化工原理第九章 蒸馏

第九章蒸馏9.1概述9.2二元物系的气液相平衡9.3蒸馏方式9.4二元延续精馏的分析和计算9.5其他精馏方式9.6多元精馏19.1概述蒸馏过程通常以如下方法进展分类：１、根据被蒸馏的混合物的组分数，可分为二元蒸馏和多元蒸馏。２、根据操作过程能否延续，可分为间歇蒸馏和延续蒸馏。３、根据操作压力，可分为常压蒸馏、加压蒸馏和减压蒸馏。４、根据操作方式，可分为简单蒸馏、平衡蒸馏和精馏。根据被分别物系的一些特殊要求，精馏还包括水蒸气精馏、间歇精馏、恒沸精馏、萃取精馏、反响精馏等等。2假设气液平衡时总压Ｐ不是很高〔〕，那么气相克永道尔顿分压定律来描画：一、理想物系的气液平衡对较易挥发组分A与较难挥发组分B构成的A、B溶液来说，它们之间满足：9.2二元物系的气液相平衡根据相律，用于描画相平衡物系的自在度数应该满足一下关系式：对于二元理想物系，组成中可略去下标Ａ，有3对二元溶液假设气相符合道尔顿分压定律，那么有或

对二元溶液，有，显然对理想溶液，根据拉乌尔定律就有二、挥发度和相对挥发度假设混合物是理想溶液，那么有4根据溶液的蒸汽压偏离拉乌尔定律的方向，普通可将非理想溶液分成两大类：１、正偏向溶液当异分子间吸引力小于同分子间吸引力和时，溶液中组分的平衡分压比拉乌尔定律估计的高，即，。属于该类的物系较多，有甲醇－水、乙醇－水、苯－乙醇等。２、负偏向溶液当异分子间吸引力大于同分子间吸引力和时，溶液中组分的平衡分压比拉乌尔定律估计的低，即，。属于该类的有硝酸－水、氯仿－丙酮等物系。三、非理想物系的气液平衡59.3蒸馏方式9.3.1简单蒸馏简单蒸馏的根本流程如下图。一定量的原料液投入蒸馏釜中，在恒定压力下加热气化，陆续产生的蒸汽进入冷凝器，经冷凝后的液体〔又称馏出液〕根据不同要求放入不同的产品罐中。因上述流程很简单，故称其为简单蒸馏，它是较早的一种蒸馏方式。6上式可变成

此式方式简单，且对多元理想物系也适用。根据物系的相平衡情况，可分为以下三种情况来计算：〔１〕理想物系，为常数。简单蒸馏的计算要借助物料恒算关系和相平衡关系。有：整理得7３〕假设平衡关系不能用简单的数学公式表示，那么采用数值积分或图解积分求取。利用上述关系确定或后，某段时间内馏出液的总量和平均组成就可以根据以下的物料恒算关系确定：２〕假设在操作范围内，相平衡关系可近似用直线表示，那么对稀溶液，相平衡关系通常可用经过原点的直线来表示；假设蒸馏浓度变化区域不大，那么可用直线近似替代曲线。89.3.2平衡蒸馏平衡蒸馏又称闪蒸，其根本流程如下图。原料液经泵加压后延续地进入加热器，在加热至一定温度后〔高于分别器内压力下的泡点〕流经一节流阀减压至预定压力。由于压力的忽然降低，液体处于过热形状，高于泡点的显然随即转化为潜热－使部分液体气化。气、液混合物在分别器中分开：顶部为气相产品，其中的易挥发组分得到提浓，经冷凝后搜集；底部为液相产品，其中的难挥发组分得到提浓。9由于ｙ，ｘ间到达气液平衡，它们之间满足相平衡关系。因此对为常数的理想物系，可联立上面两式求解ｙ和ｘ。平衡蒸馏的计算也要借助物料恒算关系和相平衡关系。通常知原料液的流量Ｆ，组成以及闪蒸后的气相流量Ｖ〔或液相流量Ｌ〕，根据物料恒算有：

假设令１kmol料液经平衡蒸馏后产生的液相量为ｑkmol，那么气相量为〔１－ｑ〕kmol，上式变为

10一、平衡级蒸馏平衡级蒸馏的流程如图９－７所示，即让流量为Ｖ和Ｌ〔摩尔流率〕、组成为和的蒸气和液体在某一设备中进展接触。一个较为常用的气液两相接触设备时如图９－８所示的塔板。假设两股流体接触足够充分，分开时气液两相到达相平衡，责成这种设备为一个平衡接触级，简称平衡级。9.3.3精馏11经过该接触级后，分开的气液组成ｙ，ｘ满足：，，也就是说气相和液相都得到了提浓。假设两组分的摩尔气化潜热近似相等，且组成改动时显热变化、混合热以及热损失可忽略不计或相互抵消，那么有，。一个平衡级蒸馏能够到达的分别程度同样由物料恒算关系和相平衡关系所决议。对易挥发组分做物料恒算有虽然平衡级蒸馏与平衡蒸馏在计算方法上根本一样，但这两个过程的本质有着重要的区别：平衡蒸馏是传热过程，过程速率受传热速率控制；而平衡级蒸馏为伴有传热传质过程，过程受传质控制，而且它与外界无需进展直接的热量交换。因此有能够也有必要将多个接触级蒸馏传接起来，以实现混合液的高纯度分别，这就是精馏的根本思绪。12二、精馏原理图９－９时一个典型的板式延续精馏塔。塔内有假设干层塔板，每一层就是一个接触级，它为气液两相提供传质场所。总体来看，全塔自塔底向上气相中易挥发组分浓度逐级添加；自塔顶向下液相中难挥发组分浓度主机添加。因此只需有足够多的塔板数，就能在塔顶得到高纯度的易挥发组分Ａ，塔底得到高纯度的难挥发组分Ｂ。139.4.1全塔物料恒算从整体来看，无论塔内的操作情况如何，延续精馏过程的加料、馏出液、釜液的流率和组成遭到全塔物料恒算关系的约束。对图９－９所示的二元延续精馏塔作物料恒算，有总物料恒算易挥发组分物料恒算

馏出液产率挥发组分：

难挥发组分：

9.4二元延续精馏的分析和计算149.4.2操作线方程为简化精馏计算，并了解过程的本质，通常引入以下两个根本假定：〔1〕实际板假定对板式塔，一层塔板就是一个接触级，通常把可以起一个平衡蒸馏级作用的塔板称为一层实际板。在实际板上，不论进入该板的组成如何，分开该板时气液两相一定到达相平衡。基于这个假定，精馏计算中可略去传质速率方程。〔2〕恒摩尔流假定以为易挥发组分与难挥发组分的摩尔气化潜热相等，其他热效应那么可忽略不计或相互抵消，这样液体气化和气体冷凝所需的热量刚好相互补偿，使得流经每一块塔板的气液两相摩尔流率坚持不变。15对图９－１０种虚线所划定的区域作物料恒算得

从而有一、精馏段操作线方程精馏段的操作情况的分析如图９－１０所示。令回流比，那么有；，代入上式得16从图可以看出，上式右边中的分子表示经过第ｎ块塔板气相的提浓程度，分母表示经过第ｎ块塔板液相的提浓程度。所以当物系和操作压力确定时，精馏段的斜率决议了精馏段的分别才干。假设回流比增大，那么斜率增大，操作线便会向接近对角线的方向挪动，使得精馏段内塔板的分别才干提高。所以说提高精馏段讷的液气比对精馏段的分别有利。将下标ｎ去掉写成方程的方式为

表示了精馏段内恣意位置处下降液流和上升气流组成之间的关系，叫做精馏段操作线方程，假设对精馏段内任一塔板〔第ｎ层〕列物料恒算式，可得17对图９－１２中虚线所划定的区域作物料恒算得

从而有将，带入上式得二、提馏段操作线方程提馏段操作情况的分析如图９－１２所示，其实际塔板数接着精馏段继续往下数。再沸器将塔釜出来的液体部分气化，其液体作为塔底产品延续排出，而气体那么回流入塔，这种再沸器的效果相当于一块实际塔板，所以整个精馏塔的实际塔板数该当包含再沸器这一块。即提馏段的操作线方程18假设对提馏段任一塔板〔第m层〕列物料恒算式，可得

从图９－１３看出，式〔９－３８〕中右边的分子表示经过第m块塔板气相的提浓程度，分母表示经过第m块塔板液相的提浓程度，且其提浓程度〔或该板的分别才干〕也可用途中平衡线与操作线之间的梯级〔三角形〕的跨度大小笼统地表示。199.4.3加料线方程一、进料热情况参数q当进料流量和组成一定时，其温度情况将会直接影响到提馏段内气液相流量与精馏段内气液相流量之间的关系，从而会影响到塔的分别才干。进料情况通常用一个叫做进料热情况参数q来描画。

图９－１４表示了加料板及其上面一块塔板至今的物流关系。20对虚线所划定的区域作物料恒算和热量恒算。总物料恒算总热量恒算可得

令那么从上式中得

21二、五种进料情况下ｑ的计算精馏塔的进料通常有五种情况，分别为：１、过冷液体；２、饱和液体；３、气液混合物；４、饱和蒸气；５、过热蒸气。它们对精馏塔内的气液相流量将产生不同的影响，现结合图９－１５进展分析。22广义的说，进料热情况参数都可看作是进料中饱和液体的摩尔分率。饱和液体进料，；饱和蒸气进料，；气液混合物进料，；这三种情况下进料热情况参数很容易确定。而对冷液进料和过热蒸气进料，ｑ可采用以下方法进展计算。过冷液体：

过热蒸气：

23上式是精馏段和提馏段交点ｄ的轨迹方程，它是一条过点、斜率为的直线。该直线仅与、有关，所以常称之为加料线方程，简称为ｑ线方程。精馏段、提馏段操作线方程式可分别写成如下方式：

得

将式整理得

三、ｑ线方程24一、实际塔板数的计算精馏塔内的操作压力将直接影响到气液相平衡关系，普通它根据物系的性质及分别要求来确定，在以后的计算中都假设操作压力曾经选定。物系和操作压力一定时，相平衡关系一定，假设此时、、、和ｑ知，那么精馏段和提馏段的操作线方程也就随之确定，从而决议了沿塔的逐板组成的变化情况，据此可确定精馏塔所需的实际塔板数。9.4.4精馏塔的设计型计算25〔１〕根据给定条件写出各实际塔板上的相平衡方程和操作线方程，并求出两操作线的交点ｄ的坐标。相平衡方程改写成：精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：〔２〕从塔顶〔也可从塔底〕开场进展逐板计算，详细步骤为从开场交替运用相平衡方程和操作线方程，可求出各板上气液两相的组成。二元延续精馏塔实际塔板数的求取通常采用逐板计算法和图解法。１、逐板计算法26２、图解法图解法又称麦卡勃－蒂列〔McCabe-Thiele〕法，简称M－T法，其原理与主板计算法完全一样，只是将逐板计算过程在ｙ－ｘ图上直观地表示出来，其主要步骤为：(1)根据物系和操作压力在ｙ－ｘ图上作出相平衡曲线〔１〕，并画出对角线〔２〕作为辅助线；(2)在ｘ轴上定出、、三点，一次经过这三点作垂线分别交对角线于点ａ、ｆ、ｂ；(3)在ｙ轴上定出的点ｃ，衔接ａ、ｃ作出精馏段操作线〔３〕；27(4)由进料热情况求出ｑ线的斜率，过点ｆ作出ｑ线〔４〕交精馏段操作线于点ｄ；(5)衔接点ｄ、ｂ作出提馏段操作线〔５〕；(6)从点ａ开场在平衡线〔１〕和精馏段操作线〔３〕之间画阶梯，当梯级跨过点ｄ时，就改在平衡线〔１〕和提馏段操作线〔５〕之间画阶梯，直至梯级跨过点ｂ为止；(7)所画的总阶梯数就是全塔所需的实际塔板数〔包含再沸器〕，跨过点ｄ的那块板就是加料板，其上的阶梯数为精馏段的实际塔板数28例9－7欲用一常压延续精馏塔分别含苯44%、甲苯56%〔摩尔百分率，下同〕的混合液，要求塔顶馏出液含苯97%，釜液含苯2%。知泡点回流，且回流比取3。试求泡点进料时全塔需求的实际塔板数和第二块下降液体的组成。解：首先作出常压下苯－甲苯体系的相图，据xD=0.97，xF=0.44，xW=0.02定出点a、f、b，然后由xD=0.97,R=3在y轴上定出yc=xD/(R+1)=0.243的点c，并作出精馏段操作线。图9－18例９－７泡点进料时实际板数的图解29根据题意有：相平衡方程：精馏段操作线方程：逐板计算过程：30二、最正确加料位置确实定在上述求全塔所需的实际板数时，将跨过点ｄ的梯级定位加料板。由通常称跨越点d的加料板为最正确加料板，任何偏离该位置的加料都会使全塔实际板数增多，偏离程度越远，料液浓度与塔内浓度的差别越大，混合效应也越大，需求的实际塔板数也就越多。31三、回流比的选取和实际板数的捷算法1全回流和最少实际板数回流比的上限是全回流，这时子塔顶上升的蒸气经冷凝后全部回流入塔，不采出馏出液。因D=0，由全塔物料恒算得，，，故进料和出料已显得无意义，现实上全回流时无进料和出料，因此无精馏段和提馏段之分，如图９－２０所示。32假设逐板计算至进料位置，令，可得到精馏段所需的最少实际板数：在恣意一块实际板n上，存在如下关系：〔1〕相平衡方程，有〔2〕操作线方程，可写成，从塔顶开场交替运用平衡线和操作线方程进展逐板计算，求得最少实际板数332、

最小回流比最小回流比可用作图法或解析法求得。34图9－22特殊理想体系的最小回流比〔1〕作图法作出最小回流比时的操作线，如图９－２１和９－２２所示。再利用下式计算：或者352〕解析法对于理想体系，最小回流比时静六段的操作线经过平衡线与ｑ线的交点ｅ。当泡点进料〔q＝１〕时，q线方程为，点ｅ的坐标为。求得的最小回流比为同样，露点进料〔q＝０〕时，ｑ线方程为，点ｅ的坐标为，求得的最小回流比为

36吉利兰关联图近似用如下的数学式表示：

研讨阐明，精馏段和全塔的实际板数之比近似满足：

利用吉利兰关联图及上式可进展精馏塔实际塔板数的简捷计算，简称实际板数的捷算法。3、

适宜回流比的选取和实际板数的捷算法全回流和最小回流比十精馏塔设计中的最大值和最小值，实践选用的回流比应该介于两者之间。37四、进料热情况的选取精馏操作的进料可采用冷液到过热蒸汽等五种方式，对应的进料热情况参数ｑ值从大至小变化。进料预热程度愈高，对精馏分别愈不利。从分别角度来看，应尽能够降低进料的温度。但另一方面，进料余热程度愈高，需求再沸器提供的上升蒸气量愈小，从而再沸器负荷也愈小。通常料液预热至泡点附近最为常见，除综合思索了上述要素外，泡点进料还有一个益处：可以防止季节变化引起料液温度变化而影响精馏塔操作的稳定性。当然假设精馏塔的进料受前段工序的影响本身就是气相，那么为减少能耗，普通不再将它冷却而直接采用气相加料。38五、实践塔板数的计算实际板假定是一种极限情况，操作中的实践塔板因气液相接触界面有限，接触的时间也不能够无穷大，故分开塔板的气液两相通常大不到相平衡，即实践塔板的分别效果经常不如实际板。普通用单板效率也称默弗里〔Murphree〕板效来描画实践塔板的分别才干．板的气相单板效率为假设一液相浓度的变化来定义，那么第ｎ块塔板的液相默弗里板效为39除单板效率外，工程中还常用全塔效率或称总板效率来描画塔板上传质的完善程度。影响塔板效率的要素很多，可概括为以下三大类：〔1〕物性参数，主要为气液两相的物性如密度、黏度、外表张力、相对挥发度、分散系数等；〔2〕构造参数，主要为塔板的构造如塔板型式、板间距、板上开孔和陈列情况等；〔3〕操作参数，主要为气液相的流速、回流比、温度、压力等。409.4.5精馏塔的操作型分析和计算精馏操作型问题中塔板数和进料位置确定，馏出液和釜液组成那么通常未知，故塔内的操作线方程难以直接确定，且加料不一定在最正确位置。因此求解该类问题是经常需求试差。精馏操作型问题包括定性分析和定量计算两部分。在精馏操作型问题的定性分析中应首先判别精馏段、提馏段斜率的变化，然后再M－T图上画出操作线〔或者直接判别精馏段、提馏段分别才干的变化〕，最终确定馏出液和釜液浓度的变化，采用逐板计算或M－T图解得出另一个，最后用全塔物料恒算关系来校验。419.4.6二元延续精馏的其他流程一、直接蒸汽加热流程直接蒸气加热流程如图９－２７〔a〕所示。42根据全塔物料衡算

将上式与间接蒸汽加热的全塔物料衡算式比较得现再分析直接蒸气加热时的操作线。物料衡算方程得即另一方面，根据恒摩尔流假定，，，故43二、分凝塔和冷回流流程消费上有时采用图９－２８所示的冷凝流程：从塔顶上升的蒸气先经过一个分凝器部分冷凝，冷凝液作为回流进入塔内，为冷凝的气体进入后续的全凝器继续冷凝并冷却作为产品采用。该流程实践是将蒸汽逐级冷凝，可防止冷凝器过大，同时易实现跑电回流操作。假设分开分凝器的两相到达气液相平衡，那么分凝器可看成是一块实际板，此时的径流相当于全塔多了一块实际板。44由于精流操作线是以塔内气液相负荷计算的，所以在精馏段操作线方程中回流比R〔内回流比〕与外回流比〔即通常说的回流比〕之间存在如下关系：为便于控制回流液量，消费中也常将塔顶上升蒸汽经全凝器直接冷凝、冷却至泡点以下，其中的一部分在回流入塔，这就是冷回流流程，如图９－２９所示，此时回流入塔的液体量〔称外回流〕与塔内下降的液体量L〔称内回流〕不再相等，同时Ｖ也不等于。设回流液温度为，塔内第一块板的温度为。由于冷回流类似于冷液加料，有45消费上有时需求将不同浓度的几股原料同时在一个塔内进展精馏，就是多股加料流程，通常它较很和加料效果好。图９－３０〔a〕是一个具有两股加料的精馏塔,图９－３０〔b〕给出了该流程的操作线表示图。三、多股加料和侧线出料流程46对该塔的操作线分析应根据塔内气液相符合分为三段来进展，其中Ⅰ、Ⅲ段就是普通精馏塔的精馏段和提馏段，而第Ⅱ段的操作线可经过虚线范围内的物料衡算，得

塔内各段气液相负荷之间满足：

通常三段操作线方程的斜率存在如下关系：47当同时需求组成不同的两种或多种产品时，可在塔内相应塔板上侧线抽出，这就是侧线出料流程，通常侧线抽取的是饱和液体或饱和蒸气。图９－３１是一个具有单侧线出料的精馏塔，该塔的操作线也应根据塔内气液相负荷分为三段，其中Ⅰ、Ⅲ段的为普通操作线方程，而第Ⅱ段的操作线也可经过虚线范围内的物料恒算，得

塔内各段气液相负荷之间那么满足：48四、回收塔流程只需提馏段没有精馏段的精馏塔称为回收塔。回收塔操作的主要目的在于回收稀溶液中的轻组分，对流出液浓度的要求不高，通常它适用于物系在低浓度范围内相对挥发度较大的场所。假设加料为泡点情况，那么塔内的气液相负荷满足：所以提馏段操作线方程可写成如下方式图９－３２〔b〕给出了该流程的Ｍ－Ｔ图解表示。499.5.1水蒸气蒸馏对沸点较高或高温下易分解，且不溶于水的物系，蒸馏时可直接往釜内通入水蒸气。此操作过程中水蒸气一方面作为蒸馏的加热剂，另一方面作为夹带剂将易挥发组分从塔顶带出，经冷凝分层后除去其中的水分从而得到产品。上述蒸馏方法称为水蒸气蒸馏。水蒸气蒸馏的优点是可以降低系统的沸点，从而降低蒸馏的操作温度。它不仅适用于简单蒸馏，也适用于延续精馏。如在原油炼制的常、减压蒸馏塔中，常采用从塔底通入水蒸气的方法来降低蒸馏的操作温度，并回收塔底重油中的轻组分。水蒸气蒸馏降低沸点的原理是：互不相容的液体混合物的蒸气压等于各纯组分的饱和蒸气压之和。9.5其他精馏方式50用一饱和系数对此情况作出修正：值普通在0.6~0.8之间，思索到影响后作为带出剂的水汽用量为假设带出的A组分量为GA〔质量〕，那么水蒸气用量GW〔质量〕可按分压定律从沸点时的蒸气压数据计算，得即如图9—33所示，设某容器内装有温度为t的纯水W，然后往里面滴加少量的苯A。混合物平衡的气相总压力之和即结合蒸气压方程式，可得操作压力P下水汽蒸馏的温度〔即混合液的沸点〕。519.5.2间歇精馏当混合液的分别要求较高而处置量不大或料液的种类和组成经常变化时，可采用如图9－34所示的间歇精馏流程。间歇精馏实践上是在简单蒸馏釜的上方加有一段较高的精馏段，由于它的分别作用，间歇精馏可以到达较高的分别要求。间歇精馏又称分批精馏，其过程特点是：〔1〕它是一个不稳定的操作过程。原料液在精馏开场之前一次性投入精馏釜，随后由于精馏过程中馏出液的不断蒸出，釜液总量和所含的易挥发性含量逐渐减少，所以当釜液组成降至规定值后可一次性排料，然后开场下一批操作。〔2〕于普通精馏相比，间歇精馏只需精馏段，没有提留段，因此为获得同样组成的产品，间歇精馏的能耗较延续精馏大。52一、恒回流比操作间歇精馏的恒回流比操作是在精馏过程中不断坚持回流比R不变，此时塔顶馏出液组成xD随釜液组成xW的下降而不断降低，其塔内的操作线和逐板组成变化关系如图9—35所示。对于理想物系有当回流比R选定后，可画出操作线，再从点至点，在操作线和平衡线之间画阶梯，就能确定全塔需求实际板数N。53根据物料衡算，可得从时釜液量和组成之间满足如下关系：

该段时间内馏出液的平均组成为

再利用上式求出，并将与规定要求的比较，假设，那么计算有效，否那么需求重新设定从头计算。确定R后，可求得恒回流比间歇精馏时所需的总气化量为

假设塔釜的汽化速率为V，那么每批物料的蒸馏时间为一旦R、N确定后，最后还需检验所选择能否适宜，即能否满足馏出液平均组成的要求。详细方法见下：54二、恒馏出液组成操作设计恒馏出液组成的间歇精馏时，其操作回流比R和实际塔板数N确实定较为简单。因釜液组成不断下降，而馏出液组成不变，故精馏终态时辰对塔的分别要求最高，回流比和实际板数的求取都要以该形状为基准。N确定后，各时辰的回流比R与釜液组成之间的函数关系由图9—36确定。假设仍坚持塔釜的气化速率V一定，那么因恒馏出液组成操作时R不断变化，各瞬时的馏出液量液随之变化。每批物料的蒸馏时间和塔釜总气化量可经过以下方法求取。55假设每批投料的量和组成为,某时辰之前得到的总馏出液量为，那么根据全塔物料衡算有将上式对x微分得

在时间段内，塔釜的汽化量应等于塔顶的蒸气量，即

积分后得四处置每批物料的蒸馏时间

塔釜总气化量为569.5.3恒沸精馏和萃取精馏一、恒沸精馏在被分别的二元混合液中参与第三组分，该组分能与原溶液中的一个或者两个组分构成最低恒沸物，从而构成了“恒沸物—纯组分〞的精馏体系，恒沸物从塔顶蒸出，纯组分从塔底排出，这种方式的精馏称为恒沸精馏，其中所添加的第三个组分称为恒沸剂或者夹带剂。决议恒沸精馏可行性和经济性的关键是恒沸剂的选择，对恒沸剂的要求主要有：〔1〕与被分别组分之一〔或之三〕构成最低恒沸物，其沸点与另一半从塔底排出的组分要有足够大的差别，普通要求大于100C。〔2〕希望能与料液中含量较少的那个组分构成恒沸物，而且夹带组分的量要尽能够高，这样夹带剂用量较少，能耗较低。〔3〕新构成的恒沸物要易于分别，以回收其中的夹带剂。如乙醇—水恒沸精馏中静置分层的方法。〔4〕满足普通工业的要求，如热稳定、无毒、不腐蚀、来源容易、价钱低廉等。57图9—37是以苯作为夹带剂恒沸精馏制取无水酒精的工业流程。58二、萃取精馏在被分别的二元混合液中参与第三组分，假设该组分与原溶液中A、B两组分的分子作用力不同，能有选择性地改动A、B的蒸气压，从而增大它们的相对挥发度，或突破原恒沸体系，使精馏得以进展，这种方式的精馏称为萃取精馏。其中所添加的第三组分称为萃取剂，它不与其他组分构成恒沸物，且沸点很高，精馏时从塔底排出。决议萃取精馏可行性和经济型的关键是萃取剂的选择，对萃取剂的要求主要有：〔1〕选择性高，参与少量萃取剂就能使原组分间的相对挥发度显著增大。〔2〕溶液度大，能和任何浓度的原溶液互溶，以防止分层，否那么难以充分发扬萃取精馏的作用。〔3〕挥发性小，其沸点比混合液的其他组分高得多，以保证塔顶产品的质量，也易于另一组分分别，但沸点也不能太高，否那么会呵斥回收困难。〔4〕满足热稳定、无毒、部腐蚀、来源容易、价钱低廉等普通工业要求。59一个较为典型的萃取精馏实例是以苯酚作为萃取剂分别异辛烷和甲烷的混合液。60三、横沸精馏与萃取精馏的比较一些物系的分别既可以用恒沸精馏，也可用萃取精馏，终究选择何种操作方式，需求作以下思索。恒沸精馏和萃取精馏都是在被分别的混合液中参与第三组分，以提高组分间的相对挥发度，这是两者的共同点，但它们之间也存在差别：1)恒沸剂要与被分别组分构成恒沸物，而萃取剂无此要求，因此萃取剂选择的范围较恒沸剂广。2〕恒沸剂从恒沸精馏塔的塔顶蒸出，而萃取剂从萃取精馏塔的塔底排出，因此普通说来恒沸精馏的热量耗费较萃取精馏塔，只需恒沸剂夹带含量较少的组分时，这一差别才会减少。3〕一定总压下恒沸物的组成、温度是恒定的，因此恒沸剂的选择的运用量有特定要求；而萃取剂的用量可在一定范围内变化，较为灵敏。4〕萃取剂必需从塔的上部不断参与，因此萃取精馏不适宜间歇精馏；恒沸剂既可从塔顶参与，也可于料液一同参与塔釜，因此恒沸精馏能用于大规模的延续消费和实验室的间歇精馏。5〕恒沸精馏的操作温度通常比萃取精馏低，故当有热敏性组分存在时，采用恒沸精馏更适宜。619.5.4反响精馏工业中多数情况下反响和分别这两个单元在不同的设备中单独进展，即在反响器中进展化学反响，在分别设备中实现组分间的分别。但是随着科技的开展，发应和分别结合在一个设备中的单元——伴有化学反响的分别过程已日益引起人们的注重，这些过程由于反响和分别的耦协作用，使反响和分别效果都得以加强，从而使产品的质量和收率都得到了提高，除此之外它们还具有设备投资少，能耗低等一系列优点。这里讲述反响和精馏耦合在一气的单元操作，称之为反响精馏。反响精馏过程在一个反响精馏塔中完成，该塔除了实现组分间的分别外，还同时伴随着化学反响。反响精馏可以用于醚化、酯化、水解、烷基化等多种过程，但由于反响精馏塔内包含反响和多组分分别等复杂的相互影响，加上过程实施时还存在着一些难点，所以目前对某些反响精馏过程的开发尚处于研讨阶段。62图9—39是工业上一个典型的催化精馏过程，甲醇和异丁烯在强酸性离子交换树脂上催化反响生成甲基叔丁基醚〔简写为MTBE〕。639.6.1多元精馏的特点多元延续精馏安装通常由多个精馏塔组成，除了最后一个塔分别二元组分外，其他各个塔只能分别出一个高纯组分，因此假设要实现C个组分的高纯度分别，需求C-1个精馏塔。假设组分数愈多，供选择的流程方案也愈多。终究选用何种流程，应该留意以下几个要素：〔1〕对热敏性组分，为减少被加热的次数，应优先分别；对有强腐蚀性的组分，为防止多个设备的腐蚀，也应优先分别。〔2〕对纯度要求较高的组分，最好从塔顶蒸出。〔3〕假设存在一对较难分别的相邻组分，宜置于最后分别。〔4〕各组分在流程中的气化、冷凝次数应尽能够少，以降低设备的负荷和能耗。9.6多元精馏64如对三元物系〔设按挥发度从大到小以此为A、B、C，以下同〕的双塔精馏流程，可安排图9—40〔a〕、〔b〕两种方案〔也称塔序〕。65当物料的处置量较大，而产品的纯度要求不高时，可采用带有侧线出料的复杂塔流程。普通侧线产品的纯度不高，但运用侧线出料流程可以大大减少精馏塔的个数。如在炼油工业中，原油经精馏后按沸程从低到高依次为汽油、煤油、柴油、光滑油和重油，这些产品都是具有一定沸点范围的混合馏分，可以从侧线采得。原油加工的常压蒸馏塔如图9—41所示，它由一个主塔和一个侧塔组成。侧塔包含三个重叠的气提塔，它们的作用是逐出侧线馏分中的低沸点组分。66多元精馏除流程较复杂外，多元物系的气液相平衡关系也很复杂，通常引入相平衡常数K来描画。对组分，有

这样多元物系的气液相平衡关系就归结为各个组分相平衡常数的求法，多元体系中组分相对于组分的相对挥发度为

对理想物系，有679.6.2多元延续精馏的计算简介一、全塔物料衡算在多元精馏塔中，通常吧对分别程度起决议作用而必需这种控制的组分称为关键组分，其中挥发度较大的称为轻关键组分，挥发度较小的称为重关键组分。组分的浓度不能恣意规定，它们遭到精馏塔分别才干的制约。多元