第七节 板式塔
在板式塔和填料塔中都可实现汽（或气）液传质过程。填料塔将在吸收章中作介绍，本节将讨论板式塔的结构和塔板的流体力学状况。 5-7-1 塔板结构
板式塔是由一个圆筒形壳体及其中装置若干块水平塔板所构成的。相邻塔板间有一定距离，称为板间距。液相在重力作用下自上而下最后由塔底排出，汽相在压差推动下经塔板上的开孔由下而上穿过塔板上液层最后由塔顶排出。呈错流流动的汽相和液相在塔板上进行传质过程。显然，塔板的功能应使汽液两相保持密切而又充分的接触，为传质过程提供足够大且不断更新的相际接触表面，减少传质阻力。因而塔板应由下述部分构成。 一、汽相通道
塔板上均匀的开有一定数量供汽相自下而上流动的通道。汽相通道的形式很多，对塔板性能的影响极大，各种型式的塔板主要区别就在于汽相通道的形式不同。
结构最简单的汽相通道为筛孔（图5-43）。筛孔的直径通常是3～8mm。目前大孔径（12～25mm）筛板也得到相当普遍地应用。其他形式的汽相通道请参阅有关《化学工程手册》。
二、溢流堰
在每层塔板的出口端通常装有溢流堰（weir），板上的液层高度主要由溢流堰决定。最常见的溢流堰为弓形平直堰，其高度为hw，长度为lw（图5-43所示）。
三、降液管
降液管（downcomer）是液体自上层塔板流到本层塔板的通道。液体经上层板的降液管流下，横向经过塔板，翻越溢流堰，进入本层塔板的降液管再流向下层塔板。 为充分利用塔板的面积，降液管一般为弓形。降液管的下端离下层塔板应有一定高度（图中所示h0），使液体能通畅流出。为防止汽相窜入降液管中，h0应小于堰高hw。
只有一个降液管的塔板称为单流型塔板（图5-44（a））。当塔径或液体量很大时降液管将
不止一个。双流型是将液体分成两半，设有两条溢流堰（图5-44（b）），来自上一塔板的液体分别从左右两降液管进入塔板。流经大约半径的距离后两股液体进入同一个中间降液管。下一塔板上的液体流向则正好相反，即从中间流向左右两降液管。对特别大的塔径或液体流量特别大的塔，当双流型不能满足要求时，可采用四程流型或阶梯流型。四程流型的塔板（图5-44（c））设有四个溢流堰，液体只流经约1/4塔径的距离。阶梯流型塔板（图5-44（d））是做成梯级式的，在梯级之间增设溢流堰，以缩短液流长度。
图5-40 塔板上液流程数的安排
5-7-2 塔板的流体力学状况
尽管塔板的形式很多，但它们之间有许多共性，例如，在塔内汽液流动方式、汽流对液沫的夹带、降液管内的液流流动、漏液、液泛等都遵循相同的流体力学规律。通过对塔板流体力学共性的分析，可以全面了解塔板设计原理以及塔设备在操作中可能出现的一些现象。下面以筛板塔为例进行讨论。其他塔板在原理上与筛板有许多相同之处，就不再一一重复了。 一、汽液接触状态
汽相经过筛孔时的速度（简称孔速）不同，可使汽液两相在塔板上的接触状态不同。当孔速很低时，汽相穿过孔口以鼓泡形式通过液层，板上汽液两相呈鼓泡（bubbly）接触状态（图5-45）。两相接触的传质面积为汽泡表面。由于汽泡数量不多，汽泡表面的湍动程度不强，鼓泡接触状态的传质阻力较大。
图5-41 塔板上汽液接触状态
汽相负荷较大，孔速增加时，汽泡数量急剧增加，汽泡表面连成一片并不断发生合并与破裂，板上液体大部分以高度活动的泡沫形式存在于汽泡之中，仅在靠近塔板表面处才有少量清液。这种操作状态称为泡沫（froth）接触状态。这时液体仍为连续相，而汽相仍为分散相。
这种高度湍动的泡沫层为两相传质创造了良好的流体力学条件。
当汽相负荷更高孔速继续增加时，动能很大的汽相从孔口喷射穿过液层，将板上液体破碎成许多大小不等的液滴抛到塔板上方空间，当液滴落到板上又汇集成很薄的液层并再次被破碎成液滴抛出。汽液两相的这种接触状态称为喷射（spray）接触状态。此时就整体而言，板上汽相在连续液相中分散，变成液体在连续汽相中分散，即发生相转变。喷射接触为两相传质创造了良好的流体力学条件。
工业上实际使用的筛板，两相接触不是泡沫状态就是喷射状态，很少采用鼓泡接触的。
二、漏液
汽相通过筛孔的汽速较小时，板上部分液体就会从孔口直接落下，这种现象称为漏液。上
层板上的液体未与汽相进行传质就落到浓度较低的下层板上，降低了传质效果。严重的漏液将使塔板上不能积液而无法操作。故正常操作时漏液量一般不允许超过某一规定值。
三、液沫夹带
汽相穿过板上液层时，无论是喷射型还是泡沫型操作，都会产生数量甚多、大小不一的液滴，这些液滴中的一部分被上升汽流挟带至上层塔板，这种现象称为液沫夹带（entrainment）。浓度较低的下层板上的液体被汽流带到上层塔板，使塔板的提浓作用变差，对传质是一不利因素。
液沫夹带量与汽速和板间距有关，板间距越小，夹带量就越大。同样的板间距若汽速过大，夹带量也会增加，为保证传质达到一定效果，夹带量不允许超过0.1kg液体/kg干蒸气。
四、汽相通过塔板的阻力损失
汽相通过筛孔及板上液层时必然产生阻力损失，称为塔板压降。通常采用加和性模型来确定塔板压降。汽相通过一块塔板的压降hf为
hf=hd+h1 m液柱 （5-61）
式中 hd——汽相通过一块干塔板（即板上没有液体）的压降，m液柱；
h1——汽相通过液层的压降，m液柱。
筛板塔的干板压降主要由汽相通过筛孔时的突然缩小和突然扩大的局部阻力引起的。汽相通过干板与通过孔板的流动情况极为相似。即
式中 ζ——阻力系数；
u0——气体在开孔处的速度，m/s；
ρG、ρL——汽相和液相的密度，kg/m3。
汽相通过液层的阻力损失有克服板上泡沫层的静压、克服液体表面张力的压降，其中以泡沫层静压所造成的阻力损失占主要部分。板上泡沫层既含汽又含液，常忽略其中汽相造成
的静压。因此对于一定的泡沫层，相应的有一个清液层，如以液柱高表示泡沫层静压的阻力损失，其值为该清液层高度h1，如图5-46所示。因而液体量大，板上液层厚，汽相通过液层的阻力损失也愈大。同时，还与汽速有关，汽速增大时，泡沫层高度不会有很大变化，相应的清液层高度随之减小。因此，汽相通过泡沫层的压头损失反有所降低。当然，总压头损失还是随汽速增加而增大的。
图5-42 塔板压头损失
五、液泛
汽相通过塔板的压降一方面随汽速的增加而增大，因而降液管内的液面亦随汽速的增加而升高；另一方面，当液体流经降液管时，降液管对液流有各种局部阻力，流量大则阻力增大，降液管内液面随之升高。故汽液流量增加都使降液管内液面升高，严重时可将泡沫层升举到降液管的顶部，使板上液体无法顺利流下，导致液流阻塞，造成液泛（flooding）。
液泛是汽液两相作逆向流动时的操作极限。因此，在板式塔操作中要避免发生液泛现象。
六、塔板上液体的返混
液体在塔板的主流方向是自入口端横向流至出口端，因汽相搅动，液体在塔板上会发生反向流动，这些与主流方向相反的流动即所谓返混（backmixing）。只有当返混极为严重时，板上液体才能混合均匀。假若塔板上液体完全混合，这时板上各点的液体浓度都相同，有浓度均匀的汽相与塔板上各点的液体接触传质，离开各点的汽相浓度也相同。假若塔板上液体完全没有返混，液体在塔板上呈活塞流流动，这时塔板上液体沿液流方向上浓度梯度最大，塔板进口处液体浓度大于出口浓度，当浓度均匀的汽相与塔板上各点液体接触传质后，离开塔板各点的汽相浓度也不相同，液体进口处的汽相浓度比出口处的浓度高。理论与实践都证明了这种情况的塔板效率比液体完全混合时的高。塔板上液体完全不
混合是一种理想情况，而实际塔板上液体处于部分混合状态。
七、塔板上的液面落差
液体在板上从入口端流向出口端时必须克服阻力，故板上液面将出现坡度，塔板进、出口侧的液面高度差称为液面落差（liquid gradient），或称为水力梯度。在液体入口侧因液层厚，故汽速小。出口处液层薄，汽速大，导致汽流分布不均匀。在液体进口侧汽相增浓程度大，而在液体出口侧汽相增浓程度小，所以实际上汽相的浓度分布并不是均匀一致的。为使汽流分布均匀，减小液面落差，对大液流量或大塔径的情况，则需采用前述的双流型和多流型塔板。
【例5-11】 在常压连续提馏塔中，分离两组分理想溶液，该物系平均相对挥发度为2.0。原料液流量为100kmol/h，进料热状态参数q为0.8，馏出液流量为60kmol/h，釜残液组成为0.01（易挥发组分摩尔分率），试求；
1．操作线方程；
2．由塔内最下一层理论板下流的液相组成xN。
解：本题为提馏塔，即原料由塔顶加入，一般无回流，因此该塔仅有提馏段。再沸器相当一层理论板。
1．操作线方程
此为提馏段操作线方程，即
其中 L′=L+qF=0+0.8×100=80kmol/h
V=D=60kmol/h
V′=V+（q－1）F=60+（0.8－1）×100=40kmol/h
W=F－D=100－60=40kmol/h
故
2．塔内最下一层理论板下降的液相组成xN′
因再沸器相当一层理论板，故
因xN′和yW′呈提馏段操作线关系，即
解得 xN′=0.0149
讨论：提馏塔又称回收塔。当精馏目的是为了回收稀溶液中易挥发组分时，且对馏出液的浓度要求不高，不用精馏段已可达到要求，不需回流。从稀氨水中回收氨即是回收塔的一个例子。
【例5-12】 在常压连续精馏塔中分离两组分理想溶液。该物系的平均相对挥发度
为2.5。原料液组成为0.35（易挥发组分摩尔分率，下同），饱和蒸气加料。塔顶采出率
为40%，且已知精馏段操作线方程为y=0.75x+0.20，试求：
1．提馏段操作线方程：
2．若塔顶第一板下降的液相组成为0.7，求该板的气相默夫里效率Emv1。
解：先由精馏段操作线方程求得R和筛板塔xD，再任意假设原料液流量F，通过全塔物料衡算求得D、W及xw，而后即可求出提馏段操作线方程。
Emv1可由默夫里效率定义式求得。
1．提馏段操作线方程
由精馏段操作线方程知
解得 R=3.0
解得 xD=0.8
设原料液流量F=100kmol/h
则 D=0.4×100=40kmol/h
W=60kmol/h
因q=0，故
L′=L=RD=3×40=120kmol/h
V′=V－（1－q）F=（R+1）D－（1－q）F=4×40－100=60kmol/h
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