第5章精馏第3次备课

2/4/20231上次课重点4、回流的作用

回流为塔板上方气、液两相进行部分冷凝和部分气化提供了可能，没有回流塔内的部分气化和部分冷凝不能稳定连续进行，精馏目的无从实现，回流是保证精馏操作的必要条件。

回流：

将塔顶引出的蒸气冷凝，冷凝液的一部分从塔顶引回塔内，使之与最上层塔板的蒸气相接触而进行传热传质的操作。2/4/20232上次课重点R=L/DV=L+DV=(R+1)D当R最大时，即：D=0时，为全回流，无产品，这可以用来评价塔的效率。全凝器：蒸气全部冷凝。否则，称为分凝器。2/4/20233上次课重点

回流比越大，塔板上部分气化和部分冷凝的效果越好，所需理论塔板数越少。但采用较小回流比时塔的生产能力和热量利用率都有提高，同时可节约操作费用和基建投资，故设计时宁可用略多的塔板数而采用较小的回流比。2/4/20234上次课重点理论塔板：蒸气和液体在塔板上接触时，如换热传质能达到平衡状态，这样的塔板称作理论塔板。板的气液两相呈平衡板上液相均匀

板上气液接触时间有限流动阻力等因素，板上液相组成分布不均

理论板是一种理想板

理论板概念

“理论板”意义

衡量实际板的分离效率的依据和标准

由理论板和板效率，确定实际板数2/4/20235上次课重点进料板（给料板）：是指液体组成与进料的组成相接近的那层塔板。精馏段：进料板以上的各层塔板上，物系的易挥发组分的含量都比进料中的含量高，达到了上升气相的精致，这一区域称为精馏段。塔顶产品称为馏出液。提馏段：进料板以下的区域，各层塔板上物系的难挥发组分含量都比进料中的含量高，这一区域称为提馏段。塔顶产品常称釜残液。F,xFD,yDW,xW123457n2/4/20236上次课重点F,xFD,yDW,xW123457nXn<xn-1，yn+1

<yn

Xn<x7<x6<x5<x4<x3<

x2<x1yn<y7<y6<y5<y4<y3<y2<y1塔顶蒸气冷凝器可分为全凝器和分凝器。全凝器：把塔顶的蒸气蒸气全部冷凝为液体。否则，称为分凝器。2/4/20237上次课重点5.5.1恒摩尔流假定1引入塔中的进料液预热至泡点，温度与进料板上的温度相接近。2塔身是绝热的，没有热损失，各层塔板上蒸发和冷凝物质的量相等。3回流由塔顶全凝器供给，回流的组成与产品相同，回流的温度为溶液的泡点，从塔底上升的蒸汽由再沸器供给热量产生。4精馏段内各层塔板的上升蒸汽和下降液体的摩尔流量恒定，提馏段也如此。这一假设称为摩尔流假设。但两段的上升蒸汽和下降液体的摩尔流量彼此并不一定相等。2/4/20238上次课重点恒摩尔假定恒摩尔气流恒摩尔液流精馏段：V1＝V2＝….＝Vn提馏段：V1’=V2’=….=Vm’精馏段：L1＝L2＝….＝Ln提馏段：L1’=L2’=….=Lm恒摩尔假定成立条件板上情况是：1mol蒸气冷凝——1mol液体汽化各组分的摩尔汽化热相等交换的显热可忽略（接触的两相温度不同）忽略热损失“恒摩尔假定”意义简化计算有些系统基本满足条件2/4/20239上次课重点5.5.2物料衡算与操作线方程1.精馏过程物料衡算前提：塔内各层塔板上升的蒸气量都相等；精馏段各层的回流量都相等；提馏段各层的回流量也相等。总物料量：F=D+W易挥发组分的物料量：FxF=Dxd+WxW

所以：D/F=(xF-xw)/(xD-xw)

W/F=1-D/F

=(xD-xF)/(xD-xw)馏出液中易挥发组分的回收率为：DxD/FxF釜液中难挥发组分的回收率为：W(1-xW)/[F(1-xF)]F进料、W馏残液、D馏出液、V蒸气、L液体。2/4/202310上次课重点2.操作线方程总物料衡算：V=L+D

蒸汽=回流+馏出液（摩尔数）任何两层塔板n和n+1间，易挥发组分的物料衡算关系：∵R=L/D精馏段操作线方程联立以上两式并整理：精馏馏段操作线方程2/4/202311上次课重点意义：在精馏段任何两层塔板间蒸气和回流这两物流的组成之间的关系。相图中的关系：

在x-y相图中，精馏段操作线是一条直线，斜率为R/（R+1），交y轴的截距为xD/（R+1）处，过点（xD,xD)、交对角线y=x于xD处。xD/(R+1)xD2/4/202312提馏段操作线方程总物料衡算：L’=V’+W任何两层塔板m和m+1间，易挥发组分的物料衡算关系：L’xn=V’yn+1+Wxw斜率为L’/V’，过点（xW,xW)能看出？yn+1=(L＇/V＇)xn-(W/V＇)xW

yn+1=[L＇/(L＇-W)]xn-[W/(L＇-W)]xWyn+1=[(V＇+W)/V＇]xn-(W/V＇)xW

联立可得：5.5双组分连续精馏的计算2/4/202313测试掌握情况带点名泡点进料：提馏段的回流量=精馏段的回流量+进液量露点进料：精馏段蒸汽量=提馏段蒸汽量+进料量5.5双组分连续精馏的计算2/4/202314从双组分混合物的气液相平衡t-y-x图上可以看出，当进料组成xF一定时，按进料温度从低到高，可有以下5种进料热状态。（1）温度低于泡点的冷液体。（2）泡点下的饱和液体。（3）温度介于泡点和露点之间的气液混合物。（4）露点下的饱和蒸气。（5）温度高于露点的过热蒸气。5.5双组分连续精馏的计算5.5.3.进料热状态对精馏操作的影响abcdetx(y)

精馏段的上升蒸气的摩尔流量V与提馏段的V＇不一定相等，下降液体的摩尔流量L与L＇也不一定相等，视进料的热状态而定。1.进料热状态参数q2/4/202315温度低于泡点的冷液体abcdetx(y)饱和液体气液混合液饱和蒸气过热蒸气5.5双组分连续精馏的计算2/4/2023165.5双组分连续精馏的计算进料板物料衡算进料板热量衡算2/4/2023175.5双组分连续精馏的计算进料热状况参数q的意义q的意义:每千摩尔原料变成饱和蒸气所需的热量/原料的每千摩尔气化热。因此进料热状态q又反映进料的热状态情况。L=L＇+qFL＇=L-qF2/4/202318冷液体abcdetx(y)饱和液体气液混合液饱和蒸气过热蒸气5.5双组分连续精馏的计算2/4/2023195.5双组分连续精馏的计算(1)q=1，泡点（饱和液体）进料。此种情况下有如下关系，即L＇=L＋F及V＇=V(2)q=0，露点(饱和蒸气）进料。此种情况下有如下关系，即L＇=L及V=V＇＋F2/4/202320(3)0<q<1，气液混合物进料进料中气相部分与提馏段上升蒸气合并进入精馏段，液相部分作为提馏段下降液相的一部分。即：F=LF＋VFL＇=L＋LF，V=V＇＋VFL’=L＋LF与L’=L＋qF对比，则有：q=LF/F即对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸气而言，q值等于进料中的液相分率。因此，气液混合物进料时，q值范围为0＜q＜1。此时：V=V’+（1-q）F或V’=V-（1-q）F5.5双组分连续精馏的计算2/4/202321若进料中的气相组成为y，液相组成为x，由物料衡算FxF=LFx+VFyxF=(LF/F)x+[(F-LF)/F]yxF=qx+(1-q)y得q=(y-xF)/(y-x)因此，若已知进料组成xF与温度tF，从t-y-x相平衡图上可得气、液相组成y与x，用上式（杠杆定律）计算出q值。q=(y-xF)/(y-x)也可写成后面要介绍的q线方程，即y=qx/(q-1)-xF/(q-1)5.5双组分连续精馏的计算2/4/202322（4）q>1,冷液进料。原料液的温度低于泡点，入塔后由提馏段上升的蒸气有部分冷凝，放出的潜热将料液加热至泡点。此种情况下，提馏段下降的液相由三部分组成，即精馏段下降液体L、料液F及加料板冷凝液。由于加料板蒸气的部分冷凝，致使有如下关系，即L＇>L＋F及V＇>V5.5双组分连续精馏的计算2/4/202323(5)q<0，过热蒸气进料。过热蒸气进塔后首先放出显热而变为饱和蒸气，而此显热将使进料板上液体部分气化。此种情况下，进入精馏段的气相由V、F及部分气化的气体三部分组成，此种情况下有如下关系，即L＇>L及V>V＇＋F5.5双组分连续精馏的计算2/4/202324从以上的分析可从另一个方面说明q值的意义，即：以1lmol/h进料为基准，q值即提馏段中液相流量较精馏段中流量的增大值。对于泡点，气液混合进料而言，q值即表示进料中的液相分数。5.5双组分连续精馏的计算2/4/2023255.5双组分连续精馏的计算2进料状态对操作线的影响精馏段操作线不受q的影响V’=L’-W例题书上P148q对提馏段操作线影响很大yn+1=(L＇/V＇)xn-(W/V＇)xW

yn+1=[L＇/(L＇-W)]xn-[W/(L＇-W)]xWyn+1=[(V＇+W)/V＇]xn-(W/V＇)xW

2/4/202326当分离要求xD、xW及进料参数xF、q等已知，并选定回流比R，则可在y-x图上绘制操作线。1)精馏段操作线精馏段操作线方程为一直线，在y轴上的截距为xD/(R+1），以I点表示。当x=xD时，由操作线方程可得y=xD，在对角线上以D点表示。D点与I点的连线即为精馏段操作线，其斜率为L/V=R/(R+1）。2)提馏段操作线提馏段操作曲线也是一直线方程，当x=xW时由操作线方程可得y=xW，在对角线上以W点表示。以操作线的斜率L＇/V＇，从W点画出Wf直线，即为提馏段操作线。

5.5双组分连续精馏的计算3.操作线的绘制与q线方程2/4/202327求得：5.5双组分连续精馏的计算两操作线交点的坐标与q线方程2/4/2023285.5双组分连续精馏的计算q线方程是两操作线交点的轨迹方程。由q线方程可知，当x=xF时，y=xF即q线为通过图中F点的一条直线，称为q线，其斜率为q/(q-1)。q线与精馏段操作线的交点即为提馏段操作线与精馏段操作线的交点。2/4/2023295.5双组分连续精馏的计算q线方程特点及作图它是精馏段和提馏段交点的轨迹方程。进料组成和热状态一定时为一直线。直线过点(xF,xF)，斜率q/(q-1)。进料热状况对q线的影响xD/(R+1)xDxFxWabced斜率q/(q-1)q>1第一象限q=1垂直x轴0<q<1第二象限q=0平行x轴q<0第三象限2/4/2023305.5双组分连续精馏的计算工程上，有三种计算法：逐板计算法、图解法和简捷计算法。先介绍前两种方法。1.逐板计算法塔顶为全凝器，所以，回流液和馏出液的组成均为离开第一块理论板的气相组成y1,即：y1=xD5.5.4理论塔层板数计算2/4/2023315.5双组分连续精馏的计算下落的第一块板上的液体的组成为x1，y1与x1平衡，可求得x1Y2与x1属于操作关系：（第二块板上升蒸气与第一块板下降液体的关系）再利用求出x22/4/2023325.5双组分连续精馏的计算以此类推，直至xn≤

xq,(xq为精馏段和提馏段操作线交点的横坐标，当q=1时，xq=XF)为止。则第n块板为进料板，精馏段理论板数为n-1块。（每用一次平衡方程即为一块理论塔板）。到了进料板后换用提馏段操作线方程与平衡线方程交替计算，直至x≤xw为止(用了m次平衡方程)。∵离开塔底再沸器的气液两相已达平衡，∴再沸器也相当于一块理论板，∴提馏段理论板数为m-1∴全塔理论板数为：NT=n+m-2优点:准确缺点：繁琐书P150例题5-52/4/2023332图解法步骤（***教案与板书）A在x-y坐标上作出平衡线和对角线。B作精馏段、提馏段操作线方程。C图解求理论板数。D确定进料位置。5.5双组分连续精馏的计算2/4/202334值得注意的是：1)平衡曲线上各点代表离开该理论板的上升蒸气组成yn与下降液体组成xn的平衡关系。2)操作线上各点代表相邻两层理论板之间的上升蒸气组成yn+1与下降液体组成xn的操作关系。3)每一梯级的水平线代表液体向下流经每一理论板，其组成由xn降至xn+1。4)每一梯级的垂直线代表蒸气向上流经每一理论板，其组成由yn升到yn-1。5.5双组分连续精馏的计算2/4/2023355)进料板位置在前面的理论板数计算中，当某梯级跨过两操作线交点f时，便由精馏段操作线改为提馏段操作线，跨过交点的这一梯级为进料板，这样绘制的梯级数最少。这个进料板位置称为最佳进料板位置。此时进料组成与进料板的气液相成接近。如果提前改用精馏操作线或过了交点仍沿精馏段操作线绘制若干梯级后，改用提馏阶操作线，梯级数增多。此时，改用提馏段操作线的梯级为进料板，属滞后进料。

5.5双组分连续精馏的计算2/4/202336前已述及5.4精馏5.5.5回流比的选择

回流为塔板上方气、液两相进行部分冷凝和部分气化提供了可能，没有回流塔内的部分气化和部分冷凝不能稳定连续进行，精馏目的无从实现，回流是保证精馏操作的必要条件。

回流：(前已述及)

将塔顶引出的蒸气冷凝，冷凝液的一部分从塔顶引回塔内，使之与最上层塔板的蒸气相接触而进行传热传质的操作。2/4/202337前已述及5.4精馏塔顶生成的蒸气冷凝后一部分作为回流L流回精馏塔，一部分作为最终产品D引出，此两部分数量之比，称为回流比。R=L/DV=L+DV=(R+1)D回流比的大小对精馏的效果影响较大，回流比越大，气化生成的蒸气含易挥发组分的含量提高，相应的可采用较少的塔板数达到要求的分离纯度。但相应的，得到的馏出液少。当R最大时，即：D=0时，为全回流，无产品，这可以用来评价塔的效率。全凝器：蒸气全部冷凝。否则，称为分凝器。2/4/2023385.5双组分连续精馏的计算回流比越大，塔板上部分气化和部分冷凝的效果越好，所需理论塔板数越少。但采用较小回流比时塔的生产能力和热量利用率都有提高，同时可节约操作费用和基建投资，故设计时宁可用略多的塔板数而采用较小的回流比。2/4/202339全回流：上升至塔顶的气相冷凝后全部回到塔内的操作方式称为全回流。

是回流比增大的极限，此时塔顶冷凝液全部作为回流。

此时，精馏段和提馏段操作线都简化为y=x，精馏所需的理论塔板数最少。但得不到产品，故工业上不采用。由于全回流时可得到理想的换热传质，因而主要在实验室采用，作为评价精馏塔或填料的效率。5.5双组分连续精馏的计算1全回流和最小理论塔板数2/4/2023405.5双组分连续精馏的计算对理想或近理想体系，蒸馏时有(公式来源见下张PPT)：对第一块板：对第二块板：全回流时，气液组成服从操作线方程y=x，所以yA2=xA1，yB2=xB1，得：2/4/2023411.2：相对挥发度：若气体服从道尔顿分压定律，则有：

平衡时，气相中两组分之比是液相中两组分之比的α倍。又因在同温时，pA0

>pB0，即α>1,则：表明α越大，相应地蒸气中y越高,蒸馏分离越容易。适用条件：理想或近似理想溶液的蒸气-液体平衡。前已述及5-2双组份溶液的气、液平衡2/4/2023425.5双组分连续精馏的计算以此类推，包括在沸器在内，精馏必要的理论塔板数为N，已知：当xF代替xW时，可求精馏段最小理论塔板数N’min：若α随温度变化，则取平均值。书上P154例题Fenske方程2/4/2023435.5双组分连续精馏的计算2最小回流比：当回流比逐渐减小时，精馏操作线的斜率逐渐减小，而提馏段操作线的斜率逐渐增大，二者皆向平衡线靠近，达到某一极限时，两操作线与平衡线相交于一点（xP，yP），此时精馏需要的传质推动力为0，达到一定分离要求的理论塔板数为无穷多，回流比是精馏操作过程可能采取的回流比最低限度，将此回流比称为最小回流比，记作RM或Rmin。例题5-8(饱和液体进料q=1)2/4/2023443适宜回流比的选择适宜回流比:使操作费用和设备费用之和最低时的回流比。精馏过程的操作费用主要取决于再沸器中加热介质消耗量、冷凝器中冷却介质消耗量及动力消耗等费用。当进料流量F、热状态参数q、塔顶馏出液D一定时，这些消耗随回流比而变。显然，R加大时，加热介质及冷却介质的用量均随之增加，即操作费用增加。5.5双组分连续精馏的计算2/4/2023455.5双组分连续精馏的计算

设备费用主要指精馏塔、再沸器、冷凝器及其他辅助设备的购置费用。当设备类型及材质选定后此项费用主要取决于设备尺寸。当R=Rmin时，对应的塔板数无穷多，故设备费用为无穷大；加大回流比，起初显著降低所需的塔板层数，设备费用明显下降；再增大回流比，塔板层数下降得非常缓慢；与此同时，塔内上升气量加大，致使塔径、塔板面积、再沸器、冷凝器等的尺寸相应加大，设备费用随之增加。

一般，R=(1.1~2.0)Rmin2/4/2023462/4/202347

芬斯克—吉利兰特（Frenske—Gilliland）估算法。适用范围：估算理想体系在泡点进料时的理论塔板数。运算步骤：1）求全回流下的最小理论塔板数；2）求出最小回流比和确定实用的回流比；3）由以上两个运算结果求的理论板数。5.5双组分连续精馏的计算5.5.6理论塔板数的简捷计算法2/4/2023485.5双组分连续精馏的计算

关联（N-NM）/（N+1）与（R-RM）/（R+1）的关系，选定回流比R，作吉利兰特图，可求出所需的理论塔板数。2/4/2023495.5.7实际塔板数和塔板效率

塔板效率分为总塔板效率和单塔板效率（莫弗里效率）。全塔板效率

全塔效率E0=N理/N实5.5双组分连续精馏的计算2/4/2023505.5双组分连续精馏的计算2/4/2023515.5双组分连续精馏的计算塔板效率降低的主要原因：塔板上浓度不均，气液接触面积和接触时间不足而使传质未能达到平衡，以及雾沫夹带、塔板的漏夜以及物料的返混等。雾沫夹带：塔板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象称为雾沫夹带返混：凡是有降液管的塔板上，液体物料横过塔板与上升气体呈T字形错流状态。物料中易挥发组分的浓度将沿着流动的方向逐渐下降。但如果因液体流动情况、流道长度、以及停留时间、塔板的水平度和水力梯度等原因，会使上升的气体在工作面上使液体形成涡流状态，即浓度高低不一的液体搅混在一起，从而破坏了已经形成的液体沿正常流动方向的浓度变化，这种现象就是返混现象，在塔内时有发生，导致分离效果降低

2/4/2023522.单板效率单板效率通常用莫弗里（Murphree）提出的板效率表示方法表示，称为莫弗里板效率。可以用气相组成表示，也可以用液相组成表示。以气相组成表示的第n板单板效率为

式中yn、yn+1为离开第n板的气相组成、离开第n+1板的气相组成（摩尔分数）；yn*为与离开第n板的液体组成xn平衡的气相组成（摩尔分数）。以液相组成表示的第n板单板效率为式中xn-1、xn为离开第n-1板的液相组成、离开第n板的液相组成（摩尔分数）；xn*为与离开第n板的气相组成yn平衡的液相组成（摩尔分数）。单板效率通常由实验测定。5.5双组分连续精馏的计算2/4/202353

间歇精馏又称分批精馏，是将被处理的物料一次加入精馏釜中，然后加热气化，自塔顶引出的蒸气经冷凝后，一部分作为馏出液产品，另一部分作为回流液送回塔内，待釜残液组成降到规定之后，停止精馏操作，将釜液一次排出，再进行下一批的操作。5.6间歇精馏2/4/202354常用的间歇精馏方式有两种：一是保持回流比恒定，让馏出液组成xD随釜液组成xw下降而下降二是为保证馏出液组成恒定，随釜液组成xw下降不断加大回流比。

生产上常将两种操作方式联合应用，即在操作初期逐步增大回流比维持流出液组成基本稳定得到合格的塔顶产品。当回流比增大到一定程度，为避免能耗过大，保持回流比不变，此时得到的是低于xD的次级产品。可将此部分产物并入下一批原料再次精馏。5.6间歇精馏2/4/202355间歇精馏过程的特点

当混合液的分离要求较高而料液品种或组成经常变化时，采用间歇精馏的操作方式比较灵活机动。从精馏装置看，间歇精馏与连续精馏大致相同。作间歇精馏时，料液成批投入精馏釜，逐步加热气化，待釜液组成降至规定值后将其一次排出。由此不难理解，间歇精馏过程具有如下特点。①间歇精馏为非定态过程。在精馏过程中，釜液组成不断降低。若在操作时保持回流比不变，则馏出液组成将随之下降；反之，为使馏出液组成保持不变，则在精馏过程中应不断加大回流比。为达到预定的要求，实际操作可以灵活多样。

5.6间歇精馏2/4/202356例如，在操作初期可逐步加大回流比以维持馏出液组成大致恒定；但回流比过大，在经济上并不合理。故在操作后期可保持回流比不变，若所得的馏出液不符合要求，可将此部分产物并入下一批原料再次精馏。②间歇精馏时全塔均为精馏段，没有提馏段。因此，获得同样的塔顶、塔底组成的产品，间歇精馏的能耗必大于连续精馏。

5.6间歇精馏2/4/2023575.6.1回流比恒定的间歇精馏随蒸馏进行，釜液组成不断降低，若回流比不变，则馏出液组成将随之下降，因此为得到合格产品，开始时馏出液组成必须高于产品的组成。当釜残液组成达到一定值后，停止精馏操作。所得到的产品为各瞬间组成的平均值。

5.6间歇精馏2/4/2023585.6.2馏出液组成恒定的间歇精馏由于间歇精馏的釜残液在精馏过程中逐渐减小，若回流比恒定，馏出液组成必逐渐减小。为使馏出液组成恒定，必须增大回流比。比较：回流比恒定操作方便但馏出液组成为平均值；馏出液组成恒定馏出液组成虽大，但操作困难，成本加大。5.6间歇精馏2/4/202359所以，将两种操作结合起来，先在回流比恒定时操作一定时间，当馏出液组成减小到一定程度后，使回流比增大，再操作一定时间，如此逐渐增大回流比，以保持馏出液的组成基本不变。在后期，釜液组成很低，馏出液量很小，回流比又大，经济上不合算，因此要适时停止操作。5.6间歇精馏2/4/202360特殊精馏主要有恒沸精馏、萃取精馏、膜蒸馏、催化精馏、反应精馏、盐效应精馏等。5.7特殊精馏2/4/202361

前述普通精馏方式是以溶液中各个组分的挥发度不同作为分离的依据，若各组分的挥发度差异越大（即相对挥发度越大），越易分离。但工业生产中需要分离的溶液，也有不少其挥发度很接近或具有恒沸点（最高或最低恒沸点），对于这类溶液的分离，用普通精馏方式就难以实现。例如：乙醇—水溶液在总压时有最低恒沸点℃，恒沸物组成摩尔分率（重量百分率为95.6%），用前述普通精馏方法，最多只能分离得到接近恒沸组成的酒精，这就是工业酒精中含乙醇只能达到95%（重量百分率）的原因。5.7特殊精馏2/4/202362若两组分的沸点很接近相对挥发度很小，如苯—环己烷的沸点分别为80.1℃和80.8℃，也很难用普通精馏方法将其分离。用普通精馏难以分离的物系必须采用特殊精馏的方法分离。特殊精馏的基本原理是：在双组分溶液中加入第三组分，以改变原双组分物系的非理想性或提高其相对挥发度而实现分离。根据第三组分所起作用的不同，又可分为恒沸蒸馏和萃取精馏。

5.7特殊精馏2/4/2023635.7特殊精馏5.7.1恒沸精馏在A、B双组分恒沸溶液或相对挥发度很小的双组分溶液中加入称为夹带剂的第三组分C，此夹带剂C与原溶液中一个或两个组分形成新的恒沸物（AC或ABC），新的恒沸物的沸点比纯组分B（或A）或原恒沸物（AB）的沸点低得多，使溶液变成“恒沸物—纯组分”的精馏，其相对挥发度大而易于分离。2/4/2023645.7特殊精馏恒沸精馏夹带剂的选择①夹带剂应能与被分离组分形成新的恒沸液，其恒沸点要比纯组分的沸点低；②夹带剂应与原料液中含量较少的组分形成恒沸物，从塔顶蒸出；③夹带剂的量愈少愈好；④新恒沸物挥发度尽量大，使精馏容易，釜残液中夹带剂少；⑤夹带剂回收容易、无毒、无腐蚀性，热稳定性好，来源容易，价格低廉。

2/4/2023655.7特殊精馏5.7.2萃取精馏萃取精馏和恒沸精馏相似，也是向原料液中加入第三组分（称为萃取剂或溶剂），以改变原有组分间的相对挥发度而得到分离。但不同的是要求萃取剂的沸点较原料液中各组分的沸点高得多，且不与组分形成恒沸液。萃取精馏常用于分离各组分沸点（挥发度）差别很小的溶液。

在精馏过程中，萃取剂基本上不被气化，也不与原料液形成恒沸液，这些都是有异于恒沸精馏的。2/4/202366选择萃取剂时，主要应考虑：（1）萃取剂应使原组分间相对挥发度发生显著的变化；（2）萃取剂的挥发性应足够小，即其沸点应较纯组分的为高，且不与原组分形成恒沸液，易于回收；（3）萃取剂应与原料中各组分互溶，充分发挥萃取剂的作用；（4）来源方便，价格低廉，无毒性、无腐蚀性，热稳定性好。

5.7特殊精馏2/4/2023675.7特殊精馏萃取精馏与恒沸精馏的特点比较（1）萃取剂比挟带剂易于选择；（2）萃取剂在精馏过程中基本上不气化，故萃取精馏的耗能量较恒沸精馏的为少；（3）萃取精馏中，萃取剂加入量的变动范围较大，而在恒沸精馏中，适宜的夹带剂量多为一定，故萃取精馏的操作较灵活，易控制；（4）萃取精馏不宜采用间歇操作，而恒沸精馏则可采用间歇操作方式；（5）恒沸精馏操作温度较萃取精馏的为低，故恒沸精馏较适用于分离热敏性溶液。

2/4/202368特殊精馏主要有恒沸精馏、萃取精馏、膜蒸馏、催化精馏、反应精馏、盐效应精馏等。5.7特殊精馏2/4/202369§5-8、板式塔

有降液管分类

有降液管

无降液管：穿流塔

鼓泡塔：袍罩塔，浮阀塔，筛板塔

喷射塔：舌形塔，浮舌塔，浮动喷射塔5.8.1塔板的类型及性能评价1.塔板类型按照塔内气液流动的方式，可将塔板分为错流式与逆流式。错流式塔板上带有降液管，在每层塔板上保持一定的液层厚度，气体垂直穿过液层，但对整个塔来说，两相为逆流流动。错流式塔板广泛应用于精馏、吸收等传质操作中。逆流塔板亦称穿流板，板上不设降液管，气、液两相同时由板上孔道逆向穿流而过。栅板、淋降筛板等都属于逆流塔板。这种塔板的结构虽简单，板面利用率也高，但需要较高的气速才能维持板上液层，操作范围较小，分离效率也低，工业上应用较少。2/4/202370§5-8、板式塔优点：操作性能稳定，操作弹性大，塔板效率高，能处理含少量污垢的物料，应用较广泛。1）泡罩塔板操作弹性：是指同样使塔效率降低15%时物料（常指气体或蒸气）最大负荷与最小负荷之比。2/4/202371§5-8、板式塔2）筛孔塔板

筛孔塔板简称筛板，塔板上开有许多均匀分布的小孔。根据孔径大小，分别为小孔径（孔径为3~8mm）筛板和大孔径（孔径为10~25mm）筛板两类。筛孔在塔板上通常作正三角形排列。在正常的操作气速下，通过筛孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔向下泄露。 筛孔塔板的优点是：结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均较泡罩塔高。其主要缺点是：操作弹性小，筛孔小时容易堵塞。采用大孔径筛板可避免堵塞，而且由于气速的提高，生产能力增大。2/4/2023723）浮阀塔板浮阀塔的结构特点是在塔板上开有若干大孔（标准孔径为39mm），每个孔上装有一个可以上下浮动的阀片。浮阀的型式很多，目前国内已采用的浮阀有五种，但最常用的浮阀型式为F1型、V-4型和T型。 与泡罩塔板与筛选板相比较，浮阀塔板的综合性能优越，其具有如下特点：生产能力大（比泡罩塔大20%，与筛板相当），操作弹性大，塔板效率高，气体压降及液面落差小，构造简单，易于制造，塔的造价低（比泡罩塔低20%~40%）。