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/Ⅱ等工艺流程模拟软件进行计算，得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50～60%，烃类精分效率为70～80%左右，萃取精馏效率为25—30%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、筛板、穿流塔板和填料塔等。

PROCESS 和PRO/Ⅱ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/Ⅱ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0.6—0.8。

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h ow计算如下：h ow = 0.667·E (LSS lSW⋅)2/3(m)式中：E 液流收缩系数，查阅《化学工程手册，第13篇》L S液相流量（m3/s)SS 液流程数l w堰长（m)对于齿形堰，溢流层不超过齿顶时：h ow = 1.17 (L hSS lS nW⋅⋅)2/5 (m)式中：h n齿深（m) 当溢流层超过齿顶时：L S = 0.735(IhWn) [h ow5/2 －（h ow－h n)5/2 ]·SS (m3/s)塔板上液层高度h L为：h L = h w＋h ow(m)一般h L不超过100mm，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τ计算如下：τ=⋅A H L f TS(s)式中： A f 降液管面积（m 2）H T 塔板间距（m ）通常情况下，在高负荷时τ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350—500mm ，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F o (W o γV ）为9～11。

其中W o 为孔速（m/s)γv为汽相密度（kg/m 3)亦可采用下式计算：W o v =⎛⎝ ⎫⎭⎪7280548..γ (m/s)以上适用于重阀。

对于轻阀F o 将减小1.0左右。

2.4.8 泛点率 C v =V sγγγV L V-F=100C136 L ZA K Cv Sb F＋···F100C0.78A K CVT F =···式中：C v汽相负荷因数（m3/s）F 泛点率（%）Z 液流长度（m）A b液流面积（m2）A T塔截面积（m2）K 物性系数，见下表物性系数K表C F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）γL液相密度(kg/m3）γv汽相密度(kg/m3）L s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F<80%。

真空系统F<75%。

小直径塔F<65%。

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)·(γL/γV) (m液柱）板上液层阻力h l=0.5h L(m液柱）压降△p = hc+h l(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H dH d = hw＋how＋h d+△p (m液柱）式中：h d = 0.153 (Lslw SS ho⋅⋅)2 (m液柱）h d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H d< ϕ (H T+hw)H T塔板间距（m）ϕ泡沫特性系数，一般为0.4—0.6。

2.4.11 汽相负荷下限一般以阀孔动能因数Fo来表示。