1、第六章 蒸馏 （Distillation）,第一节 双组分溶液的汽液平衡,第二节 蒸馏和精馏原理,第三节 双组分连续精馏的计算与分析,第四节 间歇蒸馏,第五节 恒沸精馏与萃取精馏,第六节 板式塔,概述,化工生产中所处理的原料、中间产品、粗产品等几乎都是混合物，而且大部分是均相物系，例如：石油、石油裂解气和空气等。 为了满足生产的要求，常需将混合物分离成纯净的或接近于纯的物质，对于均相物系的分离必须造成两相物系，并且根据物系中各组分的差异，使其中一组分或几个组分从一相向另一相转移以达到分离的目的，该过程通常称为传质过程或分离操作。常见的传质过程有蒸馏、吸收、萃取、干燥等。,一、蒸馏依据 原理：将
2、液体混合物部分汽化，利用混合物中各组分的挥发度不同使各组分得以分离。 其中: 沸点低的组分为易挥发组分（轻组分） 沸点高的组分为难挥发组分（重组分） 蒸出冷凝液馏出液 蒸出后剩余的混合液釜残液。,二、蒸馏分类,本章主要讨论常压下双组分连续精馏!,5.1双组分溶液的汽液相平衡,5.1.1 双组分理想物系的汽液平衡,5.1.2 双组分非理想物系的汽液平衡,5.1.1 溶液的蒸汽压和拉乌尔定律,式中： pA组分A的溶液蒸汽压，KPa；即溶液上方组分A的平衡分压； p0A组分A的液体蒸汽压，KPa；即纯液体的饱和蒸汽压； xA组分A的液相摩尔分率。,（ 理想）溶液中某组分的溶液蒸汽压等于该组分同温度下
3、的液体蒸汽压与该组分的液相摩尔分率的乘积，即,一、溶液的蒸汽压和拉乌尔定律,拉乌尔（Raoult ）定律：,对于溶剂A：,除了理想溶液外，很少溶液符合，只有在溶度很低的情况下,溶液在某温度下纯组分的饱和蒸汽压可查有关手册或由下面安托因（Antoine）方程求得：,【注意】：式中温度表示为t或T，其分别对应不同的Antoine常数A，B，C。,理想物系液相为理想溶液，汽相为理想气体。,理想溶液在全部溶度范围内遵循拉乌尔定律的溶液； 如性质极近似的物质所构成的溶液 （苯甲苯，正己烷正庚烷，甲醇乙醇等）,理想溶液，两组分都符合Raoult定律：,二、双组分理想溶液的汽液相平衡,式中F自由度数； C
4、独立组分数； 相数。,对双组分的汽液相平衡，,（一）、相律 在物理化学中，我们学习过相律，即：,可知其自由度数为2, 恒压P，则 F1， t-x-y .,（二）、汽液平衡相图1、温度-组成图 (t-y-x)和相平衡图(y-x)温度组成图 （t-y-x）: 在总压一定的条件下，将t-x、t-y 关系标绘在同一直角坐标系中，即得到t-y-x图，t为纵坐标，以液相组成或汽相组成为横坐标。,分析 温度组成图二条线：泡点线、露点线。三个相区：液相区、汽相区、汽液两相区。两个温度：泡点温度、露点温度,L,F,D,S,V,C,E,t,L/V=线段VS/线段LS=(y-xs)/(xs-x),xs,杠杆定律：,
5、t-x-y图还与压力有关。随压力提高，使泡点及露点温度升高，两相区缩小。,相平衡图 （y-x）： 对于大多数溶液，达到平衡时，汽相轻组分的浓度总大于液相浓度，故平衡线位于对角线上方。平衡线偏离对角线愈远，该溶液愈易分离。,P,（1）、tx（泡点）关系式,2、理想溶液的t-y-x关系式,液相为理想溶液，服从拉乌尔定律：,混合液沸腾的条件是: 各组分的蒸汽压之和等于外压，即符合道尔顿分压定律(理想气体) ：,泡点方程,B,【讨论】：1、已知泡点温度，可求算出饱和蒸汽压，然后可计算出液相组成；2、已知液相组成，可用试差法求算出泡点温度。,（2）、恒压下tyx关系式,由分压定律：,【讨论】： 已知汽液
6、相平衡温度下，即泡点下液相组成x，可计算出汽相组成y。,（3）ty（露点）关系式,由上两式,即：,露点方程,得：,（4）、理想溶液的t-y-x关系式的应用,4个变量（p，t，x，y），相律为2，已知其中2个变量，可求另外2个变量。,1）已知量 待求量 p, t x, y x, t p, y y, t x, p,求解方法：,t pAo， pAo根据,求其他量。,2）已知量 待求量 x, y p, t,解法：见教材P260,3）已知量 待求量 x，p y，t y，p x，t,例题6-1和6-2,1）、 挥发度V (Volatility)的定义（1)纯液体的挥发度：指液体在一定温度下的饱和蒸汽压。（
7、2)溶液中各组分的挥发度：可用它在蒸汽中的分压和与之平衡液相中的摩尔分率之比来表示。A=PA/XA 若A、B形成理想溶液：VA=PA0 对于纯液体，即XA=1 （或XB=1）,纯液体及理想溶液中任一组分的挥发度都等于它在纯态时的饱和蒸汽压，随温度而变化，因而使它在蒸馏计算中用起来很不方便，故引出相对挥发度的概念。,3 、挥发度和相对挥发度,定义：溶液中易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比。,对于理想溶液,如果汽相服从道尔顿分压定律,2）、相对挥发度,或,汽液相平衡方程,当=1时，y=x ，不能用普通精馏方法分离该混合物。当1时，yx ,能用普通精馏方法分离该混合物, 越大，越易分离。,精
8、馏塔各截面的 变化不大可视为常数，计算可取平均值,3）、 汽液相平衡方程式,对于二元溶液，,代入相对挥发度公式得到汽液相平衡方程式（略去下标A）,相对挥发度 和相平衡方程 为常数时，溶液的相平衡曲线如下图所示。,越大，分离越容易。,【注意】：,1.上述的平衡曲线是在恒定的压强（总压为1atm）下测得的。 2. 对同一物系而言，混合液的平衡温度愈高，各组分间挥发度差异愈小，即相对挥发度愈小，因此蒸馏压强愈高，平衡温度随之升高，减小，分离变得愈难，反之亦然。 3. 但实验也表明，在总压变化范围为20-30%下，x-y平衡曲线变动不超过2%，因此在总压变化不大时，外压对平衡曲线的影响可以忽略。,例题
9、6-3,P263,三、 双组分非理想物系的汽液平衡,液相为非理想溶液，汽相为理想气体；液相为理想溶液，汽相为非理想气体；液相为非理想溶液，汽相为非理想气体。,非理想物系可能有以下几种情况：,化工生产中遇到的物系大多为非理想物系。,1、非理想物系,由于体系内的组分在混合前后，分子作用不同，因缔合和解离等原因引起混合前后分子数目的改变导致溶液中各组分产生分压偏离拉乌尔定律。,正偏差溶液负偏差溶液,无恒沸点的溶液(偏差不大),有最低恒沸点的溶液,无恒沸点的溶液(偏差不大),有最高恒沸点的溶液,非理想物系,修正的拉乌尔定律：,pA=pA0xAA,正偏差溶液：,A1, pA pA0xA,pB=pB0xB
10、B,B1，pB pB0xB,负偏差溶液：,0A1, pA pA0xA,0B1，pBXFX1 部分分离汽液,a.多次部分冷凝：,y1(饱和蒸汽)冷凝到T1x2,y2(汽液平衡)，y2y1部分分离汽液,y2(饱和蒸汽)冷凝到T2x3,y3(汽液平衡)，y3y2部分分离汽液,(一)、精馏原理,b.多次部分汽化,x1(饱和液体)加热到T3x2 , y2(汽液平衡)，x2x1部分分离汽液,x2(饱和液体)加热到T4x3 ,y3(汽液平衡)，x3x2部分分离汽液,如此类推，最终可得易挥发组分浓度很低，接近于纯净的难挥发组分的液相。,图5-7 多次部分汽化和部分冷凝的t-x-y图,精馏过程原理可用t-x-y
11、图来说明。,F,S,E,xF,y1,x1,y2,X2,y3,2 精馏操作A 设想将单级分离器加以组合成多级分离流程。B 存在的两个问题：（1） 中间产品多，收率低。（2） 设备复杂、能耗大，操作不便。,C 简化流程 由图可知，y1 yF y1 ，y1 y2 yn+1，xn1 LL+F , VV（2）饱和液体q=1 L=L+F , V=V（3）汽液混合物 0V , LV , LL,3. 定性分析进料状况对汽液流量的影响,(1),(2),(3),(4),(5),4. 定量分析进料热状况的影响,（1）汽液混合物进料,设 F 中有 LF， VF,则,V,V,而,对比得：,0q1,由物料衡算,LF,F,
12、VF,可在相图上用杠杆定律求算。,也可用q线方程求算（后面）。,tF1,tFtd ，进塔后降到td，放出热量使精馏段下降液L部分汽化(汽化量L-L)。,其中： r td时，按进料组成算的平均千摩尔汽化潜热， kJ/kmol； cpL温度在(td+tF)/2时，进料蒸汽的摩尔比热容，kJ/(kmol.0C)； td进料的露点； tF进料温度。,因为,（3） 当进料为过热蒸汽时,热量衡算：,q0,例题6-6 P274,（一）、精馏段操作线方程,四、操作线方程和q线方程,如图所设，对虚线范围进行总物料衡算，则,对虚线范围进行易挥发组分的物料衡算，则,所以,令,精馏段操作线方程,则,回流比,所以,液汽
13、比,【讨论】：,1.精馏段操作方程的物理意义： 在一定的操作条件下，精馏段内任意第n层板下降的液相组成Xn与其相邻的下一层塔板上升蒸汽的汽相组成Yn+1 之间的关系。2. 在稳定条件下，D、XD为定值，根据恒摩尔流假定L为定值, R为定值，y与x 成线性关系。,3. R越大，L/V越大，Yn+1 xn,有利于提高上升汽相的纯度。,(二)、提馏段操作线方程,如图所设，对虚线范围进行总物料衡算,对虚线范围进行易挥发组分的物料衡算,所以,提馏段操作线方程,显然，提馏段操作线为一直线。,则，液汽比为L/V,将,化成,代入上式，得,令,或汽液比为,塔釜的汽相回流比,【讨论】：,1.提馏段操作方程的物理意
14、义： 在一定操作条件下，从提馏段内自任意第m层板下降液体组成Xm与其相邻的下层板（第m+1）层上升蒸汽组成Ym+1之间的关系。2. 根据恒摩尔流的假定，L为定值，在操作稳定时，W和XW也为定值，表示的是一条直线方程。,3. R越大V/L越大，Ym+1 也接近 xm,有利于提馏下降液中的轻组分，提高釜液重组分的纯度。,例题6-7 P277,(三)、塔釜汽相回流比R与塔底液相回流比R 及进料热状况参数q的关系,因为,将,及,代入,得R，R，q的关系式：,改写为,（表示1）,已知,所以上式可化成,（表示2）,P279 例题6-8,两点联线即得精馏段操作线。,(四)、操作线的绘制与q线方程,1精馏段操
15、作线,若已知xD，xW，xF，q,选定R，可在y-x图上绘制操作线。,一点D：,截距I:,y=xD,I,D,xD,2提馏段操作线,一点W：,斜率:,W,f,W f 线即为提馏操作线。,f 为两操作线的交点。,3.两操作线的交点和q线方程,两操作线的交点f，坐标（xf，yf），则连接fD为精馏段操作线，连接fW为提馏段操作线。,交点坐标（xf，yf）的推导：,xw,W,D,f,将R，R，q的关系式：,代入提馏段操作线方程,联合,（1）两操作线的交点,略去下标，整理得提馏段操作线方程另一表达示：,与精馏段操作线方程,联立求解，得交点坐标：,上两式中消去xD，则得q线方程（略去下标f）：,（2）q线
16、方程,q线，两操作线交点的轨迹方程。,绘制：,斜率：,f,F,一点F：,5种进料热状况的q线,f为q线方程及两操作线的三线交点。,（3）操作线常用的绘制方法,若已知xD，xW，xF，q及R,xD，xW，xF三条垂直线与对角线交于D，W，F。,步骤：,精馏段操作线的截距xD/(R+1)在y轴上 定出I点，连接DI，为精馏段操作线；,3. 在对角线上F点，以斜率q/(q1),q线与精馏线交于f，连接 fW，为提馏段操作线。,绘出q线；,W,xw,xF,xD,D,F,w,xD/(R+1),I,f,6 、进料热状况对q线斜率、位置的影响,五、理论板层数的求法,精馏塔内存在两种关系： 相平衡关系和操作线
17、关系；每种关系有两种表示: 线图（相平衡线，操作线） 方程（相平衡方程，操作线方程）,逐板法,图解法,对应两种方法：,3. 从D(xD,xD)到W(xW,xW)在相平衡与操作线间画直角梯级，梯级个数即理论板层数（包括塔釜再沸器）。,（一）、图解法,步骤：,1. 绘相平衡图,2. 绘操作线,xw xF xW,梯级的意义,例题6-9P281,(二)、逐板法,交替使用平衡关系与操作关系，从塔顶至塔釜逐板进行计算。塔顶采用全凝器。,若已知xD，xW，xF，q及R,此时第n板为加料板，提馏段第一块板.,N T精=n-1,每使用一次平衡关系，就表示需要一块理论板。,xnxd (两操作线交点的横坐标，仅当饱
18、和液体进料时为xF),N T提=m (包括塔釜),令xn=x1 改用提段操作关系,由于再沸器中的汽液两相达到平衡，所以再沸器相当于一块理论板，因此总的理论板数就等于使用相平衡方程的次数减一。,图解过程中当某梯级跨过两操作线交点时，应更换操作线，跨过交点的梯级代表适宜的加料板。,适宜进料位置的选择,否则理论塔板数会增加。,逐板法也相同。,P283 例题6-8,（三）图解法与逐板法的比较,图解法： 直观形象，方便。,对于理想和非理想溶液都适应，只要有相平衡数据，画出相平衡曲线即可。,逐板法：方便准确。 但须是能写出汽液相平衡方程的物系。,对应相对挥发度较小的溶液，理论板数较多，图解法不准确，需用逐
19、板法。,(一)、R，q及R对冷凝器和蒸馏釜(再沸器)的热负荷影响,六、回流比与进料热状况对精馏过程的影响,3种情况： 1. q一定时； 2. R一定时； 3. R一定时；,QC冷凝器热负荷；QB蒸馏釜(再沸器)热负荷。,QC,QB,1. q一定时,R；,可见，L，L，V，V，R都随之增大。,V,L,L,V,QC,QB,若塔顶蒸汽全部冷凝为泡点液体时，冷凝器热负荷为,塔底液体全部汽化为露点时，再沸器热负荷为,rC组成为xD的混合液汽化热；,rB 组成为xW的混合液汽化热。, 所以R，QC和QB都。,QBrB V,2. R一定时；,V一定，所以Qc一定；,QF+QB=QC+QD+QW,QF,QB,
20、QW,QC,QD,全塔热量衡算：,输入,输出,F一定，则D，W一定，且塔顶、塔顶组成一定，所以QD，QW一定，则,QF+QB为定值；, 当q ，则QF，则QB （V ）；, 当q，则QF ，则QB （V ）。,问题：当分离条件一定时，是使进料预热好，还是增大再沸器热负荷好？,分析：若使进料预热，可减少再沸器热负荷；而进料温度低于釜液温度，可以利于低品位的热能加热。,通常情况：在QFQB一定时，应尽可能在再沸器输入热量，使上升蒸汽V在全塔发挥传质和传热作用。最常见情况为把进料加热到泡点附近进塔。,如果进料为蒸汽，不必冷凝为液体。 蒸汽可减少再沸器热负荷，减少操作费，虽然会使塔板数增多，但，操作费
21、的减少可补偿设备费的增多。,3. R一定时；,RV/W,所以，V一定，则QB一定；,当q ，即QF，则R ，则QC ；,当q，则QF ，则R ，则QC 。,1. q一定时,总结：,QC和QB都,2. R一定时；,当q ，则QF，则QB ；,当q，则QF ，则QB 。,Qc一定,3. R一定时；,QB一定；,当q ，即QF，则R ，则QC ；,当q，则QF ，则R ，则QC 。,R，,P285 例题6-11,(二)、R，q及R对理论板数的影响,3种情况： 1. q一定时，R的影响； 2. R一定时，q的影响； 3. R一定时，q的影响；,图6-27 回流比对理论塔板数的影响,(1)精馏段 操作线
22、斜率R/(R+1),R , 越接近1，当xF，xD，xW一定时，操作线越远离平衡曲线，则N 。,q1,(2) 对于N一定的精馏塔，q一定时，R，对于精馏段：,1. q一定时，R对理论板数的影响；,则有利于增大两相传质推动力，提高传质速率，所以xD ，塔顶轻组分纯度 。,对于提馏段：,q一定时，R，则R ，,而V/L ,则有利于增大两相传质推动力，提高传质速率，所以(1-xW ),即塔底重组分纯度 。,总结：, q一定时， R ,当xF，xD，xW一定时，则N。,若N一定，q一定时，R， xD ，xW ，QC，QB。,2. R一定时， q对理论板数的影响,（1）当xF，xD，xW一定时， R一定
23、时， q 改变不会影响精馏段操作线的位置，只改变提馏段操作线的位置。,当q ，即QF 时，提馏线就远离平衡曲线，N ；,q1,q3,q2,q3 q1 q2,同时，R一定， 则QFQB一定， QF ， QB ， N ；,（2）若对于N一定的精馏塔， QB，产品纯度。,3. R一定时，q对理论板数的影响；,(1) 当xF，xD，xW一定时， R一定时， q 改变不会影响提馏段操作线的位置，只改变精馏段操作线的位置。,q3 q1 q2,q1,q3,q2,当q ，即QF 时，精馏段操作线就远离平衡曲线，N ；,则R ,所以，QC；,(2) 若对于N一定的精馏塔，因为R一定， QB一定，QF ， q ，
24、R ，产品纯度。,七、塔顶液相回流比的选择,全回流：塔顶上升蒸汽冷凝后全部回流至塔内。 由全回流，得D = 0。取F = 0（一般情况），则W = 0。（无精馏段和提馏段之分）,(一)、全回流和最少理论板层数,提馏段操作线与对角线重合,精馏段操作线与对角线重合,又由,又,此时操作线与平衡线的距离达到最大，所需的理论板数为最少。,得,全回流特点：（1）D=0，F=0，W=0 （2）R=L/D= （3）三线合一。 （4）此时所用的理论板层数最少。,xW xD,可用前述的逐板计算法或图解法确定，也可用下述的芬斯克（Fenske）方程计算而得。 由相对挥发度定义,又由操作线方程,得,而,全回流时理论板
25、数的计算,则(略去下标),对于第n块板,所以,因为,溶液组成,令 平均相对挥发度,特别地，当 1和W相差不大时，可取两者几何平均值,则式,可写成,用平均相对挥发度代替每块板上的相对挥发度，,两边取对数，得,二组分精馏,芬斯克（Fenske）方程,全回流时所需要的最小理论板数(包括再沸器),P289 例题6-12,设两操作线（与平衡线）交点P（夹紧点）的坐标为（xP, yP），则精馏段操作线斜率为,（二）、最小回流比,（1）对理想溶液,夹紧点的坐标,2. 解析法 设q线方程与相平衡方程联立求解；,1图解法 由q线与平衡线的交点，从图中读出；,（2）对非理想溶液,Rmin仍可用 计算，但是式中夹紧
26、点p点坐标，换成q线与操作线的交点坐标（图中d点）。,P292 例题6-13,适宜的回流比应通过经济衡算决定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比，是适宜的回流比。,（三）、适宜回流比的选择,由,知，当F、q、D一定时，,Rmin R,费用,总费用,设备费,操作费,在精馏设计中，一般并不进行详细的经济核算，而是根据经验选取操作回流比：,对于难分离的物系，R值应取大些。,(一)、吉利兰图,八、理论板的简捷计算法,吉利兰图,(二)、简捷法求理论板层数的步骤：1、求Rmin2、选R3、计算（R-Rmin)/(R+1) 4、用芬斯克方程求Nmin 5、查出对应的 (N-Nmin)/(N+1)
27、6、计算N,例题6-14，P294,1.操作型计算的命题： 此类计算的任务是在设备（精馏段板数及全塔理论板数）已定的条件下，由指定的操作条件预计精馏操作的结果。 计算所用的方程与设计时相同。 此时的已知量为：全塔总板数N，及加料板位置（第m块板）；相平衡曲线或相对挥发度；原料组成xF 与热状态 q ，回流比 R ；并规定塔顶馏出液的采出率 D/F。 待求的未知量为：精馏操作的最终结果产品组成xD,xW, 以及逐板的组成分布。,九、精馏塔的操作计算,可知当F、xF、xD、xW一定时，D、W被确定。而xD、xW由理论板数 N确定，N又由xF、汽液平衡方程（）、R、q确定，所以D、W不能任意增减。,
28、2、影响精馏操作的主要因素简析,（1）物料平衡的影响和制约,由,（2）.回流比的影响,（3）.进料组成和进料热状况的影响,3.试差法求算xD，xW的步骤：,（1）计算xD,假设xD，计算两操作线的交点横坐标xf。,相平衡方程精馏段操作线方程,从y1xD开始 ，逐板法计算,x1，y2，计算到进料板的上一块板上的液相组成xxf，则xD假设值正确，否则重新假设xD。,假设xD,（2）计算xW,利用已经求得的xD，计算两操作线的交点纵坐标yf。,因为进料板的汽相组成 yFyf 。,从 yFyf开始，逐板计算。,相平衡方程提馏段操作线方程,计算到第N块板上的液相组成xxW（假设值）时，则表明xW假设值正
29、确，否则，重新假设xW。,假设xW,例题6-15，6-16 P295,十、双组分精馏过程的其他类型,直接蒸汽加热 两股进料的精馏塔,1. 直接蒸汽加热,对提馏段操作线方程进行修正。,对虚线范围进行物料衡算，,由易挥发组分的物料衡算，得,由总物料衡算，得,若恒摩尔流假定成立，则,（一般情况），,则,取,显然也是直线方程，它和精馏段操作线的交点轨迹方程仍然是q线； 但与对角线的交点不在点w(xw，xw)，但通过点g(xw，0)。,所以,直接蒸汽加热时的提馏段操作线方程,g,w,当yx时，即提馏段操作线与对角线相交,分子釜液流量中轻组分的含量，分母釜液流量减去直接水蒸汽流量， 间接水蒸汽加热时的釜液
30、流量W。,所以，提馏段操作线与对角线的交点x，即为间接水蒸汽加热时的xW。,所以，两种加热方式的提馏段操作线是同一条线。,图解法求N时，xxb.,所以，直接加热可比间接加热多一个阶梯。,P300例题6-7,2. 两股进料的精馏塔,两种成分相同但浓度不同的料液可在同一塔内进行分离，两股料液应分别在适当位置加入塔内。 整个精馏塔可分成三段，精馏段和提馏段操作线方程和单股进料一样，中间段可由物料衡算推导得出。,F1以下，F2以上为第二段：,总物料衡算：F1+V=L+D,F1xF+Vy=Lx+DxD,易挥发组分物料衡算：,F1,F2,V,L,V,L,m,m+1,得中间段操作线方程,塔内各段汽液相流量关
31、系,LLq1 F1VV+(q1-1) F1,LLq2 F2VV+(q2-1) F2,两股进料的q线方程,q1,q2,三条操作线斜率:,D,xD/(R1),精馏段,中间段,提馏段,第六章 蒸馏 （Distillation）,第4节 间歇精馏,又称分批精馏，全部物料一次加入蒸馏釜中，精馏时自塔顶蒸出的蒸汽冷凝后，部分作为塔顶产品，另一部分作为回流送回塔内，操作终了时，残液一次从釜内排出，然后再进行下一批的精馏操作。,一、间歇精馏的定义：,二、间歇精馏的特点：,（1）过程非定态（2）塔底加料，无提馏段（3） 获得 xD, xW一定的产品，能耗大于连续精馏,两种操作：(1) 恒回流比R=常数, 定xW
32、 (2) 恒流出液组成,定xD,(1) 恒回流比R=常数, 定xW,回流比以开始的状态计算,(2) 恒流出液组成,定xD,R,三 、两种操作的优缺点：,(1) 恒回流比R=常数, 定xW,(2) 恒流出液组成,定xD,操作方便，但是xD为平均值，纯度不高。,虽然xD较大，但是连续增大R较困难。,最佳办法：两种操作结合应用。,恒RR，恒xD 恒R,中间馏分加到 下批料液中,第5节 恒沸精馏与萃取精馏,6.5.1恒沸精馏,6.5.2萃取精馏,6.5. 1恒沸精馏,原理：在混合液中加入第三组分（称为挟带剂）形成新的最低恒沸物。,挟带剂: 苯,三元恒沸物： 苯-乙醇-水,二元恒沸物： 乙醇-水,恒沸精
33、馏塔,苯回收,乙醇回收塔,1、应与被分离组分形成新的恒沸液，其沸点要比纯的组分的沸点为低，一般要求沸点差不小于10，并且希望将料液中含量较少的一个组分作为恒沸物一起从塔顶蒸出。2、新恒沸液所含挟带剂的量愈低愈好。3、回收容易，新恒沸液最好为非均相混合物，便于分层分离。4、无毒、无腐蚀性、热稳定性好。5、价廉易得。,挟带剂的要求：,6.5.2 萃取精馏,萃取精馏用于分离各组分挥发度差别很小的溶液。,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。,萃取精馏原理：向混合液中加入溶剂(又称萃取剂)，与恒沸精馏不同的是萃取剂不与原料液中任何组分形成恒沸物。,萃取剂：苯酚,萃取精馏塔,苯酚回收塔,c苯酚， ,x苯酚0.83时，分离最容易。,1、萃取剂应使两组分的相对挥发度发生显著变化。2、萃取剂的挥发度应小，即其沸点应较纯组分高。3、无毒、无腐蚀性、热稳定性好。4、价廉易得。,选择适宜萃取剂时，应考虑的问题：,第六节 板式塔,6.6.1 塔板结构及汽、液两相的流动6.6.2 塔板型式6.6.3 塔板流型6.6.4 实际塔板数和塔板效率6.6.5 塔高的计算6.6.6 塔径的计算6.6.7 精馏装置的热量恒算6.6.8 塔板设计,
