精馏操作中，由精馏塔塔顶返回塔内的回流液流量L与塔顶产品流量D的比值,即R＝L/D。回流比的大小,对精馏过程的分离效果和经济性有着重要的影响。因此，在精馏设计时，回流比是一个需认真选定的参数。
从双组分精馏的图解法计算(见精馏)可知：增大回流比可减少分离所需的理论板数。但回流比的增大，必要求塔釜产生的蒸气量相应增加。回流比增大的上限是全回流即进入冷凝器的蒸气在冷凝后全部返回塔中。在全回流条件下，分离所需的理论板数最少。当回流比减小至某一数值时，理论上为达到指定分离要求所需板数趋于无穷大，这是回流比的下限，称为最小回流比[cdhmin]。当操作回流比下降到小于最小回流比时，就不能达到规定的分离要求。最小回流比不仅取决于分离要求，还与料液的相对挥发度和料液组成以及进料的热状态有关。对于相对挥发度在全塔接近常数的料液的分离，最小回流比[cdhmin]可由下列两式（常称安德伍德方程）算出：
M AiXfi ∑ ——— = 1-Q
i-1 A-θ (1)6 ?2 F( p\ M AiXdi
∑ ——— = Rmin＋1 i-1 Ai-θ (2)
式中 为组分对某一基准组分的相对挥发度；为料液中组分的摩尔分率;[286-10]为组分在塔顶产品中的摩尔分率；为进料的热状态参数(进料变为饱和蒸气所耗热量与它的汽化热之比。显然，进料为饱和液体时=1,为饱和蒸气时＝0)，为料液所含组分数，为由式(1)确定的参变数，其值介于两个关键组分的相对挥发度之间。所谓关键组分是料液中对分离起关键作用的两个组分，也即生产要求把料液在此两组分间分割开来。对于双组分物料,关键组分就是此两组分。由式(1)求出 值以后，代入式(2)即可算出最小回流比。
回流比与分离所需理论板数 的关系（见图[理论板数与回流比的关系]）表明：回流比从最小值逐渐增大的过程中，所需理论板数起初急剧减少，设备费用亦明显下降，足以补偿
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能耗费用的增加；但当回流比继续增大时，所需理论板数减少趋势缓慢 (其极限值是全回流所需要的最少理论板数),此时设备费用的减少将不能补偿能耗费用的增加。回流比的选择是一个经济问题，是在操作费（主要取决于能耗）和设备费（塔板数以及再沸器和冷凝器的传热面积）之间作出权衡。实际使用的回流比通常为最小回流比的1.1～2.0倍。
操作中精馏塔的分离能力，主要取决于回流比的大小。增大回流比，就可提高产品纯度，但也增加了能耗。改变回流比，是调节精馏塔操作的方便而有效的手段。
（1） 回流比R对设计的影响
回流比R是精馏过程的设计和操作的重要参数。R直接影响精馏塔的分离能力和系统的能耗，同时也影响设备的结构尺寸。
图 6.4.11 回流比对理论塔板数的影响
当回流比增大时精馏段操作线斜率R/(R+1)增大，则精馏段操作线远离平衡线，如图6.4.11中绿线所示。使得精馏塔内各板传质推动力 及 增大，使各板分离能力提高。为此，完成相同分离要求，所需理论板数将会减少，图6.4.11中由13块减为10块理论板。然而由于R的增加导致塔内气、液两相流量增加，从而引起再沸器热流提高。从而使精馏8 S\T5 j' N0 V
V=(R+1)D) @& J4 P\ V'=V-(1-q)F=(R+1)D-(1-q)F
过程能耗增加，气相流量V及V'将影响塔径的设计。需要的理论板数N的减少，可降低塔的高度。
2） 最小回流比Rmin
图 6.4.12 最小回流比Rmin
随着回流比R的减小，则精馏过程的能耗下降，塔径D也回随之减小。但因R减小，使操作线交点向平衡移动，导致过程传质推动力减小，使得完成相同的分离要求所需理论板数N随之增加，使塔增高。如图6.4.12所示。& E# K( }9 T2 d1 a( i
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当回流比继续减小，使两操作线交点落在平衡曲线上，如图6.4.12中E点所示。此时完成规定分离要求所需理论板数为∞。此工况下的回流比为该设计条件下的最小回流比Rmin。由图6.4.12可得( |0 r7 k+ Y- @7 @6 X. r! { （6.4.6） 整理可得
(6.4.7)
式中 xe－平衡曲线上E点液相摩尔分数； ye－平衡曲线上E点气相摩尔分数
。（4）回流比的选择) f b5 S' y$ Z7 Q2 l
以获得精馏总成本最低的回流比为最优回流比。总成本为投资费用和操作费用之和。而回流比变化对精馏同时存在正、负两方面的影响，如回流比为Rmin，其塔为无穷高，投资费用直线上升为无穷大。如图6.4.14所示。
当R适当提高时，投资费用很快下降为有限大小，总成本下降。当回流比继续增大时，则能耗随之增大，则操作费用迅速增大，R增到一定程度，设备费用开始升高，如塔径增大等，将使总成本开始上升。为此，回流比存在一优化的问题。图6.4.14中操作费用和投资费用之和最小的回流比为最适宜的回流比，
（1）“缝隙”会产生所谓的液体“壁流”，因为这部分液体顺着塔内壁流下去，不经过塔板分离，所以壁流降低了塔分离效果；
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图 6.4.14 回流比对精馏费用的影影响
（2）壁流无法完全避免，也不能放任扩大，必须有所限制。塔筒的椭圆度是有规定的，不能由制造厂自己说了算；9 ?1 N$ H; v: j- L! m
（3）填料塔的壁流同样存在：; d\
1）散堆填料一般地选取原则是：塔内径/填料公称直径>50，壁流比较小，可以接受。塔筒椭圆度影响不大；% y8 P) q- a# Y1 r: y$ @4 o
2）规整填料和筛板塔非常类似，存在填料盘、塔筒的椭圆度问题，比板式塔好不到那里去。制造必须要求塔筒椭圆度。
是我解释的不好 我说的填料不是填料塔 是筛板与塔节搭接的地方加填料 相当于一个密封 防止壁流 谢谢楼上的解释 另采取这种填料密封塔 有没有试过 效果怎么样？
是我解释的不好 我说的填料不是填料塔 是筛板与塔节搭接的地方加填料 相当于一个密封 防止壁流 谢谢楼上的解释 另采取这种填料密封塔 有没有试过 效果怎么样？
鼓泡反应器
bubbling reactor
以液相为连续相，气相为分散相的气液反应器。
有槽型鼓泡反应器、鼓泡管式反应器、鼓泡塔等多种结构型式，其中鼓泡塔应用最广。 液体分批加入，气体连续通入的称为半连续操作鼓泡塔。 连续操作的鼓泡塔气体和液体连续加入，流动方向
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可以为向上并流或逆流。
鼓泡塔多为空塔，一般在塔内设有挡板，以减少液体返混；为加强液体循环和传递反应热，可设外循环管和塔外换热器。
鼓泡塔中也可设置填料来增加气液接触面积减少返混。
气体一般由环形气体分散器、单孔喷嘴、多孔板等分散后通入。
气体鼓泡通过含有反应物或催化剂的液层以实现气液相反应过程的反应器。
主要形式有
①鼓泡塔 气体从塔底向上经分布器以气泡形式通过液层，气相中的反应物溶入液相并进行反应，气泡的搅拌作用可使液相充分混合。鼓泡塔结构简单，没有运动部件，适用于高压反应或腐蚀性物系。
②鼓泡搅拌釜 又称通气搅拌釜，利用机械搅拌使气体分散进入液流以实现质量传递和化学反应。常用的搅拌器为涡轮搅拌器，气体分布器安装在搅拌器下方正中处。鼓泡搅拌釜因搅拌器的形式、数量、尺寸、安装位置和转速都可进行选择和调节，故具有较强的适应能力。当反应为强放热时，上述两种反应器均可设置夹套或冷却管以控制反应温度;还可在反应器内设导流筒,以促进定向流动；或使气体经喷嘴注入，以提高液相的含气率，并加强传质。 与填充塔、板式塔相比，鼓泡反应器的主要特点是液相体积分率高（可达90%以上），单位体积液相的相界面积小（在200m2/m3以下）。当反应极慢，过程由液相反应控制时，提高以单位反应器体积为基准的反应速率主要靠增加液相体积分率，宜于采用鼓泡反应器。当反应极快，过程由气液相际传质控制时，提高过程速率主要靠增加相界面积，则以采用填充塔或板式塔为宜。
6.2.1鼓泡塔反应器的基本结构
1、基本结构 鼓泡塔的基本结构。
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