填料塔设计

填料塔的结构和计算
摘要：
塔设备是化工，石油化工和炼油行业最为常见的过程设备之一,他的作用是使气液在塔内进行充分的接触，达到传热和传质的目的。

塔设备在一定的条件下，将能达到气液共存状态的混合物实现分离，纯化的单元操作设备，广泛用于炼油，精细化工，环境工程，医药工程，食品工程和轻纺工程等行业和部门中。

其投资在工程设备总额中占有很大比重，一般约占20%~50%。

工业上为使气液充分接触以实现传质过程，既可采用板式塔，也可采用填料塔。

吸收塔的工艺计算，首先是在选定吸收剂的基础上确定吸收剂用量，继而计算塔的主要工艺尺寸，包括塔径和塔的有效段高度。

塔的有效段高度，对填料塔是指填料层高度
关键词：吸收塔, 矩鞍填料;几何特性;流体力学;传质性能;传质单元高度1.1塔设备简介
塔设备是化工，石油化工和炼油行业最为常见的过程设备之一,他的作用是使气液在塔内进行充分的接触，达到传热和传质的目的。

塔设备在一定的条件下，将能达到气液共存状态的混合物实现分离，纯化的单元操作设备，广泛用于炼油，精细化工，环境工程，医药工程，食品工程和轻纺工程等行业和部门中。

其投资在工程设备总额中占有很大比重，一般约占20%~50%。

填充塔的应用始于19世纪中叶，起初在空塔中填充碎石、砖块
和焦炭等块状物，以增强气液两相间的传质。

1914年德国人F.拉西首先采用高度与直径相等的陶瓷环填料（现称拉西环）推动了填充塔的发展。

此后，多种新填料相继出现，填充塔的性能不断得到改善，近30年来，填充塔的研究及其应用取得巨大进展，不仅开发了数十种新型高效填料，还较好地解决了设备放大问题。

到60年代中期，直径数米乃至十几米的填充塔已不足为奇。

现在，填充塔已与板式塔并驾齐驱，成为广泛应用的传质设备。

塔设备的分类方法有多种，例如：按操作压力可分为：加压塔，常压塔，减压塔；按塔所能完成的单元过程分为：精馏塔，吸收塔，解压塔，萃取塔，反应塔和干燥塔等等，但是长期以来，最为常用的分类是按塔的内件结构分为板式塔和填料塔。

塔设备的结构，除种类繁多的各种内部构件外，其余构件则是大致相同的。

构件部分有：
（1）塔体：塔体是塔设备的外壳。

常见的塔体是由等直径，等壁厚的圆筒和反对作为头盖和底盖的椭圆形封头组成。

（2）塔体支座：最常用的支座形式为裙座。

裙座常见的结构型式圆筒形。

（3）除沫器：除沫器用于捕集夹带在气流中的液滴，使用高效的除沫器，对于回收物料，提高分离效率，改善塔器后续设备
的操作状况，是非常有必要的。

（4）接管：为了满足工艺要求，塔体上应开设各种接管，对于不
同用途的接管在结构设计时有不同的要求。

（5）人孔和手孔：人孔和手孔一般是为了安装，检修，检查和装填塔内附件的需要而设置的。

由于入孔是人进入塔内的唯一
通道，人孔的设置应便于人员进入任何一层塔板。

工业生产对塔设备的性能有着严格的要求，归纳起来主要有以下几个方面：
（1）具有良好的操作稳定性这是保证正常生产的先决条件。

（2）具有较高的生产效率和良好的产品质量该项是设备设计制造核心。

（3）结构简单，制造费用低塔设备在能保证满足相应的工艺要求的前提下，尽量采用简单的结构，降低设备材料，加工制
作和日常维护的费用。

（4）塔设备的寿命，质量与运行安全化工设备一般要求其使用寿命在10年以上。

在设计时，要综合考虑选用材料的成本，
设备的运行安全，制造质量和其一次性投资等之间的关系。

填料塔内件整体步骤如图1-1所示：
图1-1 填料塔内件整体布置图
2．填料塔的结构
填料塔是连续式气液传质设备。

这种塔由塔体与裙座体，液体分布装置，填料，再分布器，填料支撑以及气，液的进出口等部件组成。

填料塔操作时，气体由塔底进入塔体，穿过填料支撑沿填料的孔隙上升；液体入塔后经由液体分布器将之均匀分布在填料塔层上，而后自上而下穿过填料压圈，进入填料层，在填料表面上与自而下而上流动的气体进行气夜接触，并在填料表面形成若干混合池，从而进行质量，热量和动量的传递，以实现液相轻重组成的分离目的。

2.1 填料
填料的外形
填料是填料塔中的传质元件，它可以有不同的分类。

填料的类型有两大类：拉西环矩鞍填料、鲍尔环；鲍尔环是在拉西环的壁面上开一层或两层长方形小窗。

波纹填料有丝网形和孔板形两大类。

填料是填料塔气夜接触的元件正确的选择填料对塔的经济效果重要影响。

从填料塔用于工业以来填料的结构型式有了很大的改进，到目前为止各种形式，各种规格的填料已有几百种之多。

填料改进的方向为增加其通过能力，以适应工业生产的需要；改善流体的分布与接触，以提高分离效率
2.2 填料的要求
对填料的基本要求有：传质效率高，要求填料能提供大的接触面。

即要求具有大的比表面积，并要求填料表面易于被液体润湿。

只有润湿的表面才是气液接触表面。

生产能力大，气体压力降低。

因此要求填料层的空隙率大。

不易引起偏流和沟流。

经久耐用具有良好的耐腐蚀性，较高的机械强度和必要的耐热性。

取材容易价格便宜。

2.3填料塔的组成
填料塔由塔体，喷淋装置，填料，再分布器，栅板以及气，液的进出口等部件组成。

（1）喷淋装置
液体喷淋装置设计的不合理，将导致液体分布不良，减少填料的润湿面积，增加沟流现象，直接影响填料塔的处理能力和分离效率。

液体喷淋装置的结构设计要求是：能使整个塔截面的填料表面很好润湿，结构简单，制造维修方便。

喷淋装置的类型很多，常用的有喷洒型，溢流型，冲击型等。

（2）填料
填料可分为乱堆填料（颗粒填料）和规整填料两大类。

在填料塔内光有一定段数和一定高度的填料层，液体沿填料表面呈膜状态瞎忙活下流动，作为连续相的气体自下而上流动，与液体形成内流。

（3）液体再分布器
当液体流经填料层时，液体有流向器壁造成“壁流”的倾向，使液体分布不均，降低了，填料塔的效率，严重时可使塔中心的填料不能润湿而成“干锥。

因此在结构上宜采取措施，使液体流经一段距离后再行分布，以便在整个高度内的填料都得到均匀喷淋。

图1-2 填料塔内件整体布置图
2.4填料塔的特点
填料塔的特点是结构简单，装置灵活，压降小，持液量小，生产能力大，分离效果高，耐腐蚀且易于处理易起气泡，易热敏，易结垢的物系。

填料塔由于具有制造和更换容易，材料范围广，适应能力强，压降及滞液量小，传质效率高等优点，在近二十年来获得了长久发展。

2.5填料塔发展状况
填料塔由填料，塔内件及筒体构成。

填料分规整填料和散状填料两大类。

塔内则有不同形式的液体分布装置，填料固定装置或填料压紧装置，填料支承装置，液体收集再分布装置进料装置及气体分布装置。

筒体有整体式结构及法兰连接分段式结构。

与板式塔相比，新型的填料踏性能具有如下特点：
1. 生产能力大
板式塔与填料塔的流体流动和传质机理不同。

板式塔的传质是通过上升的蒸气穿过板上的液池来实现。

填料塔的传质是通过上长的蒸气和靠重力沿填料表面下降的液体逆流接触实现。

若塔内件设计合理，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。

2. 分离效率高
塔的分离效率决定与被分离物系的性质，操作状态（压力，温度，流量等）以及塔的类型及性能。

应当指出，现有的各种板式塔包括最常用的筛板塔及浮阀塔，每米理论及数最多不超过2级。

而工业填料塔每米理论级最多可达10级以上，因而对于需要很多理论级数的分离操作而言，填料塔无疑是最佳的选择。

3. 压力降小
填料由于空隙率较高，故其压降远远小于板式塔，一般情况下，板式塔压降高出填料塔5倍左右。

压力降的减小意味着操作压力的降低，在大多数分离物系中，操作压力下降会使相对挥发度上升，对分离十分有利。

对于新塔可以大幅度降低塔高，减小塔径；对于老塔可以减小回流比以求节能或提高产量与产品质量。

4. 操作弹性大
操作弹性是指塔对负荷的适应性。

塔正常操作负荷的变动范围越宽，则操作弹性越大。

由于填料本身对负荷变化的适应性很大，而板式塔的操作弹性则受到塔板液汽，雾沫夹带及降液管能力的限制，一般操作弹性较小；
5. 持液量小
持液量是指塔在正常操作时填料表面，内件或塔板上所持有的液量，它随操作负荷的变化而有增减。

对于填料塔，持液量一般小于6%，而板式塔则高达8% ~12%。

2.6填料塔的工业应用
今年来，填料塔研究及开发成果在工业装置上获得了迅速的应用。

下面仅以规整填料塔为代表列举典型的工业应用实例，评述当今填料塔的性能及其产生的经济效益。

其应用领域主要早以下几个方面：
(1) 石油炼制，石油化工及天然气加工：
如原油常压蒸馏器，原油稳定器，为FCC装置提供原料的减压塔，FCC主分馏器，润滑油减压塔，焦化分馏塔，乙烯粗馏塔和急冷塔，碱/胺吸收器和提取器，乙苯/苯乙烯精馏塔，脱甲烷塔，拖乙烷塔，脱丙烷塔，脱异丁烷塔，天然气去湿塔等的应用。

(2) 化学工业：
混合硝基甲苯，混合硝基氯苯，混合氯甲苯，混合二甲苯等混
合异构体的分离，苯/甲苯，环乙烷/环乙醇，胺类，醇类等的分离，聚甲醛，硬脂酸；已二酸，已酸乙酯，塑料单体，有机中间体，高沸点溶剂，液态空分和烃类分离等工艺中的分离塔。

(3) 气体回收和净化：
HCI,H2S,CI2,SO2,CO,CO2,NH3,HF等气体的回收与净化。

(4) 香料和医药工业：
紫罗兰酮，薄荷醇，香兰素，橙花醇，维生素E等的生产。

(5) 同位素的分离：
D2O,18O等的分离：板式塔和填料塔，散装填料和规整填料各有长短，在各自的使用范围内充分发挥本身优势，它们将会长期存在，共同发展。

国内外大量现代填料塔的工业应用，产生了巨大的经济效益和社会效益，这就是现代填料塔分离技术主要发展趋势。

我们应紧紧跟踪填料塔分离技术的前沿，并发展我们自己的优势，以创造更大经济效益和社会效益。

3.填料层的计算
填料塔内气液连续接触，对于吸收操作的分析和讨论将主要结合连续接触方式进行。

填料塔内充以某种特定形状的固体物--填料，以构成填料层，填料层是塔内实现气液接触的有效部位。

填料层的空隙体积所占比例颇大，气体在填料间隙所形成的曲折通道中流过，循高了湍动程度；单位体积填料层内有大量的固体表面，液体分布于填料表面呈膜状流下，增大了气液的接触面积。

填料塔内的气液两相流动方式，原则上可为逆流也可为并流。

一般情况下塔内液体作为分散相，总是靠重力作用自上而下地流动；气体靠压强差的作用流经全塔，逆流时气体自塔底进入而自塔顶排出，并流时则相反。

在对等的条件下，逆流方式可获得较大的平均推动力，因而能有效地提高过程速率。

从另一方面来讲，逆流时，降至塔底的液体与刚刚进塔的混合气体接触，有利于提高出塔底吸收液的浓度，从而减小吸收剂的耗用量；升至塔顶的气体恰与刚刚进塔的吸收剂相接触，有利于降低出俗气体的浓度，从而提高溶质的吸收率。

所以，吸收塔通常都采用逆流操作。

吸收塔的工艺计算，首先是在选定吸收剂的基础上确定吸收剂用量，继而计算塔的主要工艺尺寸，包括塔径和塔的有效段高度。

塔的有效段高度，对填料塔是指填料层高度。

3.1 填料层高度的基本计算
填料层高度等于所需的填料层体积除以塔截面积。

塔截面积已由塔径确定，填料层体积则取决于完成规定任务所需的总传质面积和每立方米填料层所能提供的气、液有效接触面积。

上述总传质面积应等于塔的吸收负荷（单位时间内的传质量，kmol／s）与塔内传质速率（单位时间内单位气、液接触面积上的传质量，kmol/m2·s）的比值。

计算塔的吸收负荷要依据物料衡算关系，计算传质速率要依据吸收速率方程式，而吸收速率方程式中的推动力总是实际浓度与某种平衡浓
度的差额，因此又要知道相平衡关系。

所以，填料层高度的计算将要
涉及物料衡算、传质速率与相平衡这三种关系式的应用。

所有吸收速率方程式，都只适用于吸收塔的任一横截面，而不能
直接用于全塔。

就整个填料层而言，气、液浓度沿塔高不断变化，塔
内各横截面上的吸收速率并不相同。

为解决填料层高度的计算问题，先在填料吸收塔中任意截取一段
高度为 dZ 的微元填料层来研究，如图所示。

对此微元填料层作组分A 衡算可知，单位时间内由气相转入液
相的A 物质量为：
（3-1）
微元填料层的物料衡算
在此微元填料层内，因气液浓度变化极小，故可认为吸收速率ＮA为定值，则：
（3－2）
式中dＡ——微元填料层内的传质面积，
ａ——单位体积填料层所提供的有效接触面积，m2/m3；
Ω——堵截面积，m2。

微元填料层中的吸收速率方程式可写为：
将上二式分别代入式3－2，则得到：
及dG
再将式3－1代入上二式，可得：
及
整理上二式，分别得到：
（3-3）
及（3-4）对于稳定操作的吸收塔，当溶质在气、液两相中的浓度不高时，L、V、a（及Ω）皆不随时间而改变，也不随截面位置而改变，ＫY 及ＫX通常也可视为常数（气体溶质具有中等溶解度且平衡关系不为
直线的情况除外）。

于是，对式3－3及式3－4可在全塔范围内积分如下：
及
由此得到低浓度气体吸收时计算填料层高度的基本关系式，即：
及（3-5）上式中单位体积填料的有效接触面积a（称为有效比表面积）总要小单位体积填料层中固体表面积（称为比表面积）。

这是因为，只有那些被流动的液体膜层所覆盖的填料表面，才能提供气液接触的有效面积。

所以，a值不仅与填料的形状、尺寸及充填状况有关，而且受流体物性及流动状况的影响。

a的数值很难测定。

为了避免难以测定的有效比表面积a，常将它与吸收系数的乘积视为一体，作为一个整体来看待，这个乘积称为"体积吸收系数"。

譬如ＫYa及Ｋxa分别称为气相总体积吸收系数及液相总体积吸收系数，其单位均为kmol/m3·s）。

体积吸收系数的物理意义是在推动力为一个单位的情况下，单位时间单位体积填料层内吸收的溶质量。

3.2 传质单元高度与传质单元数
填料层的高度还可根据膜系数与相应的吸收推动力来计算。

但式3-4及3-5反映了所有此类填料层高度计算式的共同点。

现就式3-4 来分析所反映的这种。

此式等号右端因式的单位为：
而 m 是高度的单位，因此可将理解为由过程条件所决定的某种单元高度，此单元高度称为"气相总传质单元高度"，以HOG 表示，即：
（3-7）积分号内的分子与分母具有相同的单位，因而整个积分必然得到一个无因次的数值，可认为它代表所需填料层高度 Z 相当于气相总传质单元高度H OG的倍数，此倍数称为"气相总传质单元数"，以N OG 表示，即：
（3-8）于是，式3-5可写成如下形式，即：
（3-5a）
同理，式3－6可写成如下形式，即：
（3－6a）式中 H oL---液相总传质单元高度，m;
Ｎ oL--液相总传质单元数，无因次。

HoL及Ｎol的计算式分别为：
(3-9)
(3-10)
依此类推，可以写出如下通式，即:
填料层高度＝传质单元高度Ｘ传质单元数
譬如当时2-6a及2-6中的吸收系数与总推动力分别换成膜系数及其相应的推动力时,则可分别写成:
式中： HG 、HL---分别为气相传质单元高度及液相传质单元高度，m;
NG 、NL---分别为气相传质单元数及液相传质单元数，无因次。

对于传质单元高度的物理意义，可通过以下分析加以理解。

以气相总传质单元高度ＨOG为例。

假定某吸收过程所需的填料层高度估等于一个气相总传质单元高度，如图3－1（a)所示, 即:
由式3－5a可知，此情况下
在整个填料层中，吸收推动力（）虽是变量，但总可找到某一平均值用来代替积分式中（）而不改变积分值，即：
于是可将作为常数提到积分号之外，得出：
即
（a）（b）
图3-1气相总传质单元高度
由此可见，如果气体流经一段填料层前后的浓度变化（Ｙ１－Ｙ２）恰好等于此段填料层内以气相浓度差表示的总推动力的平均值
式（见图3-1b），那末，这段填料层的高度就是一个气相总传质单元高度。

传质单元高度的大小是由过程所决定的。

因为：
传质单元数反映吸收过程的难度。

任务所要求的气体浓度变化越大，过程的平均推动力越小，则意味着过程难度越大，此时所需的传质单元数也越大。

4．传质单元数的求法
下面介绍几种求传质单元数常用的方法，计算填料层高度时，可根据平衡关系的不同情形选择使用。

4.1图解积分法
图解积分法是直接根据定积分法的几何意义引出的一种计算传质单元数的方法。

它普遍适用于平衡关系的各种情况。

特别应用于平衡线为曲线的情况。

仍以气相总传质单元数ＮOG的计算为例。

由式2-8可以看到。

等号右侧的被积函数中有 Y 与 Y* 两个变量，但 Y* 与 X 之间存在着相平衡关系，而任一横截面上的 X 与 Y 之间又有在着操作关
系（即物料平衡关系）所以，只要有了相平衡方程及操作线方程，亦即有了Y－X图上的平衡线及操作线， M可由任一 Y 值求出相应截
面上的推动力值，继而求出的数值。

再在直角坐标系里将与 Y 的对应数值进行标绘，所得函数曲线与Ｙ＝Ｙ１、Ｙ＝Ｙ２及三条直线之间所包围的面积，便是定积分的值，也就是气相总传质单元数ＮOG（见图4－1）
（a）
（b）图4－1图解积分法求NO
上述方法是一种理论上严格的方法，在实际计算中，定积分值 NOG 既可通过计量被积函数曲线f的面积来求得，亦可通过适宜的近似公式算出，例如，可利用辛普森公式：
式中n---可取为任意偶数。

n值愈大则结果愈准确；
；
Y0---出塔气相组成；Y0=Y2；
Yn---入塔气相组成， Yn＝ Y1
对于相平衡关系，如果没有形式简单的相平衡方程来表达，则也可根据过程涉及的浓度范围内所有已知数据点拟合得到相应的曲线方程。

按此处理，则平衡关系为曲线时传质单元数的求取。

便也不必经过繁琐的画图来计量积分面积，而可借助计算机进行运算。

若用图解积分法求液相总传质单元数NOL或其它形式的传质单元数（如 NG、 NL），其方法步骤与此相同。

4. 2解析法
(1) 脱吸因数式
若在吸收过程所涉及的浓度区间内平衡关系可用直线方程表示,即在此浓度区间内平衡线为直线时，便可根据传质单
元数的定义导出式来计算 NOG 。

仍以气相总传质单元数 NOG 为例。

依定义式3-8：
由逆流吸收塔的操作线方程式3－20可知：
代入上式得：
令，则：
积分上式井化简，得到
（3-11）
式中称为"脱吸因数"，是平衡线斜率与操作线斜率的
比，无因次。

由式3-11可以看出，NOG的数值取决于S 与这
两个因素。

当S 值一定时，NOG 与比值之间有一一对应的关系。

为了便利计算，再半对数做标纸上以S为参数按式3-11标绘出
NOG－的函数关系，得到如图3－3所示的一组曲线。

若已知Ｖ、Ｌ、Ｙ１、Ｙ２、Ｘ２及平衡线斜率m时，利用此图可方便地读出 NOG 的数值。

图4-2NOG－关系图
在图4－2中，横标值的大小，反映了溶质吸收率的高低。

在气液进口浓度一定的清况下，要求的吸收率越高，Ｙ２便愈小，横标的数值便越大，对应于同一S 值的ＮＯＧ值也就越大。

参数 S 反映吸收推动力的大小。

在气液进口浓度及港质吸收率
已知的条件下，横标之值便已确定，此时若增大 S 值就意味着减小液气比，其结果是使溶液出口浓度提高而塔内吸收推动力变小，NOG值必然增大。

反之，若参数S值减小，则ＮＯＧ值变小。

为了从混合气体中分离出溶质组分 A 而进行的吸收过程，要获得最高的吸收率，必然力求使出气体与进塔液体趋近平衡，这就必须采用较大的液体量，使操作线斜率大于平衡线斜率（即S ＜1）才有可能。

反之，若要获得最浓的吸收液，必然力求使出塔液体与进塔气体趋近平衡，这就必须采用小的液体量，使操作线斜率小于平衡线斜率（即S ＞l）才有可能。

一般吸收操作多着眼于溶质的吸收率，故S 值常小于1。

有时为了加大液气比，或达到其它目的，还采用液体循环的操作方式，这样能够有效地降低S 值，但与此同时却又在一定程度上丧失了逆流操作的优越之处。

通常认为取S、0、7～0．8是经济适宜的。

图4－2用于 NOG 的求算及其它有关吸收过程的分析估算十分
方便。

但须指出，只有在>20及S<0．75的范围内使用该图时，读数方便准确，否则误差较大。

必要时仍可直接根据式3－3计算。

同理，当时，从式3-10出发可导出关于液相总传质单元数NoG的如下关系，即：
（3-12）
此式多用于脱吸操作的计算，式中，即脱吸因数 S 的倒数，称为“吸收因数”吸收因数是操作线斜率与平衡线斜率的比值，无因砍。

将式3－12与前面的式3－11作一比较便可看出，二者具有同样的函数形式，只是式3-11中的NOG、与 S 分别换成了 NOL、
与 A 。

由此可知。

若将图3－3用的关系（以A 为参数），将完全适用。

（2）对数平均推动力式对上述条件下得到的解析式3－11再加以分析研究。

还可获得由吸收塔顶、底两端面上的吸收推动力求算传质单元数的另一种解析式：
因为：
所以
将此式代入式3-11，得到：
由此式推得：
或写成：
式中（3-13a）
ΔYm是塔顶与塔底两界面上吸收推动力ΔY2与ΔY1的对数平均值，称为对数平均推动力。

同理，当时，从式3-12出发可导出关于液相总传质单元数 NOL 的相应解析式
式中
（3-15）
由式3-13及3-14可知，传质单元数全塔范围内某相浓度的变化与按该相浓度差计算的对数平均推动力的比值。

当时，相应的对数平均推动力也可用算术平均推动力代替而不会带来大的误差。

4.3 梯级图解法
若在过程所涉及的浓度范围内，平衡关系为直线或者是弯曲程度不大的曲线，采用下述的梯级图解法估算总传质单元数显得十分简便清晰。