塔的水力学计算手册
1. 目的与适用范围 ................................................ 1 2. 塔设备特性 .................................................... 1 3. 名词术语和定义 ................................................ 1 4. 浮阀/筛孔板式塔盘的设计 ....................................... 1 5. 填料塔的设计 .................................................. 9
1. 目的与适用范围
为提高工艺工程师的设计质量, 推广计算机应用而编写本手册。
本手册是针对气液传质塔设备中的普遍性问题而编写。对于某些具体塔设备的数据(比如:某生产流程中针对某塔设备的板效率而采用的计算关联式, 或者对于某吸收填料塔的传质单元高度或等板高度而采用的具体计算公式) 则未予收入。本设计手册以应用为主，主要是指导性的计算方法和步骤，并配合相应的计算程序，具体公式及理论推阐可参考有关文献。 2. 塔设备特性
作为气(汽) 、液两相传质用的塔设备，首先必须能使气(汽) 、液两相得到充分的接触，以得到较高的传质分离效率。
此外，塔设备还应具有以下一些特点： (1)
当气(汽) 、液处理量过大(超过设计值) 时，仍不致于发生大量的雾沫挟带或液泛等影响正常操作的现象。
(2)
当操作波动(设计值的50％～120％) 较大时，仍能维持在较高的传质效率下稳定操作，并具有长期连续操作所必须具备的可靠性。
(3) (4) (5) (6)
塔压力降尽量小。
结构简单、耗材少、制造和安装容易。 耐腐蚀、不易堵塞。 塔内的滞留液量要小。
3. 名词术语和定义
3.1 塔径(tower diameter)，D T
塔筒体内壁直径，见图3.1-(a)。 3.2 板间距(tray spacing)，H T
塔内相邻两层塔盘间的距离， 见图3.1-(a)。 3.3 降液管(downcomer)，DC
各层塔盘之间专供液相流体通过的组件，单溢流型塔盘为侧降液管，双溢流型塔盘有侧降液管和中央降液管，三或多溢流型塔盘有侧降液管、偏侧降液管、偏中央降液管及中央降液管。
3.4 降液管顶部宽度(DC top width)，Wd
弓形降液管面积的弦高。掠堰另有算法， 见图3.1-(a),-(b)。 3.5 降液管底间隙(DC clearance)，ho
降液管底部边缘至塔盘(或受液盘) 之间的距离， 见图3.1-(a)。 3.6 溢流堰高度(weir height)，hw
降液管顶部边缘高出塔板的距离， 见图3.1-(a)。 3.7 总的塔盘横截面积(total tower cross-section area)，A T
以塔内径计算的横截面积，A T = π(DT /2)2 3.8 降液管截面积(DC area)，A D
侧降液管、偏侧降液管、偏中央降液管及中央降液管的横截面积。其面积多为弓形，但对于小塔也有采用圆形。对于斜降液管，顶部和底部的横截面积是不同的。 3.9 净面积(net area，free area)，A N 、A f
气相流体通过塔板间的最小横截面积，即总的塔盘横截面积A T 减去总的降液管顶部横截面积∑A D (包括多流程的中央、偏侧、偏中央降液管的横截面积) ，也称自由面积。
(a) (b) 图3.1 塔盘布置示意图
3.10 开孔面积(hole area)， Ah
塔盘上总的开孔的面积，即允许气相流体通过的面积。 Ah = 筛孔数目 ⨯ 单孔面积 3.11 鼓泡面积(bubbling area，active area)，A B
用于靠近塔盘平板上气相流动的面积，即总的塔盘横截面积A T 减去总的降液管截面积、降液管密封面积(不安装阀件、筛孔的区域) ，也称活动面积。
A B = AT - ∑ AD i
3.12 阀缝隙面积(slot area)，A S
总的(所有浮阀) 垂直开缝面积，即气相离开浮阀时以水平方向流经的面积，A S = Nπd v h v
(N、d v 、h v 分别为阀数目、阀径、升程) 3.13 最大阀缝隙面积(open slot area)，A S O
当所有浮阀全部开启时的阀缝隙面积。
A S O = Nπd v h v , m a x (式中N 、d v 、h v , m a x 为阀数目、阀径、最大升程)
3.14 开孔率(fractional hole area)，ϕ
对于浮阀塔盘：为阀缝隙面积与鼓泡面积之比，A f =AS O /AB 对于筛孔塔盘：为开孔面积与鼓泡面积之比，A f =Ah /AB 3.15 气相流率(vapor flow rate)，CFS
在塔内操作条件下气体的实际体积流量。 3.16 密度(vapor density，liquid density)，ρV ，ρL
在塔内操作条件下气体、液体单位体积的质量。 3.17 气相负荷(vapor load)，V l o a d
V l o a d = CFS⨯(ρV /(ρL -ρV )) 1/2
3.18 表观气相流速(superficial vapor velocity)，νs
νs = Vl o a d /A (式中A 为A B 或A N ) 3.19 液相负荷(liquid load)，
Q L = GPM/Lw e i r
式中GPM 为每分钟流过的加仑，即液相流率；L w e i r 为堰的长度，以英寸表示 液相流经塔盘的通量，单位长度出口堰上的液体体积流率(gal/min/in)。 3.20 降液管液相负荷(downcomer liquid load)，Q D
Q D = GPM/AD
在降液管顶部入口处，单位截面积上的清液流率(gal/min/ft2) 。 3.21 液泛(flooding)
在塔内部液相超限地积累。
3.21.1 喷雾挟带液泛(spray entrainment flooding)
液相流率很小，塔盘操作在喷雾状态，即塔盘上大部分液体呈液滴形式。当气相流速上升时，这些液滴大都被挟带到上一层塔盘，积累在上一层塔盘而不是流到下一层塔盘。 3.21.2 雾沫挟带液泛(froth entrainment flooding)
Q L
液相流率很大，液相以泡沫形式分散在塔盘上，当气相流速上升时，泡沫高度增加。当塔盘间距较小时，气液两相的泡沫趋近于上一层塔盘，随着这一表层接近上一层塔盘，挟带则迅速增加，引起在上一层塔盘液相积累。
3.21.3 降液管返混液泛(downcomer backup flooding)
由于塔盘压降、塔盘上泡沫层高度、降液管入口处摩擦阻力等原因，充气的液体返回流进降液管内。当液相流率增大时，所有这些因素也随着加强，当气相流率增大时，塔盘压降也随着增大。当充气液体返流回降液管内超过塔盘间距时，液相就会积累在上一层塔盘，引起降液管返混液泛。
3.21.4 降液管阻塞液泛(downcomer choke flooding)
当液相流率增大时，降液管中充气液体的流速也增大。超过一定极限后，降液管里和入口处的摩擦阻力就变得过大，混合的泡沫液相不能由此输送到下一层塔盘，则在上一层塔盘引起液相的积累。
3.22 径比(diameter ratio)
塔径与填料直径之比。 3.23 填料类型(packing type)
填料可以分为乱堆填料、规整填料和高效填料，其中每种填料里又依据其形状不同，而分为各种型式填料，详见表3.23－1，3.23－2，3.23－3。 3.24 最小润湿率(minimum wetted rate)
当填料充分润湿所需最小喷淋量时，单位填料体积的表面积上液体流量。 3.25 持液量(liquid holdup)
填料塔操作时在填料空隙中及填料表面上所积存的液体总量。
表3.23－1 乱堆填料(random packing)：以乱堆的方式进行装填。
表3.23－2 规整填料(structured packing)：排列整齐。
表3.23－3 高效填料(effective packing)：有较大的比表面积和自由空间。
3.26 干填料因子(packing factor)
表征填料流体力学特性的数群，a/ε3。
其中a 为填料的比表面积，以m 2/m3表示；ε为湿填料的空隙率，以％表示。3.27 载点(loading point)
在逆流操作的填料塔内，压降随着气相流速的上升而显著变化，表明塔内持液量不断增大的过程转折点。有时这一变化规律在局部上看不到一个点，而是一个曲率渐变的曲线。其压降～气相流速变化曲线，由二次幂的关系渐变为三次幂的关系。 3.28 泛点(flooding point)
在逆流操作的填料塔内，压降突然直线上升，表明塔内已发生液泛现象的过程转折点，或在不影响精馏效率前提下的最大操作负荷。 3.29 漏液(泪) 点(weeping point)
上升气速增大到使液体不从筛孔泄漏的操作点。 3.30 单位制
本手册在未加特意注明的情况下，各参数以SI 单位制为基准。 3.31 参考文献
Glitsch,Inc,Ballast Tray Design Manual,Bulletin No.4900,3rd Ed. Fractionation Research Inc."SIEVE TRAY DESIGN"
Ernest E. Ludwig, "Applied Process Design for Chemical and Petrochemical Plants" 兰州石油机械研究所“现代塔器技术”，(1984)
化学工业出版社“化学工程手册－气液传质设备”,(1979) 中国石化出版社“现代填料塔技术指南”,(1998)
4. 浮阀/筛孔板式塔盘的设计 4.1 设计原则
为满足塔盘水力学性能要求，设计计算时可参考以下几何参数： 4.1.1 出口堰长度应大于塔径的一半。 4.1.2 堰上的液流高度应大于6mm ，小于100mm 。
4.1.3 堰高一般为25～100mm ，或为板间距的15％，Glitsch 取50mm 。
对粘度大的液体取25～75mm ；对要求压降小的真空减压塔，堰高可降低到12mm; 对要求液体在塔盘上有较长停留时间的反应塔，可高达150mm 。
4.1.4 降液管下端至受液盘间的距离(降液管底间隙) 应大于堰上液流高度的1.5倍。一般情况下，液流通过该间隙时流速不大于降液管内流速，通常间隙不小于20～25mm 。 4.1.5 降液管面积应大于塔截面积的10％。
4.1.6 筛孔中心距为(2.5～5)d 0，浮阀间距可参考筛孔正三角形排列计算，开孔率一般在4～15%。
4.1.7 塔盘上气液接触单元的布置区域(发泡区) 与堰之间需要有安定过渡区域：
4.1.8 系统因数(system factor)表征物系的发泡趋势，取值0.15～1.0。不同模型、计算程序中的选值范围不尽相同，略有出入。
4.1.9根据机械安装/检修要求，板间距通常大于460mm 。但随塔径变化也可取不同值。
该值且随着塔盘处理能力增大而增加，一直取到极限值： 气相密度小于32kg/m(2 lb/ft) 时，极限值为1224mm(48in)； 气相密度很高时，极限值
当气相密度 V = 8 kg/m3(5.5 lb/ft3) 时，板间距大于300mm 的负荷系数为0.27。
3
3
4.1.10 降液管内澄清液层高度(downcomer backup)应小于板间距的一半。
4.1.11 干板压降一般小于50mm 水柱，假如降液管内清液柱高度小于板间距的一半, 则可取至85mm 水柱。
4.1.12 塔盘上液相流动形式(flow paths)取决于液相负荷的范围，单流型(SXF)是最常用的；当塔径较大，或液相负荷较大时，宜采用双流型(DXF)，甚至三、四流型 (TXF、QXF) 或阶梯型(Cascade)；在液气比很小时才采用U 形流型。
液相负荷(m/h)与板型的关系：
3
4.1.13 降液管下端出口处液流速度(velocity under DC)一般小于0.3～0.4米/秒，降液管内液流速度根据物系发泡趋势在0.05～0.12m/sec之间选取，发泡严重物系取小者(降液管内液流速度 = 液相负荷/降液管横截面积) 。
4.1.14 液流在降液管内的停留时间τ(DC residence time)通常大于4秒，通常 对于低发泡及中等发泡物系，τ > 3～4 秒 对于较高发泡及严重发泡物系，τ > 5～7 秒
4.1.15 塔盘上液面梯度(堰上溢流强度) 取90m 3/m⋅hr ，一般在50～130m 3/m⋅hr 之间。 当液量过小时，可采用齿型堰(notched weir)；
当堰上溢流强度大于8～10 GPM/Lw e i r 时，则应使用凹形受液盘(inlet pot)；
当堰上溢流强度大于15 GPM/Lw e i r 时，则宜增加溢流程数(Number of flow paths or pass)或增加堰长(weir lenght)或改为后掠式堰(swept-back weir)。
4.1.16 阀孔气速太低会导致漏液，塔盘操作下限即漏液气速。最低阀孔动能因子(阀孔气速⨯(气相密度) 1/2) 应大于5～6米/秒。
Glitsch 规定阀孔气速必须大于 C1/(ρV /(ρL -ρV )) 1/2 对于V-1型浮阀C 1 = 0.0915；V-4型浮阀C 1 = 0.183;
当堰高为25mm 时， V-1型浮阀C 1 = 0.122；V-4型浮阀C 1 = 0.213
4.1.17 对于新塔设计，建议按设计负荷不大于泛点负荷的82%来设计塔径。若要求塔盘能够在设计负荷的110%下操作，就要以0.82/1.1 = 0.75的液泛系数(flood factor)做为最大值来设计塔径。减压真空塔的液泛系数一般小于0.77，雾沫挟带量不大于10%。较高的液泛系数可以计算出较小的塔，但会造成过多的雾沫挟带(e = 气相中液滴雾沫量/总的液相量) ，对于实际操作，塔径偏小。对于塔径小于900mm 的塔盘，液泛系数取0.65～0.75。 4.2 设计步骤 4.2.1 塔径初估
(1) Smith法归纳了工业塔数据的简化关联，可做为初步估算塔径之用。由Smith 初估塔径图中查得C 值(表面张力为20dyn/cm时的经验系数) ，经过系统表面张力修正后, 算出塔盘上允许的有效空塔速度及塔径。
(2) 有效截面积法的基本出发点是分别估算气相通道及液相通道的横截面积；按总的塔盘横截面积减去总的降液管截面积计算有效空塔速度，根据液相负荷及分界粘度计算允许液流最大速度。塔截面积为这两部分截面积之和，以此初估塔径。 4.2.2 塔盘布置
(1) 根据塔径及流体负荷量而确定流动形式(溢流程数) 。
(2) 根据塔径、气液相负荷而确定降液管型式，液流在降液管内的停留时间(经计算得出) 也是塔盘设计中重要指标之一。
(3) 溢流堰起着维持塔盘上液位、使液体均匀分布的作用。
a. 单溢流型塔盘的堰长可取塔径的0.6～0.8倍，对于双溢流型的塔盘，堰长可取塔径的0.5～0.7倍，并尽量使中央降液管面积等于两侧降液管面积之和； b. 为保证堰上溢流强度不致过大，堰的高度可适当降低；
c. 当堰的上边缘各点水平度偏差过大或堰上溢流强度过小时，可采用齿型堰；
d. 为保证上一层塔盘的液相经过降液管流入的液体能在塔盘上均匀分布，并减少降液管底部出口处的水平冲击，可设置内堰，堰高必须保证液封； e. 当液相流量很大时，设置凹形受液盘应避免压降过大。 (4) 设置塔盘上其它非鼓泡区域是为了消除泡沫挟带
a. 外堰前安定区宽度取70～100mm ， 内堰前安定区宽度取50～100mm ，小塔径中的安定区域酌减；
b. 为支撑塔盘及内件，塔壁边缘区宽度一般取50mm ，大塔径边缘区宽度一般取60mm 以上； 4.2.3 计算塔盘的操作能力的准则
(1) 气相负荷泛点率＝最小鼓泡面积/鼓泡面积。 (2) 以可以允许的气速为判据设计塔盘。 (3) 恒定气液比情况下的泛点率。 (4) 以漏液点做为气相负荷下限。
(5) 以雾沫挟带量e
气体穿过塔盘的总压降 = 干板压降＋穿过液层的压降 4.3 设计范例
4.3.1 格里奇(Glitsch)重盘式浮阀(Ballast tray)设计范例：
设计一个双溢流型塔盘，板间距(HT ) 为20英寸。主要数据如下，实际板数为75块，V-1阀型。
气相负荷为271500磅/小时，密度ρV 为2.75磅/英尺3 液相负荷为259100磅/小时，密度ρL 为29.33磅/英尺3
按最大负荷设计相应的降液管截面积，用户规定在小于70%泛点率(FF)的要求下做塔盘设计，即液泛系数FF = 0.7。本系统物系为不发泡，系统发泡因数取1.0。
液相流率GPM = 259100 / 29.33 = 8834 英尺3/小时 = 1100 (美) 加仑/分
选取双流型塔盘，NP = 2
气相流率CFS = 271500 /2.75/3600 = 27.4 英尺3/秒 气相负荷V l o a d = CFS ⨯ (ρV / (ρL - ρV ) )1/2
= 27.4⨯(2.75/(29.33 - 2.75))1/2 = 8.86 英尺3/秒
设计气速VD d s g = 7.5 ⨯ (TS)1/2 ⨯ (ρL - ρV ) 1/2 ⨯ system factor = 7.5⨯(20)1/2⨯(29.33-2.75)1/2⨯1.0 = 170加仑/分/英尺2
由附图5a 查得 CAFO = 0.395 英尺/秒
负荷因子CAF = CAFO ⨯ system factor = 0.395⨯1.0 = 0.395英尺/秒 由附图6查得塔径D T (初估值) = 7英尺5英寸(基于24英寸板间距和80%泛点率) 流程长度FPL(初估值) = 9 ⨯ DT (初估值) / NP = 9⨯7.5/2 = 33.7英寸 最小鼓泡区面积AAM = (Vl o a d + GPM ⨯ FPL / 13000) / (CAF ⨯ FF) = (8.86+1100⨯33.7/13000)/(0.395⨯0.7)=42.5英尺2
最小降液管截面积ADM = GPM / (VDd s g ⨯ FF) = 1100/(170⨯0.7) = 9.25英尺2 最小塔截面积A T ⋅M I N = AB ⋅M I N + 2 ⨯ AD ⋅M I N = 42.5+2⨯9.25 = 61英尺2
塔径D T = (AT ⋅M I N / (π / 4))1/2 = (61/0.7854)1/2 = 8.8英尺 (取9英尺或108英寸) 塔截面积A T = π ⨯ r2 = π ⨯D T 2/4 = 0.7854⨯92 = 63.62英尺2
总的降液管截面积∑A D = AT ⨯ AD ⋅M I N / AT ⋅M I N = 63.62⨯9.25/61 = 9.9英尺2 降液管截面积大于塔截面积10%(∑A D >10%AT ) ，符合设计原则。 中央降液管宽度H 3 = WF ⨯ AD / DT = 12⨯9.9/9 = 13.2英寸
其中由下表查得WF = 12
侧降液管截面积A D 1 = 9.9/2 = 4.95英尺2
A D 1/AT = 4.95/63.62 = 0.0777，继而由附表4查得H 1/DT = 0.1315 侧降液管宽度H 1 = 0.1315 ⨯ DT = 0.1315⨯108 = 14.2英寸 流程长度FPL 模数 = (WF ⨯ DT - (2⨯H 1 + H3 + 2⨯H 5 + 2⨯H 7))/NP = (12⨯9-(2⨯14.2+13.2))/2=33.2英寸
其中NP=2，所以H 5 = 0；H 7 = 0。
经计算FPL 模数为32.5或34英寸，取32.5英寸。 取整后，H 1=14.5英寸；H 3=14英寸。
侧降液管(弓形) 截面积A D 1 = 扇形面积 - 三角形面积 扇形面积 = θ / 360 ⨯ π ⨯ r2 = θ / 360 ⨯ π ⨯ DT 2/4 其中弧心角θ = 2 ⨯ cos-1((r - H1)/r) = 2 ⨯ cos-1(1 - H1/DT ) 三角形面积 = (r - H1) ⨯(r2 - (r - H1) 2) 1/2
= (DT /2 - H1) ⨯(DT 2/4 - (DT /2 - H1) 2) 1/2
计算得A D 1 = 5.09英尺2；2 ⨯ AD 1=10.18英尺2。
中央降液管(双圆缺形) 截面积A D 3 = 矩形面积 + 2 ⨯ 弓形面积 矩形面积 = 2 ⨯ ( r2 - (H3/2)2) 1/2⨯ H3 = 2 ⨯ (DT 2/4 - (H3/2)2) 1/2⨯ H3 弓形面积 = 扇形面积 - 三角形面积
扇形面积 = θ / 360 ⨯ π ⨯ r2 = θ / 360 ⨯ π ⨯ DT 2/4 其中弧心角θ = 2 ⨯ sin-1((H3/2)/r) = 2 ⨯ sin-1(H3/DT ) 三角形面积 = (H3/4) ⨯ (DT 2 - H32) 1/2
当 2H3/DT 很小时， AD 3 = 矩形面积 = DT ⨯ H3 = 10.5英尺2 平均降液管面积 AD = (2⨯A D 1 + AD 3) / 2 = 10.34英尺2 鼓泡区面积 AB = AT - (2⨯A D 1 + AD 3 + 2⨯A D 5 + 2⨯A D 7) 或 AB = AT - 2⨯A D = 63.62-20.68 = 42.94英尺2
其中NP=2，为双流型塔盘，AD 5 = 0；AD 7 = 0。
泛点率% = 100 ⨯ (Vl o a d + GPM ⨯ FPL / 13000) / (AB ⨯ CAF) = 100⨯(8.86+1100⨯32.5/13000)/(42.94⨯0.395) = 68.6%
或泛点率% = 100 ⨯ Vl o a d / (AT ⨯ CAF ⨯ (π/4)) = (100)⨯(8.86)/(63.62⨯0.395⨯0.7854) = 45.2%
取两式较大值，泛点率为68.6%，小于80%，符合设计原则。 4.3.2 精馏研究公司(FRI)筛孔塔盘(RSVP)设计范例：
本例为一真空精馏塔，塔的允许压降为105mmHg 。
理论板数为45，假设板效率为40%，对于进料位置有10块附加板，则总板数为120块。若设计为一个单塔，则压力降为0.55英寸液柱/板，对于实际设计，就太低了。若设计为两个塔(分为提馏塔和精馏塔) ，每个塔60块板，则压力降为1.1英寸液柱/板，设计塔径为8英尺左右。本设计为三个塔，每个塔40块板，则压力降∆p d s g 为1.65英寸液柱/板。
精馏段塔气相负荷为29000磅/小时，密度ρV 为0.018磅/英尺3，液相负荷为24000磅/小时，密度ρL 为52磅/英尺3。
气相流率CFS = 29000 /0.018/3600 = 447.53 英尺3/秒 V l o a d = CFS⨯(ρV /(ρL -ρV )) 1/2 = 8.33 英尺3/秒
液相流率GPM = 24000 / 52 = 461.54 英尺3/小时 = 58 加仑/分 = 24000/52/3600 = 0.13 英尺3/秒
S 7 = Vl o a d /GPM = 8.33/0.13 = 64 D T = ((4.7 ⨯ Vl o a d ) / (∆P d s g - 0.7)1/2) 1/2 = ((4.7⨯8.33)/(1.65-0.7)1/2) 1/2 = 6.34英尺
进料段塔气相负荷为30000磅/小时，密度ρV 为0.029磅/英尺3， 液相负荷为33000磅/小时，密度ρL 为53磅/英尺3。 气相流率CFS = 30000 /0.029/3600 = 287.36 英尺3/秒 V l o a d = CFS⨯(ρV /(ρL -ρV )) 1/2 = 6.71 英尺3/秒
液相流率GPM = 33000 / 53 = 622.64 英尺3/小时 = 78 加仑/分 = 33000/53/3600 = 0.17 英尺3/秒
S 7 = Vl o a d /GPM = 6.71/0.17 = 40 D T = ((4.7 ⨯ Vl o a d )/(∆P d s g - 0.7)1/2) 1/2
= ((4.7⨯6.71)/(1.65-0.7)1/2) 1/2 = 5.69 英尺
提馏段塔气相负荷为31000磅/小时，密度ρV 为0.042磅/英尺3，液相负荷为34000磅/小时，密度ρL 为54磅/英尺3。
气相流率CFS = 31000 /0.042/3600 = 205.03 英尺3/秒 V l o a d = CFS⨯(ρV /(ρL -ρV ) 1/2 = 5.71 英尺3/秒
液相流率GPM = 34000 / 54 = 629.63 英尺3/小时 = 79 加仑/分
= 34000/54/3600 = 0.18 英尺/秒 S 7 = Vl o a d /GPM = 4.71/0.18 = 32 D T = ((4.7 ⨯ Vl o a d ) / (∆P d s g - 0.7)1/2) 1/2 = ((4.7⨯5.71)/(1.65-0.7)1/2) 1/2 = 5.25 英尺
三段塔径圆整后统一取6.5英尺。
3
5. 填料塔的设计 5.1 设计原则
5.1.1 对于一般乱堆填料，压降应小于200～250mm 水柱/米填料层, 才不会发生液泛。 (1) 对于操作压力降在125～167mm 水柱/米填料层的低中压填料塔， 应选择压力降在63～83mm 水柱/米填料层的填料；
(2) 对于吸收和相似体系，应选择压力降在17～63mm 水柱/米填料层的填料； (3) 对于常压或加压蒸馏，应选择压力降在42～83mm 水柱/米填料层的填料； (4) 对于真空蒸馏，随物系而定， 选择压力降在8～21mm 水柱/米填料层的填料； (5) 对于泡沫物系，应选择压力降在8～21mm 水柱/米填料层的填料；
(6) 对于无泡沫物系，处理能力与表面张力无关。但在有泡沫的条件下，处理能力将受到表面张力显著影响，因而设计必须选用正常无泡沫液体的50%操作压力降；
(7) 对于粘度μL
5.1.2 填料层持液量应小于塔釜持液量的5%，以保证塔效率。
5.1.3 填料塔蒸馏过程中的气液容积比相对于吸收过程要小得多，设计塔径一般小于800mm ，填料层高度一般小于6～7米，以保证液体喷淋均匀。
5.1.4 拉西环的“径比”为20～30；鲍尔环等一类环形填料的“径比”为10～15；鞍形填料的“径比”下限为15；当D T ≤ 300mm时，填料公称尺寸20～25mm; 当300mm ≤ DT ≤ 900mm时，填料公称尺寸25～38mm ； 当D T ≥ 900mm时，填料公称尺寸50～80mm 。
5.1.6 填料的负荷上限表征了其相对生产能力，一些填料的负荷上下限如下：
填料的负荷因子F S = W(ρV ) 1/2 也表征了设计气体负荷，某些填料的F S 如下：
5.1.7 部分填料的等板高度HETP 表征了其相对分离效率，部分填料的HETP 如下：
5.1.8 部分填料在相同气速下的相对压降：
5.1.9 常用填料的喷淋点密度：
当D T ≥1200mm 时，每230cm2塔截面积内设置一个喷淋点； 当D T = 750mm时，每60cm2塔截面积内设置一个喷淋点； 当D T = 400mm时，每30cm2塔截面积内设置一个喷淋点。
对于波纹填料，因其效率较高，对液体均布要求苛刻，每20～90cm2塔截面积内设置一个喷淋点。
5.1.10 液体分布装置的安装位置，除喷头结构外，通常高于填料层150～300mm 以上。再分布器的间距h 与塔径D T 比必须大于1.5～2，以保证气体沿塔截面的均匀分布。对于较大的塔径，当使用有助长液体不良分布倾向的拉西环类填料时，取h/DT ≤ 2.5～3，每段填料高度不宜超过6米。 5.2 设计步骤 5.2.1 选择填料
(1) 根据所处理物系的腐蚀及操作温度确定材质；
(2) 根据塔径确定填料公称直径； (3) 根据生产能力；
所处理物系的粘度和表面张力以及气体输送装置的功率等选用不同填料。 5.2.2 确定塔径
若无实验数据，可根据公式计算泛点气速(实际操作气速为泛点气速的75%)，从而计算塔径。
5.2.3 计算压降
无实验数据，可根据填料厂商提供负荷因子F S ～单板压降∆P 关联图表计算压降。 5.2.4 计算填料层高度
若无实验数据，可根据填料厂商提供的负荷因子F S ～等板高度HETP 关联图表计算。 5.2.5 确定填料的分段数，选定液相再分布装置。 5.2.6选定液相喷淋装置，设置除雾/沫器。 5.3 计算范例
校核一个4英尺6英寸内径塔设计，该塔装填45英尺高的1#⨯1/16” 厚的钢拉西环。 用10%碱液(比重γ碱 =1.22)洗涤110︒F 空气中的CO 2，碱液流速为2250磅/时. 英尺2，空气流速为4540磅/时. 英尺2，操作压力为365磅/英寸2(绝) 。
ρV = (MW空气/R单位转换因子) ⨯(T60︒F /TR ) ⨯(Pp s i a /P1a t m )
= (29/379)⨯(520/570) ⨯(365/14.7) = 1.732磅/英尺
ρL = R单位转换因子 ⨯ γ碱 = (62.3)⨯(1.22) = 76.1磅/英尺
已知104︒F 时液体的粘度μL =2 cp；重力加速度gc = 32.2 英尺/秒2 由下表查得，F = a/ε3 = 137 乱堆装填填料因子F ～ 公称填料尺寸d 0
3
3
(L/G) ⨯ ρV /(ρL -ρG )) 1/2 = (2250/4540) ⨯(1.732/(76.1-1.732))1/2
= 0.07563
(G2/ρV ) ⨯ F ⨯ μL 0. 1/(ρL -ρV )/gc=(4540/3600)2/1.732(137)(2.0)0. 1/(76.1-1.732)/32.2 = 0.0563 分别以0.07563和0.0563两点为横坐标和纵坐标，由附图8-13B 查得操作点在较低载液区，压力降约为0.6mm 水柱/英尺填料层，床层总压力降 45⨯0.6 = 27英寸水柱。
该床层应该分割成三段，需要两个中间填料支撑和再分布两用板(器) 以及一个底部支撑板。估算每个再分布板或底部支撑板的压降= 1.0英寸水柱
塔内总压力降27+3⨯1.0 = 30英寸水柱
以0.07563为横坐标点，由附图8-13B 查得乱堆填料液泛曲线纵坐标为0.21。 则0.0563点的液泛率为：0.0563/0.21 = 0.2681 = 26.81% 从横坐标0.07563处查得B 线的纵坐标为0.035。 载点率为：0.07563/0.075 = 1.0084 = 100.84%
塔的水力学计算手册
1. 目的与适用范围 ................................................ 1 2. 塔设备特性 .................................................... 1 3. 名词术语和定义 ................................................ 1 4. 浮阀/筛孔板式塔盘的设计 ....................................... 1 5. 填料塔的设计 .................................................. 9
1. 目的与适用范围
为提高工艺工程师的设计质量, 推广计算机应用而编写本手册。
本手册是针对气液传质塔设备中的普遍性问题而编写。对于某些具体塔设备的数据(比如:某生产流程中针对某塔设备的板效率而采用的计算关联式, 或者对于某吸收填料塔的传质单元高度或等板高度而采用的具体计算公式) 则未予收入。本设计手册以应用为主，主要是指导性的计算方法和步骤，并配合相应的计算程序，具体公式及理论推阐可参考有关文献。 2. 塔设备特性
作为气(汽) 、液两相传质用的塔设备，首先必须能使气(汽) 、液两相得到充分的接触，以得到较高的传质分离效率。
此外，塔设备还应具有以下一些特点： (1)
当气(汽) 、液处理量过大(超过设计值) 时，仍不致于发生大量的雾沫挟带或液泛等影响正常操作的现象。
(2)
当操作波动(设计值的50％～120％) 较大时，仍能维持在较高的传质效率下稳定操作，并具有长期连续操作所必须具备的可靠性。
(3) (4) (5) (6)
塔压力降尽量小。
结构简单、耗材少、制造和安装容易。 耐腐蚀、不易堵塞。 塔内的滞留液量要小。
3. 名词术语和定义
3.1 塔径(tower diameter)，D T
塔筒体内壁直径，见图3.1-(a)。 3.2 板间距(tray spacing)，H T
塔内相邻两层塔盘间的距离， 见图3.1-(a)。 3.3 降液管(downcomer)，DC
各层塔盘之间专供液相流体通过的组件，单溢流型塔盘为侧降液管，双溢流型塔盘有侧降液管和中央降液管，三或多溢流型塔盘有侧降液管、偏侧降液管、偏中央降液管及中央降液管。
3.4 降液管顶部宽度(DC top width)，Wd
弓形降液管面积的弦高。掠堰另有算法， 见图3.1-(a),-(b)。 3.5 降液管底间隙(DC clearance)，ho
降液管底部边缘至塔盘(或受液盘) 之间的距离， 见图3.1-(a)。 3.6 溢流堰高度(weir height)，hw
降液管顶部边缘高出塔板的距离， 见图3.1-(a)。 3.7 总的塔盘横截面积(total tower cross-section area)，A T
以塔内径计算的横截面积，A T = π(DT /2)2 3.8 降液管截面积(DC area)，A D
侧降液管、偏侧降液管、偏中央降液管及中央降液管的横截面积。其面积多为弓形，但对于小塔也有采用圆形。对于斜降液管，顶部和底部的横截面积是不同的。 3.9 净面积(net area，free area)，A N 、A f
气相流体通过塔板间的最小横截面积，即总的塔盘横截面积A T 减去总的降液管顶部横截面积∑A D (包括多流程的中央、偏侧、偏中央降液管的横截面积) ，也称自由面积。
(a) (b) 图3.1 塔盘布置示意图
3.10 开孔面积(hole area)， Ah
塔盘上总的开孔的面积，即允许气相流体通过的面积。 Ah = 筛孔数目 ⨯ 单孔面积 3.11 鼓泡面积(bubbling area，active area)，A B
用于靠近塔盘平板上气相流动的面积，即总的塔盘横截面积A T 减去总的降液管截面积、降液管密封面积(不安装阀件、筛孔的区域) ，也称活动面积。
A B = AT - ∑ AD i
3.12 阀缝隙面积(slot area)，A S
总的(所有浮阀) 垂直开缝面积，即气相离开浮阀时以水平方向流经的面积，A S = Nπd v h v
(N、d v 、h v 分别为阀数目、阀径、升程) 3.13 最大阀缝隙面积(open slot area)，A S O
当所有浮阀全部开启时的阀缝隙面积。
A S O = Nπd v h v , m a x (式中N 、d v 、h v , m a x 为阀数目、阀径、最大升程)
3.14 开孔率(fractional hole area)，ϕ
对于浮阀塔盘：为阀缝隙面积与鼓泡面积之比，A f =AS O /AB 对于筛孔塔盘：为开孔面积与鼓泡面积之比，A f =Ah /AB 3.15 气相流率(vapor flow rate)，CFS
在塔内操作条件下气体的实际体积流量。 3.16 密度(vapor density，liquid density)，ρV ，ρL
在塔内操作条件下气体、液体单位体积的质量。 3.17 气相负荷(vapor load)，V l o a d
V l o a d = CFS⨯(ρV /(ρL -ρV )) 1/2
3.18 表观气相流速(superficial vapor velocity)，νs
νs = Vl o a d /A (式中A 为A B 或A N ) 3.19 液相负荷(liquid load)，
Q L = GPM/Lw e i r
式中GPM 为每分钟流过的加仑，即液相流率；L w e i r 为堰的长度，以英寸表示 液相流经塔盘的通量，单位长度出口堰上的液体体积流率(gal/min/in)。 3.20 降液管液相负荷(downcomer liquid load)，Q D
Q D = GPM/AD
在降液管顶部入口处，单位截面积上的清液流率(gal/min/ft2) 。 3.21 液泛(flooding)
在塔内部液相超限地积累。
3.21.1 喷雾挟带液泛(spray entrainment flooding)
液相流率很小，塔盘操作在喷雾状态，即塔盘上大部分液体呈液滴形式。当气相流速上升时，这些液滴大都被挟带到上一层塔盘，积累在上一层塔盘而不是流到下一层塔盘。 3.21.2 雾沫挟带液泛(froth entrainment flooding)
Q L
液相流率很大，液相以泡沫形式分散在塔盘上，当气相流速上升时，泡沫高度增加。当塔盘间距较小时，气液两相的泡沫趋近于上一层塔盘，随着这一表层接近上一层塔盘，挟带则迅速增加，引起在上一层塔盘液相积累。
3.21.3 降液管返混液泛(downcomer backup flooding)
由于塔盘压降、塔盘上泡沫层高度、降液管入口处摩擦阻力等原因，充气的液体返回流进降液管内。当液相流率增大时，所有这些因素也随着加强，当气相流率增大时，塔盘压降也随着增大。当充气液体返流回降液管内超过塔盘间距时，液相就会积累在上一层塔盘，引起降液管返混液泛。
3.21.4 降液管阻塞液泛(downcomer choke flooding)
当液相流率增大时，降液管中充气液体的流速也增大。超过一定极限后，降液管里和入口处的摩擦阻力就变得过大，混合的泡沫液相不能由此输送到下一层塔盘，则在上一层塔盘引起液相的积累。
3.22 径比(diameter ratio)
塔径与填料直径之比。 3.23 填料类型(packing type)
填料可以分为乱堆填料、规整填料和高效填料，其中每种填料里又依据其形状不同，而分为各种型式填料，详见表3.23－1，3.23－2，3.23－3。 3.24 最小润湿率(minimum wetted rate)
当填料充分润湿所需最小喷淋量时，单位填料体积的表面积上液体流量。 3.25 持液量(liquid holdup)
填料塔操作时在填料空隙中及填料表面上所积存的液体总量。
表3.23－1 乱堆填料(random packing)：以乱堆的方式进行装填。
表3.23－2 规整填料(structured packing)：排列整齐。
表3.23－3 高效填料(effective packing)：有较大的比表面积和自由空间。
3.26 干填料因子(packing factor)
表征填料流体力学特性的数群，a/ε3。
其中a 为填料的比表面积，以m 2/m3表示；ε为湿填料的空隙率，以％表示。3.27 载点(loading point)
在逆流操作的填料塔内，压降随着气相流速的上升而显著变化，表明塔内持液量不断增大的过程转折点。有时这一变化规律在局部上看不到一个点，而是一个曲率渐变的曲线。其压降～气相流速变化曲线，由二次幂的关系渐变为三次幂的关系。 3.28 泛点(flooding point)
在逆流操作的填料塔内，压降突然直线上升，表明塔内已发生液泛现象的过程转折点，或在不影响精馏效率前提下的最大操作负荷。 3.29 漏液(泪) 点(weeping point)
上升气速增大到使液体不从筛孔泄漏的操作点。 3.30 单位制
本手册在未加特意注明的情况下，各参数以SI 单位制为基准。 3.31 参考文献
Glitsch,Inc,Ballast Tray Design Manual,Bulletin No.4900,3rd Ed. Fractionation Research Inc."SIEVE TRAY DESIGN"
Ernest E. Ludwig, "Applied Process Design for Chemical and Petrochemical Plants" 兰州石油机械研究所“现代塔器技术”，(1984)
化学工业出版社“化学工程手册－气液传质设备”,(1979) 中国石化出版社“现代填料塔技术指南”,(1998)
4. 浮阀/筛孔板式塔盘的设计 4.1 设计原则
为满足塔盘水力学性能要求，设计计算时可参考以下几何参数： 4.1.1 出口堰长度应大于塔径的一半。 4.1.2 堰上的液流高度应大于6mm ，小于100mm 。
4.1.3 堰高一般为25～100mm ，或为板间距的15％，Glitsch 取50mm 。
对粘度大的液体取25～75mm ；对要求压降小的真空减压塔，堰高可降低到12mm; 对要求液体在塔盘上有较长停留时间的反应塔，可高达150mm 。
4.1.4 降液管下端至受液盘间的距离(降液管底间隙) 应大于堰上液流高度的1.5倍。一般情况下，液流通过该间隙时流速不大于降液管内流速，通常间隙不小于20～25mm 。 4.1.5 降液管面积应大于塔截面积的10％。
4.1.6 筛孔中心距为(2.5～5)d 0，浮阀间距可参考筛孔正三角形排列计算，开孔率一般在4～15%。
4.1.7 塔盘上气液接触单元的布置区域(发泡区) 与堰之间需要有安定过渡区域：
4.1.8 系统因数(system factor)表征物系的发泡趋势，取值0.15～1.0。不同模型、计算程序中的选值范围不尽相同，略有出入。
4.1.9根据机械安装/检修要求，板间距通常大于460mm 。但随塔径变化也可取不同值。
该值且随着塔盘处理能力增大而增加，一直取到极限值： 气相密度小于32kg/m(2 lb/ft) 时，极限值为1224mm(48in)； 气相密度很高时，极限值
当气相密度 V = 8 kg/m3(5.5 lb/ft3) 时，板间距大于300mm 的负荷系数为0.27。
3
3
4.1.10 降液管内澄清液层高度(downcomer backup)应小于板间距的一半。
4.1.11 干板压降一般小于50mm 水柱，假如降液管内清液柱高度小于板间距的一半, 则可取至85mm 水柱。
4.1.12 塔盘上液相流动形式(flow paths)取决于液相负荷的范围，单流型(SXF)是最常用的；当塔径较大，或液相负荷较大时，宜采用双流型(DXF)，甚至三、四流型 (TXF、QXF) 或阶梯型(Cascade)；在液气比很小时才采用U 形流型。
液相负荷(m/h)与板型的关系：
3
4.1.13 降液管下端出口处液流速度(velocity under DC)一般小于0.3～0.4米/秒，降液管内液流速度根据物系发泡趋势在0.05～0.12m/sec之间选取，发泡严重物系取小者(降液管内液流速度 = 液相负荷/降液管横截面积) 。
4.1.14 液流在降液管内的停留时间τ(DC residence time)通常大于4秒，通常 对于低发泡及中等发泡物系，τ > 3～4 秒 对于较高发泡及严重发泡物系，τ > 5～7 秒
4.1.15 塔盘上液面梯度(堰上溢流强度) 取90m 3/m⋅hr ，一般在50～130m 3/m⋅hr 之间。 当液量过小时，可采用齿型堰(notched weir)；
当堰上溢流强度大于8～10 GPM/Lw e i r 时，则应使用凹形受液盘(inlet pot)；
当堰上溢流强度大于15 GPM/Lw e i r 时，则宜增加溢流程数(Number of flow paths or pass)或增加堰长(weir lenght)或改为后掠式堰(swept-back weir)。
4.1.16 阀孔气速太低会导致漏液，塔盘操作下限即漏液气速。最低阀孔动能因子(阀孔气速⨯(气相密度) 1/2) 应大于5～6米/秒。
Glitsch 规定阀孔气速必须大于 C1/(ρV /(ρL -ρV )) 1/2 对于V-1型浮阀C 1 = 0.0915；V-4型浮阀C 1 = 0.183;
当堰高为25mm 时， V-1型浮阀C 1 = 0.122；V-4型浮阀C 1 = 0.213
4.1.17 对于新塔设计，建议按设计负荷不大于泛点负荷的82%来设计塔径。若要求塔盘能够在设计负荷的110%下操作，就要以0.82/1.1 = 0.75的液泛系数(flood factor)做为最大值来设计塔径。减压真空塔的液泛系数一般小于0.77，雾沫挟带量不大于10%。较高的液泛系数可以计算出较小的塔，但会造成过多的雾沫挟带(e = 气相中液滴雾沫量/总的液相量) ，对于实际操作，塔径偏小。对于塔径小于900mm 的塔盘，液泛系数取0.65～0.75。 4.2 设计步骤 4.2.1 塔径初估
(1) Smith法归纳了工业塔数据的简化关联，可做为初步估算塔径之用。由Smith 初估塔径图中查得C 值(表面张力为20dyn/cm时的经验系数) ，经过系统表面张力修正后, 算出塔盘上允许的有效空塔速度及塔径。
(2) 有效截面积法的基本出发点是分别估算气相通道及液相通道的横截面积；按总的塔盘横截面积减去总的降液管截面积计算有效空塔速度，根据液相负荷及分界粘度计算允许液流最大速度。塔截面积为这两部分截面积之和，以此初估塔径。 4.2.2 塔盘布置
(1) 根据塔径及流体负荷量而确定流动形式(溢流程数) 。
(2) 根据塔径、气液相负荷而确定降液管型式，液流在降液管内的停留时间(经计算得出) 也是塔盘设计中重要指标之一。
(3) 溢流堰起着维持塔盘上液位、使液体均匀分布的作用。
a. 单溢流型塔盘的堰长可取塔径的0.6～0.8倍，对于双溢流型的塔盘，堰长可取塔径的0.5～0.7倍，并尽量使中央降液管面积等于两侧降液管面积之和； b. 为保证堰上溢流强度不致过大，堰的高度可适当降低；
c. 当堰的上边缘各点水平度偏差过大或堰上溢流强度过小时，可采用齿型堰；
d. 为保证上一层塔盘的液相经过降液管流入的液体能在塔盘上均匀分布，并减少降液管底部出口处的水平冲击，可设置内堰，堰高必须保证液封； e. 当液相流量很大时，设置凹形受液盘应避免压降过大。 (4) 设置塔盘上其它非鼓泡区域是为了消除泡沫挟带
a. 外堰前安定区宽度取70～100mm ， 内堰前安定区宽度取50～100mm ，小塔径中的安定区域酌减；
b. 为支撑塔盘及内件，塔壁边缘区宽度一般取50mm ，大塔径边缘区宽度一般取60mm 以上； 4.2.3 计算塔盘的操作能力的准则
(1) 气相负荷泛点率＝最小鼓泡面积/鼓泡面积。 (2) 以可以允许的气速为判据设计塔盘。 (3) 恒定气液比情况下的泛点率。 (4) 以漏液点做为气相负荷下限。
(5) 以雾沫挟带量e
气体穿过塔盘的总压降 = 干板压降＋穿过液层的压降 4.3 设计范例
4.3.1 格里奇(Glitsch)重盘式浮阀(Ballast tray)设计范例：
设计一个双溢流型塔盘，板间距(HT ) 为20英寸。主要数据如下，实际板数为75块，V-1阀型。
气相负荷为271500磅/小时，密度ρV 为2.75磅/英尺3 液相负荷为259100磅/小时，密度ρL 为29.33磅/英尺3
按最大负荷设计相应的降液管截面积，用户规定在小于70%泛点率(FF)的要求下做塔盘设计，即液泛系数FF = 0.7。本系统物系为不发泡，系统发泡因数取1.0。
液相流率GPM = 259100 / 29.33 = 8834 英尺3/小时 = 1100 (美) 加仑/分
选取双流型塔盘，NP = 2
气相流率CFS = 271500 /2.75/3600 = 27.4 英尺3/秒 气相负荷V l o a d = CFS ⨯ (ρV / (ρL - ρV ) )1/2
= 27.4⨯(2.75/(29.33 - 2.75))1/2 = 8.86 英尺3/秒
设计气速VD d s g = 7.5 ⨯ (TS)1/2 ⨯ (ρL - ρV ) 1/2 ⨯ system factor = 7.5⨯(20)1/2⨯(29.33-2.75)1/2⨯1.0 = 170加仑/分/英尺2
由附图5a 查得 CAFO = 0.395 英尺/秒
负荷因子CAF = CAFO ⨯ system factor = 0.395⨯1.0 = 0.395英尺/秒 由附图6查得塔径D T (初估值) = 7英尺5英寸(基于24英寸板间距和80%泛点率) 流程长度FPL(初估值) = 9 ⨯ DT (初估值) / NP = 9⨯7.5/2 = 33.7英寸 最小鼓泡区面积AAM = (Vl o a d + GPM ⨯ FPL / 13000) / (CAF ⨯ FF) = (8.86+1100⨯33.7/13000)/(0.395⨯0.7)=42.5英尺2
最小降液管截面积ADM = GPM / (VDd s g ⨯ FF) = 1100/(170⨯0.7) = 9.25英尺2 最小塔截面积A T ⋅M I N = AB ⋅M I N + 2 ⨯ AD ⋅M I N = 42.5+2⨯9.25 = 61英尺2
塔径D T = (AT ⋅M I N / (π / 4))1/2 = (61/0.7854)1/2 = 8.8英尺 (取9英尺或108英寸) 塔截面积A T = π ⨯ r2 = π ⨯D T 2/4 = 0.7854⨯92 = 63.62英尺2
总的降液管截面积∑A D = AT ⨯ AD ⋅M I N / AT ⋅M I N = 63.62⨯9.25/61 = 9.9英尺2 降液管截面积大于塔截面积10%(∑A D >10%AT ) ，符合设计原则。 中央降液管宽度H 3 = WF ⨯ AD / DT = 12⨯9.9/9 = 13.2英寸
其中由下表查得WF = 12
侧降液管截面积A D 1 = 9.9/2 = 4.95英尺2
A D 1/AT = 4.95/63.62 = 0.0777，继而由附表4查得H 1/DT = 0.1315 侧降液管宽度H 1 = 0.1315 ⨯ DT = 0.1315⨯108 = 14.2英寸 流程长度FPL 模数 = (WF ⨯ DT - (2⨯H 1 + H3 + 2⨯H 5 + 2⨯H 7))/NP = (12⨯9-(2⨯14.2+13.2))/2=33.2英寸
其中NP=2，所以H 5 = 0；H 7 = 0。
经计算FPL 模数为32.5或34英寸，取32.5英寸。 取整后，H 1=14.5英寸；H 3=14英寸。
侧降液管(弓形) 截面积A D 1 = 扇形面积 - 三角形面积 扇形面积 = θ / 360 ⨯ π ⨯ r2 = θ / 360 ⨯ π ⨯ DT 2/4 其中弧心角θ = 2 ⨯ cos-1((r - H1)/r) = 2 ⨯ cos-1(1 - H1/DT ) 三角形面积 = (r - H1) ⨯(r2 - (r - H1) 2) 1/2
= (DT /2 - H1) ⨯(DT 2/4 - (DT /2 - H1) 2) 1/2
计算得A D 1 = 5.09英尺2；2 ⨯ AD 1=10.18英尺2。
中央降液管(双圆缺形) 截面积A D 3 = 矩形面积 + 2 ⨯ 弓形面积 矩形面积 = 2 ⨯ ( r2 - (H3/2)2) 1/2⨯ H3 = 2 ⨯ (DT 2/4 - (H3/2)2) 1/2⨯ H3 弓形面积 = 扇形面积 - 三角形面积
扇形面积 = θ / 360 ⨯ π ⨯ r2 = θ / 360 ⨯ π ⨯ DT 2/4 其中弧心角θ = 2 ⨯ sin-1((H3/2)/r) = 2 ⨯ sin-1(H3/DT ) 三角形面积 = (H3/4) ⨯ (DT 2 - H32) 1/2
当 2H3/DT 很小时， AD 3 = 矩形面积 = DT ⨯ H3 = 10.5英尺2 平均降液管面积 AD = (2⨯A D 1 + AD 3) / 2 = 10.34英尺2 鼓泡区面积 AB = AT - (2⨯A D 1 + AD 3 + 2⨯A D 5 + 2⨯A D 7) 或 AB = AT - 2⨯A D = 63.62-20.68 = 42.94英尺2
其中NP=2，为双流型塔盘，AD 5 = 0；AD 7 = 0。
泛点率% = 100 ⨯ (Vl o a d + GPM ⨯ FPL / 13000) / (AB ⨯ CAF) = 100⨯(8.86+1100⨯32.5/13000)/(42.94⨯0.395) = 68.6%
或泛点率% = 100 ⨯ Vl o a d / (AT ⨯ CAF ⨯ (π/4)) = (100)⨯(8.86)/(63.62⨯0.395⨯0.7854) = 45.2%
取两式较大值，泛点率为68.6%，小于80%，符合设计原则。 4.3.2 精馏研究公司(FRI)筛孔塔盘(RSVP)设计范例：
本例为一真空精馏塔，塔的允许压降为105mmHg 。
理论板数为45，假设板效率为40%，对于进料位置有10块附加板，则总板数为120块。若设计为一个单塔，则压力降为0.55英寸液柱/板，对于实际设计，就太低了。若设计为两个塔(分为提馏塔和精馏塔) ，每个塔60块板，则压力降为1.1英寸液柱/板，设计塔径为8英尺左右。本设计为三个塔，每个塔40块板，则压力降∆p d s g 为1.65英寸液柱/板。
精馏段塔气相负荷为29000磅/小时，密度ρV 为0.018磅/英尺3，液相负荷为24000磅/小时，密度ρL 为52磅/英尺3。
气相流率CFS = 29000 /0.018/3600 = 447.53 英尺3/秒 V l o a d = CFS⨯(ρV /(ρL -ρV )) 1/2 = 8.33 英尺3/秒
液相流率GPM = 24000 / 52 = 461.54 英尺3/小时 = 58 加仑/分 = 24000/52/3600 = 0.13 英尺3/秒
S 7 = Vl o a d /GPM = 8.33/0.13 = 64 D T = ((4.7 ⨯ Vl o a d ) / (∆P d s g - 0.7)1/2) 1/2 = ((4.7⨯8.33)/(1.65-0.7)1/2) 1/2 = 6.34英尺
进料段塔气相负荷为30000磅/小时，密度ρV 为0.029磅/英尺3， 液相负荷为33000磅/小时，密度ρL 为53磅/英尺3。 气相流率CFS = 30000 /0.029/3600 = 287.36 英尺3/秒 V l o a d = CFS⨯(ρV /(ρL -ρV )) 1/2 = 6.71 英尺3/秒
液相流率GPM = 33000 / 53 = 622.64 英尺3/小时 = 78 加仑/分 = 33000/53/3600 = 0.17 英尺3/秒
S 7 = Vl o a d /GPM = 6.71/0.17 = 40 D T = ((4.7 ⨯ Vl o a d )/(∆P d s g - 0.7)1/2) 1/2
= ((4.7⨯6.71)/(1.65-0.7)1/2) 1/2 = 5.69 英尺
提馏段塔气相负荷为31000磅/小时，密度ρV 为0.042磅/英尺3，液相负荷为34000磅/小时，密度ρL 为54磅/英尺3。
气相流率CFS = 31000 /0.042/3600 = 205.03 英尺3/秒 V l o a d = CFS⨯(ρV /(ρL -ρV ) 1/2 = 5.71 英尺3/秒
液相流率GPM = 34000 / 54 = 629.63 英尺3/小时 = 79 加仑/分
= 34000/54/3600 = 0.18 英尺/秒 S 7 = Vl o a d /GPM = 4.71/0.18 = 32 D T = ((4.7 ⨯ Vl o a d ) / (∆P d s g - 0.7)1/2) 1/2 = ((4.7⨯5.71)/(1.65-0.7)1/2) 1/2 = 5.25 英尺
三段塔径圆整后统一取6.5英尺。
3
5. 填料塔的设计 5.1 设计原则
5.1.1 对于一般乱堆填料，压降应小于200～250mm 水柱/米填料层, 才不会发生液泛。 (1) 对于操作压力降在125～167mm 水柱/米填料层的低中压填料塔， 应选择压力降在63～83mm 水柱/米填料层的填料；
(2) 对于吸收和相似体系，应选择压力降在17～63mm 水柱/米填料层的填料； (3) 对于常压或加压蒸馏，应选择压力降在42～83mm 水柱/米填料层的填料； (4) 对于真空蒸馏，随物系而定， 选择压力降在8～21mm 水柱/米填料层的填料； (5) 对于泡沫物系，应选择压力降在8～21mm 水柱/米填料层的填料；
(6) 对于无泡沫物系，处理能力与表面张力无关。但在有泡沫的条件下，处理能力将受到表面张力显著影响，因而设计必须选用正常无泡沫液体的50%操作压力降；
(7) 对于粘度μL
5.1.2 填料层持液量应小于塔釜持液量的5%，以保证塔效率。
5.1.3 填料塔蒸馏过程中的气液容积比相对于吸收过程要小得多，设计塔径一般小于800mm ，填料层高度一般小于6～7米，以保证液体喷淋均匀。
5.1.4 拉西环的“径比”为20～30；鲍尔环等一类环形填料的“径比”为10～15；鞍形填料的“径比”下限为15；当D T ≤ 300mm时，填料公称尺寸20～25mm; 当300mm ≤ DT ≤ 900mm时，填料公称尺寸25～38mm ； 当D T ≥ 900mm时，填料公称尺寸50～80mm 。
5.1.6 填料的负荷上限表征了其相对生产能力，一些填料的负荷上下限如下：
填料的负荷因子F S = W(ρV ) 1/2 也表征了设计气体负荷，某些填料的F S 如下：
5.1.7 部分填料的等板高度HETP 表征了其相对分离效率，部分填料的HETP 如下：
5.1.8 部分填料在相同气速下的相对压降：
5.1.9 常用填料的喷淋点密度：
当D T ≥1200mm 时，每230cm2塔截面积内设置一个喷淋点； 当D T = 750mm时，每60cm2塔截面积内设置一个喷淋点； 当D T = 400mm时，每30cm2塔截面积内设置一个喷淋点。
对于波纹填料，因其效率较高，对液体均布要求苛刻，每20～90cm2塔截面积内设置一个喷淋点。
5.1.10 液体分布装置的安装位置，除喷头结构外，通常高于填料层150～300mm 以上。再分布器的间距h 与塔径D T 比必须大于1.5～2，以保证气体沿塔截面的均匀分布。对于较大的塔径，当使用有助长液体不良分布倾向的拉西环类填料时，取h/DT ≤ 2.5～3，每段填料高度不宜超过6米。 5.2 设计步骤 5.2.1 选择填料
(1) 根据所处理物系的腐蚀及操作温度确定材质；
(2) 根据塔径确定填料公称直径； (3) 根据生产能力；
所处理物系的粘度和表面张力以及气体输送装置的功率等选用不同填料。 5.2.2 确定塔径
若无实验数据，可根据公式计算泛点气速(实际操作气速为泛点气速的75%)，从而计算塔径。
5.2.3 计算压降
无实验数据，可根据填料厂商提供负荷因子F S ～单板压降∆P 关联图表计算压降。 5.2.4 计算填料层高度
若无实验数据，可根据填料厂商提供的负荷因子F S ～等板高度HETP 关联图表计算。 5.2.5 确定填料的分段数，选定液相再分布装置。 5.2.6选定液相喷淋装置，设置除雾/沫器。 5.3 计算范例
校核一个4英尺6英寸内径塔设计，该塔装填45英尺高的1#⨯1/16” 厚的钢拉西环。 用10%碱液(比重γ碱 =1.22)洗涤110︒F 空气中的CO 2，碱液流速为2250磅/时. 英尺2，空气流速为4540磅/时. 英尺2，操作压力为365磅/英寸2(绝) 。
ρV = (MW空气/R单位转换因子) ⨯(T60︒F /TR ) ⨯(Pp s i a /P1a t m )
= (29/379)⨯(520/570) ⨯(365/14.7) = 1.732磅/英尺
ρL = R单位转换因子 ⨯ γ碱 = (62.3)⨯(1.22) = 76.1磅/英尺
已知104︒F 时液体的粘度μL =2 cp；重力加速度gc = 32.2 英尺/秒2 由下表查得，F = a/ε3 = 137 乱堆装填填料因子F ～ 公称填料尺寸d 0
3
3
(L/G) ⨯ ρV /(ρL -ρG )) 1/2 = (2250/4540) ⨯(1.732/(76.1-1.732))1/2
= 0.07563
(G2/ρV ) ⨯ F ⨯ μL 0. 1/(ρL -ρV )/gc=(4540/3600)2/1.732(137)(2.0)0. 1/(76.1-1.732)/32.2 = 0.0563 分别以0.07563和0.0563两点为横坐标和纵坐标，由附图8-13B 查得操作点在较低载液区，压力降约为0.6mm 水柱/英尺填料层，床层总压力降 45⨯0.6 = 27英寸水柱。
该床层应该分割成三段，需要两个中间填料支撑和再分布两用板(器) 以及一个底部支撑板。估算每个再分布板或底部支撑板的压降= 1.0英寸水柱
塔内总压力降27+3⨯1.0 = 30英寸水柱
以0.07563为横坐标点，由附图8-13B 查得乱堆填料液泛曲线纵坐标为0.21。 则0.0563点的液泛率为：0.0563/0.21 = 0.2681 = 26.81% 从横坐标0.07563处查得B 线的纵坐标为0.035。 载点率为：0.07563/0.075 = 1.0084 = 100.84%