化工原理液体精馏

第6章

蒸馏

(distillation)6.1概述6.2双组分溶液的汽－液平衡6.3简单蒸馏与平衡蒸馏6.4精馏原理6.5双组分连续精馏塔的计算6.6间歇精馏6.7恒沸精馏与萃取精馏6.8板式塔6.9蒸馏过程的强化与展望化工原理第6章蒸馏1、掌握的内容双组分理想物系的汽液平衡，拉乌尔定律、泡点方程、露点方程、气液平衡图、挥发度与相对挥发度；精馏分离过程原理及分析；精馏过程物料衡算；操作线方程及q线方程的物理意义、图示及应用。2、熟悉的内容平衡蒸馏和简单蒸馏的特点；精馏装置的热量衡算；理论板数捷算法方程和Gilliland关系图；非常规二元连续精馏塔计算3、了解的内容非理想物系汽－液平衡；间歇精馏特点及应用；恒沸精馏、萃取精馏特点及应用。第6章蒸馏6.1概述本章讨论分离均相液体混合物最常用最重要的方法——液体精馏或蒸馏。

塔顶产品yAxA原料液塔底产品蒸馏分离操作：利用液体混合物中各组分（component）挥发性（volatility）的差异，以热能为媒介使其部分汽化，从而在气相富集轻组分，液相富集重组分，使液体混合物得以分离的方法。6.1概述1、蒸馏分离的依据目的：液体混合物的分离（净化或回收有用组分）依据：混合液中各组分挥发度的差异。设A为易挥发组分（轻组分），B为难挥发组分（重组分）。挥发度：6.1概述相对挥发度：注意：蒸馏操作满足条件：平衡蒸馏（闪蒸）

简单蒸馏

6.1概述2、工业蒸馏过程——过程实施的方法无回流

有回流

普通精馏

特殊精馏连续精馏

间歇精馏萃取精馏

恒沸精馏：易分离物系，高纯度分离：难分离物系，高纯度分离按操作压强分

常压精馏：多数情况

减压精馏：沸点高且热敏性混合物加压精馏：常压是气态混合物。

3、精馏操作的费用和操作压强蒸馏是通过汽化、冷却达到提浓目的。

其主要操作费用：加热、冷却。

怎么样使Q热↓和Q冷↓

，并温位不太高，不太低？

6.1概述6.2双组分溶液的汽－液相平衡6.2.1理想溶液的汽－液相平衡6.2.2非理想物系的气液相平衡（略）返回6.2.1理想溶液的汽－液相平衡一、气液两相平衡共存时的自由度If是双组分：N=2，Φ=2，F=2-2+2=2变化参数：P、t、x、y4个变量中已知2个，余下的参数唯一确定。一般精馏在恒压下操作：P一定

物系只剩下1个自由度。如指定性温度t。组分数相数平衡关系：①t~x(y)②

x~y二、双组分理想物系组成—温度(泡点)关系式理想物系液相为理想溶液，服从拉乌尔定律气相为理想溶液，服从理想气体定律和道尔顿分压定律。1、拉乌尔定律液相上方的平衡蒸汽压为：6.2.1理想溶液的汽－液相平衡泡点方程(bubble-pointequation）6.2.1理想溶液的汽－液相平衡2、道尔顿分压定律K——相平衡方程3、和的求解和通常可由安托因(Autoine)方程求解6.2.1理想溶液的汽－液相平衡三、气相组成与温度（露点）的定量表达

对一定组成的气相而言，该温度又称为露点(dew-point)，故上式又称为露点方程。6.2.1理想溶液的汽－液相平衡四、气液相平衡图（相图）1、温度~组成图,即(t~x或y图)

t/

Cx(y)01.0露点线泡点线露点泡点xAyAxf气相区液相区两相区在总压一定的条件下，将组成为xf

的溶液加热至该溶液的泡点TA，产生第一个气泡的组成为y1。继续加热升高温度，物系变为互成平衡的汽、液两相，两相温度相同组成分别为yA

和xA

。当温度达到该溶液的露点，溶液全部汽化成为组成为yA=xf

的气相，最后一滴液相的组成为x1。6.2.1理想溶液的汽－液相平衡2、y~x图

对于理想物系，气相组成y恒大于液相组成x，故相平衡曲线必位于对角线的上方。结论：平衡线偏离对角线越远，表示该溶液越易分离。x~y线对角线注：(1)t~y(x)线随压强变化很大

(2)x~y平衡线，总压变化不大时，外压的影响可忽略。6.2.1理想溶液的汽－液相平衡五、y~x的近似表达式与相对挥发度——气液相平衡方程相平衡方程——y~x近似关系说明：1、恒压强下，a与t无关。6.2.1理想溶液的汽－液相平衡3、a的大小可作为蒸馏分离某物系的难易程度的标志。(1)a>1，表示组分A较B容易挥发，a愈大，挥发度差异愈大，分离愈易。(2)a=1时，y=x，即气相组成等于液相组成，此时不能有普通精馏方法分离。

返回6.2.1理想溶液的汽－液相平衡6.3简单蒸馏与平衡蒸馏6.3.1平衡蒸馏6.3.2简单蒸馏返回6.3.1平衡蒸馏特点：连续、定态过程。一、过程数学描述闪蒸罐D,y,tey加热器F,xF,tF

W,x,teQ减压阀xT1、物料衡算总物料：F=D+W易挥发组分的物衡：FxF=Dy+WxFxF=Dy+Wx6.3.1平衡蒸馏2、热量衡算(建立T~te关系)3、过程特征方程平衡蒸馏特征：可设气、液两相处于平衡状态，即两相温度相同，组成互为平衡。

所以，y与x满足相平衡：y=f(x)

若为理想溶液，双组分，则平衡温度te与x：泡点方程过程特征的方程式返回6.3.1平衡蒸馏6.3.2简单蒸馏一次投料连续加热，组成瞬时变化。特点：间歇、非定态过程—时变过程。注：平衡蒸馏与简单蒸馏比较y原料液x蒸气xD1xD2xD3冷凝器1、若气化率相同，简单蒸馏较平衡蒸馏可获得更好的分离效果，即馏出液组分更高，但是平衡蒸馏的优点是连续操作。

6.3.2简单蒸馏2、根本区别：“平”：连续、定态过程“简”：间歇、时变过程3、“简”和“平”的依据是气液相平衡，因无回流，从相图分析，都只能达到组分的的部分增浓，不能实现高纯度分离。返回6.4精馏原理6.4.1多次部分汽化、部分冷凝6.4.2连续精馏装备流程6.4.3塔板的作用6.4.5

精馏过程的回流返回6.4.1多次部分汽化、部分冷凝精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多次地进行部分气化和冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。6.4.1多次部分汽化、部分冷凝6.4.2连续精馏装备流程1、塔顶：全凝器，液相回流。料液,xF

Feed塔顶产品,xDOverheadproduct塔底产品,xWBottomsproduct液相回流Liquidreflux汽相回流Vaporreflux精馏段Rectifyingsection提馏段Strippingsection再沸器Reboiler冷凝器condenser塔底：再沸器，气相回流进料板以上的塔段—精馏段，xD↑进料板以下的塔段—提馏段，xW↓精馏段（rectifyingsection）：气相中的重组分向液相（回流液）传递，而液相中的轻组分向气相传递，从而完成上升蒸气的精制。提馏段(strippingsection)：下降液体（包括回流液和料液中的液体部分）中的轻组分向气相（回流液）传递，而气相中的重组分向液相传递，从而完成下降液体重组分的提浓。6.4.2连续精馏装备流程问题：精馏与简单蒸馏的区别是什么？答：气相和液相的部分回流。也是精馏操作的基本条件。6.4.2连续精馏装备流程6.1.4塔板的作用

板式塔内相邻几块板的温度、组成的关系为

n-1

tn-1ntnn+1tn+1yn+2yn+1ynyn-1xn-2xn-1xnxn+1离开各板的汽、液两相的浓度取决于板上汽、液两相接触传质速率。6.5双组分连续精馏塔的计算6.5.1理论板的概念与恒摩尔流的假设6.5.2全塔物料衡算6.5.3操作线方程6.5.4

进料热状态的影响及q线方程6.5.5理论塔板数的确定6.5.6回流比的影响与选择6.5.7理论板数的简捷计算6.5.8精馏装备的热量衡算6.5.9双组分精馏的操作型计算6.5.1理论板的概念与恒摩尔流的假设1、理论板（theoreticalplate）是一个气液两相皆充分混合而且传质与传热过程的阻力皆为零的理想化塔板。

(1)汽、液两相在板上充分接触混合，塔板上不存在温度差和浓度差；

(2)离开塔板的气、液两相达平衡，即离开理论板的两相温度相等，组成互成平衡。表达理论板上传递过程特征的温度和汽、液组成可直接由相平衡关系描述，如t-x(y)相图、泡点方程或露点方程。6.5.1理论板的概念与恒摩尔流的假设2、恒摩尔流假设若忽略组成和温度的影响结论：在精馏塔内没有加料和出料的任一塔版中，各板上升的蒸气量均相等，各板下降的液体量也均相等。但是由于加料的缘故，两段之间的流量不一定相等。6.5.1理论板的概念与恒摩尔流的假设如果上述推导对精馏段每块板均成立，且整个精馏段显热与汽化潜热相比均可忽略不计，则

精馏段恒摩尔流假定（n为进料板序号）：每层板上升的蒸汽摩尔流率和下降的液体摩尔流率相等。同理，当提馏段满足上述推导条件时，可得——提馏段的恒摩尔流假定。6.5.1理论板的概念与恒摩尔流的假设服从恒摩尔流假定的精馏过程，塔板上汽液两相接触时，有多少摩尔的蒸气冷凝，相应就有多少摩尔的液体汽化。因此该精馏过程属等摩尔反向扩散传质过程。6.5.1理论板的概念与恒摩尔流的假设6.5.2全塔物料衡算总物料衡算：

F,xFW,xWD,xDVLV＇L＇L,xDVV＇L＇轻组分物料衡算：馏出液的采出率釜液的采出率讨论：(1)当xD、xW即产品质量已规定→D/F和W/F亦随之确定而不能自由选择。(2)当规定塔顶产品的产率和质量xD，则塔底产品质量xW及产率也随之确定而不能自由选择。(3)

xF

一定，提高产品品质是以降低产品产率为代价的。

1)当F、xF

、xW

一定时，当xD

↑→D↓2)当F、xF

、xD

一定时，当xW

↑→W↓6.5.2全塔物料衡算(4)在规定分离要求时，应满足DxD<FxF,如果塔顶产出率D/F取得过大，塔顶仍不可能获得高纯度的产品。(5)回流比R：是指塔顶回流量L与塔顶产品量D的比值。6.5.2全塔物料衡算回流比R的作用是：增大回流比，可增加精馏段的液气比，也增加了提馏段的气液比，对提高两组分的分离程度起积极作用。4、塔顶回收率返回增大回流比的措施是：增大塔底的加热率和塔顶的冷凝量，增大回流比的代价是能耗的增大。6.5.2全塔物料衡算6.5.3操作线方程1、精馏段操作线方程1

2

3

n

n+1

V,y1D,xDL,xDV,yn+1L,xn对控制体作物料衡算有：——精馏段操作线方程回流比:R=L/D泡点回流:V=L+D=(R+1)D2、提馏段的操作线方程V-,yWW,xWL-,xWn

n+1

L-,xnV-,yn+16.5.3操作线方程3、操作方程的图示——操作线——提馏段操作线方程6.5.3操作线方程提馏操作线：c点：y

=x=xW斜率：截距：精馏操作线：a点：y

=x=xD斜率：R/(R+1)截距：xD

/(R+1)

xy01.01.0xD

abxW

cde返回6.5.3操作线方程R一定时，q变化精馏操作线不变提馏段操作线发生明显变化q线方程6..5.4进料状况的影响及q线方程q值愈小，即进料前经预热或部分气化，所需理论板数反而愈多。(为什么？)eacbdq<0q=00<q<1q=1q>101.0xWxy1.0xDxF不同加料热状态下的q线eacbdq<0q=00<q<1q=1q>101.0xWxy1.0xDxF不同加料热状态下的q线6..5.4进料状况的影响及q线方程6..5.4进料状况的影响及q线方程1、加料的热状态原料入塔时的温度或状态称为加料的热状态。V,

ym,IL,xm-1,im加料F，iF，xF2、理论加料板无论进入加料板各物流的组成、热状态及接触方式如何，离开加料板的气液两相温度相等，组成互为平衡。3、精馏段与提馏段两相流量的关系物料衡算式：相平衡方程：物料衡算式：热量衡算式：6..5.4进料状况的影响及q线方程q的定义式：

q为加料热状态参数，从q值的大小可以看出加料的状态及温度的高低。实际生产中，入塔原料可有五种不同的热状态：(1)温度低于泡点的冷液体，iF<i→q>1；(2)泡点下的饱和液体，iF=i

→q=1

；(3)温度介于泡点和露点之间的气液两相混合物，i<iF<I

→0<q<1

；(4)露点下的饱和蒸气，iF=I

→q=0

；(5)温度高于露点的过热蒸气，iF>I

→q<0

。

6..5.4进料状况的影响及q线方程(1)冷液体q>1,(2)饱和液体q=1,(3)汽液混合物0<q<1,(4)饱和蒸汽q=0,(5)过热蒸汽q<0,上述各进料热状态下的q值，以及受此影响的汽、液摩尔流率分别为LFV（1）冷液体，q>1LFV（2）饱和液体，q=1LFV（3）汽液混合物，0<q<1LFV（4）饱和蒸气，q=0LFV（5）过热蒸气，q<04、精馏塔内的摩尔流率精馏段：提馏段：6..5.4进料状况的影响及q线方程——q线方程或进料方程

加料热状态一定时，q线方程式为一直线方程。不同加料热状态对应不同的q值，也就对应着不同的q线。6..5.4进料状况的影响及q线方程eacbdq<0q=00<q<1q=1q>101.0xWxy1.0xDxF不同加料热状态下的q线q线的作法：(1)在对角线上作e点(y=x=xF)；(2)过e点作斜率q/(q-1)的直线。6..5.4进料状况的影响及q线方程6.5.5理论塔板数的确定设计命题给定条件：(1)F、xF、xD、xW(2)F、xF、xD或

yD=D

xD/F

xF设计要求：NT选择条件：操作压强p

回流比R

进料热状态q

流程安排计算依据：物料衡算、热量衡算、平衡关系和操作线方程。y1y1x1x2y212yN-2xN-2xN-1yNN-1NmN-2W,xWF,xFD,xDQ1、方程组的联立求解（略）2、逐板计算法

塔顶设有全凝器，泡点回流(1)精馏段板数从塔顶最上一层上升的蒸汽进入全凝器中被全部冷凝下1板：x1与y1成平衡，可由6.5.5理论塔板数的确定2板：y2与x1满足操作线方程：下2板：x2与y2平衡，可由···则精馏段板数为n块。2、提馏段板数已知：6.5.5理论塔板数的确定方法与上一样。···则提馏段所需的理论板数为m-1。因为再沸器也算一块板。6.5.5理论塔板数的确定3、图解法精馏段操作线xy01.01.0xD

abxW

cdxF返回6.5.5理论塔板数的确定4、最优加料位置的确定图解法求理论板数时，操作线的更换以某梯级跨过两操作线交点来判断。将跨过交点的梯级定为加料板，板上汽、液组成与进料组成最为相近，对一定分离任务，作图所得的梯级最少。最适宜的加料位置是板上汽、液组成与进料组成最接近处。适宜的加料位置123567812346781234567adccdacda0001.01.01.01.01.01.0yxyxxygf6.5.5理论塔板数的确定例9-5解：用作图方法求解根据以上的数据作图可以得出结论。返回6.5.5理论塔板数的确定6.5.6回流比的影响与选择R↑精馏段斜率提馏段斜率操作线远离平衡线NT↓设备费↓R↑操作费↑所以综合考虑，在这两方面作出权衡。理论上：无回流全回流实际上：一、全回流与最小理论板数1、全回流：无加料也无出料，即D=0，F=W=0

无精馏与提馏之分。此时操作线和平衡线的距离最远，因此达到分离程度所需的理论板数为最小。以Nmin6.5.6回流比的影响与选择总结：特点：(1)一次性投料，不进不出(2)(3)操作线即对角线yn+1=xn(4)推动力最大，NT=Nmin注：Nmin求解的方法(1)图解法(或逐板法)(2)芬斯克方程6.5.6回流比的影响与选择芬斯克(Fenske)方程适用于多组分若a沿全塔变化不大，则∴双组分精馏馏6.5.6回流比的影响与选择对于精馏段：二、最小回流比Rmin1、R

精馏段操作线截距增大，操作线向平衡线移动

NT↑,当回流比减小到使操作线交点正好落在平衡线时，所需理论板层数达无穷多。6.5.6回流比的影响与选择板上流体组成不能跨越e点——挟点e。Rmin的特点：(1)完成给定分离任务所需回流比的最小值；(2)操作线与平衡线有挟点

NT无穷大qaeyexWxexFxD1.001.02、Rmin的求解(1)解析法：a变化不大的正常平衡线6.5.6回流比的影响与选择“精”交点在“平”和“q”上(xe,ye)6.5.6回流比的影响与选择特例：①当q=1,xe=xF（泡点进料，饱和液体进料）②当q=0(饱和蒸汽进料)，ye=xF6.5.6回流比的影响与选择(2)图解法(平衡线上有下凹部分和拐点)yeqdea01.01.0ydxWxdzFxexDqdea01.01.0yeydxWxdzFxexD具有下凹部分，当操作线与q线的交点沿未落到平衡线之前，操作线已与平衡线相切。6.5.6回流比的影响与选择三、适宜回流比的选取依据是操作费和设备费折旧费用之和最低时的R。总费用设备费操作费费用回流比RRopt6.5.6回流比的影响与选择1、精馏操作费用主要取决于再沸器中加热蒸汽消耗量及冷凝器中冷凝水的消耗量。可见，当F、q、D一定时，R↑，塔内上升蒸汽量V↑

加热和冷却介质的消耗量V/↑

操作费用↑。2、设备投资与折旧费6.5.6回流比的影响与选择R=Rmin

时，需无穷多块塔板数，故设备费用为无穷大。只要R稍大于Rmin，所需理论板数急剧减少，设备费用随之剧减。随R的增大，理论板数减小的趋势渐缓。理论板数NRmin回流比RNminR进一步增大，上升蒸汽V’和V增大，塔径、塔板面积、再沸器及冷凝器换热面积增大，设备费用又开始上升。经验总结：6.5.6回流比的影响与选择讨论：(1)难分离物系，选取较大的R值(塔顶浓度↓→应选大的R值。)(2)为节能，减小V/，选取R较小(3)为降低设备投资，选取R较大(4)塔一定时，xF,q一定时，V/一定时，则R↑xD↑D↓返回6.5.6回流比的影响与选择6.5.8精馏装置的热量衡算设计时，一定(因量、组成、温度一定)三者存在一定的关系。以上推论是以固定回流比R即以固定的冷却量为基准的。保持塔顶冷却量不变，而进料带热愈多QF↑→QB↓，塔釜上升的蒸汽量亦愈少→提馏段的操作线斜率↑→与平衡线接近→NT↑6.5.8精馏装置的热量衡算结论：1、冷凝量不变，则QC=const，R=const,以q>1的NT最小。2、塔釜加热量不变，则QB=const，V-=const，以以q<0的NT最小。∴当塔釜热量不变，q越小(进料带热量QF↑)→QC↑→R↑→精馏段的操作线远离平衡线→NT↓3、在热耗不变的情况下，应“热在塔底、冷在塔顶”，原料不进行任何加热或冷却，使所产生的气相回流分别在全塔发挥最大效能。6.5.8精馏装置的热量衡算4、工业有采用热态甚至气态进料，其目的不是为了减少塔板数，而是为了减少塔釜的加热量。返回6.5.8精馏装置的热量衡算一、操作型命题及计算1、给定条件：NT、m、xF、q、D/F、R2、计算结果：xD、xW3、计算方法：试差(1)操作型计算的特点：①由于众多变量之间的非线性关系，使操作型计算一般均须通过试差计算。②加料板位置（或其它条件）一般不满足最优化条件。6.5.9双组分精馏的操作型计算6.5.9双组分精馏的操作型计算(2)计算方法①两头往中间算②从头到尾计算先设定xW值xD从xD开始交替迭代

加料板xm最后一块理论板xNxN与xW值比较，两者是否相近，否则重新试差。二、操作与调节分析操作命题的重点：(1)明确比较基准和改变条件(2)物衡不能违反(3)NT恒定。1、回流比的调节(1)给定条件：xF

、q、NT、D/F、m一定

改变条件：注：在D/F一定时，籍R↑→xD↑的方法并非总是有效，因受塔板数的限制，xD有最高极限值。

6.5.9双组分精馏的操作型计算(2)给定条件：xF

、q、NT、、m一定

改变条件：2、进料组成xF改变的影响

改变条件：

当

，若使xD不变，则返回6.5.9双组分精馏的操作型计算6.6间歇精馏6.6.1保持馏出液组成恒定的间歇精馏6.6.2回流比保持恒定的间歇精馏返回6.6间歇精馏一、非定态过程一次性投料，釜液xW达到规定值一次性排出，塔顶连续出料。时变参数：W、xW

、tn、R或xD

二、只有精馏段，q=1

达到相同的xW

、xD

，则Q间>Q连续

6.6间歇精馏三、持液量尽可能少：常用填料塔。注：1、适用场合(1)原料量分批的(2)分离要求高而混合物的种类及组成经常改变(3)多组分初步分离2、问题：“间”和“简单”相比有何不同？答：“间”的特点：无回流、无塔板，y=f(x)瞬时平衡。返回6.6.2保持xD恒定的间歇精馏已知F、xF、xD、xW

或回收率

，确定回流比的变化范围和所需的理论板数。一、NT的确定D,xDW,xWQVLF已知：F，xF，xD=const，操作到

选择R，计算出NT分析：，最后xW很小，达到相同xD

分离要求高

NT最多。6.6.2保持xD恒定的间歇精馏

xD

恒定，过程终了时xW

最低，相应分离程度(xD-xW)最高，故所需理论板数的计算应以终了时刻为准。设终了时刻釜液组成为xW，可用图解法求理论板数。xWa1+Rmin1.01.00xDyWxD最小回流比6.6.2保持xD恒定的间歇精馏a1+R终xW1+R’1.01.00x’WxDxDxD用图解法或逐板直至则(含釜—再沸器)二、过程数学描述及操作时间（略）返回6.6.3保持R恒定的间歇精馏已知F、xF、要求的最终xW

和馏出液平均组成，确定适宜的回流比和所需的理论板数。一、理论板数的确定xWxy0123412341.01.0xFxD始xD终R恒定的间歇精馏，xD

与xW

均随过程的进行而变。N一定，任意时刻的xD

与xW

相互制约。操作线随过程平行下移，即操作线的起点和截距均在变。6.6.3保持R恒定的间歇精馏首先假设一最初的馏出液组成xD始，由设定的xD始与料液组成xF

求出所需的最小回流比。xyexD始yRmin+11.001.0xF=xexD始6.6.3保持R恒定的间歇精馏用图解法或逐板直至则(含釜—再沸器)xWxy0123412341.01.0xFxD始xD终关键：xD始设定是否合适，使全过程

规定。二、能耗的比较1、xD恒定与R恒定间歇精馏的比较若NT、xF、xD=xD-、xW相同6.6.3保持R恒定的间歇精馏2、间歇精馏(xD恒定)与连续精馏的比较返回6.7恒沸精馏与萃取精馏特殊精馏的提出：因为：(1)恒沸物的存在；(2)a接近1的物系在这物系中，采用普通精馏，NT↑↑,R↑↑→设备投资↑↑、经济操作费用↑↑。在这两种物系中，都应采用特殊精馏。例：丙烯腈—乙腈，a=1.09,NT=150

间二甲苯，bp,138.4℃，NT=8006.7恒沸精馏与萃取精馏解决途径：(1)改变操作压力:p↓(2)加入第三组分—物系添加例：(1)乙醇—水，加入苯→形成新的三元最低恒沸物，称为恒沸精馏。(2)苯—环乙烷，加入糠醛→改变各组分间的相对挥发度，称为萃取精馏。返回6.8板式塔6.8.1板式塔的结构特点和流体力学特性6.8.2塔板的流体力学状况6.8.3塔板效率6.8.4塔高和塔径的计算6.8.5塔板负荷性能图6.8.6板式塔的类型6.8板式塔板式塔：6.8.1板式塔的结构特点和流体力学特性一、板式塔的设计意图板式塔溶剂气体1、设计原则(1)在塔板上造成良好的气液接触，以提供最大的传质系数和传质面积。(2)在塔内应最大限度地使气液两相呈逆流流动，以提供最大的传质推动力。2、设计意图力图在塔内造成一个对传质过程最有利的理想流动条件，即总体逆流、板上均匀错流。二、筛孔塔板的构造板式塔=圆柱壳体+塔板（盘）1、塔板上的气液通道—筛孔，供气体自下而上流动的通道（各种塔板主要区别）例：筛孔塔板：筛孔d=3~8mm；浮阀塔板：阀孔，F1型d=39mm。6.8.1板式塔的结构特点和流体力学特性2、溢流堰平直堰：上缘是平直的齿开堰：上缘是锯齿形的。6.8.1板式塔的结构特点和流体力学特性堰长：为使液流均匀通过塔板一般对单溢流对双溢流

堰上液层高度6.8.1板式塔的结构特点和流体力学特性3、降液管作用：作为液体自上层塔板流至下层塔板的通道。液体在降液管的停留时间：

一般要求停留时间大于3～5s，即按下式计算：6.8.1板式塔的结构特点和流体力学特性降液管的形状弓形：充分利用塔板面积（最多）圆形：小塔用。

ho—降液管底缘距离

ho<hw—保证液封（防止气体直接窜入降液管）

返回6.8.1板式塔的结构特点和流体力学特性6.8.2塔板上的流体力学状态气液两相在塔板上的接触情况大致可为三种状态：鼓泡接触状态、泡沫接触状态和喷射接触状态。三种气液接触方式的比较：比较项目鼓泡状态泡沫状态喷射状态孔速特征连续相分散相接触表面传质阻力很低很高很高气泡少，清液多，气泡很少合并气泡表面连成一片并不断合并与破裂板上液体破碎成液滴且多次形成与合并液体液体气体气体气体液体气泡表面液膜小液滴外表面较大小6.8.2塔板上的流体力学状态实际接触状态泡沫：不断更新的液膜表面喷射：不断更新的液滴表面转相点返回6.8.2塔板上的流体力学状态1、板压降

气体进、出一块塔板(包括液层)的压强降即为气体通过该塔板的阻力损失(左侧压差计所测的hf

值)。有效长度泡沫hlhfhowHTh0

hf

是以液柱高度表示的塔板的压强降或阻力损失，因此

6.8.2塔板上的流体力学状态式中，

L

为塔内液体的密度，kg/m3。板压降hf

可视为由气体通过干板的阻力损失hd

和气体穿过板上液层的阻力损失hl

两部分组成，即2、干板压降

浮阀塔板的干板阻力损失压降随空塔气速u的提高而增大。6.8.2塔板上的流体力学状态区域Ⅰ：全部浮阀处于静止状态，气体由阀片与塔板之间由定距片隔开的缝隙通过。缝隙处的气速与压降随气体流量的增大而上升。ABIIIIIIuoc气速u干板压降

pd区域Ⅱ：气速增至A点，阀片开始升起。浮阀开启的个数及开启度随气体流量不断增加，直至所有浮阀全开(B点)，气体通过阀孔的气速变化很小，故压降上升缓慢。区域Ⅲ：气体通过浮阀的流通面积固定不变，阀孔气速随气体流量增加而增加，且压降以阀孔气速的平方快速增加。临界孔速uoc：所有浮阀恰好全开时(B点)的阀孔气速。6.8.2塔板上的流体力学状态气体通过干板与通过孔板的流动情况极为相似：实际操作中，气体通过筛孔的流动是高度湍动的，C0与u0无关。6.8.2塔板上的流体力学状态3、液层阻力产生的原因：(1)克服板上充气液层的静压；(2)气体在液相分散形成气液界面的能量消耗；(3)通过液层的摩擦阻力损失。

其中(1)项远大于后两项之和。如果忽略充气液层中所含气体造成的静压，则可由清液层高度代表hl。可用下式计算6.8.2塔板上的流体力学状态式中：

——充气系数，反映液层充气的程度，无因次。水

=0.5；油

=0.5~0.35；碳氢化合物

=0.4~0.5。板上液层厚↑→hl↑：u0↑，泡沫层高度不变，气泡↑，清液层↓→hl↓→hf↓结论：板压降hf：气速低：hl为主高：hd为主返回6.8.2塔板上的流体力学状态违背主体逆流板上均匀错流导致平均传质推动力↓，但仍能保持塔的正常操作6.8.2塔板上的流体力学状态一、空间上的反向逆流1、液沫夹带液滴的一部分被上升的气流裹挟至上层塔板，这种现象叫做液沫夹带。6.8.2塔板上的流体力学状态(1)原因及措施①小液滴沉降运动：②大液滴沉降运动：影响液沫夹带量的因素很多，最主要的是空塔气速和塔板间距。空塔气速减小及塔板间距增大，可使液沫夹带量减小。6.8.2塔板上的流体力学状态三者之间的关系：①1kmol(或kg)干气体所夹的液体量，要求②每层塔板在单位时间内被气体夹带的液体量，，单位：kg(kmol)液/块③被夹带的液体流量占流经塔板总液体流量的分率(2)液沫夹带量的表示方法6.8.2塔板上的流体力学状态2、气泡夹带(1)定义：若液体在降液管内的停留时间太短，所含气泡来不及解脱，将被卷入下层塔板，这种现象称为气泡夹带。(2)危害①影响传质②使降液管内，管内通过能力↓→严重时将破坏塔内正常操作。6.8.2塔板上的流体力学状态(3)措施①设定出口安全区②保证液体在降液管内有足够的停留时间6.8.2塔板上的流体力学状态二、空间上的不均匀流动1、气体沿塔板的不均匀流动产生的原因：塔板进出口侧的清液高度差，即液面落差△。均匀流动不均匀流动6.8.2塔板上的流体力学状态(1)危害气流分布不均，导致气体浓度分布不均。(2)措施对于L大和D大的塔，采用双流型或多流型单流型双流型多流型阶梯流型6.8.2塔板上的流体力学状态双流型多流型6.8.2塔板上的流体力学状态2、液体沿塔板的不均匀流动(1)圆形塔板板中央：行程短且直，阻力小，流速大。板边缘：行程长且曲，阻力大，流速小。∴液体沿塔板的速度分布是相当不均匀。(2)危害：造成一些液体流动不畅的滞留区（很大死角）(3)措施：当hOW<6mm时，采用齿形堰或折流型塔板。6.8.2塔板上的流体力学状态返回6.8.2塔板上的流体力学状态塔根本无法正常工作。1、过量液沫夹带（夹带液泛）影响因素：(1)气、液流量。气、液流量过大时，易发生液泛。当hl较低时，hl↑→液沫夹带↑不明显，恶性循环不会发生。当hl较高时，u↑→液沫夹带↑→hl↑→液沫夹带↑↑→液体将充满整个塔。液泛气速uf是塔板上开始出现恶性循环的气速。6.8.2塔板上的流体力学状态(2)物性：粘性越大，越易发生液泛(3)板间距：越小易发生液泛2、溢流液泛：因为降液管通过能力受到限制而引起的液泛。影响因素：前两个与上面相同(3)降液管面积：降液管面积越小，易发生液泛以上两种统称为液泛。讨论：6.8.2塔板上的流体力学状态(1)气速一定，液体流量

时，

、how、hf

及∑hf

→Hd

，即塔板具有自动调节功能。Hdhf+∑

hf

HTh0howhw(2)上层塔板溢流堰上缘为Hd

极限。若再加大液体流量，Hd

与板上液面同时升高，降液管调节功能消失，板上累积液量增加，最终引起溢流液泛。6.8.2塔板上的流体力学状态(3)若气速过高，液体中的气泡夹带加重，降液管内的泡沫层随之增高，也易造成溢流液泛。hf

过大必导致Hd

大，易发生液泛。如降液管设计过小或发生部分堵塞，∑hf

急剧增大，也会导致溢流液泛。(4)夹带液泛与溢流液泛互为诱因，交互影响。过量液沫夹带阻塞气体通道，板阻急增，降液管中泡沫层堆积，从而引发溢流液泛。而溢流液泛发生时，塔板上鼓泡层增高，分离空间降低，夹带液泛也将随之发生。6.8.2塔板上的流体力学状态(1)液泛使整个塔不能正常操作，甚至发生严重的设备事故，要特别注意防范。(2)液体液泛从塔顶开始，气体液泛从塔底开始3、严重漏液当气速较小时，部分液体会从筛孔直接落下，这种现象叫做漏液。(1)原因：气体的不均匀分布。(2)措施①防止因△引起的倾向性漏液。△<Hd/2②设置入口安全区6.8.2塔板上的流体力学状态③对于L大和D大的塔，采用双流型，多流型或阶梯流型。(3)除结构因素外，气速是决定塔板是否漏液的主要因素。返回6.8.2塔板上的流体力学状态6.8.3塔板负荷性能图为一定任务设计的塔板，在一定气、液相负荷范围内才能实现良好的气、液流动与接触状态，有高的板效率。当气、液相负荷超出此范围，不仅塔板的分离效率大大降低，甚至塔的稳定操作也将难以维持。有必要对已设计的塔确定出其气、液相操作范围。一、负荷性能图及操作弹性负荷性能图讨论：1、适宜操作范围：诸线所包围的区域2、操作弹性=Vmax/Vmin，弹性大，说明塔适应变动负荷的能力大，操作性能好。021453正常操作范围L

(m3/h)V(m3/h)2.漏液线(气相负荷下限线)1.过量液沫夹带线(气相负荷上限线)4.液相负荷下限线5.液相负荷上限线3.溢流液泛线VmaxVmin6.8.3塔板负荷性能图3、操作点：操作时的气相流量V与液相流量L在负荷性能图上的坐标点。

塔板的设计点及操作点都必须在正常操作区内，才能获得较高的塔板效率。02145L(m3/h)V(m3/h)3OP021453L(m3/h)V(m3/h)OPOP＇OP＂a’ab’bcc’6.8.3塔板负荷性能图4、加大板间距或增大塔径可使液沫夹带线1和液泛线3上移；液相上限线5右移。操作范围增大。02145L(m3/h)V(m3/h)35、增加降液管截面可使液沫夹带线1和液泛线3下移；液相上限线5右移。

6、减少塔板开孔率可使漏液线下移。结论：物系一定，各线位置完全由塔板的结构尺寸决定。返回6.8.3塔板负荷性能图6.8.6板式塔的类型工业生产对塔板的要求不只限于高效率，常按以下5项标准进行综合评价：1、通过能力大，即单位塔截面能够处理的气液负荷高；2、塔板效率高；3、塔板压降低；4、操作弹性大；5、结构简单，制造成本低。一、泡罩塔板（Bubble-capTray）在工业上最早（1813年）应用的一种塔板，其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。6.8.6板式塔的类型二、浮阀塔板（ValveTray）自1950年代问世后，很快在石油、化工行业得到推广，至今仍为应用最广的一种塔板。

结构：以泡罩塔板和筛孔塔板为基础的基础。有多种浮阀形式，但基本结构特点相似，即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。阀片可随上升气量的变化而自动调节开启度。在低气量时，开度小；气量大时，阀片自动上升，开度增大。因此，气量变化时，通过阀片周边流道进入液体层的气速较稳定。同时，气体水平进入液层也强化了气液接触传质。

6.8.6板式塔的类型优点：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。6.8.6板式塔的类型优点：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。6.8.6板式塔的类型三、筛孔塔板（SieveTray）筛孔塔板即筛板出现也较早（1830年），是结构最简单的一种板型。但由于早期对其性能认识不足，为易漏液、操作弹性小、难以稳定操作等问题所困，使用受到极大限制。

1950年后开始