第七章-蒸馏技术

第七章蒸馏技术第一节蒸馏的主要任务

一、蒸馏及其在制药生产中的应用蒸馏是分离均相物系最常用的方法和典型的单元操作之一，广泛地应用于化工、石

油、医药、食品、冶金及环保等领域

蒸馏——利用完全互溶的液体混合物中各组分沸点的差别（或挥发性的差别）实现

组分的分离与提纯的一种操作。挥发性高的组分，即沸点较低的组分(称为易挥发组分或轻组分)

挥发性低的组分，即沸点较高的组分（称为难挥发组分或重组分）

蒸馏目的：对液体混合物的分离，提取或回收有用组分。蒸馏依据：液体混合物中各组分挥发性的差异蒸馏过程的分类：1蒸馏过程的分类：按蒸馏方式简单蒸馏平衡蒸馏特殊蒸馏精馏按物系的组分数双组分蒸馏多组分蒸馏按操作方式

间歇蒸馏连续蒸馏按操作压

常压蒸馏加压蒸馏

减压（真空）蒸馏

2蒸馏与蒸发的区别：蒸发：（1）溶质不具有挥发性，只有溶剂具有挥发性；

（2）通常浓缩液为产品；

（3）传热过程蒸馏：（1）各组分均具有挥发性；（2）通常冷凝液和残留液均为产品；

（3）传质过程二、汽液传质设备的分类汽液传质设备的形式多样，用的最多的是板式塔和填料塔。填料塔的结构如图7-1所示。

填料塔中气液两相在填料层内进行接触传质。在正常情况下，

液相为分散相，汽相为连续相

板式塔的结构如图7-2所示。

塔板是板式塔的核心，在塔板上，汽液两相密切接触，进行热量和质量的交换。

3在正常操作下，液相为连续相，汽相为分散相。

液体靠重力自上而下流动；气体靠压力自下而上流动。

气液相逆流，传质及传热的推动力较大。第二节两组分溶液的汽液相平衡关系一、理想溶液的汽液相平衡关系——拉乌尔定律理想溶液：分子之间作用力相等；混合前后体积不变；无混合热效应（混合前后总

焓值不变）。

拉乌尔定律：对于完全互溶的理想溶液，在一定的温度下当汽液两相达到平衡时，

溶液上方汽相中任意组分的分压等于此纯组分在该温度下的饱和蒸汽压乘

以其在液相中的摩尔分数。

即：A组分：

B组分：

4A表示易挥发组分，B表示难挥发组分；表示液相组成，

表示汽相组成。

根据道尔顿分压定律可得溶液上方汽相总压为：

二、双组分理想溶液的汽液平衡相图1．温度－组成（）图5t-x-y图的绘制（苯—甲苯）

已知条件：操作总压、平衡数据步骤：（1）建立坐标系，确定纯组分沸点tA、tB（2）确定t-x对应关系。描点连线得曲线

（3）确定t-y对应关系。

描点连线得曲线

t-x-y图的构成：两条线：

气相线（露点线）曲线；

液相线（泡点线）曲线

三个区域：液相区气—液共存区气相区6t-x-y图的讨论：（1）互成平衡的汽液组成点在同一条等温线上；

（2）在某一温度下，汽液达到平衡时，y>x，汽相线始终在液相线之上；（3）混合液沸点介于tA和tB之间;

（4）在两相区内，温度升高液相中A组分浓度减小，温度降低汽相中A组分浓度提高；

（5）平衡的汽液两相的量满足杠杆规则；（6）只有在两相区才能对混合液实行有效的分离;

（7）压力对t—x—y图的影响：压力增大，温度升高，曲线上移，且两相区变窄。

t-x-y图的应用：

（2）分析蒸馏及精馏原理

（1）确定温度—组成间的关系72．汽－液相组成图（y—x图）y—x图的绘制：已知条件：操作总压、平衡数据。步骤：（1）建立坐标系，作出y=x的对角线。（2）由将x和y对应点描点连线。y—x图的讨论（1）y>x，故y—x曲线在对角线之上

（2）互成平衡的气液组成点落在y—x曲线上

（3）操作压力越大，y—x曲线越靠近对角线，

分离越难进行

（4）x-y曲线上各点具有不同的温度,右上方温度低，左下方温度高y—x图的应用：图解理论塔板数目。8三、相对挥发度挥发度：表示溶液挥发的难易程度。可以用气相中的某一组分的分压和与之平衡的液相中的摩尔分数之比来表示，即：讨论：（1）分压↑液相中的摩尔分数↓，则挥发度↑

（2）若为纯组分液体，

挥发度随温度而变化。

相对挥发度：溶液中易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比，

以表示。常省略下标用表示。

则：

9若操作压力不高，根据道尔顿分压定律

或

略去下标A，整理得：

即为汽液相平衡方程。

10讨论：（1）对于理想溶液，则：

随温度而变化，而两者的比值变化不大。当操作温度不很大时，相对挥发度近似为一常数。通常（2）相对挥发度表示溶液分离的难易程度。若，y=x,用普通蒸馏方法无法分离；

若，y>x，易分离；

若，B组分为易挥发组分，A组分为难挥发组分。11第三节简单蒸馏和精馏一、简单蒸馏简单蒸馏：使混合液在蒸馏釜中逐渐汽化，并不断将生成的蒸汽移出在冷凝器内冷

凝，使混合液中的组分部分分离的过程。

原理：混合液逐渐受热汽化，蒸汽不断引出。

其特点：间歇操作，产品浓度不稳定。y原料液x蒸气冷凝器图7-5简单蒸馏流程1.0MM’t/

Cx(y)0露点线泡点线xAyA图7-6简单蒸馏原理12二、精馏原理液体多次部分汽化同时进行汽体多次部分冷凝。

将液体混合物进行多次部分汽化，在液相

中可获得高纯度的难挥发组分。

汽相混合物经多次部分冷凝后，在汽相中

可获得高纯度的易挥发组分。

三、精馏装置及精馏操作流程如图7-8所示

精馏装置的构成：

精馏塔、塔顶冷凝器、塔底再沸器构成，原料预热器、回流液泵、产品冷却器等。13汽相：自下而上易挥发组分浓度逐渐增大。液相：自上而下难挥发组分浓度逐渐增大。温度：自上而下逐渐增大。加料板：原料液进入的那层塔板。

精馏段：加料板以上部分。

提馏段：加料板以下的部分（包括加料板）。精馏段的作用：自下而上逐步增浓气相中的

易挥发组分，以提高产品中

易挥发组分的浓度。提馏段的作用：自上而下逐步增浓液相中的难挥发组分，以提高塔釜产品中难挥发组分的浓度。

14塔板的作用：提供汽－液接触进行传热传质的场所。

再沸器的作用：精馏塔的总热源，提供一定流量的上升蒸汽流

冷凝器的作用是冷凝塔顶蒸汽，提供塔顶液相产品和回流液。回流液的作用：构成蒸汽部分冷凝的冷却剂，同时还起到给塔板上液相补充易挥发

组分的作用，使塔板上液相组成保持不变，以维持操作稳定。

第四节双组分连续精馏过程的物料衡算一、理论板的概念及恒摩尔流假定1．理论板的概念理论板—离开该塔板的蒸汽和液体互成平衡。2．恒摩尔流假定

恒摩尔流：指在精馏塔内，无中间加料或出料的情况下，每层塔板上升蒸汽的摩

尔流量相等（恒摩尔气流），每层塔板下降液体的摩尔流量也相等（恒摩尔液流）。

15（1）恒摩尔气流（气化）精馏段：

提馏段：

注意:V不一定等于V--精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h;--提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h（2）恒摩尔液流（溢流）精馏段：

提馏段

注意：不一定等于—精馏段任一塔板下降液体流量，kmol/h

—提馏段任一塔板下降液体流量，kmol/h16若恒摩尔流动假设成立，则有1kmol蒸汽冷凝，同时就必须有1kmol的液体气化。满足恒摩尔流的条件：（1）两组分的摩尔汽化潜热相等；

（2）两相接触因两相温度不同而交换的显热可忽略不计；

（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略不计。

二、物料衡算和操作线方程1．全塔物料衡算连续稳定操作

，故：总物料：易挥发组分：17塔顶易挥发组分回收率：塔底难挥发组分回收率2．操作线方程（1）精馏段操作线方程

（1）精馏段操作线方程令为回流比

18精馏段操作线方程

方程的物理意义：

表示在一定的操作条件下，精馏段内自任意第n块板下降液相组成xn与

其相邻的下一块（即n+1）塔板上升蒸汽组成y(n+1)之间的关系。

精馏段操作线的绘制：当R,D,xD为一定值时,该操作线为一直线。（方法一）斜率:

（方法二）过点a（xD，xD）及点c（0，xD/(R+1)）的一条直线

截距:19（2）提馏段操作线方程

提馏段示意图如图7-11所示，同理对任意第m板和第m+1板间以下塔段及再沸器作物料衡算式，即总物料

易挥发组分

提馏段操作线方程

方程表示在一定的条件下，提馏段内自任意第m块塔板下降液相组成与其相邻的下一块（即m+1）塔板上升蒸汽组成之间的关系。

方程的物理意义：式中的受加料量及进料热状况的影响。

20在稳定操作状态下，W、xw为定值，L`、V`为常数，故提馏段操作线也为一条

直线。该直线过b（xw,xw）,斜率为L`/V`,L`受加料量及进料热状况的影响。三、进料热状况的影响1、五种进料状况分析：(a)冷液：

V’>VL’>L

(b)饱和液体（泡点进料）:V’=VL’=L+F(c)气液混合物：V>V’L’>L

（d）饱和蒸汽（露点进料）:

L’=LV=V’+F21(e)过热蒸汽:V>V’L’<L设：q—进料热状态参数的定义式为：

即每1kmol进料使得L’较L增大的摩尔数。

通过对加料板作物料及热量衡算，就能得到q值得计算式：——原料液的平均摩尔汽化热，kJ/kmol；==

=2

——原料液的平均摩尔比热容，kJ/(kmol·℃)=2；=式中：——原料液的泡点，℃；——进料温度，℃。22则：L’=L+qFV=V’+(1-q)F

根据q值得大小将进料分为五种情况。

1．=1,泡点液体进料L’=L+F

V’=V2．=0,饱和蒸汽进料L’=LV=V’+F0<<1,汽液混合进料

L’=L+FV=V’+(1-)F4．>1,冷液进料L‘〉L+F

V’〉V(其差额为蒸汽冷凝量)3．5．<0,过热蒸汽进料

L‘＜L(其差额为液体汽化量)V＞V‘+F第五节塔板数和回流比的确定一、理论塔板数的求法利用汽液两相的平衡关系和操作关系可求出所需的理论板数

通常采用的方法有逐板计算法和图解法23逐板计算法通常是从塔顶(或塔底)开始，交替使用气-液相平衡方程和操作线

方程去计算每一块塔板上的气-液相组成，直到满足分离要求为止。如图7-13所示，

图7-13逐板计算示意图计算步骤如下：(1)若塔顶采用全凝器，从塔顶第一块理论板上升的蒸气进入冷凝器后全部被冷凝，故塔顶馏出液组成及

回流液组成均与第一块理论板上升蒸气的组成相同，

即。由于离开每层理论板气-液相组成互成平衡，

故可由y1利用气-液相平衡方程求得，即

24所以(2)由第一块理论塔板下降的回流液组成，按照精馏段操作线方程求出第二块理论板

上升的蒸气组成，即同理，第二块理论塔板下降的液相组成与互成平衡，可利用气-液相平衡方程由

由求得。

(3)按照精馏段操作线方程再由求得，如此重复计算，直至计算到(仅指泡

点液体进料的情况)时，表示第n块理论板是进料板(即提馏段第1块理论板)，因此精馏段所

需理论板数为(n-1)。对其他进料热状况，应计算到为止,为两操作线交点处的

液相组成。在计算过程中，每利用一次平衡关系式，表示需要一块理论板。

(4)从此开始，改用提馏段操作线方程和气-液相平衡方程，继续采用与上述相同的方法

25进行逐板计算，直至计算到为止。因再沸器相当于一块理论板，故提馏段所需的理论板数为（m—1)。精馏塔所需的总理论塔板数为(n+m-2)。逐板计算法计算结果准确，同时可得各层理论塔板上的汽液相组成及对应的平衡温度，

虽然计算过程繁琐，但计算机应用技术的普及，这已不是主要问题。因此该法是计算理论塔

板数的一种行之有效的方法。

2．图解法图解法计算精馏塔的理论板数和逐板计算法一样，图7-14操作线的作法也是利用汽液平衡关系和操作关系。图解法求理论板数的步骤：

①在直角坐标纸上绘出待分离的双组分混合物

在操作压强下的平衡曲线，

并作出对角线。如图7-14所示。

26②依照前面介绍的方法作精馏段的操作线ac，q线ef，提馏段操作线bd。

③从a点开始，在精馏段操作线与平衡线之间作水平线及垂直线构成直角梯级，当梯级

跨过d点时，则改在提馏段与平衡线之间作直角梯级，直至梯级的水平线达到或跨过b点为止。

④梯级数目减一即为所需理论板数。每一个直角梯级代表一块理论板，这结合逐板计算法分析不难理解。其中过d点的梯级为加料板，最后一级为再沸器。因再沸器相当于一块理论板，故所需理论板数应减一。在图7-16中梯级总数为７。第四层跨过d点，即第4层为加料板，精馏段共3层，在

提馏段中，除去再沸器相当的一块理论板，

则提馏段的理论板数为4-1=3。

该分离过程共需6块理论板（不包括再沸器）。27图解法较为简单，且直观形象，有利于对问题的了解和分析，目前在双组分连续精馏计算中仍广为采用。但对于相对挥发度较小而所需理论塔板数较多的物系，结果准确性较差。

3．适宜的进料位置适宜的进料位置一般应在塔内液相或汽相组成与进料组成相近或相同的塔板上。当采用图解法

计算理论板时，适宜的进料位置应为跨过两操作线交点所对应的阶梯。对于一定的分离任务，

选此位置所需理论板数为最少，跨过两操作线交点后继续在精馏段操作线与平衡线之间作阶

梯，或没有跨过交点就更换操作线，都会使所需理论板数增加。

对于已有的精馏装置，

通常在加料版相邻的几层塔板上均装有进料管，以便调整操作时选用。二、塔板效率和实际塔板数

1.塔板效率（1）单板效率单板效率又称默弗里（Murphree）板效率。

28它用汽相（或液相）经过一实际塔板时组成变化与经过一理论板时组成变化的比值来表示。

以汽相表示的单板效率以液相表示的单板效率（2）全塔效率

理论板数与实际板数之比称为全塔效率又称为总板效率，用表示。

29图7-18精馏塔效率关联曲线

图7-18精馏塔效率关联曲线

全塔效率反映了全塔的平均传质效果，但它并不等于所有单板效率是某种简单的平均值。如已知全塔效率，就很容易由理论板数，算出所需的实际板数。

三、回流比的影响及其选择

30回流比有两个极限值，上限为全回流（即回流比为无穷大），下限为最小回流比，

实际回流比为介于两极限值之间的某一适宜值。

1.全回流和最少理论塔板数若塔顶上升之蒸汽冷凝后全部回流至塔内，这种回流方式称为全回流。在全回流操作下，塔顶产品量D为零，进料量F和塔底产品量D也均为零，即不向塔内

进料，也不从塔内取出产品。因而精馏塔无精馏段和提馏段之分了。

图7-19全回流时理论板数全回流时回流比，是回流比的最大值。精馏段操作线的斜率

在y轴上的截距

31操作线与上的对角线重合，即在操作线与平衡线间绘直角梯级，其跨度最大，所需的理论板数最少，以表示。

如图7-19所示。

全回流操作生产能力为零，因此对正常生产无实际意义。但在精馏操作的开工阶段或在实验研究中，多采用全回流操作，这样便于过程的稳定和精馏设备性能的评比

2.最小回流比对于一定的分离任务，若减小回流比，精馏段的斜率变小，两操作线的交点沿q线向平

衡线趋近，表示汽-液相的传质推动力减小，达到指定的分离程度所需的理论板数增多。当回

流比减小到某一数值时，两操作线的交点d落在平衡曲线上，如图7-20所示，在平衡线和操作线间绘梯级，需要无穷多的梯级才能达到d点，这是一种不可能达到的极限情况，相应的回流比称为最小回流比，以表示。

32

最小回流比可用作图法或解析法求得。图7-20最小回流比（1）作图法依据平衡曲线的形状不同，作图方法有所不同。对于理想溶液曲线，根

据图7-20（a），在最小回流比时，精馏段操作线的斜率为

33整理得对于不正常的平衡曲线，平衡线具有下凹部分。当两操作线的交点还未落到平衡线上之

前，操作线已与平衡线相切，如图7-20（b）、(c)所示。此时达到分离要求，所需理论板数

为无穷多，故对应的回流比为最小回流比。这种情况下的求法应根据精馏段操作线的斜

率求得。

（2）解析法当平衡曲线为正常情况，相对挥发度可取为常数（或取平均值）的理想

溶液，则

代入（7-37）式整理得若泡点液体进料，故34若饱和蒸汽进料,故3.适宜回流比适宜回流比需按实际情况，全面考虑到设备费用（塔高、塔径、再沸器和冷凝器的传热面积等）和操作费用（热量和冷却器的消耗等），应通过经济核算来确定，使操作费用和设备费用之和为最低。

在精馏塔设计中，通常根据经验取最小回流比的一定倍数作为操作回流比。近年来一般

都推荐取最小回流比的1.1～2倍，即

对于难分离的物系，R应取得更大些。四、精馏塔操作分析351．物料平衡的影响和制约保持精馏装置的物料平衡是精馏塔稳定操作的必要条件。根据全塔物料衡算可知，对于

一定的原料液流量F，只要确定了分离程度和，馏出液流量D和釜残液流量W也就被确

定了。而

和

定于汽液平衡关系、原料液组成

、进料热状况

q、回流比R和理论板

数NT，因此馏出液流量D和釜残液流量W只能根据

和

确定，而不能任意增减，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，操作波动，使操作不能达到预期的分

离要求。

物料不平衡导致产品不合格情况有两种：

：①精馏塔顶、塔釜产品采出比例不当，使得

D＞F-W，

表现为釜温合格，而顶温上升，

调节方法：不改变塔釜加热量，减小塔顶采出，加大塔釜出料和进料量。

②精馏塔顶、塔釜产品采出比例不当，

使得D＜F-W，

36表现为釜温不合格，而顶温合格，

调节方法：不改变回流量，加大塔顶采出，加大塔釜加热量。

精馏操作中压力和液位控制是为了建立精馏塔稳态操作条件，液位恒定阻止了液体累积，

压力恒定阻止了汽体累积。对于一个连续系统，若不阻止累积就不可能取得稳态操作，也就

不可能稳定。压力是精馏操作的主要控制参数，压力除影响气体累积外,还影响冷凝、汽化、

温度、组成、相对挥发度等塔内发生的几乎所有过程。

2．回流比的影响

回流比是影响精馏塔分离效果的主要因素，生产中经常用改变回流比来调节、控制产品

的质量。例如当回流比增大时，精馏段操作线斜率L/V变大，该段内传质推动力增加，因此，

在一定的精馏段理论板数下馏出液组成变大。同时回流比增大，提馏段操作线斜率L’/V’变

小，该段的传质推动力增加，因此在一定的提馏段理论板数下，釜残液组成变小。反之，回

流比减小时，减小而增大，使分离效果变差。

37由于精馏塔分离能力不够引起产品不合格的表现为塔顶温度升高，塔釜温度降低。操作

中常采用加大回流比的方法进行调节。

回流比增加，使塔内上升蒸汽量及下降液体量均增加，若塔内汽液负荷超过允许值，则

应减少原料液流量。回流比变化时再沸器和冷凝器的传热量也应相应发生变化。

3．进料组成和进料热状况的影响

当进料状况（）发生变化时，应适当改变进料位置。一般精馏塔常设几个进料位

置，以适应生产中的进料状况的变化，保证在精馏塔的适宜位置进料。如进料状况改变而进

料位置不变，必然引起馏出液和釜残液组成的变化。对特定的精馏塔，若减小，则将使

和均减小，欲保持不变，则应增大回流比。

当进料中易挥发组分增加，表现为塔釜温度下降，应加大塔顶采出量、减少回流比。

进

料中易挥发组分减少，

表现为塔顶温度上升。应减少塔顶采出量

、增大回流比。

38进料温度低，使上升蒸汽的一部分冷凝成液体,增加了精馏塔提馏段的负担,使再沸器蒸

汽消耗增加,引起塔釜产品质量下降,甚至不合格。进料温度高,进料汽体直接上升,进入塔的

精馏段,会造成塔顶产品质量下降,甚至不合格。进料温度变化对塔内上升蒸汽量有很大影响，

因此塔釜加热量及塔顶冷凝量需要调节。

五、精馏塔的产品质量控制和调节精馏塔的产品质量通常是指馏出液及釜残液的组成达到规定值。生产中某一因素的干扰

（如传热量、、q）将影响产品的质量，因此应及时予以调节和控制。

在一定的压强下，混合物的泡点和露点都取决于混合物的组成，因此可以用容易测定的

温度来预示塔内组成的变化。通常可用塔顶温度反映馏出液的组成，用塔底的温度反映釜残

液组成。但对于高纯度分离时，在塔顶或塔底相当一段高度内，温度变化极小，因此当塔顶

或塔底温度发现有可觉察的变化时，产品的组成可能已明显改变，再设法调节就很难了。可

39见对高纯度分离时，一般不能用测量塔顶温度来控制塔顶组成。分析塔内沿塔高的温度分布可以看出，在精馏段或提馏段的某塔板上温度变化最显著，

也就是说这些塔板的温度对于外界因素的干扰反映最为灵敏，通常将它称为灵敏板。因此，

生产上常用测量和控制灵敏板的温度来保证产品的质量。

在精馏塔的正常控制中,应严格保持塔顶压力、塔釜温度、进料量和预热温度等的稳定,

生产中一定要做到稳定均衡,避免大起大落的现象发生,塔内出现不平衡不要调整幅度过大。

第六节连续精馏装置的热量衡算精馏操作是同时进行多次部分汽化和多次部分冷凝的过程。塔低供热产生的回流蒸汽和

塔顶冷凝得到的回流液体为塔内各板上进行的汽化和冷凝提供了过程所需的热源和冷源。因

此，再沸器和冷凝器是精馏装置中极为重要的两个附属设备。对连续精馏装置进行热量衡算，

可求得冷凝器和再沸器的热负荷以及冷却介质和加热介质的消耗量，为设计这些换热设备提

供基本数据。

40一、冷凝器的热量衡算图7-22精馏装置的热量衡算对如图7-22所示的塔顶全凝器进行热量衡算，忽略热损失式中

——全凝器的热负荷，kW；

蒸汽的焓和馏出液的焓，kJ/kmol；

——分别为塔顶上升——塔顶蒸汽的冷凝潜热，kJ/kmol。

冷却介质消耗量为式中

——冷却介质消耗量，㎏/s；41

——冷却介质的比热容，kJ/(㎏·℃)；

——分别为冷却介质在冷凝器进、出口处的温度，℃。

二、再沸器的热量衡算再沸器的热负荷可由全塔热量衡算或再沸器的热量衡算求得，如图7-22中虚线框Ⅱ所

示，精馏装置衡算体系热量输入、输出情况如下表。

表7-1精馏装置热量输入、输出情况

输入热量输出热量加热蒸汽带入的热

塔顶蒸汽带出的热

原料液代入的热

釜残液带出的热

回流液代入的热

冷凝水带出的热和热损失

42表中——加热剂消耗量，kmol/h；

——分别为加热蒸汽、塔顶蒸汽和冷凝水的焓，kJ/kmol；

——原料液的流量kmol/h；

——原料液的比热容，kJ/(kmol·℃)；——分别为原料液、回流液和釜残液的温度，℃；

——回流比；

——馏出液的流量，kmol/h；

——釜残液的流量，kmol/h。

全塔热量衡算式

由式7-43得再沸器的热负荷

43若对再沸器进行热量衡算（略），可得

式中

——再沸器上升蒸汽的焓，kJ/kmol；

——釜残液的焓，kJ/kmol

——再沸器热损失，kJ/h。再沸器消耗加热剂的量

若用饱和蒸汽加热且冷凝液于饱和温度下排出，则

式中——加热蒸汽的摩尔汽化潜热，kJ/kmol。于是

44第七节板式塔一、精馏操作对塔设备的要求主要考虑以下几个基本性能：

1．生产能力大。即单位时间单位塔截面上的处理量大。2．分离效率高。是指每层塔板的分离程度大。3．操作弹性大。即指最大汽速负荷与最小汽速负荷之比大。

4．塔板压降小。即气体通过每层塔板的压力降小。5．塔的结构简单，制造成本低。二、常用板式塔类型

板式塔的核心部件是塔板。塔板主要由以下几部分组成：汽相通道、溢流堰、降液管。

1．泡罩塔板泡罩塔板是最早在工业上广泛应用的塔板，结构见图7-22所示。塔板上开有许多圆孔，

每孔焊上一个圆短管，称为升气管，管上在罩一个“罩”称为泡罩。升气管顶部高于液面，

45以防止液体从中漏下，泡