化工原理第七章蒸餾

第一節概述一、汽液傳質設備的分類實現蒸餾過程是在汽液傳質設備中進行的。汽液傳質設備的形式多樣，用的最多的是板式塔和填料塔。汽相和液相在板式塔塔板上或填料塔填料表面上進行著質量傳遞過程。易揮發組分從液向轉移至汽相，難揮發組分從汽相轉移至液相。在實際生產中，對年產量小的混合液的分離，通常使用填料塔。第一節概述

圖7-1填料塔圖7-2板式塔第一節概述填料塔的結構如圖7-1所示。塔體為一圓形筒體，塔內填充一定高度的填料，以填料作為汽液相接觸的基本單元。液體從塔頂加入，經液體分布器均勻噴淋到塔截面上。液體沿填料表面呈膜狀流下。各層填料之間設有液體再分布器，將液體重新均勻分布于塔截面上，再進入下層填料。氣體從塔底送入，與液體呈逆流連續通過填料層的縫隙，從塔的上部排出。氣液兩相在填料塔內進行接觸傳質。在正常情況下，液相為分散相，汽相為連續相。板式塔的結構如圖7-2所示。塔體也為圓筒體，塔內裝有若干層按一定間距放置的水平塔板。操作時，塔內液體依靠重力作用，由上層塔板的降液管流到下層塔板上，然后橫向流過塔板，從另一側的降液管流至下一層塔板。汽相靠壓強差推動，自下而上穿過各層塔板及板上液層而流向塔頂。塔板是板式塔的核心，在塔板上，汽液兩相密切接觸，進行熱量和質量的交換。在正常操作下，液相為連續相，汽相為分散相。第二節兩組分溶液的汽液

一、理想溶液的汽液相平衡關系——拉烏爾定律根據溶液中同分子間作用力與異分子間作用力的關系，溶液可分為理想溶液和非理想溶液兩種。實驗證明，理想溶液的汽液相平衡服從拉烏爾定律，即：

（7-1）第二節兩組分溶液的汽液式中：

——溶液上方組分的平衡分壓，Pa；

——平衡溫度下純組分的飽和蒸汽壓，Pa；

——溶液中組分的摩爾分數；下標A表示易揮發組分，B表示難揮發組分。習慣上，常略去上式表示相組成的下標，以和分別表示易揮發組分在液相和汽相中的摩爾分數，以（1-）表示液相中難揮發組分的摩爾分數，以（1-）表示汽相中難揮發組分的摩爾分數。非理想溶液的汽液相平衡關系可用修正的拉烏爾定律，或由實驗測定。

第二節兩組分溶液的汽液二、雙組分理想溶液的汽液平衡相圖雙組分理想溶液的汽液平衡關系用相圖表示比較直觀、清晰，而且影響蒸餾的因素可在相圖上直接反映出來。蒸餾中常用的相圖為恒壓下的溫度－組成（）圖和汽相－液相組成（）圖。

1．溫度－組成（）圖蒸餾多在一定外壓下進行，溶液的沸點隨組成而變，故恒壓下的溫度－組成圖是分析蒸餾原理的基礎。第二節兩組分溶液的汽液苯－甲苯混合液可視為理想溶液。在總壓kPa下，苯－甲苯混合液的圖如圖7-3所示。圖中以溫度為縱坐標，以液相組成或汽相組成為橫坐標。圖中上方曲線為線，表示混和液的平衡溫度和平衡時汽相組成之間的關系，此曲線稱為飽和蒸汽線。圖中下方曲線為線，表示混和液的平衡溫度和平衡時液相組成之間的關系，此曲線稱為飽和液體線。上述兩條曲線將圖分成三個區域。飽和液體線（線）以下的區域代表未沸騰的液體，稱為液相區；飽和蒸汽線上方的區域代表過熱蒸汽，稱為過熱蒸汽區；兩曲線包圍的區域表示汽液兩相同時存在，稱為汽液共存區。

第二節兩組分溶液的汽液在恒定總壓下，若將溫度為組成為（圖中的A點所示）的苯－甲苯混合液加熱，當溫度達到（J點）時，溶液開始沸騰，產生第一個氣泡，其組成為C點對應組成y1，相應的溫度稱為泡點，因此飽和液體線又稱為泡點曲線。同樣，若將溫度為組成為（B點）的過熱蒸汽冷卻，當溫度達到（H點）時，混合汽體開始冷凝產生第一滴液滴，其組成為Q點對應組成，相應的溫度稱為露點，因此飽和蒸汽線又稱為露點曲線。當升溫使混合液的總組成與溫度位于汽液共存區點K時，則物系被分成互呈平衡的汽液兩相，其液相和汽相組成分別由L、G兩點所對應橫坐標得到。兩相的量由杠桿規則確定。由圖7-3可見，當汽液兩相達到平衡時，兩相的溫度相同，但汽相中苯（易揮發組分）的組成大于液相組成。當汽液兩相組成相同時，則汽相露點總時大于液相的泡點。

第二節兩組分溶液的汽液

數據通常由實驗測得。若溶液為理想溶液，則服從拉烏爾定律。總壓不太高時，可認為汽相是理想氣體，服從道爾頓分壓定律。在以上條件下，可推導出的數據計算式。由式（7-1）、式（7-2）和道爾頓分壓定律可得溶液上方汽相總壓為：解得（7-3）在由式（7-1）和得

（7-4）第二節兩組分溶液的汽液若已知溫度和總壓，由溫度查出、，由式（7-3）和式（7-4）就可求出、。圖7-3苯-甲苯混合液的圖圖7-4苯-甲苯的圖第二節兩組分溶液的汽液2．汽－液相組成（）圖在蒸餾分析和計算中，除圖外，還經常用到汽－液相組成圖。該圖表示在一定總壓下，汽液相平衡時的汽相組成與液相組成之間的對應關系。圖可通過圖的數據作出。苯－甲苯混合液的圖如圖7-4所示。圖中曲線也稱為平衡線。圖中對角線（方程式為）為參考線。對于理想溶液達到平衡時，汽相中易揮發組分濃度總是大于液相的，故其平衡線位于對角線的上方。平衡線離對角線越遠，表示該溶液越易分離。總壓對關系的影響較大，但對關系的影響就沒有那么大，因此在總壓變化不大時，外壓對關系的影響可忽略。另外，在曲線上任何一點所對應的溫度不同。第二節兩組分溶液的汽液三、相對揮發度表示汽液平衡關系的方法，除了相圖以外還可以用相對揮發度來表示。蒸餾分離混合液的基本依據是利用各組分揮發度的差異。通常，純液體的揮發度是指該液體在一定溫度下的飽和蒸汽壓。混合液體中各組分的揮發度可用它在蒸汽中的分壓和與之平衡的液相中的摩爾分數之比來表示，即（7-5）（7-6）

第二節兩組分溶液的汽液對于理想溶液，因符合拉烏爾定律，則（7-7）

（7-8）因為、隨溫度變化而變化，所以、也隨溫度而變化，在使用時不方便，為此引入相對揮發度的概念。溶液中易揮發組分的揮發度與難揮發組分的揮發度之比，稱為相對揮發度，以表示。常省略下標用表示。則（7-9）

第二節兩組分溶液的汽液若操作壓力不高，汽相遵循道爾頓分壓定律，上式可改寫為（7-10）

或

（7-11）

對于理想溶液，則有（7-12）第二節兩組分溶液的汽液式（7-12）表明，理想溶液中組分的相對揮發度等于同溫度下兩純組分的飽和蒸汽壓之比。由于及均隨溫度沿相同方向而變化，因而兩者的比值變化不大。當操作溫度不很大時，近似為一常數，其值可在該溫度范圍內任取一溫度利用式（7-12）求得，或由操作溫度的上、下限計算兩個相對揮發度，然后取其算術或幾何平均值，這樣即為已知。對于兩組分溶液，，，代入式（7一11）中，

略去下標A，整理得（7-13）

第二節兩組分溶液的汽液當為已知時，可利用式(7一13)表示y-x關系，即用相對揮發度表示了汽液相平衡關系。所以式(7-13)稱為相平衡方程。若，則由（7-13）式可以看出y=x,即相平衡時汽相的組成與液相的組成相同，不能用普通蒸餾方法分離。若，則y>x，愈大，y比x大的愈多，組分A和B愈易分離。

第三節簡單蒸餾和精餾

一、簡單蒸餾

簡單蒸餾是使混合液在蒸餾釜中逐漸汽化，并不斷將生成的蒸汽移出在冷凝器內冷凝，這種使混合液中組分部分分離的方法，稱為簡單蒸餾。簡單蒸餾又稱為微分蒸餾，是間歇非穩定操作，在蒸餾過程中系統的溫度和汽、液組成均隨時間改變。簡單蒸餾流程如圖7-5所示。加入蒸餾釜的原料液被加熱蒸汽加熱沸騰汽化，產生的蒸汽由釜頂連續移出引入冷凝器得餾出液產品。釜內任一時刻的汽、液兩相組成互成平衡，如圖7-6所示M和M’點?？梢?，易揮發組分在移出的蒸汽中的含量始終大于剩余在釜內的液相中的含量，其結果釜內易揮發組分含量由原料的初始組成沿泡點線不斷下降直至終止蒸餾時組成，釜內溶液的沸點溫度不斷升高，汽相組成也隨之沿露點線不斷降低。因此，通常設置若干個受槽分段收集餾出液產品。簡單蒸餾的分離效果很有限，工業生產中一般用于混合液的初步分離或除去混合液中不揮發的雜質第三節簡單蒸餾和精餾

圖7-5簡單蒸餾流程

圖7-6簡單蒸餾原理

第三節簡單蒸餾和精餾

二、精餾原理由汽液平衡關系可知，液體混合物一次部分汽化或混合物的蒸氣一次部分冷凝，都能使混合物得到部分分離，但不能使混合物完全分離。能將液體混合物較為完全地分離的一般方法是精餾。

圖7-7多次部分汽化和冷凝的圖第三節簡單蒸餾和精餾

由此可見，汽相混合物經多次部分冷凝后，在汽相中可獲得高純度的易揮發組分。由此可見，同時多次進行部分汽化和部分冷凝，就可將混合液分離為純的或比較純的組分。圖7-8連續精餾塔示意圖第三節簡單蒸餾和精餾精餾原理可利用圖7-7所示物系的圖來說明。將組成為，的兩組分混合液升溫至t1使其部分汽化，并將汽相和液相分開，兩相的組成分別為，和，此時，汽相量和液相量，可由杠桿規則確定。若將組成為的液相繼續進行部分汽化，則可得到組成分別為(圖中未標出)和的汽相及液相。繼續將組成為液相繼續進行部分汽化,又可得到組成為(圖中未標出)的汽相和組成為的液相，顯然

。如此將液體混合物進行多次部分汽化，在液相中可獲得高純度的難揮發組分。同時，將組成為的汽相混合物進行部分冷凝，則可得到組成為的汽相和組成為的液相。繼續將組成為的汽相進行部分冷凝，又可得到組成為的汽相和組成為的液相，顯然。第三節簡單蒸餾和精餾三、精餾裝置及精餾操作流程精餾在精餾裝置中進行如圖7-8所示，精餾裝置主要由精餾塔、塔頂冷凝器、塔底再沸器構成，有時還配有原料預熱器、回流液泵、產品冷卻器等裝置。精餾塔是精餾裝置的核心，塔板的作用是提供汽－液接觸進行傳熱傳質的場所。原料液進入的那層塔板稱為加料板，加料板以上部分稱為精餾段，加料板以下的部分（包括加料板）稱為提餾段。精餾段的作用是自下而上逐步增濃氣相中的易揮發組分，以提高產品中易揮發組分的濃度；提餾段的作用是自上而下逐步增濃液相中的難揮發組分，以提高塔釜產品中難揮發組分的濃度。再沸器的作用是提供一定流量的上升蒸汽流。冷凝器的作用是冷凝塔頂蒸汽，提供塔頂液相產品和回流液。回流液不但是使蒸汽部分冷凝的冷卻劑，而且還起到給塔板上液相補充易揮發組分的作用，使塔板上液相組成保持不變。按進料是否連續，精餾操作流程可分為連續精餾的流程和間歇精餾的流程。第三節簡單蒸餾和精餾連續精餾的流程如圖7-8。原料液通過泵（圖中未畫出）送入精餾塔。在加料板上原料液和精餾段下降的回流液匯合，逐板溢流下降，最后流入再沸器中。操作時，連續的從再沸器中取出部分液體作為塔底產品（釜殘液），部分液體汽化，產生上升蒸汽依次通過各層塔板，最后在塔頂冷凝器中被全部冷凝。部分冷凝液利用重力作用或通過回流液泵流入塔內，其余部分經冷卻器冷卻后作為塔頂產品（餾出液）。間歇精餾的流程與連續精餾的類同，區別在于原料液一次性加入，進料位置移至塔釜上部。

第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算一、理論板的概念及恒摩爾流假定由于影響精餾過程的因素很多，用數學分析法來進行精餾的計算很為繁復，為了簡化精餾計算，通常引入“理論板”的概念和恒摩爾流假定。1．理論板的概念理論板是指離開該塔板的蒸汽和液體成平衡的塔板。不論進入理論板的汽－液兩相組成如何，離開時兩相溫度相等，組成互成平衡。實際上，由于板上汽－液兩相接觸面積和接觸時間是有限的，因此在任何形式的塔板上，汽－液兩相難以達到平衡狀態，理論板是不存在的，但它可作為實際板分離效率的依據和標準。在設計時求得理論板數后，通過用板效率校正就可得到實際板數。第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算2．恒摩爾流假定恒摩爾流是指在精餾塔內，無中間加料或出料的情況下，每層塔板的上升蒸汽摩爾流量相等（恒摩爾氣流），下降液體的摩爾流量也相等（恒摩爾液流），即

（1）精餾段提餾段注意V不一定等于。其中：V

——精餾段任一塔板上升蒸汽流量，kmol/h或kmol/s。

——提餾段任一塔板上升蒸汽流量，kmol/h或kmol/s。

下標表示塔板序號（下同）第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算

（2）精餾段提餾段

注意不一定等于。

其中：——精餾段任一塔板下降液體流量，kmol/h或kmol/s。

——提餾段任一塔板下降液體流量，kmol/h或kmol/s。第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算在精餾塔塔板上汽－液兩相接觸時，假若有1kmol蒸汽冷凝，同時相應有1kmol的液體氣化。這樣，恒摩爾流動的假設才能成立。一般對于物系中各組分化學性質類似的液體，雖然其千克汽化潛熱不等，但千摩爾汽化潛熱皆略相同。千摩爾汽化潛熱相同，同時塔保溫良好，熱損失可忽略不計的情況下，可視為恒摩爾流動。以后介紹的精餾汁算是以恒摩爾流為前提的。二、物料衡算和操作線方程1．全塔物料衡算通過全塔物料衡算，可以求出餾出液和釜殘液流量、組成及進料流量、組成之間的關系。對圖7-9所示連續精餾裝置作全塔物料衡算。由于是連續穩定操作，故進料流量必等于出料流量。則第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算總物料（7-14）易揮發組分(7-15)式中F——原料液流量，kmol/h；D——塔頂產品（餾出液），kmol/h；W——塔底產品（釜殘液），kmol/h；XF——原料中易揮發組分的摩爾分數；

XD——餾出液中易揮發組分的摩爾分數；

XW——釜殘液中易揮發組分的摩爾分數。

第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算

全塔物料衡算式關聯了六個量之間的關系，若已知其中四個，聯立式（7-14）和（7-15）就可求出另外兩個未知數。使用時注意單位一定要統一、對應。圖7-9全塔物料衡算第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算

對精餾過程所要求的分離程度除用產品的組成表示外，有時還用回收率表示?；厥章适侵富厥樟嗽现幸讚]發組分（或難揮發組分）的百分數。如塔頂易揮發組分的回收率塔底難揮發組分回收率第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算2．操作線方程假若對精餾塔內某一截面以上或以下作物料衡算，就可得到任意板下降液相組成及由其下一層上升的蒸汽組成之間關系的方程。表示這種關系的方程稱為精餾塔的操作線方程。在連續精餾塔的精餾段和提餾段之間，因有原料不斷地進入塔內，因此精餾段與提餾段兩者的操作關系是不相同的，應分別討論。先推導精餾段操作關系。（1）精餾段操作線方程精餾段物料衡算示意圖見圖7-10，把精餾段內任一橫截面（例如第n塊與第n+1塊塔板間）以上的塔段及塔頂冷凝器作為物料衡算區域。精餾段的操作線方程可通過對該區域的物料衡算求得。即總物料（7-16）易揮發組分（7-17）第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算

圖7-10精餾段示意圖

第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算

式中——精餾段中第n層板下降液相中易揮發組分的摩爾分數

——精餾段第n+1層板上升蒸汽中易揮發組分的摩爾分數。由以上兩式整理，得（7-18）

式（7-18）右邊兩項的分子分母除以餾出液流量D,并令

（7-19）

R稱為回流比，它是精餾操作的重要參數之一。R值的確定和影響將在后面討論。則得（7-20）第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算式（7-20）稱為精餾段操作線方程。它表示在一定的操作條件下，精餾段內自任意第n塊板下降液相組成與其相鄰的下一塊（即n+1）塔板上升蒸汽組成之間的關系。（2）提餾段操作線方程提餾段示意圖如圖7-11所示，同理對任意第m板和第m+1板間以下塔段及再沸器作物料衡算式，即總物料（7-21）易揮發組分（7-22）式中——提餾段第m層板下降液相中易揮發組分的摩爾分數；

——提餾段第m+1層板上升蒸汽中易揮發組分的摩爾分數。

第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算

圖7-11提餾段物料衡算由以上兩式，得（7-23）式(7-23)稱為提餾段操作線方程。該方程表示在一定的條件下，提餾段內自任意第m塊塔板下降液相組成與其相鄰的下一塊（即m+1）塔板上升蒸汽組成之間的關系。式中的受加料量及進料熱狀況的影響。第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算三、進料熱狀況的影響進料熱狀況不同，將影響提餾段下降的液體量，因而使提餾段操作線的斜率受到影響。進料熱狀況態對的影響可通過進料熱狀態參數來表示。的定義式為：（7-24）

即每1kmol進料使得L’較L增大的摩爾數。通過對加料板作物料及熱量衡算，就能得到q值得計算式：(7-25)第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算則：

L’=L+qF（7-26）V=V’+(1-q)F（7-27）根據q值得大小將進料分為五種情況。1.q=1,泡點液體進料原料液加入后不會在加料板上產生汽化或冷凝，進料全部作為提餾段的回流液，兩段上升蒸汽流量相等，即L’=L+FV’=V第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算2．q=0,飽和蒸汽進料進料中沒有液體，整個進料與提餾段上升的蒸汽V’匯合進入精餾段，兩段的回流液流量則相等，即L’=LV=V’+F3．0<q<1,汽液混合進料進料中液相部分成為L’的一部分，而其中蒸汽部分成為V的一部分，即L’=L+FV=V’+(1-)F第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算

4．q>1,冷液進料因原料液溫度低于加料板上沸騰液體的溫度，原料液入塔后需要吸收一部分熱量使全部進料加熱到板上液體的泡點溫度，這部分熱量由提餾段上升的蒸汽部分冷凝提供。此時，提餾段下降液體流量L’由三部分組成：（1）精餾段回流液流量L；（2）原料液流量F；（3）提餾段蒸汽冷凝液流量。由于部分上升蒸汽冷凝，致使上升到精餾段的蒸汽流量V比提餾段的V’要少，即L‘〉L+FV’〉V(其差額為蒸汽冷凝量)

第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算5．q<0,過熱蒸汽進料過熱蒸汽入塔后不僅全部與提餾段上升蒸汽V‘匯合進入精餾段，還要放出顯熱成為飽和蒸汽，此顯熱使加料板上的液體部分汽化。此情況下，進入精餾段的上升蒸汽流量包括三部分：（1）提餾段上升蒸汽流量V’；（2）原料液的流量F；（3）加料板上部分汽化的蒸汽流量。由于部分液體汽化，下降到提餾段的液體流量要比精餾段的L要少，即L‘＜L(其差額為液體汽化量)

V＞V‘+F第四節雙組分連續精餾過程的物料衡算各種加料情況對精餾操作的影響如圖7-12所示。圖7-12各種加料情況對精餾操作的影響（a）泡點進料；（ｂ）飽和蒸汽進料；（c）汽液混合進料（d）過冷液體進料；（e）過熱蒸汽進料

第五節塔板數和回流比的確定

一、理論塔板數的求法利用汽液兩相的平衡關系和操作關系可求出所需的理論板數，利用前者可以求得塔板上汽液平衡組成，而通過后者可求得相鄰塔板上的液相或汽相組成。通常采用的方法有逐板計算法和圖解法，下面分別介紹這兩種方法。1．逐板計算法逐板計算法通常是從塔頂(或塔底)開始，交替使用氣-液相平衡方程和操作線方程去計算每一塊塔板上的氣-液相組成，直到滿足分離要求為止。如圖7-13所示，計算步驟如下：

第五節塔板數和回流比的確定(1)若塔頂采用全凝器，從塔頂第一塊理論板上升的蒸氣進入冷凝器后全部被冷凝，故塔頂餾出液組成及回流液組成均與第一塊理論板上升蒸氣的組成相同，即圖7-13逐板計算示意圖

第五節塔板數和回流比的確定由于離開每層理論板氣-液相組成互成平衡，故可由y1利用氣-液相平衡方程求得，即所以(2)由第一塊理論塔板下降的回流液組成，按照精餾段操作線方程求出第二塊理論板上升的蒸氣組成，即同理，第二塊理論塔板下降的液相組成與互成平衡，可利用氣-液相平衡方程由求得。同理，第二塊理論塔板下降的液相組成與互成平衡，可利用氣-液相平衡方程由求得。第五節塔板數和回流比的確定(3)按照精餾段操作線方程再由求得，如此重復計算，直至計算到(僅指泡點液體進料的情況)時，表示第n塊理論板是進料板(即提餾段第1塊理論板)，因此精餾段所需理論板數為(n-1)。對其他進料熱狀況，應計算到為止,為兩操作線交點處的液相組成。在計算過程中，每利用一次平衡關系式，表示需要一塊理論板。(4)從此開始，改用提餾段操作線方程和氣-液相平衡方程，繼續采用與上述相同的方法進行逐板計算，直至計算到為止。因再沸器相當于一塊理論板，故提餾段所需的理論板數為（m-1)。精餾塔所需的總理論塔板數為(n+m-2)。

第五節塔板數和回流比的確定2．圖解法圖解法計算精餾塔的理論板數和逐板計算法一樣，也是利用汽液平衡關系和操作關系，只是把氣液平衡關系和操作線方程式描繪在相圖上，使繁瑣數學運算簡化為圖解過程。兩者并無本質區別，只是形式不同而己。（1）精餾段操作線的作法由精餾段操作線方程式可知精餾段操作線為直線，只要在圖上找到該線上的兩點，就可標繪出來。若略去精餾段操作線方程中變量的下標，則式（7－20）可寫成（7－28）

第五節塔板數和回流比的確定上式中截距為，在圖7－14中以c點表示。當時，代入上式得，即在對角線上以a點表示。a點代表了全凝器的狀態。聯ac即為精餾段操作線。圖7-14操作線的作法第五節塔板數和回流比的確定（2）提餾段操作線的作法若略去提餾段操作線方程中變量的下標，則式（7-23）可寫成（7-29）因則（7-30）

第五節塔板數和回流比的確定由上式可知提餾段操作線為直線，只要在圖上找到該線上的兩點，就可標繪出來。當時，代入上式得即在圖7-14對角線上的b點。由于提餾段操作線的截距數值很小，b點與代表截距的點相距很近，作圖不易準確。若利用斜率作圖不僅麻煩，而且在圖上不能直接反映出進料熱狀況的影響。故通常是找出提餾段操作線與精餾段操作線的交點d，聯bd即得到提餾段操作線。提餾段與精餾段操作線的交點，可由聯解兩操作線方程而得。設兩操作線的交點d的坐標為，聯立式（7-28）和式（7-30），經過推導，可得第五節塔板數和回流比的確定

（7-31）（7-32）

為便于作圖和分析，由以上兩式消去,得到（7-33）此方程為兩操作線交點的軌跡方程，稱為q線方程或進料方程。它在相圖上是通過點的一條直線，其斜率為。由以上兩條件可作出q線ef，即可求得它和精餾段操作線的交點，而q線是兩操作線交點的軌跡，故這一交點必然也是兩操作線的交點d,聯接bd即得提餾段操作線。

第五節塔板數和回流比的確定（3）進料熱狀況對q線及操作線的影響進料熱狀況參數q值不同，q線的斜率也就不同，q線與精餾段操作線的交點隨之變動，從而影響提餾段操作線的位置。五種不同進料熱狀況對q線及操作線的影響如圖7-15所示。冷液進料q線在圖中的位置是,飽和液體進料q線在圖中的位置是，汽液混合進料，飽和蒸汽進料q線在圖中的位置是，過熱蒸汽進料q線在圖中的位置是。

（4）圖解法求理論板數的步驟①在直角坐標紙上繪出待分離的雙組分混合物在操作壓強下的平衡曲線，并作出對角線。如圖7-14所示。第五節塔板數和回流比的確定②依照前面介紹的方法作精餾段的操作線ac，q線ef，提餾段操作線bd。③從a點開始，在精餾段操作線與平衡線之間作水平線及垂直線構成直角梯級，當梯級跨過d點時，則改在提餾段與平衡線之間作直角梯級，直至梯級的水平線達到或跨過b點為止。④梯級數目減一即為所需理論板數。每一個直角梯級代表一塊理論板，這結合逐板計算法分析不難理解。其中過d點的梯級為加料板，最后一級為再沸器。因再沸器相當于一塊理論板，故所需理論板數應減一。在圖7-16中梯級總數為７。第四層跨過d點，即第4層為加料板，精餾段共3層，在提餾段中，除去再沸器相當的一塊理論板，則提餾段的理論板數為4-1=3。該分離過程共需6塊理論板（不包括再沸器）。

第五節塔板數和回流比的確定

圖解法較為簡單，且直觀形象，有利于對問題的了解和分析，目前在雙組分連續精餾計算中仍廣為采用。但對于相對揮發度較小而所需理論塔板數較多的物系，結果準確性較差。第五節塔板數和回流比的確定3．適宜的進料位置在設計中確定適宜進料板位置的問題也就是如何選擇加料位置可使總理論板數最少。適宜的進料位置一般應在塔內液相或汽相組成與進料組成相近或相同的塔板上。當采用圖解法計算理論板時，適宜的進料位置應為跨過兩操作線交點所對應的階梯。對于一定的分離任務，選此位置所需理論板數為最少，跨過兩操作線交點后繼續在精餾段操作線與平衡線之間作階梯，或沒有跨過交點就更換操作線，都會使所需理論板數增加。對于已有的精餾裝置，在適宜進料位置進料，可獲得最佳分離效果。在實際操作中，進料位置過高，會使餾出液的組成偏低（難揮發組分偏高）；反之，使釜殘液中易揮發組分含量增高，從而降低餾出液中易揮發組分的收率。對于實際的塔，往往難以預先準確確定最佳進料位置，特別是當料液濃度和其他操作條件有變化時，因此通常在相鄰的幾層塔板上均裝有進料管，以便調整操作時選用。第五節塔板數和回流比的確定二、塔板效率和實際塔板數1.塔板效率在實際塔板上，汽液相接觸的面積和時間均有限，分離也可能不完全，故離開同一塔板的汽液相，一般都未達到平衡，因此實際塔板數總應多于理論塔板數。實際塔板偏離理論板的程度用塔板效率表示。塔板效率有多種表示方法，這里介紹常用的單板效率和全塔效率。（1）單板效率單板效率又稱默弗里（Murphree）板效率。它用汽相（或液相）經過一實際塔板時組成變化與經過一理論板時組成變化的比值來表示。如圖7-17所示。

第五節塔板數和回流比的確定以汽相表示的單板效率（7-34）以液相表示的單板效率（7-35）式中、——進入和離開n板的汽相組成；

——與板上液體組成成平衡的汽相組成；、——進入和離開n板的液相組成；

——與成平衡的液相組成。

第五節塔板數和回流比的確定（2）全塔效率理論板數與實際板數之比稱為全塔效率又稱為總板效率，用表示。

圖7-17單板效率圖示第五節塔板數和回流比的確定式中——理論板數；

——實際板數。

圖7-18精餾塔效率關聯曲線第五節塔板數和回流比的確定全塔效率反映了全塔的平均傳質效果，但它并不等于所有單板效率是某種簡單的平均值。如已知全塔效率，就很容易由理論板數，算出所需的實際板數。但問題在于影響塔板效率的因素很復雜，有系統的物性、塔板的結構、操作條件、液沫夾帶、漏液、返混等等。目前尚未能得到一個較為滿意地求全塔效率的關聯式。比較可靠的數據來自生產及中間試驗的測定。對雙組分混合液全塔效率多在0.5～0.7之間。

奧康內爾收集了幾十個工業塔的塔板效率數據，認為對于蒸餾塔，可用相對揮發度與進料液體黏度的乘積作為參數來表示全塔效率，關聯曲線見圖7-18。其數據來源只限于泡罩塔和篩板塔。浮閥塔也可參照應用，約比圖示數據高10%～20%左右。均取塔頂及塔底平均溫度下的值，的單位為mPa·s。

第五節塔板數和回流比的確定三、回流比的影響及其選擇精餾操作必須使塔頂部分冷凝液回流，而且回流比的大小，對精餾塔的操作與設計影響很大。在指定分離要求下，即和均為定值時，增大回流比，精餾段操作線的截距減小，操作線離平衡線越遠，每一梯級的垂直線段及水平線段都增大，說明每層理論板的分離程度加大，為完成一定分離任務所需的理論板數就會減少。但是增大回流比又導致操作費用增加，因而回流比的大小涉及經濟問題。即應考慮工藝上的問題，又應考慮設備費用（板數多少及冷凝器、再沸器傳熱面積大?。┖筒僮髻M用，來選擇適宜的回流比?；亓鞅扔袃蓚€極限值，上限為全回流（即回流比為無窮大），下限為最小回流比，實際回流比為介于兩極限值之間的某一適宜值。第五節塔板數和回流比的確定1.全回流和最少理論塔板數若塔頂上升之蒸汽冷凝后全部回流至塔內，這種回流方式稱為全回流。在全回流操作下，塔頂產品量D為零，進料量F和塔底產品量D也均為零，即不向塔內進料，也不從塔內取出產品。因而精餾塔無精餾段和提餾段之分了。全回流時回流比,是回流比的最大值。精餾段操作線的斜率，在y軸上的截距，操作線與上的對角線重合，即

在操作線與平衡線間繪直角梯級，其跨度最大，所需的理論板數最少，以表示。如圖7-19所示。

第五節塔板數和回流比的確定可在圖上的平衡線與對角線之間直接作階梯圖解，也可用平衡方程與對角線方程逐板計算得到。全回流操作生產能力為零，因此對正常生產無實際意義。但在精餾操作的開工階段或在實驗研究中，多采用全回流操作，這樣便于過程的穩定和精餾設備性能的評比。圖7-19全回流時理論板數第五節塔板數和回流比的確定

2.最小回流比對于一定的分離任務，若減小回流比，精餾段的斜率變小，兩操作線的交點沿q線向平衡線趨近，表示汽-液相的傳質推動力減小，達到指定的分離程度所需的理論板數增多。當回流比減小到某一數值時，兩操作線的交點d落在平衡曲線上，如圖7-20所示，在平衡線和操作線間繪梯級，需要無窮多的梯級才能達到d點，這是一種不可能達到的極限情況，相應的回流比稱為最小回流比，以表示。第五節塔板數和回流比的確定

圖7-20最小回流比第五節塔板數和回流比的確定最小回流比可用作圖法或解析法求得。（1）作圖法依據平衡曲線的形狀不同，作圖方法有所不同。對于理想溶液曲線，根據圖7-20（a），在最小回流比時，精餾段操作線的斜率為整理得（7-37）對于不正常的平衡曲線，平衡線具有下凹部分。當兩操作線的交點還未落到平衡線上之前，操作線已與平衡線相切，如圖7-20（b）、(c)所示。此時達到分離要求，所需理論板數為無窮多，故對應的回流比為最小回流比。這種情況下的求法應根據精餾段操作線的斜率求得。第五節塔板數和回流比的確定（2）解析法當平衡曲線為正常情況，相對揮發度可取為常數（或取平均值）的理想溶液，則

代入（7-37）式整理得（7-38）

若泡點液體進料，故（7-39）

第五節塔板數和回流比的確定若飽和蒸汽進料，，故

（7-40）3.適宜回流比實際的回流比一定要大于最小回流比；而適宜回流比需按實際情況，全面考慮到設備費用（塔高、塔徑、再沸器和冷凝器的傳熱面積等）和操作費用（熱量和冷卻器的消耗等），應通過經濟核算來確定，使操作費用和設備費用之和為最低。在精餾塔設計中，通常根據經驗取最小回流比的一定倍數作為操作回流比。近年來一般都推薦取最小回流比的1.1～2倍，即第五節塔板數和回流比的確定

對于難分離的物系，R應取得更大些。在生產中，設備都已安裝好，即理論板數固定。若原料的組成、加料熱狀況均為定值，倘若加大回流比操作，這時操作線更接近對角線，所需理論板數減少，而塔內理論板數比需要的多，因而產品純度會有所提高。反之，減少回流比操作，情景正好與上述相反，產品純度會有所下降。所以在生產中把調節回流比當作保持產品純度的一種手段。第五節塔板數和回流比的確定四、精餾塔操作分析精餾塔操作的基本要求是在連續穩定狀態和最經濟的條件下處理更多的原料液，達到預定的分離要求，即在允許范圍內采用較小的回流比和較大的再沸器傳熱量。影響精餾穩定狀態和高效操作的主要因素包括：操作壓力、進料組成和熱狀況、塔頂回流比、全塔的物料平衡和穩定、冷凝器和再沸器的傳熱性能、設備散熱情況等。由此可見，影響精餾操作的因素十分復雜，以下就其中主要因素予以分析。第五節塔板數和回流比的確定

1．物料平衡的影響和制約保持精餾裝置的物料平衡是精餾塔穩定操作的必要條件。根據全塔物料衡算可知，對于一定的原料液流量F，只要確定了分離程度和，餾出液流量D和釜殘液流量W也就被確定了。而和決定于汽液平衡關系、原料液組成、進料熱狀況q、回流比R和理論板數NT，因此餾出液流量D和釜殘液流量W只能根據和確定，而不能任意增減，否則進出塔的兩個組分的量不平衡，必然導致塔內組成變化，操作波動，使操作不能達到預期的分離要求。第五節塔板數和回流比的確定2．回流比的影響回流比是影響精餾塔分離效果的主要因素，生產中經常用改變回流比來調節、控制產品的質量。例如當回流比增大時，精餾段操作線斜率L/V變大，該段內傳質推動力增加，因此，在一定的精餾段理論板數下餾出液組成變大。同時回流比增大，提餾段操作線斜率L’/V’變小，該段的傳質推動力增加，因此在一定的提餾段理論板數下，釜殘液組成變小。反之，回流比減小時，減小而增大，使分離效果變差?；亓鞅仍黾樱顾壬仙羝考跋陆狄后w量均增加，若塔內汽液負荷超過允許值，則應減少原料液流量。回流比變化時再沸器和冷凝器的傳熱量也應相應發生變化。

第五節塔板數和回流比的確定3．進料組成和進料熱狀況的影響當進料狀況（xF和q）發生變化時，應適當改變進料位置。一般精餾塔常設幾個進料位置，以適應生產中的進料狀況的變化，保證在精餾塔的適宜位置進料。如進料狀況改變而進料位置不變，必然引起餾出液和釜殘液組成的變化。對特定的精餾塔，若xF減小，則將使xD和xW均減小，欲保持xD不變，則應增大回流比。五、精餾塔的產品質量控制和調節精餾塔的產品質量通常是指餾出液及釜殘液的組成達到規定值。生產中某一因素的干擾（如傳熱量q、xF）將影響產品的質量，因此應及時予以調節和控制。

第五節塔板數和回流比的確定在一定的壓強下，混合物的泡點和露點都取決于混合物的組成，因此可以用容易測定的溫度來預示塔內組成的變化。通?？捎盟敎囟确从仇s出液的組成，用塔底的溫度反映釜殘液組成。但對于高純度分離時，在塔頂或塔底相當一段高度內，溫度變化極小，因此當塔頂或塔底溫度發現有可覺察的變化時，產品的組成可能已明顯改變，再設法調節就很難了?？梢妼Ω呒兌确蛛x時，一般不能用測量塔頂溫度來控制塔頂組成。分析塔內沿塔高的溫度分布可以看出，在精餾段或提餾段的某塔板上溫度變化最顯著，也就是說這些塔板的溫度對于外界因素的干擾反映最為靈敏，通常將它稱為靈敏板。因此，生產上常用測量和控制靈敏板的溫度來保證產品的質量。

第六節連續精餾裝置的熱量衡算

精餾操作是同時進行多次部分汽化和多次部分冷凝的過程。塔低供熱產生的回流蒸汽和塔頂冷凝得到的回流液體為塔內各板上進行的汽化和冷凝提供了過程所需的熱源和冷源。因此，再沸器和冷凝器是精餾裝置中極為重要的兩個附屬設備。對連續精餾裝置進行熱量衡算，可求得冷凝器和再沸器的熱負荷以及冷卻介質和加熱介質的消耗量，為設計這些換熱設備提供基本數據。

第六節連續精餾裝置的熱量衡算一、冷凝器的熱量衡算對如圖7-22所示的塔頂全凝器進行熱量衡算，忽略熱損失（7-41）式中——全凝器的熱負荷，kW；

——分別為塔頂上升蒸汽的焓和餾出液的焓，kJ/kmol；

——塔頂蒸汽的冷凝潛熱，kJ/kmol。

第六節連續精餾裝置的熱量衡算冷卻介質消耗量為

（7-42）式中——冷卻介質消耗量，㎏/s；

——冷卻介質的比熱容，kJ/(㎏·℃)；

——分別為冷卻介質在冷凝器進、出口處的溫度，℃。

第六節連續精餾裝置的熱量衡算

二、再沸器的熱量衡算再沸器的熱負荷可由全塔熱量衡算或再沸器的熱量衡算求得，如圖7-22中虛線框Ⅱ所示，精餾裝置衡算體系熱量輸入、輸出情況如下表。

圖7-22精餾裝置的熱量衡算第六節連續精餾裝置的熱量衡算表7-1精餾裝置熱量輸入、輸出情況

表中——加熱劑消耗量，kmol/h；

——分別為加熱蒸汽、塔頂蒸汽和冷凝水的焓，kJ/kmol；

——原料液的流量kmol/h；

——原料液的比熱容，kJ/(kmol·℃)；

——分別為原料液、回流液和釜殘液的溫度，℃；

——回流比；

——餾出液的流量，kmol/h；——釜殘液的流量，kmol/h。第六節連續精餾裝置的熱量衡算全塔熱量衡算式（7-43）由式7-43得再沸器的熱負荷（7-44）若對再沸器進行熱量衡算（略），可得（7-45）式中——再沸器上升蒸汽的焓，kJ/kmol；

——釜殘液的焓，kJ/kmol；

——再沸器熱損失，kJ/h。

第六節連續精餾裝置的熱量衡算再沸器消耗加熱劑的量（7-46）若用飽和蒸汽加熱且冷凝液于飽和溫度下排出，則式中r——加熱蒸汽的摩爾汽化潛熱，kJ/kmol。于是（7-47）第七節板式塔一、精餾操作對塔設備的要求板式塔是由一個圓筒形殼體及其中按一定間距設置的若干層塔板構成。相鄰塔板間有一定距離，稱為板間距。塔內液體依靠重力作用自上而下，流經各層塔板后自塔底排出，在各層塔板上保持一定深度的流動液層。汽相則在壓力差的推動下，自塔底穿過各層塔板上的開孔由下而上穿過塔板上的液層最后由塔頂排出。呈錯流流動的汽相和液相在塔板上進行傳質過程。顯然，塔板的功能應使汽液兩相保持密切而又充分的接觸，為傳質過程提供足夠大且不斷更新的相際接觸面積，減少傳質阻力。在具體選擇塔型或對塔設備評價時，主要考慮以下幾個基本性能：第七節板式塔1．生產能力大。即單位時間單位塔截面上的處理量大。2．分離效率高。是指每層塔板的分離程度大。3．操作彈性大。即指最大汽速負荷與最小汽速負荷之比大。4．塔板壓降小。即氣體通過每層塔板的壓力降小。5．塔的結構簡單，制造成本低。二、常用板式塔類型板式塔的核心部件是塔板。塔板主要由以下幾部分組成：汽相通道、溢流堰、降液管。根據塔板上汽相通道的形式不同，可分為泡罩塔、篩板塔、浮閥塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。目前從國內外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，前兩種使用尤為廣泛，因此本節只對泡罩塔、浮閥塔、篩板塔作一般介紹，并對浮閥塔的設計作較詳細的討論。

第七節板式塔1．泡罩塔板泡罩塔板是最早在工業上廣泛應用的塔板，結構見圖7-22所示。塔板上開有許多圓孔，每孔焊上一個圓短管，稱為升氣管，管上在罩一個“罩”稱為泡罩。升氣管頂部高于液面，以防止液體從中漏下，泡罩底緣有很多齒縫浸入在板上液層中。操作時，液體通過降液管下流，并由于溢流堰保持一定的液層。氣體則沿升氣管上升，折流向下通過升氣管與泡罩間的環形通道，最后被齒縫分散成小股氣流進入液層中，氣體鼓泡通過液層形成激烈的攪拌進行傳熱、傳質。泡罩塔具有操作穩定可靠，液體不易泄漏，操作彈性大等優點，所以長時間被使用。但隨著工業發展需要，對塔板提出了更高的要求。實踐證明泡罩塔板有許多缺點，如結構復雜，造價高，氣體通道曲折，造成塔板壓降大，氣體分布不均勻效率較低等。由于這些缺點，使泡罩塔的應用范圍逐漸縮小。第七節板式塔

圖7-22泡罩塔板（a）泡罩塔板操作示意圖；（b）泡罩塔板平面圖；（c）圓形泡罩第七節板式塔

2．篩板塔板篩板塔板也是較早出現的一種板型，由于當時對其性能認識不足，使用受到限制，直至二十世紀五十年代初，隨著工業發展的需要，開始對篩板塔的性能設計等作了較為充分的研究。當前篩板塔的應用日益廣泛。篩板塔的結構較為簡單，其結構如圖7-23所示。塔板上設置降液管及溢流堰，并均勻地鉆有若干小孔，稱為篩孔。正常操作時，液體沿降液管流入塔板上并由于溢流堰而形成一定深度的液層，氣體經篩孔分散成小股氣流，鼓泡通過液層，造成氣液兩相的密切接觸。

篩板塔突出的優點是結構簡單，造價低。但其缺點是操作彈性小，必須維持較為恒定的操作條件。

第七節板式塔

圖7-23篩板（a）篩板操作示意圖；（b）篩孔布置圖第七節板式塔3．浮閥塔板浮閥塔板是二十世紀五十年代開始使用的一種塔板，它綜合了上述兩種塔板的優點，即取消了泡罩塔板上的升氣管和泡罩，改為在板上開孔，孔的上方安置可以上下浮動的閥片稱為浮閥。浮閥可根據氣體流量大小上下浮動，自行調節，使氣縫速度穩定在某一數值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產能力以及設備造價等方面比泡罩塔優越。但在處理黏度大的物料方面，還不及泡罩塔可靠。浮閥有三條“腿”，插入閥孔后將各腿腳板轉90。角，用以限制操作時閥片在塔板上張開的最大開度，閥片周邊沖有三片略向下彎的定距片，使閥片處于靜止位置時仍與塔板間留有一定的間隙。這樣，避免了氣量較小時閥片啟閉不穩的脈動現象，同時由于閥片與塔板板面是點接觸，可以防止閥片與塔板的粘結。

第七節板式塔浮閥的類型很多，國內常用的有F1型、V-4型及T型等，其結構見圖7-24所示。

圖7-24幾種浮閥型式（a）F1型浮閥；（b）V-4型浮閥；（c）T型浮閥第七節板式塔F1型浮閥見圖7-24（a），其結構簡單，制造方便，節省材料。F1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，重閥約重33g，輕閥約重25g。浮閥的重量直接影響塔內氣體的壓強降，輕閥慣性小，但操作穩定性差。因此，一般場合都采用重閥，只有在處理量大并且要求壓強降低的系統（如減壓塔）中，才用輕閥。V-4型浮閥見圖7-24(b)，其特點是閥孔被沖成向下彎曲的文丘里形，所以減少了氣體通過塔板時的壓強降，閥片除腿部相應加長外，其余結構尺寸與F1型輕閥無異。V-4型輕閥適用與減壓系統。T型浮閥的結構比較復雜，見圖7-24(c)，此型浮閥是借助固定于塔板上的支架以限制拱形閥片的運動范圍，多用于易腐蝕、含顆?；蛞拙酆系慕橘|。第七節板式塔三、浮閥塔設計在浮閥塔的工藝設計中，一般原料量及其組成，餾出液及殘液組成，操作壓力及操作方式等均為生產工藝條件所規定。需要設計的內容包括：塔高、塔徑、溢流裝置的結構與尺寸、確定塔板板面布置、塔板的校核及繪制負荷性能圖。1．塔高的計算全塔的高度為有效段（汽液接觸段）、塔頂及塔釜三部分高度之和。板式塔有效段高度由實際板數和板間距決定。即（7-48）式中——塔的有效段高度，ｍ；

——實際塔板數；ＨＴ――板間距，m。第七節板式塔板間距的數值大都是經驗值。在決定板間距時還應考慮安裝檢修的需要，例如在塔體的人孔手孔處應留有足夠的工作空間。在設計時可參考表8-1選取。表8-1不同塔徑的板間距參考值

塔頂空間高度是指塔頂第一塊塔板到頂部封頭切線的距離。為了減少出口氣體中夾帶的液體量，這段高度常大于一般塔板間距，通常取1.2～1.3米。當再沸器在塔外時，塔底空間高度是指最末一塊塔板到塔底封頭切線的距離。液體自離開最末一塊塔板至流出塔外，需要有10～15分鐘的停留時間，據此由釜液流量和塔徑即可求出此高度。第七節板式塔2．塔徑的計算根據圓管內流量公式，塔徑可表示為（7-49）

式中——塔徑，m；

——塔內汽相流量，m3/s；

——空塔汽速，m/s。顯然，計算塔徑的關鍵在于確定適宜的空塔汽速，所謂空塔汽速是指汽相通過塔整個截面時的速度。設計時，一般依據產生嚴重液沫夾帶時的汽速來確定，該汽速稱為極限空塔汽速，用表示。第七節板式塔初步選定板間距后，可按下面的半經驗公式計算極限空塔汽速。（7-50）式中C——汽相負荷因子，m/s。、——液、汽相密度，㎏／m3。汽相負荷因子由圖7-25查的。圖中L、V分別為塔內液汽流量m3/h,hL為板上清液層高度m,對常壓塔一般為50～100mm，常用50～80mm。圖7-25是按液體表面張力為20mN/m的物系繪制的。若所處理的物系表面張力σ為其他值時，則從圖中查出的C20值應按下式校正。

第七節板式塔

（7-51）式中C20——表面張力為20mN/m時的C值；

σ——液體表面張力mN/m；C——表面張力為σ時的C值。

按式（7-41）求出后，再乘以安全系數得適宜的空塔汽速，即（7-52）（7-51）

第七節板式塔對于減壓塔，安全系數應取較低數值。將求得的空塔汽速u代入式（7-42）算出塔徑后，還需根據系列標準加以圓整至0.6、0.7、0.8、1.0、1.2、1.4、1.6……m。當精餾段和提餾段上升蒸汽量和回流液體量差別較大時，兩段塔徑應分別計算。但在塔徑的計算結果差別大時，為了加工方便通常取相同值。初步確定塔徑后，還要看原來所取的板間距是否在合適的范圍內，否則，應調整重算。第七節板式塔圖7-25史密斯關聯圖第七節板式塔圖中C20為物系表面張力為20mN/m的負荷系數；、分別為塔內汽、液兩相的體積流量，m3/h；、分別為塔內汽液兩相的密度，㎏/m3；為塔板間距，m；為塔板上液層高度，m3．溢流裝置的設計板式塔的溢流裝置包括溢流堰、降液管和受液盤。降液管有圓形和弓形之分，除了某些小塔為了制造方便，采用圓形降液管外，一般均采用弓形降液管。（1）降液管的布置與溢流方式塔板上液體流經的路徑，是由降液管的布置方式所確定的。常見的降液管布置方式有（a）U型流，（b）單溢流，(c)雙溢流，如圖7-26所示。第七節板式塔U型流也稱為回轉流。其特點是流程長，汽、液情況接觸較好，但液面落差大，只適用于小塔及液體流量小的場合。單溢流又稱直徑流。對于塔徑小于2.2m的塔，廣泛采用單溢流。單溢流式結構簡單，加工方便，液體流徑較長，塔板效率較高。對于塔徑大于2.2m的塔，因采用單溢流式會增大塔板上的液面落差，不利于汽相均勻分布，反使塔板效率降低，故對于塔徑大于2.2m的塔，常采用雙溢流。液體在雙溢流式的塔板上流徑短，可減少板上的液面落差。但結構比較復雜，并且占去塔板的面積較多。第七節板式塔

圖7-26塔板溢流類型（a）U形流；（b）單溢流；（c）雙溢流第七節板式塔（2）溢流裝置的設計計算以弓形降液管為例，介紹設計方法。溢流裝置的設計參數包括溢流堰的堰長、堰高、弓形降液管的寬度、截面積、降液管底隙高度、進口堰的高度等，如圖7-27所示。①溢流堰尺寸堰長是指弓形降液管的弦長。對單溢流，取為（0.6～0.8）D,其中D

為塔徑。雙溢流取為（0.5～0.6）D。為了保證板上有一定的液層，降液管上端必須超出塔板板面一定的高度，這一高度即為堰高，用表示。板上清液層高度為堰高與堰上液層高度之和，即：

（7-53）

第七節板式塔

圖7-27浮閥塔板結構參數第七節板式塔式中——板上液層高度，ｍ。

——堰高，ｍ。

——堰上液層高度，ｍ。于是，堰高為：（7-54）前已述及，板上清液層高對常壓塔可在50～100mm范圍內選取。堰上液層高度對塔板的操作性能有很大影響。堰上液層高度太小，會造成液體在堰上分布不均，影響傳質效果，設計時應使堰上液層高度大于6mm，若小于此值須采用齒形堰；堰上液層高度太大，會增大塔板壓降及液沫夾帶量。一般不宜大于60～70mm,超過此值時可改用雙溢流型式。

第七節板式塔對于平直堰，堰上液層高度可由經驗公式計算，即：（7-55）

式中——塔內液體流量，m3/h；

——堰長，m；

E——液流收縮系數，由圖7-28查得，根據設計經驗，一般情況下可取E=1。

第七節板式塔

圖7-29弓形降液管寬度與截面積對于齒形堰，堰上液層高度的計算公式可參考有關設計手冊。堰高一般在0.03～0.05m范圍內，減壓塔的應當較低，以降低塔板的壓降。②弓形降液管弓形降液管的設計參數有降液管的寬度及截面積。和可根據堰長與塔徑之比由圖7-29查得。

堰高一般在0.03～0.05m范圍內，減壓塔的應當較低，以降低塔板的壓降。②弓形降液管弓形降液管的設計參數有降液管的寬度及截面積。和可根據堰長與塔徑之比由圖7-29查得。

對于齒形堰，堰上液層高度的計算公式可參考有關設計手冊。堰高一般在0.03～0.05m范圍內，減壓塔的應當較低，以降低塔板的壓降。②弓形降液管弓形降液管的設計參數有降液管的寬度及截面積。和可根據堰長與塔徑之比由圖7-29查得。

對于齒形堰，堰上液層高度的計算公式可參考有關設計手冊。第七節板式塔

圖7-28液流收縮系數計算圖第七節板式塔降液管應有足夠的橫截面積，以保證液體在降液管內有足夠的沉降時間分離出其夾帶的氣泡。由實踐經驗可知，液體在降液管內的停留時間不應小于3～5s,對于高壓操作的塔及易起泡的物系，停留時間應更長一些，因此，在求得降液管截面積Af之后，應按下式驗算管內液體停留時間θ：

③降液管底隙高度確定降液管底隙高度的原則是：保證液體流經此處時的阻力不太大，同時要有良好的液封。一般按下式計算，即：

第七節板式塔（7-57）

式中——液體通過底隙時的流速，m/s。根據經驗，一般取＝0.07～0.25m/s。為方便起見，有時也可運用下式確定，即：（7-58）降液管底隙高度不宜小于20～25mm,否則易于堵塞。塔徑較小時可取為25～30mm,塔徑較大時可取40mm左右。

第七節板式塔④進口堰及受液盤塔板上接受上一層流下的液體的部位稱為受液盤，受液盤有兩種形式：平受液盤和凹形受液盤，如圖7-30所示。圖7-30受液盤示意圖（a）平受液盤；（b）凹形受液盤第七節板式塔平受液盤一般需在塔板上設置進口堰，以保證降液管的液封，并使液體在板上分布均勻。進口堰的高度hw，可按下述原則考慮。當出口堰的高度hw大于降液管底隙高度時,h0則取hw’和hw相等。在個別情況hw<h0時，則應取hw>h0,以保證液封。進口堰與降液管的水平距離h1不應小于h0，以保證液流暢通。對于φ800mm以上的塔，多采用凹形受液盤。這種結構便于液體的側線采出，在液量較低時仍可形成良好的液封，且有改變液體流向的緩沖作用。其深度一般在50mm以上，但不能超過板間距的三分之一。第七節板式塔4．塔板板面的布置整個塔板面積，以單溢流為例，通?？煞譃橐韵滤膫€區域，如圖7-25所示。（1）溢流區即受液盤和降液管所占的區域。一般這兩個區域的面積相等，均可按降液管的截面積Af計。（2）鼓泡區鼓泡區為圖7-25中虛線以內的區域，為塔板上汽液接觸的有效區域。

第七節板式塔（3）安定區鼓泡區與溢流區之間的區域稱為安定區。此區域不開孔。其作用有兩方面：一是在液體進入降液管之前，有一段不鼓泡的安定地帶，以免液體大量夾帶氣泡進入降液管；另一是在液體入口處，由于板上液面落差，液層較厚，有一段不開口的安定帶，可減少漏液量。安定區的寬度以Ws表示，可按下述范圍選取，即：當D<1.5m,Ws=60～75mm當D≥1.5m,Ws=80～110mm直徑小于1m的塔，Ws可適當減小。（4）無效區即靠近塔壁的部分，需要留出一圈邊緣區域，供支持塔板的邊梁之用。這個區域也叫邊緣區，其寬度視塔板支承的需要而定，小塔在30～50mm,大塔一般為50～70mm。

第七節