11 萃取液-液相平衡是萃取传质过程进行的极限，与气液传质相同，在讨论萃取之前，首先要了解液-液的相平衡问题。由于萃取的两相通常为三元混合物，故其组成和相平衡的图解表示法与前述气液传质不同，在此首先介绍三元混合物组成在三角形坐标图上的表示方法，然后介绍液-液平衡相图及萃取过程的基本原理。
11.1 液液相平衡
11.1.1 三角形坐标图及杠杆规则
（1）三角形坐标图
三角形坐标图通常有等边三角形坐标图、等腰直角三角形坐标图和非等腰直角三角形坐标图，如图11-1所示，其中以等腰直角三角形坐标图最为常用。
图11-1 三角形相图
一般而言，在萃取过程中很少遇到恒摩尔流的简化情况，故在三角形坐标图中混合物的组成常用质量分数表示。 习惯上，在三角形坐标图中，AB边以A的质量分率作为标度，BS边以B的质量分率作为标度，SA边以S的质量分率作为标度。 三角形坐标图的每个顶点分别代表一个纯组分，即顶点A表示纯溶质A，顶点B表示纯原溶剂（稀释剂）B，顶点S表示纯萃取剂S。 三角形坐标图三条边上的任一点代表一个二元混合物系，第三组分的组成为零。例如AB边上的E点，表示由A、B组成的二元混合物系，由图可读得：A的组成为0.40，则B的组成为（1.0–0.40）= 0.60，S的组成为零。
三角形坐标图内任一点代表一个三元混合物系。例如M点即表示由A、B、S三个组分组成的混合物系。其组成可按下法确定：过物系点M分别作对边的平行线ED、HG、KF，则由点E、G、K可直接读得A、B、S的组成分别为： =0.4、=0.3、=0.3；也可由点D、H、F读得A、B、S的组成。在诸三角形坐标图中，等腰直角三角形坐标图可直接在普通直角坐标纸上进行标绘，且读数较为方便，故目前多采用等腰直角三角形坐标图。在实际应用时，一般首先由两直角边的标度读得A、S的组成及，再根据归一化条件求得。
（2）杠杆规则
图11-2 杠杆规则的应用
如图11-2所示，将质量为 kg、组成为、、的混合物系R与质量为kg、组成为、、，的混合物系E相混合，得到一个质量为m kg、组成为、、的新混合物系M，其在三角形坐标图中分别以点R、E和M表示。M点称为R点与E点的和点，R点与E点称为差点。
点M与差点E、R之间的关系可用杠杆规则描述，即
（I）几何关系：和点M与差点E、R共线。即：和点在两差点的连线上；一个差点在另一差点与和点连线的延长线上。
（ii）数量关系：和点与差点的量、、与线段长、之间的关系符合杠杆原理，即，以R为支点可得、之间的关系
(11-1)
以M为支点可得、之间的关系
(11-2)
以E为支点可得、之间的关系
(11-3)
根据杠杆规则，若已知两个差点，则可确定和点；若已知和点和一个差点，则可确定另一个差点。
11.1.2 三角形相图
根据萃取操作中各组分的互溶性，可将三元物系分为以下三种情况，即
①溶质A可完全溶于B及S，但B与S不互溶；
②溶质A可完全溶于B及S，但B与S部分互溶；
③溶质A可完全溶于B，但A与S及B与S部分互溶。
习惯上，将①、②两种情况的物系称为第Ⅰ类物系，而将③情况的物系称为第Ⅱ类物系。工业上常见的第Ⅰ类物系有丙酮(A)–水(B)–甲基异丁基酮(S)、醋酸(A)–水(B)–苯(S)及丙酮(A)–氯仿(B)–水(S)等；第Ⅱ类物系有甲基环己烷(A)–正庚烷(B)–苯胺(S)、苯乙烯(A)–乙苯(B)–二甘醇(S)等。在萃取操作中，第Ⅰ类物系较为常见，以下主要讨论这类物系的相平衡关系。
（1）溶解度曲线及联结线
图11-3 溶解度曲线
设溶质A可完全溶于B及S，但B与S为部分互溶，其平衡相图如图11-3所示。此图是在一定温度下绘制的，图中曲线R0R1R2RiRnKEnEiE2E1E0称为溶解度曲线，该曲线将三角形相图分为两个区域：曲线以内的区域为两相区，以外的区域为均相区。位于两相区内的混合物分成两个互相平衡的液相，称为共轭相，联结两共轭液相相点的直线称为联结线，如图11-3中的RiEi线(i=0,1,2,……n)。显然萃取操作只能在两相区内进行。
溶解度曲线可通过下述实验方法得到：在一定温度下，将组分B与组分S以适当比例相混合，使其总组成位于两相区，设为M，则达平衡后必然得到两个互不相溶的液层，其相点为R0、E0。在恒温下，向此二元混合液中加入适量的溶质A并充分混合，使之达到新的平衡，静置分层后得到一对共轭相，其相点为R1、E1，然后继续加入溶质A，重复上述操作，即可以得到n+1对共轭相的相点Ri、Ei (i=0,1,2,……n)，当加入A的量使混合液恰好由两相变为一相时，其组成点用K表示，K点称为混溶点或分层点。联结各共轭相的相点及K点的曲线即为实验温度下该三元物系的溶解度曲线。
图11-4 第II类物系的溶解度曲线和联结线若组分B与组分S完全不互溶，则点R0与E0分别与三角形顶点B及顶点S相重合。
一定温度下第Ⅱ类物系的溶解度曲线和联结线见图11-4，通常联结线的斜率随混合液的组成而变，但同一物系其联结线的倾斜方向一般是一致的，有少数物系，例如吡啶–氯苯–水，当混合液组成变化时，其联结线的斜率会有较大的改变，如图11-5所示。
图11-5 连结线斜率的变化
（2）辅助曲线和临界混溶点
一定温度下，测定体系的溶解度曲线时，实验测出的联结线的条数（即共轭相的对数）总是有限的，此时为了得到任何已知平衡液相的共轭相的数据，常借助辅助曲线（亦称共轭曲线）。
图11-6 辅助曲线
辅助曲线的作法如图11-6所示，通过已知点R1、R2、… 分别作BS边的平行线，再通过相应联结线的另一端点E1、E2分别作AB边的平行线，各线分别相交于点F、G、…,联接这些交点所得的平滑曲线即为辅助曲线。利用辅助曲线可求任何已知平衡液相的共轭相。如图11-6所示，设R为已知平衡液相，自点R作BS边的平行线交辅助曲线于点J，自点J作AB边的平行线，交溶解度曲线于点E，则点E即为R的共轭相点。
辅助曲线与溶解度曲线的交点为P，显然通过P点的联结线无限短，即该点所代表的平衡液相无共轭相，相当于该系统的临界状态，故称点P为临界混溶点。P点将溶解度曲线分为两部分：靠原溶剂B一侧为萃余相部分，靠溶剂S一侧为萃取相部分。由于联结线通常都有一定的斜率，因而临界混溶点一般并不在溶解度曲线的顶点。临界混溶点由实验测得，但仅当已知的联结线很短即共轭相接近临界混溶点时，才可用外延辅助曲线的方法确定临界混溶点。
通常，一定温度下的三元物系溶解度曲线、联结线、辅助曲线及临界混溶点的数据均由实验测得，有时也可从手册或有关专著中查得。
11.1.3 分配系数和分配曲线
（1）分配系数
一定温度下，某组分在互相平衡的E相与R相中的组成之比称为该组分的分配系数，以表示，即 溶质A
(11-3a)
原溶剂B
(11-3b)
式中
、——萃取相E中组分A、B的质量分数；
、——萃余相R中组分A、B的质量分数。
分配系数表达了溶质在两个平衡液相中的分配关系。显然，值愈大，萃取分离的效果愈好。值与联结线的斜率有关。同一物系，其值随温度和组成而变。如第Ⅰ类物系，一般值随温度的升高或溶质组成的增大而降低。一定温度下，仅当溶质组成范围变化不大时，值才可视为常数。对于萃取剂S与原溶剂B互不相溶的物系，溶质在两液相中的分配关系与吸收中的类似，即
（11-4）
式中
——萃取相E中溶质A的质量比组成；
——萃余相R中溶质A的质量比组成；
——相组成以质量比表示时的分配系数。
（2）分配曲线
由相律可知，温度、压力一定时，三组分体系两液相呈平衡时，自由度为1。故只要已知任一平衡液相中的任一组分的组成，则其它组分的组成及其共轭相的组成就为确定值。换言之，温度、压力一定时，溶质在两平衡液相间的平衡关系可表示为
（11-5）
——萃取相E中组分A的质量分数；
——萃余相R中组分A的质量分数。
此即分配曲线的数学表达式。
图11-7 有一对组分部分互溶时的分配曲线
如图11-7所示，若以为横坐标，以为纵坐标，则可在直角坐标图上得到表示这一对共轭相组成的点N。每一对共轭相可得一个点，将这些点联结起来即可得到曲线ONP，称为分配曲线。曲线上的P点即为临界混溶点。分配曲线表达了溶质A在互成平衡的E相与R相中的分配关系。若已知某液相组成，则可由分配曲线求出其共轭相的组成。 若在分层区内y均大于x，即分配系数＞1，则分配曲线位于直线的上方，反之则位于直线的下方。若随着溶质A组成的变化，联结线倾斜的方向发生改变，则分配曲线将与对角线出现交点，这种物系称为等溶度体系。
图11-8 有两对组分部分互溶时的分配曲线采用同样方法可作出有两对组分部分互溶时的分配曲线，如图11-8所示。
11.1.4 温度对相平衡的影响
图11-9 温度对互溶度的影响（I类物系）
通常物系的温度升高，溶质在溶剂中的溶解度增大，反之减小。因此，温度明显地影响溶解度曲线的形状、联结线的斜率和两相区面积，从而也影响分配曲线的形状。图11-9所示为温度对第类物系溶解度曲线和联结线的影响。显然，温度升高，分层区面积减小，不利于萃取分离的进行。
图11-10 温度对互溶度的影响（II类物系）
对于某些物系，温度的改变不仅可引起分层区面积和联结线斜率的变化，甚至可导致物系类型的转变。如图11-10所示，当温度为时为第Ⅱ类物系，而当温度升至时则变为第Ⅰ类物系。
10.2.1 填料塔的结构及其结构特性
1,填料塔的结构
如图所示为填料塔的结构示意图，填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安装填料压板，以防被上升气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。气体从塔底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体分布装置）分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。
当液体沿填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分，上层填料流下的液体经液体收集器收集后，送到液体再分布器，经重新分布后喷淋到下层填料上。
填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。
填料塔也有一些不足之处，如填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，使传质效率降低；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料；对侧线进料和出料等复杂精馏不太适合等。
2,填料特性的评价
（1）比表面积
塔内单位体积填料层具有的填料表面积，m2/m3。填料比表面积的大小是气液传质比表面积大小的基础条件。须说明两点：第一，操作中有部分填料表面不被润湿，以致比表面积中只有某个分率的面积才是润湿面积。据资料介绍，填料真正润湿的表面积只占全部填料表面积的（20～50）%。第二，有的部位填料表面虽然润湿，但液流不畅，液体有某种程度的停滞现象。这种停滞的液体与气体接触时间长，气液趋于平衡态，在塔内几乎不构成有效传质区。为此，须把比表面积与有效的传质比表面积加以区分。但比表面积仍不失为重要的参量。
（2）空隙率
塔内单位体积填料层具有的空隙体积，m2/m3。为一分数。值大则气体通过填料层的阻力小，故值以高为宜。
对于乱堆填料，当塔径与填料尺寸之比大于8时，因每个填料在塔内的方位是随机的，填料层的均匀性较好，这时填料层可视为各向同性，填料层的空隙率就是填料层内任一横截面的空隙截面分率。
当气体以一定流量过填料层时，按塔横截面积计的气速称为“空塔气速”（简称空速），而气体在填料层孔隙内流动的真正气速为。二者关系为：。
（3）塔内单位体积具有的填料个数
根据计算出的塔径与填料层高度，再根据所选填料的n值，即可确定塔内需要的填料数量。一般要求塔径与填料尺寸之比（此比值在8～15之间为宜），以便气、液分布均匀。若，在近塔壁处填料层空隙率比填料层中心部位的空隙率明显偏高，会影响气液的均匀分布。若值过大，即填料尺寸偏小，气流阻力增大。
10.2.2 气液两相在填料层内的流动
填料塔的流体力学性能主要包括填料层的持液量、填料层的压降、液泛、填料表面的润湿及返混等。
1,填料层的持液量填料层的持液量是指在一定操作条件下，在单位体积填料层内所积存的液体体积，以(m3液体)/(m3填料)表示。持液量可分为静持液量Hs、动持液量Ho和总持液量Ht。静持液量是指当填料被充分润湿后，停止气液两相进料，并经排液至无滴液流出时存留于填料层中的液体量，其取决于填料和流体的特性，与气液负荷无关。动持液量是指填料塔停止气液两相进料时流出的液体量，它与填料、液体特性及气液负荷有关。总持液量是指在一定操作条件下存留于填料层中的液体总量。显然，总持液量为静持液量和动持液量之和，即
填料层的持液量可由实验测出，也可由经验公式计算。一般来说，适当的持液量对填料塔操作的稳定性和传质是有益的，但持液量过大，将减少填料层的空隙和气相流通截面，使压降增大，处理能力下降。
2,填料层的压降在逆流操作的填料塔中，从塔顶喷淋下来的液体，依靠重力在填料表面成膜状向下流动，上升气体与下降液膜的摩擦阻力形成了填料层的压降。填料层压降与液体喷淋量及气速有关，在一定的气速下，液体喷淋量越大，压降越大；在一定的液体喷淋量下，气速越大，压降也越大。将不同液体喷淋量下的单位填料层的压降DP/Z与空塔气速u的关系标绘在对数坐标纸上，可得到如图3-13所示的曲线簇。
在图片10-53 中，直线0表示无液体喷淋（L=0）时，干填料的△P/Z～u关系，称为干填料压降线。曲线1、2、3表示不同液体喷淋量下，填料层的△P/Z～u关系，称为填料操作压降线。
从图中可看出，在一定的喷淋量下，压降随空塔气速的变化曲线大致可分为三段：当气速低于A点时，气体流动对液膜的曳力很小，液体流动不受气流的影响，填料表面上覆盖的液膜厚度基本不变，因而填料层的持液量不变，该区域称为恒持液量区。此时△P/Z～u为一直线，位于干填料压降线的左侧，且基本上与干填料压降线平行。当气速超过A点时，气体对液膜的曳力较大，对液膜流动产生阻滞作用，使液膜增厚，填料层的持液量随气速的增加而增大，此现象称为拦液。开始发生拦液现象时的空塔气速称为载点气速，曲线上的转折点A，称为载点。若气速继续增大，到达图中B点时，由于液体不能顺利向下流动，使填料层的持液量不断增大，填料层内几乎充满液体。气速增加很小便会引起压降的剧增，此现象称为液泛，开始发生液泛现象时的气速称为泛点气速，以uF表示，曲线上的点B，称为泛点。从载点到泛点的区域称为载液区，泛点以上的区域称为液泛区。
应予指出，在同样的气液负荷下，不同填料的△P/Z～u关系曲线有所差异，但其基本形状相近。对于某些填料，载点与泛点并不明显，故上述三个区域间无截然的界限。
3,液泛在泛点气速下，持液量的增多使液相由分散相变为连续相，而气相则由连续相变为分散相，此时气体呈气泡形式通过液层，气流出现脉动，液体被大量带出塔顶，塔的操作极不稳定，甚至会被破坏，此种情况称为淹塔或液泛。影响液泛的因素很多，如填料的特性、流体的物性及操作的液气比等。
填料特性的影响集中体现在填料因子上。填料因子F值越小，越不易发生液泛现象。
流体物性的影响体现在气体密度rV、液体的密度rL和粘度mL上。气体密度越小，液体的密度越大、粘度越小，则泛点气速越大。
操作的液气比愈大，则在一定气速下液体喷淋量愈大，填料层的持液量增加而空隙率减小，故泛点气速愈小。
4,液体喷淋密度和填料表面的润湿填料塔中气液两相间的传质主要是在填料表面流动的液膜上进行的。要形成液膜，填料表面必须被液体充分润湿，而填料表面的润湿状况取决于塔内的液体喷淋密度及填料材质的表面润湿性能。
液体喷淋密度是指单位塔截面积上，单位时间内喷淋的液体体积，以U表示，单位为m3/（m2·h）。为保证填料层的充分润湿，必须保证液体喷淋密度大于某一极限值，该极限值称为最小喷淋密度，以Umin表示。最小喷淋密度通常采用下式计算，即
式中 Umin ——最小喷淋密度，m3/（m2·h）；
(LW)min ——最小润湿速率，m3/（m·h）；
a ——填料的比表面积，m2/m3。
最小润湿速率是指在塔的截面上，单位长度的填料周边的最小液体体积流量。其值可由经验公式计算，也可采用经验值。对于直径不超过75mm的散装填料，可取最小润湿速率(LW)min为0.08 m3/（m·h）；对于直径大于 75mm的散装填料，取(LW)min =0.12 m3/（m·h）。
填料表面润湿性能与填料的材质有关，就常用的陶瓷、金属、塑料三种材质而言，以陶瓷填料的润湿性能最好，塑料填料的润湿性能最差。
实际操作时采用的液体喷淋密度应大于最小喷淋密度。若喷淋密度过小，可采用增大回流比或采用液体再循环的方法加大液体流量，以保证填料表面的充分润湿；也可采用减小塔径予以补偿；对于金属、塑料材质的填料，可采用表面处理方法，改善其表面的润湿性能。
5．返混在填料塔内，气液两相的逆流并不呈理想的活塞流状态，而是存在着不同程度的返混。造成返混现象的原因很多，如：填料层内的气液分布不均；气体和液体在填料层内的沟流；液体喷淋密度过大时所造成的气体局部向下运动；塔内气液的湍流脉动使气液微团停留时间不一致等。填料塔内流体的返混使得传质平均推动力变小，传质效率降低。因此，按理想的活塞流设计的填料层高度，因返混的影响需适当加高，以保证预期的分离效果。
10.2.3 填料塔的传质
1.相际接触面积干填料比表面积为，实际操作中润湿的填料比表面积为，由于只有在润湿的填料表面才可能发生气、液传质，故值具有实际意义。下面介绍计算的恩田（Onda）公式，该公式为：
式中 ——液体表面张力，N/m；
——填料上液体铺展开的最大表面张力，N/m。要求σ<σC。σC的值见表7-3。
——液体空塔质量通率，kg/(s·m2)；
，——液体的粘度，N·s/m2和密度，kg/m3。
表10-5 不同填料材质的σC值材质
σC/（mN/m）
材 质
σC/（mN/m）
碳
56
聚乙烯
33
陶瓷
61
钢
75
玻璃
73
涂石蜡的表面
20
聚氯乙烯
40
2.传质系数恩田（Onda）等关联了大量液相和气相传质数据，分别提出液、气两相传质系数的经验关联式如下：
（1）液相传质系数
（10-45）
式中 ——液相传质系数，kmol/（m2 s kmol/m3）；
——溶液在液相中的扩散系数，m2/s；
——填料的名义尺寸，m。
（2）气相传质系数
（10-46）
式中 ——系数，大于15mm的环形和鞍形填料为5.23，小于15mm的填料为2.0；
——气相传质系数，kmol/（m2 s kPa）；
——气体常数，8.314KJ/（kmol K）；
——气体温度，K；
——溶质在气体中的扩散系数，m2/s；
——气体粘度，；
——气体密度，kg/m3；
——气相的质量流速，kg/（m2 s）；
恩田提出的关联式（10-45）和式（10-46）是以式（10-44）计算的润湿表面积为基准整理的。因此，将算出的、乘以式（10-44）算出的即得体积传质系数和，从而可进一步计算传质单元高度或填料塔高度。
填料塔的传质速率也可以直接用体积传质总系数、传质单元高度和等板高度表示。关于这些表示方法的经验关联式很多，此处不再举例。
10.2.4填料塔的附属结构支承板 支承板的主要用途是支承板内的填料，同时又能保证气液两相顺利通过。支承板若设计不当，填料塔的液泛可能首先在支承板上发生。对于普通填料，支承板的自由截面积应不低于全塔面积的50%，并且要大于填料层的自由截面积，常用的支承板有栅板和各种具有升气管结构的支承板（图10-56）。
液体分布器 液体分布器对填料塔的性能影响极大。分布器设计不当，液体预分布不均，填料层内的有效润湿面积减少而偏流现象和沟流现象增加，即使填料性能再好也很难得到满意的分离效果。
据10.2.1所述，填料塔内产生向壁偏流是因为液体触及塔壁之后，其流动不再具有随机性而沿壁流下。既然如此，直径越大的填料塔，塔壁所占的比例越小，向壁偏流现象应该越小才是。然而，长期以来填料塔确实由于偏流现象而无法放大。现已基本搞清，除填料本身性能方面的原因外，液体初始分布不均，特别是单位塔截面上的喷淋点数太少，是产生上述状况的重要因素。
近一、二十年来，许多直径几米至十几米的大型填料塔的操作实践表明，填料塔只要设计正确，保证液体预分布均匀，特别是保证单位塔截面的喷淋点数与小塔相同填料塔的放大效应并不显著，大型塔和小型塔将具有一致的传质效率。
常用的液体分布器结构如图10-57所示。多孔管式分布器（图10-57a）能适应较大的遗体流量波动，对安装水平度要求不高，对气体的阻力也很小。但是，由于管壁上的小孔容易堵塞，被分散的液体必须是洁净的。
槽式分布器（图10-57b）多用于直径较大的填料塔。这种分布器不易堵塞，对气体的阻力小，但对安装水平要求较高，特别是当液体负荷较小时。
孔板型分布器（图10-57c）对液体的分布情况与槽式分布器差不多，但对气体阻力较大，只适用于气体负荷不太大的场合。
除以上介绍的几种分布器外，各种喷洒式分布器也是比较常用的（如莲蓬头），特别是在小型填料塔内。这种分布器的缺点是，当气量较大时会产生较多的液沫夹带。
液体再分布器 为改善向壁偏流效应造成的液体分布不均，可在填料层内部每隔一定高度设置一液体分布器。每段填料层的高度因填料种类而异，偏流效应越严重的填料，每段高度越小。通常，对于偏流现象严重的拉西环，每段高度约为塔径的5~10倍。
常用的液体再分布器为截锥形。如考虑分段卸出填料，再分布器之上可另设之承板（图10-58）。
除沫器 除沫器是用来除去填料层顶部逸出的气体中的液滴，安装在液体分布器上方。当塔内气速不大，工艺过程由无严格要求时，一般可不设除沫器。
除沫器种类很多，常见的有折板除沫器，丝网除沫器，旋流板除沫器。折板除沫器阻力较小（50~100Pa），只能除去50的微小液滴，压降不大于250Pa,但造价较高。旋流板除沫器压降为300Pa以下，其造价比丝网除沫器便宜，除沫效果比折板好。
10.2.5 填料塔与板式塔的比较对于许多逆流气液接触过程，填料塔和板式塔都是可以适用的，设计者必须根据具体情况进行选用。填料塔和板式塔有许多不同点，了解这些不同点对于合理选用塔设备是有帮助的。
① 填料塔操作范围较小，特别是对于液体负荷变化更为敏感。当液体负荷较小时，填料表面不 能很好地润湿，传质就效果急剧下降；当液体负荷过大时，则容易产生液泛。设计良好的板式塔，则具有大得多的操作范围。
② 填料塔不宜于处理易聚合或含有固体悬浮物的物料，而某些类型的板式塔（如大孔径筛板、泡罩塔等）则可以有效地处理这种物质。另外，板式塔的清洗亦比填料塔方便。
③ 当气液接触过程中需要冷却以移除反应热或溶解热时，填料塔因涉及液体均不问题而使结构复杂化。板式塔可方便地在塔板上安装冷却盘管。同理，当有侧线出料时，填料塔也不如板式塔方便。
④ 以前乱堆填料塔直径很少大于0.5m，后来又认为不宜超过1.5m，根据近10年来填料塔的发展状况，这一限制似乎不再成立。板式塔直径一般不小于0.6m。
⑤ 关于板式塔的设计资料更容易得到而且更为可靠，因此板式塔的设计比较准确，安全系数可取得更小。
⑥ 当塔径不很大时，填料塔因结构简单而造价便宜
⑦ 对于易起泡物系，填料塔更适合，因填料对泡沫有限制和破碎的作用。
⑧ 对于腐蚀性物系，填料塔更适合，因可采用瓷质填料。
⑨ 对热敏性物系宜采用填料塔，因为填料塔内的滞液量比板式塔少，物料在塔内⑦的停留时间短。
⑩ 塔的压降比板式塔小，因而对真空操作更为适宜。
11.1 液液相平衡
11.1.1 三角形坐标图及杠杆规则
（1）三角形坐标图
三角形坐标图通常有等边三角形坐标图、等腰直角三角形坐标图和非等腰直角三角形坐标图，如图11-1所示，其中以等腰直角三角形坐标图最为常用。
图11-1 三角形相图
一般而言，在萃取过程中很少遇到恒摩尔流的简化情况，故在三角形坐标图中混合物的组成常用质量分数表示。 习惯上，在三角形坐标图中，AB边以A的质量分率作为标度，BS边以B的质量分率作为标度，SA边以S的质量分率作为标度。 三角形坐标图的每个顶点分别代表一个纯组分，即顶点A表示纯溶质A，顶点B表示纯原溶剂（稀释剂）B，顶点S表示纯萃取剂S。 三角形坐标图三条边上的任一点代表一个二元混合物系，第三组分的组成为零。例如AB边上的E点，表示由A、B组成的二元混合物系，由图可读得：A的组成为0.40，则B的组成为（1.0–0.40）= 0.60，S的组成为零。
三角形坐标图内任一点代表一个三元混合物系。例如M点即表示由A、B、S三个组分组成的混合物系。其组成可按下法确定：过物系点M分别作对边的平行线ED、HG、KF，则由点E、G、K可直接读得A、B、S的组成分别为： =0.4、=0.3、=0.3；也可由点D、H、F读得A、B、S的组成。在诸三角形坐标图中，等腰直角三角形坐标图可直接在普通直角坐标纸上进行标绘，且读数较为方便，故目前多采用等腰直角三角形坐标图。在实际应用时，一般首先由两直角边的标度读得A、S的组成及，再根据归一化条件求得。
（2）杠杆规则
图11-2 杠杆规则的应用
如图11-2所示，将质量为 kg、组成为、、的混合物系R与质量为kg、组成为、、，的混合物系E相混合，得到一个质量为m kg、组成为、、的新混合物系M，其在三角形坐标图中分别以点R、E和M表示。M点称为R点与E点的和点，R点与E点称为差点。
点M与差点E、R之间的关系可用杠杆规则描述，即
（I）几何关系：和点M与差点E、R共线。即：和点在两差点的连线上；一个差点在另一差点与和点连线的延长线上。
（ii）数量关系：和点与差点的量、、与线段长、之间的关系符合杠杆原理，即，以R为支点可得、之间的关系
(11-1)
以M为支点可得、之间的关系
(11-2)
以E为支点可得、之间的关系
(11-3)
根据杠杆规则，若已知两个差点，则可确定和点；若已知和点和一个差点，则可确定另一个差点。
11.1.2 三角形相图
根据萃取操作中各组分的互溶性，可将三元物系分为以下三种情况，即
①溶质A可完全溶于B及S，但B与S不互溶；
②溶质A可完全溶于B及S，但B与S部分互溶；
③溶质A可完全溶于B，但A与S及B与S部分互溶。
习惯上，将①、②两种情况的物系称为第Ⅰ类物系，而将③情况的物系称为第Ⅱ类物系。工业上常见的第Ⅰ类物系有丙酮(A)–水(B)–甲基异丁基酮(S)、醋酸(A)–水(B)–苯(S)及丙酮(A)–氯仿(B)–水(S)等；第Ⅱ类物系有甲基环己烷(A)–正庚烷(B)–苯胺(S)、苯乙烯(A)–乙苯(B)–二甘醇(S)等。在萃取操作中，第Ⅰ类物系较为常见，以下主要讨论这类物系的相平衡关系。
（1）溶解度曲线及联结线
图11-3 溶解度曲线
设溶质A可完全溶于B及S，但B与S为部分互溶，其平衡相图如图11-3所示。此图是在一定温度下绘制的，图中曲线R0R1R2RiRnKEnEiE2E1E0称为溶解度曲线，该曲线将三角形相图分为两个区域：曲线以内的区域为两相区，以外的区域为均相区。位于两相区内的混合物分成两个互相平衡的液相，称为共轭相，联结两共轭液相相点的直线称为联结线，如图11-3中的RiEi线(i=0,1,2,……n)。显然萃取操作只能在两相区内进行。
溶解度曲线可通过下述实验方法得到：在一定温度下，将组分B与组分S以适当比例相混合，使其总组成位于两相区，设为M，则达平衡后必然得到两个互不相溶的液层，其相点为R0、E0。在恒温下，向此二元混合液中加入适量的溶质A并充分混合，使之达到新的平衡，静置分层后得到一对共轭相，其相点为R1、E1，然后继续加入溶质A，重复上述操作，即可以得到n+1对共轭相的相点Ri、Ei (i=0,1,2,……n)，当加入A的量使混合液恰好由两相变为一相时，其组成点用K表示，K点称为混溶点或分层点。联结各共轭相的相点及K点的曲线即为实验温度下该三元物系的溶解度曲线。
图11-4 第II类物系的溶解度曲线和联结线若组分B与组分S完全不互溶，则点R0与E0分别与三角形顶点B及顶点S相重合。
一定温度下第Ⅱ类物系的溶解度曲线和联结线见图11-4，通常联结线的斜率随混合液的组成而变，但同一物系其联结线的倾斜方向一般是一致的，有少数物系，例如吡啶–氯苯–水，当混合液组成变化时，其联结线的斜率会有较大的改变，如图11-5所示。
图11-5 连结线斜率的变化
（2）辅助曲线和临界混溶点
一定温度下，测定体系的溶解度曲线时，实验测出的联结线的条数（即共轭相的对数）总是有限的，此时为了得到任何已知平衡液相的共轭相的数据，常借助辅助曲线（亦称共轭曲线）。
图11-6 辅助曲线
辅助曲线的作法如图11-6所示，通过已知点R1、R2、… 分别作BS边的平行线，再通过相应联结线的另一端点E1、E2分别作AB边的平行线，各线分别相交于点F、G、…,联接这些交点所得的平滑曲线即为辅助曲线。利用辅助曲线可求任何已知平衡液相的共轭相。如图11-6所示，设R为已知平衡液相，自点R作BS边的平行线交辅助曲线于点J，自点J作AB边的平行线，交溶解度曲线于点E，则点E即为R的共轭相点。
辅助曲线与溶解度曲线的交点为P，显然通过P点的联结线无限短，即该点所代表的平衡液相无共轭相，相当于该系统的临界状态，故称点P为临界混溶点。P点将溶解度曲线分为两部分：靠原溶剂B一侧为萃余相部分，靠溶剂S一侧为萃取相部分。由于联结线通常都有一定的斜率，因而临界混溶点一般并不在溶解度曲线的顶点。临界混溶点由实验测得，但仅当已知的联结线很短即共轭相接近临界混溶点时，才可用外延辅助曲线的方法确定临界混溶点。
通常，一定温度下的三元物系溶解度曲线、联结线、辅助曲线及临界混溶点的数据均由实验测得，有时也可从手册或有关专著中查得。
11.1.3 分配系数和分配曲线
（1）分配系数
一定温度下，某组分在互相平衡的E相与R相中的组成之比称为该组分的分配系数，以表示，即 溶质A
(11-3a)
原溶剂B
(11-3b)
式中
、——萃取相E中组分A、B的质量分数；
、——萃余相R中组分A、B的质量分数。
分配系数表达了溶质在两个平衡液相中的分配关系。显然，值愈大，萃取分离的效果愈好。值与联结线的斜率有关。同一物系，其值随温度和组成而变。如第Ⅰ类物系，一般值随温度的升高或溶质组成的增大而降低。一定温度下，仅当溶质组成范围变化不大时，值才可视为常数。对于萃取剂S与原溶剂B互不相溶的物系，溶质在两液相中的分配关系与吸收中的类似，即
（11-4）
式中
——萃取相E中溶质A的质量比组成；
——萃余相R中溶质A的质量比组成；
——相组成以质量比表示时的分配系数。
（2）分配曲线
由相律可知，温度、压力一定时，三组分体系两液相呈平衡时，自由度为1。故只要已知任一平衡液相中的任一组分的组成，则其它组分的组成及其共轭相的组成就为确定值。换言之，温度、压力一定时，溶质在两平衡液相间的平衡关系可表示为
（11-5）
——萃取相E中组分A的质量分数；
——萃余相R中组分A的质量分数。
此即分配曲线的数学表达式。
图11-7 有一对组分部分互溶时的分配曲线
如图11-7所示，若以为横坐标，以为纵坐标，则可在直角坐标图上得到表示这一对共轭相组成的点N。每一对共轭相可得一个点，将这些点联结起来即可得到曲线ONP，称为分配曲线。曲线上的P点即为临界混溶点。分配曲线表达了溶质A在互成平衡的E相与R相中的分配关系。若已知某液相组成，则可由分配曲线求出其共轭相的组成。 若在分层区内y均大于x，即分配系数＞1，则分配曲线位于直线的上方，反之则位于直线的下方。若随着溶质A组成的变化，联结线倾斜的方向发生改变，则分配曲线将与对角线出现交点，这种物系称为等溶度体系。
图11-8 有两对组分部分互溶时的分配曲线采用同样方法可作出有两对组分部分互溶时的分配曲线，如图11-8所示。
11.1.4 温度对相平衡的影响
图11-9 温度对互溶度的影响（I类物系）
通常物系的温度升高，溶质在溶剂中的溶解度增大，反之减小。因此，温度明显地影响溶解度曲线的形状、联结线的斜率和两相区面积，从而也影响分配曲线的形状。图11-9所示为温度对第类物系溶解度曲线和联结线的影响。显然，温度升高，分层区面积减小，不利于萃取分离的进行。
图11-10 温度对互溶度的影响（II类物系）
对于某些物系，温度的改变不仅可引起分层区面积和联结线斜率的变化，甚至可导致物系类型的转变。如图11-10所示，当温度为时为第Ⅱ类物系，而当温度升至时则变为第Ⅰ类物系。
10.2.1 填料塔的结构及其结构特性
1,填料塔的结构
如图所示为填料塔的结构示意图，填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安装填料压板，以防被上升气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。气体从塔底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体分布装置）分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。
当液体沿填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分，上层填料流下的液体经液体收集器收集后，送到液体再分布器，经重新分布后喷淋到下层填料上。
填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。
填料塔也有一些不足之处，如填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，使传质效率降低；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料；对侧线进料和出料等复杂精馏不太适合等。
2,填料特性的评价
（1）比表面积
塔内单位体积填料层具有的填料表面积，m2/m3。填料比表面积的大小是气液传质比表面积大小的基础条件。须说明两点：第一，操作中有部分填料表面不被润湿，以致比表面积中只有某个分率的面积才是润湿面积。据资料介绍，填料真正润湿的表面积只占全部填料表面积的（20～50）%。第二，有的部位填料表面虽然润湿，但液流不畅，液体有某种程度的停滞现象。这种停滞的液体与气体接触时间长，气液趋于平衡态，在塔内几乎不构成有效传质区。为此，须把比表面积与有效的传质比表面积加以区分。但比表面积仍不失为重要的参量。
（2）空隙率
塔内单位体积填料层具有的空隙体积，m2/m3。为一分数。值大则气体通过填料层的阻力小，故值以高为宜。
对于乱堆填料，当塔径与填料尺寸之比大于8时，因每个填料在塔内的方位是随机的，填料层的均匀性较好，这时填料层可视为各向同性，填料层的空隙率就是填料层内任一横截面的空隙截面分率。
当气体以一定流量过填料层时，按塔横截面积计的气速称为“空塔气速”（简称空速），而气体在填料层孔隙内流动的真正气速为。二者关系为：。
（3）塔内单位体积具有的填料个数
根据计算出的塔径与填料层高度，再根据所选填料的n值，即可确定塔内需要的填料数量。一般要求塔径与填料尺寸之比（此比值在8～15之间为宜），以便气、液分布均匀。若，在近塔壁处填料层空隙率比填料层中心部位的空隙率明显偏高，会影响气液的均匀分布。若值过大，即填料尺寸偏小，气流阻力增大。
10.2.2 气液两相在填料层内的流动
填料塔的流体力学性能主要包括填料层的持液量、填料层的压降、液泛、填料表面的润湿及返混等。
1,填料层的持液量填料层的持液量是指在一定操作条件下，在单位体积填料层内所积存的液体体积，以(m3液体)/(m3填料)表示。持液量可分为静持液量Hs、动持液量Ho和总持液量Ht。静持液量是指当填料被充分润湿后，停止气液两相进料，并经排液至无滴液流出时存留于填料层中的液体量，其取决于填料和流体的特性，与气液负荷无关。动持液量是指填料塔停止气液两相进料时流出的液体量，它与填料、液体特性及气液负荷有关。总持液量是指在一定操作条件下存留于填料层中的液体总量。显然，总持液量为静持液量和动持液量之和，即
填料层的持液量可由实验测出，也可由经验公式计算。一般来说，适当的持液量对填料塔操作的稳定性和传质是有益的，但持液量过大，将减少填料层的空隙和气相流通截面，使压降增大，处理能力下降。
2,填料层的压降在逆流操作的填料塔中，从塔顶喷淋下来的液体，依靠重力在填料表面成膜状向下流动，上升气体与下降液膜的摩擦阻力形成了填料层的压降。填料层压降与液体喷淋量及气速有关，在一定的气速下，液体喷淋量越大，压降越大；在一定的液体喷淋量下，气速越大，压降也越大。将不同液体喷淋量下的单位填料层的压降DP/Z与空塔气速u的关系标绘在对数坐标纸上，可得到如图3-13所示的曲线簇。
在图片10-53 中，直线0表示无液体喷淋（L=0）时，干填料的△P/Z～u关系，称为干填料压降线。曲线1、2、3表示不同液体喷淋量下，填料层的△P/Z～u关系，称为填料操作压降线。
从图中可看出，在一定的喷淋量下，压降随空塔气速的变化曲线大致可分为三段：当气速低于A点时，气体流动对液膜的曳力很小，液体流动不受气流的影响，填料表面上覆盖的液膜厚度基本不变，因而填料层的持液量不变，该区域称为恒持液量区。此时△P/Z～u为一直线，位于干填料压降线的左侧，且基本上与干填料压降线平行。当气速超过A点时，气体对液膜的曳力较大，对液膜流动产生阻滞作用，使液膜增厚，填料层的持液量随气速的增加而增大，此现象称为拦液。开始发生拦液现象时的空塔气速称为载点气速，曲线上的转折点A，称为载点。若气速继续增大，到达图中B点时，由于液体不能顺利向下流动，使填料层的持液量不断增大，填料层内几乎充满液体。气速增加很小便会引起压降的剧增，此现象称为液泛，开始发生液泛现象时的气速称为泛点气速，以uF表示，曲线上的点B，称为泛点。从载点到泛点的区域称为载液区，泛点以上的区域称为液泛区。
应予指出，在同样的气液负荷下，不同填料的△P/Z～u关系曲线有所差异，但其基本形状相近。对于某些填料，载点与泛点并不明显，故上述三个区域间无截然的界限。
3,液泛在泛点气速下，持液量的增多使液相由分散相变为连续相，而气相则由连续相变为分散相，此时气体呈气泡形式通过液层，气流出现脉动，液体被大量带出塔顶，塔的操作极不稳定，甚至会被破坏，此种情况称为淹塔或液泛。影响液泛的因素很多，如填料的特性、流体的物性及操作的液气比等。
填料特性的影响集中体现在填料因子上。填料因子F值越小，越不易发生液泛现象。
流体物性的影响体现在气体密度rV、液体的密度rL和粘度mL上。气体密度越小，液体的密度越大、粘度越小，则泛点气速越大。
操作的液气比愈大，则在一定气速下液体喷淋量愈大，填料层的持液量增加而空隙率减小，故泛点气速愈小。
4,液体喷淋密度和填料表面的润湿填料塔中气液两相间的传质主要是在填料表面流动的液膜上进行的。要形成液膜，填料表面必须被液体充分润湿，而填料表面的润湿状况取决于塔内的液体喷淋密度及填料材质的表面润湿性能。
液体喷淋密度是指单位塔截面积上，单位时间内喷淋的液体体积，以U表示，单位为m3/（m2·h）。为保证填料层的充分润湿，必须保证液体喷淋密度大于某一极限值，该极限值称为最小喷淋密度，以Umin表示。最小喷淋密度通常采用下式计算，即
式中 Umin ——最小喷淋密度，m3/（m2·h）；
(LW)min ——最小润湿速率，m3/（m·h）；
a ——填料的比表面积，m2/m3。
最小润湿速率是指在塔的截面上，单位长度的填料周边的最小液体体积流量。其值可由经验公式计算，也可采用经验值。对于直径不超过75mm的散装填料，可取最小润湿速率(LW)min为0.08 m3/（m·h）；对于直径大于 75mm的散装填料，取(LW)min =0.12 m3/（m·h）。
填料表面润湿性能与填料的材质有关，就常用的陶瓷、金属、塑料三种材质而言，以陶瓷填料的润湿性能最好，塑料填料的润湿性能最差。
实际操作时采用的液体喷淋密度应大于最小喷淋密度。若喷淋密度过小，可采用增大回流比或采用液体再循环的方法加大液体流量，以保证填料表面的充分润湿；也可采用减小塔径予以补偿；对于金属、塑料材质的填料，可采用表面处理方法，改善其表面的润湿性能。
5．返混在填料塔内，气液两相的逆流并不呈理想的活塞流状态，而是存在着不同程度的返混。造成返混现象的原因很多，如：填料层内的气液分布不均；气体和液体在填料层内的沟流；液体喷淋密度过大时所造成的气体局部向下运动；塔内气液的湍流脉动使气液微团停留时间不一致等。填料塔内流体的返混使得传质平均推动力变小，传质效率降低。因此，按理想的活塞流设计的填料层高度，因返混的影响需适当加高，以保证预期的分离效果。
10.2.3 填料塔的传质
1.相际接触面积干填料比表面积为，实际操作中润湿的填料比表面积为，由于只有在润湿的填料表面才可能发生气、液传质，故值具有实际意义。下面介绍计算的恩田（Onda）公式，该公式为：
式中 ——液体表面张力，N/m；
——填料上液体铺展开的最大表面张力，N/m。要求σ<σC。σC的值见表7-3。
——液体空塔质量通率，kg/(s·m2)；
，——液体的粘度，N·s/m2和密度，kg/m3。
表10-5 不同填料材质的σC值材质
σC/（mN/m）
材 质
σC/（mN/m）
碳
56
聚乙烯
33
陶瓷
61
钢
75
玻璃
73
涂石蜡的表面
20
聚氯乙烯
40
2.传质系数恩田（Onda）等关联了大量液相和气相传质数据，分别提出液、气两相传质系数的经验关联式如下：
（1）液相传质系数
（10-45）
式中 ——液相传质系数，kmol/（m2 s kmol/m3）；
——溶液在液相中的扩散系数，m2/s；
——填料的名义尺寸，m。
（2）气相传质系数
（10-46）
式中 ——系数，大于15mm的环形和鞍形填料为5.23，小于15mm的填料为2.0；
——气相传质系数，kmol/（m2 s kPa）；
——气体常数，8.314KJ/（kmol K）；
——气体温度，K；
——溶质在气体中的扩散系数，m2/s；
——气体粘度，；
——气体密度，kg/m3；
——气相的质量流速，kg/（m2 s）；
恩田提出的关联式（10-45）和式（10-46）是以式（10-44）计算的润湿表面积为基准整理的。因此，将算出的、乘以式（10-44）算出的即得体积传质系数和，从而可进一步计算传质单元高度或填料塔高度。
填料塔的传质速率也可以直接用体积传质总系数、传质单元高度和等板高度表示。关于这些表示方法的经验关联式很多，此处不再举例。
10.2.4填料塔的附属结构支承板 支承板的主要用途是支承板内的填料，同时又能保证气液两相顺利通过。支承板若设计不当，填料塔的液泛可能首先在支承板上发生。对于普通填料，支承板的自由截面积应不低于全塔面积的50%，并且要大于填料层的自由截面积，常用的支承板有栅板和各种具有升气管结构的支承板（图10-56）。
液体分布器 液体分布器对填料塔的性能影响极大。分布器设计不当，液体预分布不均，填料层内的有效润湿面积减少而偏流现象和沟流现象增加，即使填料性能再好也很难得到满意的分离效果。
据10.2.1所述，填料塔内产生向壁偏流是因为液体触及塔壁之后，其流动不再具有随机性而沿壁流下。既然如此，直径越大的填料塔，塔壁所占的比例越小，向壁偏流现象应该越小才是。然而，长期以来填料塔确实由于偏流现象而无法放大。现已基本搞清，除填料本身性能方面的原因外，液体初始分布不均，特别是单位塔截面上的喷淋点数太少，是产生上述状况的重要因素。
近一、二十年来，许多直径几米至十几米的大型填料塔的操作实践表明，填料塔只要设计正确，保证液体预分布均匀，特别是保证单位塔截面的喷淋点数与小塔相同填料塔的放大效应并不显著，大型塔和小型塔将具有一致的传质效率。
常用的液体分布器结构如图10-57所示。多孔管式分布器（图10-57a）能适应较大的遗体流量波动，对安装水平度要求不高，对气体的阻力也很小。但是，由于管壁上的小孔容易堵塞，被分散的液体必须是洁净的。
槽式分布器（图10-57b）多用于直径较大的填料塔。这种分布器不易堵塞，对气体的阻力小，但对安装水平要求较高，特别是当液体负荷较小时。
孔板型分布器（图10-57c）对液体的分布情况与槽式分布器差不多，但对气体阻力较大，只适用于气体负荷不太大的场合。
除以上介绍的几种分布器外，各种喷洒式分布器也是比较常用的（如莲蓬头），特别是在小型填料塔内。这种分布器的缺点是，当气量较大时会产生较多的液沫夹带。
液体再分布器 为改善向壁偏流效应造成的液体分布不均，可在填料层内部每隔一定高度设置一液体分布器。每段填料层的高度因填料种类而异，偏流效应越严重的填料，每段高度越小。通常，对于偏流现象严重的拉西环，每段高度约为塔径的5~10倍。
常用的液体再分布器为截锥形。如考虑分段卸出填料，再分布器之上可另设之承板（图10-58）。
除沫器 除沫器是用来除去填料层顶部逸出的气体中的液滴，安装在液体分布器上方。当塔内气速不大，工艺过程由无严格要求时，一般可不设除沫器。
除沫器种类很多，常见的有折板除沫器，丝网除沫器，旋流板除沫器。折板除沫器阻力较小（50~100Pa），只能除去50的微小液滴，压降不大于250Pa,但造价较高。旋流板除沫器压降为300Pa以下，其造价比丝网除沫器便宜，除沫效果比折板好。
10.2.5 填料塔与板式塔的比较对于许多逆流气液接触过程，填料塔和板式塔都是可以适用的，设计者必须根据具体情况进行选用。填料塔和板式塔有许多不同点，了解这些不同点对于合理选用塔设备是有帮助的。
① 填料塔操作范围较小，特别是对于液体负荷变化更为敏感。当液体负荷较小时，填料表面不 能很好地润湿，传质就效果急剧下降；当液体负荷过大时，则容易产生液泛。设计良好的板式塔，则具有大得多的操作范围。
② 填料塔不宜于处理易聚合或含有固体悬浮物的物料，而某些类型的板式塔（如大孔径筛板、泡罩塔等）则可以有效地处理这种物质。另外，板式塔的清洗亦比填料塔方便。
③ 当气液接触过程中需要冷却以移除反应热或溶解热时，填料塔因涉及液体均不问题而使结构复杂化。板式塔可方便地在塔板上安装冷却盘管。同理，当有侧线出料时，填料塔也不如板式塔方便。
④ 以前乱堆填料塔直径很少大于0.5m，后来又认为不宜超过1.5m，根据近10年来填料塔的发展状况，这一限制似乎不再成立。板式塔直径一般不小于0.6m。
⑤ 关于板式塔的设计资料更容易得到而且更为可靠，因此板式塔的设计比较准确，安全系数可取得更小。
⑥ 当塔径不很大时，填料塔因结构简单而造价便宜
⑦ 对于易起泡物系，填料塔更适合，因填料对泡沫有限制和破碎的作用。
⑧ 对于腐蚀性物系，填料塔更适合，因可采用瓷质填料。
⑨ 对热敏性物系宜采用填料塔，因为填料塔内的滞液量比板式塔少，物料在塔内⑦的停留时间短。
⑩ 塔的压降比板式塔小，因而对真空操作更为适宜。
