化学工程基础：第六章 精馏

1、蒸馏：利用液体混合物各组分挥发度的不同将液体部分气化，从而使混合物达到分离的单元操作。蒸馏是分离液相混合物的典型单元操作。易挥发组分：沸点低的组分，又称为轻组分。难挥发组分：沸点高的组分，又称为重组分。6.1 概述第六章 精馏蒸馏操作的分类按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏按操作压力分：常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏按原料中所含组分数目分：双组分蒸馏及多组分蒸馏按操作流程分：连续蒸馏和间歇蒸馏 本章主要讨论常压双组分连续精馏。挥发度的差异：液体混合物气化达到气液相平衡时，各组分在两相中的相对含量不同，气相中易挥发组分的含量就会高于液相中该组分的含量，而液相中难挥发组分也会高

2、于该组分在气相中的含量。精馏的原理：利用各组分挥发度的差异，对液体混合物进行多次部分气化和部分冷凝相结合的操作，就会使气相中的易挥发组分含量越来越高，液相中难挥发组分含量也越来越高，从而达到分离混合物的目的。气液相平衡是分析精馏原理和进行精馏设备计算的理论基础。以组分在两相中的浓度（组成）偏离平衡的程度来衡量传质推动力的大小，传质过程以两相达到相平衡为极限；6.2 双组分溶液的气液平衡气液相平衡关系就是在一定温度和压力的条件下，气液两相达到平衡状态时其组成在气液两相间的分配关系精馏是气液两相间的传质过程；溶液的分类：理想溶液和非理想溶液。理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律：气液相平衡时，溶液

3、上方某一组分的蒸汽压与溶液中该组分的摩尔分数成正比，即式中 p溶液上方组分的平衡分压 p0同温度下纯组分的饱和蒸气压 x溶液中组分的摩尔分率6.2.1 拉乌尔定律溶液上方的蒸汽总压为 当总压P不高时，平衡的气相可视为理想气体，服从道尔顿分压定律，即 式（a）和（b）为两组分理想物系的气液平衡关系式。（a）（b）纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸气压。相对挥发度定义为溶液中易挥发组分的挥发度与难挥发组分挥发度之比。 溶液中各组分的挥发度定义为该组分在蒸气中的分压和与之相平衡的液相中的摩尔分率之比，即vA=pA/xA vB=pB/xB 6.2.2 相对挥发度及气液平衡方程当总压不高时，蒸

4、气服从道尔顿分压定律对于二元溶液 xB=1-xAyB=1-yA整理后，略去下标相平衡方程相对挥发度的意义 其值的大小可用于判断某混合溶液能否用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度。当1时，表示组分A较B容易挥发， 愈大，挥发度差异愈大，分离愈容易。当=1时，气相组成与液相组成相同，不能用普通精馏方法加以分离。上曲线：平衡时汽相组成与温度的关系，称为汽相线（露点曲线）；下曲线：平衡时液相组成与温度的关系，称为液相线（泡点曲线）。两曲线将图分成三个区域：液相区、过热蒸汽区、汽液共存区。 T-X(Y) x1(y1) t4BHJA t - x t - yTt3t2t16.2.3 气液平衡图 1 温度组成

5、图（t x y图） FEC液相组成 x气相组成 y110X Y 图相平衡曲线：液相浓度x和与之平衡的气相浓度y之间的关系平衡线位于对角线的上方；平衡线离对角线越远，表示该溶液越易分离。 实验表明：总压对 t-y-x 关系比对 y-x 关系的影响大；当总压变化不大时,总压对 y-x 关系的影响可忽略不计精馏中使用 y-x 图较t-y-x 图更为方便。2 汽液相平衡图（ X Y 图 ）6.3 精馏原理和流程只有设法使体系落在汽液共存区这才能实现一定程度的分离。如将组成为xF的过冷溶液加热至B点，混合液部分气化，气相组成为y1，液相组成x1， 可知y1 xF x1将组成y1的气相部分冷凝到温度t2,

6、 可知其气相组成y2 y1，若继续.气相中可得到较高浓度的易挥发组分 AP=定值Tx(y) xm ynBt1y1x1t2y2从气相得到较纯的易挥发组分； AP=定值Tx(y) xm yn xFB从液相中则得到较纯的难挥发组分 。多次部分气化和多次部分冷凝如将B点组成为x1的液相加热至t2使其部分气化，液相组成x2， 可知x2 x1将组成x2的液相继续加热到温度t3, 可知其液相组成x3 x2 x1 ，若继续.液相中可得到较高浓度的难挥发组分t1t2x1x2xFx2x1y1x3y2y3 y3(或xD)y1冷凝器分离器加热器多次部分气化示意图分离过程得到的中间馏分多，纯产品的收率低。解决方法：上图

7、所示的流程存在的问题： 对任一分离器有来自下一级的蒸汽和来自上一级的液体，气液两相在本级接触，蒸汽部分冷凝，同时液体部分气化，又产生新的气液两相。蒸汽逐级上升，液体逐级下降。省却中间加热器和冷凝器。流程庞杂，设备繁多，能量消耗大。工业上采用塔板取代中间各级精馏塔下面由加热釜(再沸器)供热，使釜中残液部分汽化后蒸汽逐板上升，塔中各板上液体处于沸腾状态。顶部冷凝得到的馏出液部分作回流入塔，从塔顶引入后逐板下流，使各板上保持一定液层。原料液于中部适宜位置处加入精馏塔，其液相部分也逐板向下流入加热釜，汽相部分则上升经各板至塔顶。由于塔底部几乎是纯难挥发组分，因此塔底部温度最高，而顶部回流液几乎是纯易挥

8、发组分，因此塔顶部温度最低，整个塔内的温度，由下 向上逐渐降低。 yn-1yn yn+1 xn-1 xn xn+1塔内气液的流动来自n-1层板组成为xn-1的液体与来自n+1层板组成为yn+1的蒸汽在第n层板上接触。由于xn-1与yn+1不平衡，而且蒸汽的温度（tn+1）比液体的温度（tn-1）高，所以，组成为yn+1的蒸汽在第n层板上部分冷凝，难挥发组分从气相转移到液相，并使xn-1的液体部分汽化,易挥发组分由液相转移到气相，结果xnyn+1。以第n层板为例来说明塔板组成的关系，其上为第n-1层板，其下为第n+1层板。理论塔板 ： 若yn和xn满足气液平衡方程，此种塔板称为理论 塔板。 yn

9、-1yn yn+1 xn-1 xn xn+1塔内气液的流动假设蒸汽和液体充分接触，并在离开第n层板时达到相平衡，即yn与xn平衡，这说明塔板主要起到了传质作用。回流：升到塔顶的汽流组成在冷凝器中冷凝后，只放出一部份作为塔顶产品，另一部分返回塔顶作为液流，这部份液流称为回流。 再沸器：提供一定量上升的蒸气流。精馏连续稳定操作的条件上一层塔板下降的液体和下一层塔板上升的气体的充分接触是保证气液两相进行部分气化和部分冷凝的必要条件设备：包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料预热器、回流液泵等。加料板：当某块塔板上的浓度与原料的浓度相近或相等时,料液由此加入，该板称为加料板。精馏段：加料板以上的部分

10、，作用是利用回流液将上升气体中的难挥发组分部分冷凝，起到蒸馏提纯作用，在塔顶得到较纯的易挥发组分提馏段：加料板以下的部分（包括加料板），作用是利用上升的蒸气使料液和精馏段回流液的混合物中易挥发组分气化，在塔底得到较纯的难挥发组分。 精馏操作流程精馏操作分为连续精馏和间歇精馏。连续精馏：达到定常态时，每一层塔板气液两相的温度和组成不变，可得到质量稳定的产品间歇精馏：无提馏段，每一层塔板上气液两相组成不断变化恒摩尔汽化：除加料板外，每层塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等。精馏段: qn,L,1=qn,L, 2=qn,L =定值提馏段: =定值但qn,L与qn,L不一定相等. 精馏段: qn,V,1=qn

11、,V, 2=qn,V =定值提馏段: =定值但qn,V与qn,V不一定相等. 恒摩尔溢流： 每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等。6.4.1恒摩尔流的假设6.4 双组分连续精馏塔的物料衡算和能量衡算恒摩尔流 满足恒摩尔流的条件（1）各组分物质的量气化潜热相等；（2）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。因此，气液两相在塔板上接触时，蒸汽冷凝量和液体汽化量相等。恒摩尔汽化和恒摩尔溢流的总称。原料液釜残液馏出液QBqn,L , xDqn,D ,xDqn,F xFqn,VQcqn,Lqn,Vqn,W xW6.4.2全塔物料衡算总物料 衡算 qn,F = qn,D

12、 + qn,W 进入塔的易挥发组分=离开塔的易挥发组分 qn,F xF = qn,D xD+ qn,W xW 式中 qn,F原料液流量，kmol/h； qn,D馏出液流量，kmol/h； qn,W塔底产物流量，kmol/h；xF原料液中易挥发组分的摩尔分率；xD馏出液中易挥发组分的摩尔分率；xW釜残液中易挥发组分的摩尔分率；塔顶易挥发组分回收率 = qn,D xD / qn,F xF 100%塔底难挥发组分回收率 =qn,D ,xDqn,L , xDqn,V, y1qn,F,xFx1x2qn,L xn qn,V, yn+1 yny212nn+1精馏段操作线方程 以精馏段的第n+1层塔板以上塔段

13、及冷凝器作为衡算范围，以单位时间为基准，则有qn,V = qn,D + qn,L 易挥发组分： qn,V yn+1 = qn,L xn+ qn,D xD 式中 qn,V 精馏段每块塔板上升的蒸汽流量，kmol/h； qn,L 精馏段每块塔板溢流的液体流量，kmol/h； qn,D 馏出液流量，kmol/h； yn+1 精馏段第n+1板上升蒸汽中易挥发组分的mol分率； xn 精馏段第n板下降的液体中易挥发组分的mol分率；qn,V = qn,D + qn,L qn,V yn+1 = qn,L xn+ qn,D xD 根据恒摩尔流假设，qn,L为定值，且在稳定操作时，qn,D及xD为定值，故R为

14、常量。 令R=qn,L/qn,D（R称为回流比），则有上式即为精馏段操作线方程。它描述了任一板(第n层板)的液体组成与自相邻的下一塔板(第n+1层)上升的蒸汽组成之间的关系，为一线性关系，其中，斜率为R/(R+1)， 截距为xD/(R+1)。例6-1 将含24%（摩尔分数，下同）易挥发组分的某液体混合物送入一连续精馏塔中。要求馏出液含95%易挥发组分，釜液含3%易挥发组分。送入冷凝器的蒸气量为850kmol/h，流入精馏塔的回流液为670kmol/h，试求：1、每小时能获得多少kmol/h的馏出液？多少kmol/h的釜液？2、回流比R为多少？3、精馏段操作线方程？qn,W xWF,xFxNqn

15、,L,xmyNqn,V, ym+1mN 以提馏段第m层塔板以下塔段及再沸器作为衡算范围，则有总物料衡算: qn,L=qn,V+ qn,W xm 提馏段第m板下降液体易挥发组分mol分率；ym+1 提馏段第m+1板上升蒸汽易挥发组分mol分率； 式中：qn,L 提馏段每板下降液体流量,kmol/h；qn,V 提馏段每板上升蒸汽流量,kmol/h；qn,W 釜液流量,kmol/h； 易挥发组分: qn,Lxm=qn,Vym+1+ qn,W xw 提馏段操作线方程qn,Vqn,L由上两物料恒算式可得 上式称为提馏段操作线方程。此式表示在一定操作条件下，提馏段内自第m层板下降液体组成xm与其相邻的下层

16、板（第m+1层）上升蒸气组成ym+1之间的关系，呈线性关系。 注：提馏段液体量 qn,L不容易求，它除了与 qn,L有关外，还受进料量及进料热状况的影响 。 通常，进料状况有5 种情况：冷液体进料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽进料。提馏段内下降的液体流量包括三部分，由于上升的蒸气有部分冷凝，因此qn,V qn,L+qn,Fqn,Fqn,Lqn,Vqn,Lqn,V原料温度 板温)qn,Fqn,Lqn,Vqn,Lqn,V3 汽液混合物进料qn,V qn,Vqn,L qn,L 板温 )qn,Fqn,Lqn,Lqn,Vqn,V4 饱和蒸汽进料qn,V = qn,V+qn,Fqn,L

17、 = qn,L原料为高于露点温度的过热蒸汽(料温 板温)qn,Fqn,Lqn,Lqn,Vqn,V5 过热蒸汽进料精馏段内上升的蒸气流量包括三部分，由于原料温度降至进料板温度释放出的热量使部分回流液体气化，因此qn,V qn,V +qn,F qn,L 1, 冷液体进料； 垂直线, = 1, 泡点进料； 第二相线, 0 1, 汽液混合物进料； 水平线, = 0, 饱和蒸汽进料； 第三相线, 1 = 10 1 = 0 0eXFaXDXwb不同热状态下的 线图 利用上方程式作提馏段的操作线方程较复杂。由于 线的引入，简化了提馏段操作线的绘制。 xD xW xFedd(1) 过坐标为（x=xF，y=yF

18、）的 e 点作斜率为 / ( -1)的直线即为线。(2) 线与精馏段操作线相交于一点，联结该点与对角线上点（x=xW，y=xW） 即为提馏段操作线。提馏段操作线的作法 画坐标图； xW xD12345678baxFecd11f 作平衡线和对角线线 ；作精馏线（ab线）； 作线（ef线）；作提馏线（cd线）； 作梯级 。图解过程从点（x=xD，y=xD）开始在操作线与平衡线作直角阶梯直至最后一个阶梯的垂线达到xW或略小于xW为止。 注：所画的每一个阶梯代表理论塔板，跨过两操作线交点的那层塔板为加料板，最后一层塔板为再沸器。 xD xW xF xW xF xD1234565R一定, 不改变精馏线的

19、位置；R一定, 对提馏线有较大影响随减小，提馏线向平衡线靠近，所需理论塔板数越多。进料状况对操作线的影响例6-4 在连续精馏塔中分离苯-甲苯混合物，已知原料液流量为80kmol/h，苯的组成为40%，馏出液含苯为90%（以上均为mol分数），要求苯回收率不低于90% ，若塔顶为全凝器，进料为泡点进料，操作回流比为2，在操作条件下，物系的相对挥发度为2.47，试用图解法计算所需理论塔板数全回流：若塔顶为全凝器，上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔内称为全回流。qn,D=0，两条操作线合而为一，与对角线重合，无精馏段和提馏段之分。回流比R=qn,F/qn,D ，是回流比的最大值。精馏操作为yn+1=xn，

20、线斜率为1，截距为0，操作线与平衡线之间距离最大，传质推动力最大，所需理论塔板数最少，以Nmin表示。6.5.3 全回流与最小理论塔板数全回流特征： xDxW 全回流时，可由平衡线方程和操作线方程导出如下公式（芬斯克公式Fenske）：Nmin为全回流时所需的最少理论板数（包括再沸器）。为全塔平均相对挥发度。 当塔顶和塔底的相对挥发度相差不大时，最少理论板数计算 xD xq xFedyq R减小，精馏段操作线截距增大，两操作线向平衡线移动，达到指定分离程度所需的理论塔板数增多，当两操作线的交点位于平衡线上时，则需要无穷多的阶梯才能达到d点。相应的回流比称为最小回流比。以Rmin表示。对于一定的

21、分离要求， Rmin是回流比的最小值。6.5.4 最小回流比 对于正常曲线（如图），设d点坐标为(x，y)，则由精馏段的斜率可知1 最小回流比的求法：作图法或解析法(1) 作图法 xD x xFeday1由图查得x，y ，即可得到Rminy若精馏物系为理想溶液，在最小回流比下，点在平衡线上，则由平衡线方程和进料线方程得交点 ,求得最小回流比(2) 解析法泡点进料时，x=xF，则饱和蒸汽进料时，y=yF，则对某些进料状态，上式可进一步简化。实际回流比的范围 精馏过程的经济性主要取决于操作费用和设备费用。回流比是影响精馏过程经济性的一个重要指标。RminRR2.适宜回流比的选择正确选择适宜回流比操

22、作费：设备费(塔板数)：加热蒸汽和冷却水：R增大时需消耗较多的加热蒸汽和冷却水，操作费用相应增加。qn,V=(R+1) qn,D qn,V=qn,V (1-)qn,F 当为Rmin时，塔板数无穷大，设备费无穷大；R增大时，塔板数缓慢减少，但上升的蒸汽量增加，从而使得设备的尺寸增大，即当R增加到一定值时，设备费又上升。 总费用是操作费用与设备费用之和，其最小值所对应的回流比即为适宜的回流比，常称为操作回流比。RminRR费用总费用操作费用设备费用适宜回流比的确定R=（1.12）Rmin对于难分离的物系，R应取得更大些。例6-5在连续精馏塔中分离苯-甲苯混合物，已知进料液苯的组成为40%，馏出液含

23、苯为97%，釜底液组成为4%（以上均为mol分数），在操作条件下，物系的相对挥发度为2.47，试分别求以下三种进料方式的最小回流比和全回流时的最少理论塔板数（1）冷液进料=1.387；（2）泡点进料；（3）饱和蒸汽进料例6-6 用一连续精馏塔分离苯-甲苯物系，已知进料组成xF=0.44，要求塔顶组成达xD=0.9（摩尔分率，上同）。已知物系的平均相对挥发度=2.47，最小回流比Rm=3，试求此时的进料状况参数值。根据前面讨论，如能设法找出Nm、Rm与N、R之间的关系，就可从计算出的Nm、Rm值及选取的R很快确定达到规定分离要求所需的理论塔板数N。Gilliland图解决了此问题，其计算步骤如下

24、。求出Rm，并确定R值；用Fenske方程(或图解法)求出Nm；计算(RRm)/(R+1)值，在Gilliland图上查取对应的(NNm)/(N+1)值，从此可算出N值(其中包括塔釜)；6.5.5.简捷法求理论塔板数例6-7 在连续精馏塔中分离苯-甲苯混合物，已知进料液苯的组成为44%，要求馏出液含苯为93.4%，釜底液含苯为2.35%（以上均为mol分数），操作条件为泡点进料，物系的平均相对挥发度为2.46，精馏段的操作线方程为y=0.68x+0.299，试用简捷法计算所需理论塔板数 分离的实际情况：由于气液两相接触时间、接触面积有限，因此在实际分离过程中不存在理论塔板，完成一定任务所需的实

25、际塔板数比理论塔板数多。 塔板效率： 1.总板效率：达到相同分离效果所需理论塔板数NT与实际塔板数NR之比称为塔板效率，用ET表示。 式中ET称为全塔效率或总板效率6.5.6实际塔板数与塔板效率总板效率既反映了塔中各单板效率的平均值，又体现了理论塔板数和实际塔板效率的接近程度。2单板效率EM， 又称为默弗里板效率，用实际塔板上气相或液相组成的变化与理论塔板上气相或液相组成的变化之比表示 气相单板效率 、 分别为离开第n、n+1块实际板的汽相组成，摩尔分率； 与离开第n块实际板液相组成平衡的汽相组成，摩尔分率液相单板效率由于板上浓度的不均匀性，各单板效率并不一定相同，有可能超过100%。3点效率

26、EO 是指塔板上各点的局部效率，反映塔板上局部位置的传质效果若塔板上某点的液相浓度为x，与其称成平衡的气相浓度为y，经该点上升的蒸气组成为y，则点效率为 当塔板上的液体混合均匀时，影响塔板效率的因素：1.物性因素：物料的密度、粘度 气液两相流动与混合 传质面积和传质系数表面张力 泡沫生成的数量、大小和稳定性 气液接触面积相对挥发度 传质过程推动力扩散系数 传质速率2.结构因素：塔板类型、板间距、塔径、溢流方式和堰高等。3.操作因素：温度、压强、气速和气液比。 塔板效率的估算1.奥康奈尔法该法主要考虑了液体粘度和相对挥发度对总板效率的影响2.朱汝谨公式考虑了液体粘度和相对挥发度对总塔板效率的影响

27、，还考虑到塔结构和操作因素的影响，比较准确6.6影响精馏操作的主要因素思考：影响精馏塔操作的因素有哪些？每一种因素是如何影响的？ 物料平衡的影响和制约根据总物料衡算，对于一定的qn,F和组成xF，只要确定分离程度xD和xW，qn,D和qn,W也就被确定了。采出率qn,D/qn,F:不能任意增减，否则进、出塔的两个组分的量不平衡，必然导致塔内组成变化。在精馏塔的操作中，需维持塔顶和塔底产品的稳定，保持精馏装置的物料平衡是精馏塔稳态操作的必要条件。通常由塔底液位来控制精馏塔的物料平衡。精馏塔稳态操作的必要条件1）二元精馏塔的简化物理模型要点是：塔内各板为理论板；塔内物流为恒摩尔流。2）操作线方程是

28、物料衡算的数学表达式，若回流比与进料状态恒定，并满足恒摩尔流假定，精馏段与提馏段操作线都是直线。3）描述精馏塔简化数学模型方程是：精馏段、提馏段操作线方程和各塔板的特征方程(相平衡方程)二元精馏的知识点4）理论板数的计算是交替使用操作线方程与平衡关系，计算过程使用平衡关系的次数便是理论板数。当计算中的液相浓度近似等于进料组成时，要更换提馏段操作线方程，而这块理论板为最佳进料板。5）回流比是精馏操作的重要参数，为完成规定分离要求，全回流所需理论板数最少；在最小回流比下操作，需要无穷多理论板。适宜回流比应在全回流与最小回流比之间选择，依据经济优化。6） 线方程反映进料状态对操作关系的影响。进料热状

29、态会影响提馏段操作线位置，进而影响所需理论板数及进料板位置。7）总板效率与单板效率是二个不同的概念。单板效率反映某块塔板上的传质效果，常用于塔板性能研究中；总板效率反映全塔平均传质效果，常用于由理论板求实际塔板数。6.7 传质设备评价塔设备的性能指标气液传质设备主要采用塔式设备，主要有填料塔和板式塔两种，评价他们性能优劣的指标主要有：1.分离效率分离效率是指每层塔板或单位高度填料层所能达到的分离程度。塔的分离效率不仅取决于被分离物系的性质和操作状态（压力、温度、流量等），也取决于塔的结构。对于减压或常压操作，填料塔具有较高的分离效率；对于加压操作，板式塔具有较高的分离效率。2.生产能力单位时间

30、单位塔截面上处理的物料量，生产能力的大小与空塔速度有关。3.压力降气相通过每层塔板或单位高度填料层的压力降。塔内压降过大，必然导致塔底釜压过高，耗能增加。4.操作弹性负荷变化时，仍能维持定态操作并保持较高分离效率的能力5.持液量塔在正常操作时，填料表面、塔内构件或塔板上所保持的液体量，它随操作负荷的变化而增减。对于填料塔，持液量一般小于6%，而板式塔则高达8%12%。持液量大，对操作因素的突然变化可起到缓冲作用，使塔的操作平稳，不易引起产品质量的迅速变化。但持液量过大，要达到塔内各部位组成稳定平衡的时间很长。板式塔的结构类型及性能评价 （一）板式塔的结构 板式塔是由圆柱形壳体、塔板、溢流堰、降

31、液管、受液盘、气体和液体进、出口等部件组成的。塔板是板式塔的核心构件，它提供气液接触的场所。在有降液管的板式塔中，气液两相总体呈逆流流动，而在每块塔板上呈错流方式接触。 1-塔体；2-塔板；3-溢流堰；4-受液盘； 5-降液管 （二）塔板的类型 塔板的分类有错流、逆流两种 错流塔板：塔板间设有降液管。液体横向流过塔板，气体经过塔板上的孔道上升，在塔板上气、液两相呈错流接触。无溢流塔板逆流塔板（穿流式塔板）：优点：塔板结构简单，板上无液面差，板面充分利用，生产能力较大；缺点：板效率及操作弹性不及溢流塔板，应用范围小得多。塔板流型 （a）单流型 （b）双流型 （c）四程流型双流型多流型塔板上气、液

32、流动状态 1. 气液接触状态连续相：液体分散相：气体两相接触面积：气泡表面(a)鼓泡状态连续相：液体分散相：气体两相接触面积：气泡表面(b)蜂窝状态连续相：液体分散相：气体两相接触面积：不断更新的液膜表面(c)泡沫状态连续相：气体分散相：液体两相接触面积：不断更新的液滴表面(d)喷射状态当孔速较小时为鼓泡接触状态；随着孔速增大转为泡沫接触状态；当孔速较大时为喷射状态。工业上常采用泡沫接触状态或喷射接触状态。按照塔板上气液接触元件不同，塔板可分为多种型式 ：最初：泡罩塔和筛板塔20世纪50年代：浮阀塔；60年代初：改进的筛板塔；很多新型的板式塔：喷射型塔板 ：舌形塔板、浮舌塔板、斜孔塔板、网孔塔

33、板等 板式塔种类1. 泡罩塔板主要元件由升气管和泡罩构成，泡罩安装在升气管顶部，泡罩底缘开有若干齿缝浸入在板上液层中，升气管顶部应高于泡罩齿缝的上沿，以防止液体从中漏下。优点：操作稳定，升气管使泡罩塔板低气速下也不致产生严重的漏液现象，故弹性大。缺点：结构复杂，造价高，塔板压降大，生产强度低。 泡罩塔板2. 浮阀塔板结构：在塔板上按一定的排列开若干孔，孔的上方安置可以在孔轴线方向上下浮动的阀片。优点：结构简单，生产能力和操作弹性大，板效率高。综合性能较优异。 F-1型V4型A型十字架型方型浮阀浮 阀3. 筛孔塔板塔板上开有许多均匀的小孔，孔径一般为38mm。筛孔在塔板上为正三角形排列。塔板上设

34、置溢流堰，使板上能保持一定厚度的液层。 优点：结构简单、造价低，板上液面落差小，气体压降低，生产能力大，传质效率高。 缺点：筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。 筛板塔 4 垂直筛板在塔板上开若干大孔(直径100200mm)，孔上设置侧壁开有许多筛孔的泡罩，泡罩底边留有间隙供液体进入罩内。气流将由泡罩底隙进入罩内的液体拉成液膜形成两相上升流动，经泡罩侧壁筛孔喷出后两相分离，即气体上升,液体落回塔板。液体从塔板入口流至降液管将多次经历上述过程。 与普通筛板相比，垂直筛板为气液两相提供了很大的不断更新的相际接触表面，强化了传质过程；且气液由水平方向喷出，液滴在垂直方向的初速度为零，降低了液沫夹带量，因此垂直筛板可获得较高的塔板效率和较大的生产能力。 5. 舌形塔板一种斜喷射型塔板。结构简单，在塔板上冲出若干