度= 1、塔顶： 乙醇质量分数 93% ，查得 1=21mN/m ， KT m c D 7)8 3 8 68 3 8 2、进料： 乙醇质量分数 35%，查得 1=m， 2= KT m c F 7)1 7 61 7 4 3、塔釜： 常用化工单元设备设计第二版，李功样编 17 乙醇质量分数 ，查得 1=64mN/m ， KT m c W 7)0 0 1 9 6 60 0 1 9 6 4、精馏段平均表面张力： (精 )=(2=m 5、 提馏段平均表面张力： (提 )=(2=m m o m o 1(33提精精提精m o m o 提精提精 18 5、塔体和塔板的工艺尺寸计算 径 塔径可根据选定的适宜空塔速度，先利用下式进行估算 对于精馏过程，精馏段与提馏段的气液负荷及物性是不相同的，故应分别计算出估算塔径；但若两者相差不大时，为制造方便，可取较大者作为两段塔径。计算步骤如下： u (1)动能参数的计算 精馏段： 1 4 121提馏段： 0 0 2 5 121(2)初选板间距 于常压塔，常取 本设计中取板上液层高度 5=3) 查附图 4， 联图 ,得 精馏段： C 20 常用化工单元设备设计第二版，李功样编 19 提馏段： C 20 图 4 史密斯关联图 (4)求空塔气速 适宜的空塔速度通常取最大允许空塔速度的 其中 u 本设计中安全系数暂取 馏段： s/ 2 5 20 则 5 6 提馏段： s/ 8 8 8 3 9 则 （ 5）求估算塔径 D 精馏段： s 提馏段： s 取较大者为精馏塔塔径，即 D=整得到 D=的截面积： 222 实际空塔气速： 精馏段： 5 3 5 1 在精馏段的安全系数满足 围的情况下，提馏段也尽可能的接近 以本设计中塔径和板间距的选取均合理。 流装置 板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等几部分，其结构和尺寸对塔的性能有很重要的影响。 降液管的类型：降液管是塔板间流体流动的通道，也是使溢流液中所夹带气体得以分离的场所。降液管有圆形和弓形两类。通常，圆形降液管用于小直径塔，而大直径塔一般用弓形降液管。 降液管溢流方式：一般常用的有如下图 5 所示的几种类型，即（ a） U 形流、（ b）单溢流（ c）双溢流等。 图 5 塔板溢流类型 （ a） U 形流、（ b）单溢流（ c）双溢流 其中，单溢流又称直径流，液体自受液盘流向溢流堰。液体流径长，塔板效率高，塔板结构简单，广泛应用于直径 下的塔中。 化工原理课程设计指导书（筛板塔） 22 选择何种降液方 式要根据液体流量、塔径大小等条件综合考虑。附表 2 列出了溢流类型与液体负荷及塔径的经验关系，可供设计参考。 表 3 液相负荷、塔径与液流型式的关系 塔径 D， 体流量 m3/h 单溢流 双溢流 1000 1400 2000 3000 4000 5000 7以下 9以下 11以下 11以下 11以下 11以下 45以下 70以下 90以下 110以下 110以下 110以下 90 160 110 200 110 230 110 250 s=h 所以 选择单溢流。 受液盘上一般不设置进口堰，进口堰既占面积，又易使沉淀物淤积此处造成阻塞。 溢流堰的形式有平直形和齿形两种。设计时，堰上液层高度应大于 6果小于此值须采用齿形堰；堰上液层高度太大，会增大塔板压降及雾沫夹带量。 综上所述，堰流装置设计可 选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰，平形受液盘以及平形溢流堰。 其塔板示意图 6 如下 23 图 6 塔板示意图 各项计算如下： 堰长 取堰长 24 1)液流收缩系数 E 可近似 取 E=1，所引起的计算误差对结果影响不大。 (2)堰上液层高度： 232 (3)堰高： 3 9 0 根据 0.1算 ： 成立的。 f 图 7 弓形的宽度与面积 用图 7 求取 f，因为 25 由该图查得： W d， 213.1 d 47 保留时间 (3-5)s，故降液管适用。 液管底隙高度 0 液体通过降液管底隙的 流速一般可取 s，本设计 取s。 则 2 6 0 1 4 7 以免因堵塞而造成液泛，该值应 不少于 20 25计算结果符合要求。 26 板布置及筛板塔的主要结构参数 （ 1）、筛板布置 塔板上在靠近塔壁的部分，应留出一圈边缘区，供塔板安装之用，通常边缘区宽度 50 70板上液体的入口和出口需设安定区。以避免大量含有气泡的液体进入降液管而造成液泛。一般，安定区的宽度 取 50 100 缘区和安定区中的塔板不能开孔。 2）、筛孔的直径 中心距 t，板厚 筛孔直径的大小对塔板压降及塔板效率无显著影响 ;但随着孔径的增大，操作弹性减小（在开孔率、空塔气速及液流强度一定的情况下，若孔径增大，则漏液量和雾沫夹带量都随之增大，因 此，孔径增大，操作下限上升，操作上限降低，导致操作弹性减少）。此外，孔径大，不易堵塞；且孔径大，制造费用低。 筛孔的排布一般为正三角形，筛孔直径为 中心距与孔距之比常在 筛孔直径的范围内，实际设计时， t/范围内。在确定开孔区板厚 时，对于不锈钢塔板的小孔直径 小于（ 。一般碳钢的筛板的厚度 金钢塔板的厚度 为 上所述，本设计选取 ;50 ,1356.2 )(金钢 （ 3）、开孔率 在目前的工业生产中，对于常压或减压操作的筛板塔，开孔率应在 10%14%范围中。在本设计中 常用化工单元设备设计第二版，李功样编 27 13( 200 式中， 开孔面积， 筛孔面积， a 1222 s 02 其中 所以 28756.0 mA a 由 得 20 1 1 7 5 4.0 （ 4）、孔数 个5 9 9 98 7 5 01 1 5 8101 1 5 8 2 32 3 按 t=13正三角形叉排方式作图，见附图 8，排得孔数 5980个，按 n=5980 重新核算孔速及开孔率： 0 工原理修订版下册，夏清编 28 开孔率变化不大， 仍在 10%14%之间。 板流体力学验算 塔的操作能否正常进行，与塔内气，液两相的流体力学状况有关。板式塔的流体力学性能包括：塔板压降、液泛、雾沫夹带、漏液及液面落差等。 板阻力 体通过塔板的压降 括：干板压降 上充气液层阻力 表示为 hp=hc+hl+中气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可以忽略不计。所以 式中： 气体通过每一层塔板的阻力， m 液柱； 干板阻力， m 液柱； 塔板上的液层阻力， m 液柱。 筛孔塔板的干板可用下式计算。 式中：0u 筛孔气速， m/s； 0C 流量系数，可由附图 9 查得； 、 分别为气相和液相的密度， Kg/ 29 图 9 0d / 的关系 查附图 9 20 d，得 C，即 液柱)(200 板上充气液层阻力与通过筛孔的气体动能因子 )( 00 有关， 可由附图 10 查得 图 10 有效液层阻力 30 由 查得 液柱 所以 单板压降 对于一般气体通过每块常压和加压塔塔板的压降为260设计方案中的单板压降为 359在适宜的范围内。 液管泡沫层高度 为了防止降液管液泛，应保证降液管内泡沫液层总高度不超过上层塔板的溢流堰顶，通常可通过求出的降液管内清液层高度 否满足 （ HT+进行验算，即 Hd=hp+hw+（ HT+ 为降液管中泡沫层的相对密度。对于一般物系， = 于发泡严重的物系， =于不易发泡的物系， =设计方案中取 = 其中液体在降液管出口阻力： （ 1）、液体通过降压管损失因不设进口堰。 所以： 22 （ 2）、气体通过塔板间的压强降所相当的液柱高度 3）、板上液层高度，前已选定 4）、前面已定 3 9 。则 T 2 1 9 9 3 9 化工原理修订版下册，夏 清编 31 hp+hw+0见， )(，符合防止降液管液泛要求。 体在降液管内的停留时间 为避免严重的气泡夹带使传质性能降低，液体通过降液管时应有足够的停留时间，以便释放出其中夹带的绝大部分气体。液体在降液管内的平均停留时间可由下式计算： 式中 塔板间距， m； 降液管面积， 液体流量， m3/s。 通常要求液体在降液管内停留时间应大于 3s；对于易起泡物系则要求大于 7s。若求得的停留时间过小，可适当增加 47 3s 可见，该设计可使得液体所夹带气体释出。 沫夹带量校核 上升气流穿过塔板上液层时，将板上液体带入上层塔板的现象称为雾沫夹带。雾沫的生成固然可增加大气、液体两相的传质面积，但过量的雾沫夹带造成液相在塔板间的返混，严重的话会造成雾沫夹带液泛，从而导致塔板效率严重 下降。所谓返混是指雾沫夹带的液滴与液体主流做相反方向流动的现象。为保证板式塔能维持正常的操作效果，生产中将雾沫夹带限制在一定的限度以内，规定每 1控制雾沫夹带量 ） /）。 用泛点百分率关联法先求 化工原理修订版下册，夏清编 32 u 由附图 4 史密斯关联图，查得 0按下式校正 20( 规定塔板开孔率 10%时， =1；若 小于 10%，查得的 值进行校正。 = =本方案中 = 10%，所以 =1。 因为 ； 校正 C / 1 10 7 2 操作气速： 精 液泛分率： 1 雾沫夹带分率图得： 化工原理课程设计指导书（筛板塔） 33 图 11 雾沫夹带分率 气液 v /1 /条件成立。 液点 正常操作时，液体应横贯塔板 ，在与气体进行充分接触传质后流入降液管。但有少量液体会由筛孔漏下。这少量漏下的液体如同“短路”，传质不充分，故操作中应尽可能减少漏液。当液体流量一定，气体流量降到一定程度时漏液量会明显增多。一般将漏液量明显增多时的空塔气速称为在该液体流量下的漏液点空速 由于人们对漏液点判别的定量指标不同，所以不同研究者提出的计算漏液点的经验式亦不同。 当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率。因此，漏液点气速为下限气速，筛孔漏液点气速按下式计算： 34 0 其中098104 ， 柱 实际筛孔气速 比称为稳定系数 F， 一般情况下， ，宜在 上，使塔的操作可有较大弹性。 5 2 作负荷性能图 影响板式塔操作状况和分离效果的主要因素为物料性质、塔板结构及气、液负荷。对一定的塔板结构，处理指定的物系时，其操作状况只随气、液负荷的改变。要维持塔板正常操作必须将塔内的气、液负荷限制在一定范围内波动。通常在直角坐标系中，以气相负荷 V 对液相负荷 L 标绘出各种极限条件下的 系曲线 ，从而得到塔板的适宜气、液流量范围图形，该图形称为塔板的负荷性能图。 1、气相负荷下限线 气相负荷下限线又称为漏液线，气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气液不能充分接触，使板效率下降。 由下式 化工原理课程设计指导书（筛板塔） 35 可近似取 前计算值不变，并将式 系代入上式整理之后，可得 其中 由已知数据可得 44 109 4 17 6 3 7 a 33 b 43/24 c 所以 2/13/2434 ) 由上述关系可做得气 相负荷下限线，如图 12之曲线 1。 2、 过量雾沫夹带线 过量雾沫夹带线又称为气相负荷上限线，放映出不发生严重雾沫夹带现象的最高气相负荷，它是一条直线。当气相负荷超过此线时，表明雾沫夹带现象严重，雾沫夹带量过大，使板效率严重下降，而此时的雾沫夹带量 般大于 / 令可容许的雾沫夹带最大量为 36 中 7 即： V 由上述关系可做得气相负荷上限线，如图 12之曲线 2。 3、 液相负荷下限线 若操作的液相负荷低于液相负荷下限线时，表明液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，气液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率的下降。对于平直堰，通常按堰上液层高度 为最 小液体负荷的下限考虑，故液相负荷下限线方程为： 3 其中 E 为流量收缩系数，一般可取 E=1 计算。液相负荷下限线表示出为保证板上液体均匀分布的最低液相负荷，它是一条与纵轴平行的竖直线。 0 0 =0-4 m3/h 由上述关系可做得液相负荷下限线，如图 12之曲线 3 4、 液相负荷上限线 若操作的液相负荷高于液相负荷上限线时，表明液体量过大，此时，液体在降液管内的停留时间过短，进入降液管内的气泡来不及与液相分离而被带入下层 塔板，造成气相返混，使 37 塔板效率下降了。 以 =5下式 =（ T） / 故 （ T） /5=（ 、 液泛线 当降液管排液能力不足，液体仍不断加入，降液管内液位上升至上层塔板溢流堰顶，影响上层塔板的排液，导致塔板上积液增加直至淹塔，这现象称为液泛。发生液泛时气体通过塔板的压降急剧上升，出塔气体大量 带液，正常操作受到破坏。可见正常操作的塔设备不允许发生液泛。 若操作的气液负荷超过液泛线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内需维持一定的液层