[电力水利]工艺专业塔器水力学计算设计导则

1、1 塔器设计概述1.1 石油化工装置中塔器占有很大的比重。几乎每种工艺流程都存在蒸馏或吸收等分离单元过程，因此塔器设计至关重要。往往塔器设计的优劣，决定着装置的先进性和经济性，必须给予重视。1.2 塔器设计与工艺流程设计有着非常密切的关系，亦即塔器的选型和水力学计算与工艺流程的设计计算是结合在一起的。有时塔器设计影响着分离流程和操作条件的选择。例如减小蒸馏塔的回流比，能降低能耗，但塔板数增加，对塔器讲就是减小塔径和增加塔高，其中必有一个最经济条件的选择。又如真空塔或对釜温有要求的蒸馏塔均对压降要求较严，需要选择压降低的板式塔或填料塔，在塔器水力学计算后，压降数据要返回工艺作釜温核算。1.3 一

2、般工艺流程基本确定后，进行塔器的选型、设计等工作。塔器设计涉及到工艺、化学工程、设备、仪表、配管等专业。化学工程专业的任务及与各专业间关系另有说明。见化学工程专业工作手册h-p0101-96、h-p0301-96。1.4 随着石油化工和科技的迅猛发展，蒸馏塔从一般的一股进料、二股产品的常规塔发展为多股进料、多侧线，有中间换热的复杂塔。要求塔的生产能力大、效率高、塔板数多，即大塔径、多程数、高效、低压降等，对塔器设计提出了更高的要求，并推动了塔器设计工作的发展。1.5 近年来电子计算机的普及和发展，为工艺与塔器设计提供了有力的工具。我们可应用process或pro/等工艺流程模拟软件进行计算，得

3、到塔的最大和最小汽液负荷、密度等数据，以便进行分段的塔的水力学计算，使工艺和塔的水力学计算能同步进行，并作多方案比较，求得最佳设计。1.6 设计中主要考虑的问题1.6.1 确定工艺流程（尤其是分离流程）通过工艺流程模拟电算，选定最佳切割方案，其中包括多股进料、侧线采出、进料状态和位置等方面的选择。1.6.2 塔压的设定考虑到物料能自流输送，釜温的限制要求，冷凝器和再沸器采用冷热介质的条件，以及对塔径或塔板数的影响等方面。因为塔压增高，则塔径减小，但分离物系的相对挥发度减小，因而塔板数将随之增加。1.6.3 塔顶回流比和塔板数的确定二者涉及塔径和塔高，还有冷热剂介质的用量。从节能方面趋向于采用较

4、小的回流比，但不能太接近最小回流比，需从投资和操作费用综合考虑。对于萃取精馏还要考虑塔的内回流和塔中溶剂恒定浓度的要求。1.6.4 物系的特性如起泡沫程度、聚合可能、热敏性和洁净度等方面的考虑。1.6.5 塔型选择目前石化装置中常用的板式塔有浮阀、筛板、穿流板等，其它尚有波纹板、斜孔板、折流板等。塔填料有金属英特洛克斯（矩鞍型）、鲍尔环、拉西环、阶梯环等散堆填料，及波纹板等规整填料。应根据工艺需要选择塔型。各种塔型皆有其特点。如要求负荷弹性大，可采用浮阀板。要求结构简单，价格便宜，可采用筛板。对于不洁净介质，只要求洗涤作用，对效率要求不高，可采用穿流板或折流板。要求压降低，则采用填料等。各家公

5、司常根据其使用经验来选用，如乙烯装置的蒸馏塔，有的公司选用浮阀板，也有选用筛板或波纹板，或者md板、填料等。1.6.6 塔器水力学计算根据工艺流程模拟计算结果选取塔器水力学计算所需的分段数和数据。应选择同一块塔板所进出汽液物流的数据。详见“塔器水力学计算数据表的说明”。计算所得塔径，压降等数据如有不符合要求或不合理，可返回流程模拟作调整计算。1.6.7 塔板效率的考虑确定全塔效率或分段效率，此问题较为复杂，目前尚无准确可靠的计算方法，一般还是以实验或经验为主来确定。可通过有关计算，略知效率范围。再以引进装置或同类生产装置的数据作为参考。如烃类物系分离效率一般为5060%，烃类精分效率为7080

6、%左右，萃取精馏效率为2530%左右，吸收效率一般为30%左右。当然还要考虑物系性质，操作条件、塔器结构和类型等因素。保证在最大和最小负荷下都有满意的效率。1.6.8 对设备专业提出塔器数据表和图其内容为进料分布和侧线采出设施，塔内件结构和尺寸，塔釜液面高度要求和内部结构，工艺和自控接管尺寸，人孔（手孔）等。详见“塔设备数据表”及其说明。2 板式塔结构及水力学计算规定2.1 各类塔器结构设计和水力学计算的内容基本相似。包括塔径、塔板间距、流动型式、降液管、堰和填料塔内件等结构设计，压降、泛点率、雾沫夹带、泄漏等计算。还有负荷性能图或表的计算。可手工计算或电算。2.2 可应用的电算软件，有浮阀板

7、、筛板、穿流塔板和填料塔等。process和pro/等工艺流程模拟软件中亦有浮阀板、筛板和填料塔的水力学计算，但内容较为简单，仅用于方案比较，不能用作详细设计。2.3 关于各类塔器结构和水力学计算方面的资料可参考化学工程手册，第13篇，气液传质设备1979年，fri塔板设计手册，procee和pro/手册等。还有本公司的内部资料和软件应用说明，此不详述。2.4 浮阀塔板2.4.1 浮阀塔板在石化工业中已广泛采用。由于其在生产能力、负荷弹性、效率和稳定性方面有一定的优势，所以颇受用户欢迎。计算方法比较成熟，设计使用经验亦较丰富。由于浮阀材料一般为不锈钢，因此费用相对较贵，有时制造或安装不妥，运行

8、中浮阀会被卡住或脱落而影响效果，故需加以注意。2.4.2 浮阀型式国内外已开发了多种型式浮阀，是由不同的公司或研究机构所开发，或者用于不同用途。但常用的有f1型（国外为v1型）、十字架型（国外为t型）、v4型等数种。其他还有a型、mr型、长条型等。浮阀分重阀和轻阀，前者由2毫米薄板冲压而成，约重33克；后者由1.5毫米薄板冲压而成，约重23克。f1型阀为常用阀，国内已标准化。v4型阀用于真空系统。十字架型阀用于略有污垢或易聚物料系统，这是由于它没有阀腿，不会被卡住。2.4.3 流动型式亦即液流程数，一般采用单程或双程。对于大液流量和大直径塔，可采用二程或四程，很少采用三程。根据液流强度即每米堰

9、长上每小时液流量（m3/m.hr）和塔径来考虑。又可根据设备结构和液流长度考虑，一般直径为2米以上才选用双程。对于液汽比甚小的场合，可采用u 形流型。2.4.4 降液管及溢流堰一般采用弓形降液管。当液流量较小时可采用圆形（管式）降液管。常用直降液管，有时为增加塔板上鼓泡面积而采用斜式降液管。此时降流管底部面积一般为顶部面积的60%。通常采用平溢流堰。当液流量较小时，采用齿形堰。可采用三角形或正方形齿。齿深一般采用15mm左右。目前较少采用内堰，往往在采用园形降液管时设内堰。为缓冲液流，保持液封作用，有时采用受液盘。这会增加结构上的复杂性，不宜用于易聚合和污垢物系。一般堰长与塔径之比为0.60.

10、8。堰高采用50mm左右。对真空系统或塔板间距较小而液流量较大使板上液面过高的场合可取更低值。反之则增加堰高。为保证有一定的液封，降液管底间隙一般比堰高小10mm左右。平堰上液面高度how计算如下：how = 0.667e ()2/3(m)式中：e液流收缩系数，查阅化学工程手册，第13篇ls液相流量（m3/s)ss液流程数lw堰长（m)对于齿形堰，溢流层不超过齿顶时：how = 1.17 ()2/5(m)式中：hn齿深（m)当溢流层超过齿顶时：ls = 0.735() how5/2 （howhn)5/2 ss(m3/s)塔板上液层高度hl为：hl = hwhow(m)一般hl不超过100mm，

11、但如塔板间距较大或反应过程中需要有一定的停留时间时可例外。降液管中液相停留时间计算如下：(s)式中：af降液管面积（m2）ht塔板间距（m）通常情况下，在高负荷时应大于5sec，个别可小至3sec，对于特殊系统要另行考虑。如吸收塔和真空塔一般要6sec以上。胺和乙二醇系统亦取大些。2.4.5 塔径目前塔径已系列化。一般情况下塔径800mm以上采用板式塔，当然小塔径（300-800mm）根据需要也可被采用。一般800mm以上的塔径以200mm间隔递增，以下的塔径以100mm间隔递减。如有特殊需要也可例外。根据生产能力的要求、物性特点及其他结构参数先初估塔径，经水力学计算再作调整。2.4.6 塔板

12、间距根据生产能力和塔高的要求，以及塔径等其他结构参数来确定塔板间距。对于石油系统，由于一般蒸馏或吸收塔的塔板数不多，因而塔板间距较大，如采用600mm左右。对于石油化工系统，由于分离要求高，塔板数多，因此塔板间距不宜太大，应根据塔径和水力学计算来确定，一般取350500mm，个别也有例外。有时对不同塔段采用不同的塔板间距。2.4.7 浮阀数在设计负荷下浮阀处于全开状态，此时阀孔动能因数fo (wo）为911。其中wo为孔速（m/s)gv为汽相密度（kg/m3)亦可采用下式计算：(m/s)以上适用于重阀。对于轻阀fo将减小1.0左右。2.4.8 泛点率cv=vs式中：cv汽相负荷因数（m3/s）

13、f泛点率（%）z液流长度（m）ab液流面积（m2）at塔截面积（m2）k物性系数，见下表物性系数k表 系 统k无泡沫，正常系统1.0氟化物（如bf3，氟利昂）0.850.95真空塔0.85中等起泡沫（如油吸收、胺、乙二醇再生塔0.85重度起泡沫（如胺、乙二醇吸收塔）0.73严重起泡沫（如甲乙酮）0.60形成稳定泡沫系统（如碱再生塔）0.30cf泛点负荷因数，与板间距和汽相密度有关。查阅化学工程手册，第13篇vs汽相流量（m3/s）gl液相密度 (kg/m3）gv汽相密度 (kg/m3）ls液相流量 （m3/s)上二式中f取大值。一般大直径塔在高负荷下f80%。真空系统f75%。小直径塔f65%

14、。根据生产要求，即负荷上下限要求来确定。2.4.9 压降干板阻力hc=5.34(wo2/2g)(gl/gv) (m液柱）板上液层阻力hl=0.5hl (m液柱）压降p = hc+hl (m液柱/板）对于v4型浮阀，干板阻力约为上式计算值之1/2。对于轻阀上式略偏大。2.4.10 降液管中清液层高度hdhd = hwhowhd+p (m液柱）式中：hd = 0.153 ()2 (m液柱）hd液相流出降液管的局部阻力（m液柱）ls液相流量（m3/s)lw堰长（m）ss液流程数ho降液管底间隙（m）hw堰高（m）how堰上液面高度 (m)一般满足hd35.76(m3/h)时，应乘上修正项如下：exp

15、-0.32(af/at)-0.2(1-(35.76/(l/lw)1.44式中：cbf喷射液泛下以鼓泡面积为基准的能力因子 (m/s)gv汽相密度 （kg/m3)gl液相密度 （kg/m3)ht塔板间距 （mm）af喷射液泛下自由面积（m2）ab鼓泡面积 （m2）do筛孔径 （mm）apc孔面积百分数l液相流率 （m3/h）lw堰长 （m）af降液管面积 （m2）at塔面积 （m2） 又 cbf=vbf (m/s)式中：vbf基于鼓泡面积的汽相速度 （m/s）对于每一塔段，应满足下列要求：安全系数取决于工艺设计要求和体系的性质。一般为1.21.5。低压和真空系统常取较大值。对于矿物油吸收塔、解吸

16、塔和重度起泡沫的系统亦取较大值。2.5.12 雾沫夹带为汽相通过塔板时将板上液体带入上一塔板，这将影响塔板效率。夹带量较大时，会造成大量液体循环而致液泛。除了体系性质以外，还与塔板间距，汽速和板上泡沫层高度等有关。当筛孔径在12mm以上时，雾沫夹带量增加较快。正常设计下筛孔塔的雾沫夹带量不算太大。雾沫夹带量将控制筛板塔的操作上限。cbe/cbf =1.0+0.305(gv/(gl-gv)- 0.2/ 31+(20 (l/lw)0.2 ) log(ent/vfld)/cbf式中：cbe雾沫夹带条件下基于鼓泡面积的能力因子 （m/s）cbf喷射液泛下基于鼓泡面积的能力因子 （m/s）gv汽相密度

17、（kg/m3）gl液相密度 （kg/m3）l液相流率 （m3/h）lw堰长 （m）ent雾沫夹带速率 （kg/h）vfld喷射液泛条件下的汽相流率 （kg/h）vfld=3600 cbf ab gv (gl-gv)0.5 (kg/h) (m/s)式中：ab鼓泡面积 （m2）vbe雾沫夹带条件下基于鼓泡面积的汽相速度 （m/s）2.5.13 压降p筛板塔的每板压降为干板压降和当量清液高度之和。p =273.41 s5 wo2 gv/gl+2.36 fw (v/lw)2/3 +s6 hw mm液柱式中：s5干板压降系数，查阅fri塔板设计手册wo孔速 (m/s)gv汽相密度 （kg/m3）gl液相

18、密度 （kg/m3）v液相流率 （m3/h）lw堰长（m）hw堰高 （mm）s6堰高系数，查阅fri塔板设计手册1校正系数当 lw/d0.72时，s9=1.197lw/d0.72时，s9 = 6.025 lw/d-3.141d塔径 （m）hl当量清液高度 （mm）fw收缩系数当lw/d0.72时，fw=1.0 lw/d0.72时，fw = exp-2.353(lw /d-0.72)2.5.14 泄漏泄漏为筛板塔的操作下限。当汽速低于泄漏点时，液体开始自筛孔中泄漏。泄漏与干板压降、板上清液层高度及表面张力等有关。wo = 4.3210-7(l)0.045(v)-0.55(l-v)1.17(v)-

19、0.55 (.g)-0.125(ao/ab)0.52 (hl)0.32(do)-0.26 (hw)0.45(tt)0.25(g)0.875 (m/s)式中：wo漏液点时的孔速 （m/s)l液相粘度 (kg/s.m)v汽相粘度 (kg/s.m)l液相密度 (kg/m3)v汽相密度 (kg/m3)表面张力 （n/m)g重力加速度 (m/s2)ao孔面积（m2)ab鼓泡面积 （m2)hl漏液点时当量清液高度 (mm)do孔径 （mm）hw修正堰高 （mm）hw = (50.8+3hw)/(hw/25.4)+2tt板厚 （mm）漏液点计算方法很多，各有差异。上法算得到的结果可取作操作下限。但此法算得到

20、的结果如稍有漏液，亦仍可操作，也即可允许存在10%以下的漏液。2.6 穿流塔板2.6.1 穿流塔板亦称双流板，它不设降液管，塔板上开有筛孔或栅缝，汽液二相由此同时逆流通过。它结构简单，为板式塔中最简易的一种塔板，加工安装方便，工程中应用也日趋广泛。2.6.2 穿流塔板因为没有降液管，所以处理能力大。除结构简单和价廉外，它由于开孔率大而压降小，适用于压降受限制的场合。另外它由于汽液冲洗筛孔，故耐污垢方面较好，不易堵塞和易清洗。当然它在负荷弹性和传质效率方面不及浮阀和筛板塔，但由于其雾沫夹带量小，塔板间距可较小，可以多增设几块塔板来弥补其某些缺点。2.6.3 穿流塔板由于不具降液管，所以汽液二相均

21、通过筛孔，在汽速低时，液体经筛孔淋洒而下，塔板上没有明显的液位，此时效率和压降都很低。当汽液负荷增加时，塔板持液量随之增加，塔板上建立起脉动式密封液层。随着汽体负荷的增加，塔板持液量继续增加而达液泛，此时效率亦达到最大。其负荷弹性差于其他具降液管的板式塔。尤其在低负荷时，往往可通过调节回流比来保持负荷，以维持效率。过去人们仅将穿流塔用于凉水塔或热水塔，以及洗涤等方面，蒸馏方面用得相对较少，近年来也有新的发展。如s.w.公司1954年开发的波纹板塔，即将塔板压成波纹状，增加了负荷弹性，在乙烯装置主要分离系统中得到了应用。2.6.4 波纹塔板(ripple tray)是在平穿流板的基础上发展起来的

22、，即将开有筛孔的平板压成波纹状，上下二板安装时交错90，可以起到液体再分布的作用，板上的筛孔多数具有倾斜角度，因而增强了湍流程度。在波峰处汽流通过多些，波谷处液流量大些。它比平板具有较大的传质效率。波纹有助于适应液体和汽体负荷的变化，使操作稳定，并增加塔板的刚性。2.6.5 随着石化工业的发展，装置能力增大，分离塔的塔径亦增大，对于穿流塔板则要求注意其水平度及液体初始分布的均匀性。一般设置液体进料管式分布器。2.6.6 fri对穿流塔板亦做了有关的研究工作，并提出了一套计算方法，可供参考。2.6.7 筛孔的排列同筛板塔。穿流塔板有时开栅缝通道，此时以当量直径用于计算，下式计算当量直径：(mm)

23、式中：de当量直径 （mm)a栅缝长 （mm)b栅缝宽 (mm)对于有污圬或聚合物颗粒的系统，可考虑采用栅缝。鼓泡面积为下列两种面积中取较小者：沿开孔区周围向外扩75mm后所包围的面积减去边缘、堵孔条、支撑梁等所占的面积。塔截面积。百分孔面积为开孔面积与鼓泡面积比值的百分数。当其值增大，允许汽速也增大，但增大到20%以上时，会影响效率。故一般取1525%。孔间距不希望大于75mm。筛孔径一般取12mm以下。对污垢系统可取大些。波纹板的波纹一般为正弦曲线型。波高为1338mm，波长为3864mm。可根据液体负荷大小来选定波高。对于液体负荷大于20m3/m2h，采用浅波；而液体负荷大于82 m3/

24、m2h时，用深波。 2.6.8 初估塔径dt近似塔截面积ab由下式估算：（ft2）dt = 0.3048 (m)式中：dt塔 径 （m)vl汽相负荷因子 （ft3/s）ll液相流率 （ft3/s）s.f.安全系数j1开孔面积与孔径参数，查阅fri塔板设计手册中图j2板间距参数，查阅fri塔板设计手册中图j3体系参数，查阅fri塔板设计手册中图 当安全系数取1.0时，求取值为设计负荷下，液泛时的塔径。一般安全系数取1.21.3。往往采用最大负荷来估算塔径。2.6.9 液泛从波峰间的低谷处穿过汽体，使塔板上液体向上喷射或飞溅。当汽速增加时，喷射加强，使部分雾滴带入上一块塔板。一旦汽速高于导致喷射流

25、高度等于板间距的汽速时，即发生液泛现象。在恒定汽液比下，液泛汽相负荷因子计算如下式：(ft3/s）式中：vs汽相流率 （ ft3/s）ls液相流率 （ft3/s）v汽相密度 （1b/ft3） l液相密度 （1b/ft3）ab鼓泡面积 （ft2）j1j2j3同上（ft3/s）处理粘度较大的液体或高泡沫系统的塔易于液泛，需要注意。2.6.10 体系液泛为体系的极限处理能力，计算如下：（vl）极限=0.73at (1-f) (/gl-gv)1/4 1.4ll（ft3/s）式中：vl 汽相负荷因子 （ft3/s）ll 液相流率 （ft3/s）at 塔截面积 （ft2）l 液相密度 （lb/ft3）v

26、汽相密度 （lb/ft3） 表面张力 （mn/m) （ft3/s）2.6.11 压降干板压降如下式：p干=j5wo2v /l（英寸热液柱）式中：j5干板压降系数，查阅fri塔板设计手册中图，它与百分孔面积，孔径与板厚的比值，汽体物流进口侧的开孔边缘情况有关（如锐边和光滑边）。wo孔速 （ft/s）v 汽相密度 （lb/ft3）l 液相密度 （lb/ft3）对于一定的开孔率，随孔径与板厚比值的增大而干板压降增大，当孔径与板厚的比值不变时，随开孔率减小而干板压降增大。总压降p计算如下：当wo2(v /l) 0.7时p=(0.67)(j5+j6)(wo2v/l+0.35)（英寸热液柱）式中：式中：v

27、s 汽相流率 （ft3/s）ls 液相流率 （ft3/s）j6 压降系数 t 孔间距 （inch）d0 孔径 （inch）当q fo漏液。2.7.12 降液管中清液层高度hd降液管中清液层高度计算如下：hd =p+hl+hd(m)式中：p压降（m液柱）hl板上清液层高度（m）hd液体通过降液管出口的局部阻力（m液柱）(m液柱）ls液相流率（m3/s）lw堰长（m）ho降液管底间隙（m）以上是单溢流型式的情况，对于多溢流降液管，计算如下：（m液柱）式中：充气系数，一般取0.10.6，对于易发泡系统，取较低值。(m液柱）ad多溢流降液管液相出口面积（m2）对于单溢流型式，hd(ht+hw)对于多溢

28、流型式，hd(ht+hw-ho)式中：ht塔板间距（m）这样可保证降液管中不致产生液泛现象。3 填料塔3.1 填料塔作为传质设备已有悠久的使用历史。过去由于填料塔存在着单位面积的处理能力和效率随塔径的增大而降低的缺点而仅用于小塔径。近年来有了新的突破，它已被成功地用于大直径塔。国外报导美国诺顿公司的金属环矩鞍填料塔直径为十几米。我国在石化工业中亦已普遍地采用填料塔，尤其是改造工程，因而已积累了一定的使用经验。填料塔的特点是压降小，持液量小，结构简单，填料可用耐腐蚀材料制造，高效填料的处理能力和传质效率可超过相应的板式塔等。但有些填料的价格比较贵，填料对初始分布较敏感，在塔内需要设置再分布装置，

29、高压条件下传质性能降低。3.2 填料分为散堆填料和规则填料两大类。前者为颗粒型填料如拉西环，鲍尔环，阶梯环，矩鞍型填料等；后者为组合型填料如波纹板，丝网、格栅填料等。两种填料各有其特点和适用范围。目前新型填料以金属环矩鞍imtp（intalox metal tower packing)和波纹填料（mellapak)为主。普遍认为规则填料比散堆填料价格贵3550%，而能力和传质效率高1020%。填料材料有金属、塑料和陶瓷等。塑料填料具有价格便宜、堆积比重小、耐腐蚀和加工简便等优点，但耐温不太高，强度较差，润湿不易。3.3 填料塔的传质性能首先取决于填料，其次是塔内件等。塔内件的作用很重要。它要使

30、汽液两相分布均匀，增进填料润湿程度，提高传质效率，减小放大效应。对于填料本身，则需保证质量，否则对传质效率等影响较大。目前填料制造厂家众多，因而用户要慎重选择。3.4 选择填料应考虑下列因素：处理能力压降传质效率操作范围耐化学性结构强度成本以上因素与填料类型、尺寸、液体分布装置等有关。3.5 填料持性数据主要有以下几项：比表面a（m2/m3），为单位体积填料中的填料表面积空隙率（%）为干塔状态下，塔的填料床层内净空间所占的分率操作时，由于填料壁上附有液层，故实际空隙率将低于上述干空隙率。单位体积中填料个数n堆积重度（kg/m3）为单位体积中填料的重量填料因子(m-1)干填料因子为(a/3），为

31、表徵填料流体力学特性的数群。另有实测填料因子，与填料类型和尺寸、材料等有关，对同一种填料，不同厂家产品有不同的实测值，这可能是制造上的差异引起的。要注意国内有些厂家因无实测手段，提供的是国外或别的厂家的数据，仅作参考。3.6 填料尺寸大尺寸填料提供较大的处理能力和低的压降，但传质效率相对亦低，而小尺寸填料正好相反。对于小尺寸填料，其传质效率在较大程度上受液体分配不匀的影响，因此考虑填料尺寸的同时，亦要考虑塔径和液体的均匀分配，过去是使塔径与填料直径之比大于1015，现装置的塔径都较大，此值都能达到。3.7 传质效率通常以等板高度（hetp）来表示。即每块理论塔板相当的填料高度。等板高度与许多因

32、素有关，诸如流体力学因素 (速度、湍流或滞流、气液接触状态、压降、汽液分布情况等），物理因素（密度、粘度、表面张力等），热力学因素（汽液平衡、相对挥发度等）、传递因素（扩散系数）及操作因素（液汽比）等。目前尚未能用计算方法来求取。最好还是用实测数据，或类似装置的经验数据。有些经验式可用来求取预计值，供参考用。当采用的填料尺寸增大，虽然处理能力随之增大和压降减小，但hetp值增大，即传质效率下降，设计中要考虑此关系。3.8 填料高度填料总高度为理论塔板数与等板高度的乘积。为使填料的处理能力和传质效率不受填充高度的影响或在允许范围内，故需将填料分段填充。fri在塔径1.2米的试验装置中试验填料高度

33、为10米，在处理能力和传质效率方面未有变化。一般考虑填料高度68米左右设再分布器。当液体在床层顶部分配不是太理想时，可增加填料高度作为安全余量。确定填料高度时，还需考虑支承强度。3.9 美国分馏研究公司（fri）在直径1.2米和2.4米的蒸馏塔上进行真空和压力条件下各种填料的试验，并提供了计算方法和有关报告。可在工程设计中应用。3.10 设计考虑事项填料塔与板式塔不同，板式塔辅助装置对系统的影响较小，很少超过一块理论塔板，而填料塔的辅助装置与填料的选择和设计塔尺寸同样重要。因此设计工作中要加以重视。设计应考虑以下几项：填料类型填料尺寸填料高度液体分配液体再分配汽体分配填料支承填料限制器或压板装

34、填和清理方法安全系数另外带侧线的塔更要注意流动和集液问题。3.11 塔径初算对于散堆填料以下式估算塔径，作为初始计算时参考。(m)式中：vl=vsvs以塔面积为基准的汽速（m/s)l液相流率（m3/h)v汽相密度（kg/m3）l液相密度（kg/m3）ro负荷截距参数，查fri塔板设计手册图r3斜率参数，查fri塔板设计手册图以上式求取初估塔径，再园整到公称塔径。根据工艺要求上式中汽液负荷可用设计负荷或最大负荷。3.12 设计压降p设计由于填料塔的压降较低，往往为此特点而选用填料塔，因此要预先选定工艺要求的压降。p设计= (mm水柱/m填料）总填料高度为理论塔板数乘以最小负荷下的等板高度。理论塔

35、板数要考虑到由于进料位置的误差而增加的安全系数。另外尚需考虑到辅助装置的压降。3.13 泛点当填料床层中汽液相互作用而导致过量的持液量时，分离效率迅速下降，而压降急增，此时将发生液泛现象。液泛汽速与填料类型、尺寸、液相流率等有关。计算方法如下：vsf = (m/s)恒定液相流率条件：式中：vsf以塔截面为基准的液泛汽速（m/s）csf液泛能力因子(m/s)v汽相密度(kg/m3)l液相密度(kg/m3)r2液泛截距参数，查fri塔板设计手册中图r3斜率参数，查fri塔板设计手册中图l液相流率（m3/h)at塔截面积（m2）恒定汽液比条件：(m/s)式中：汽液流率比（kg/kg)根据上二式算得的

36、液泛汽速，以小值为基准，计算泛点率。即设计汽速与液泛汽速之比值的百分率。根据工艺要求选取合适的泛点率。汽液负荷可用最大值或设计值。r2和r3值是根据fri对各种填料所提供的数据来查取的。对于未提供的填料，可用填料因子来查取。但可能会带来误差，仅供参考。3.14 载点在泛点发生以前，填料床层中汽相或液相的最大流量，如超过此流量时，传质效率下降，此点为载点。一般载点在泛点汽速的7595%处。设计时，往往考虑载点率为主。载点的计算方法如下：vsf = (m/s)恒定液相流率条件：式中：vsf以塔截面为基准的载点汽速（m/s）csl载点能力因子(m/s)v汽相密度(kg/m3)l液相密度(kg/m3)ro载点截距参数，查fri塔板设计手册中图r3斜率参数，查fri塔板设计手册中图l液相流率（m3/h)at塔截面积（m2）恒定汽液比条件：(m/s)汽液流率比（kg/kg)根据上二式计算的载点汽速，以小值为基准，计算载点率。即设计汽速与载点汽速之比值的百分率。根据工艺要求选取合适的载点率。汽液负荷可用最大值或设计值。ro和r3值是根据fri对各种填料所提供的数据来查取的。对于未提供的填料，可用填料因子来查取。但可能会带来误差，仅供参考。3.15 体系极限当改变填料类型或尺寸并不能提