2/4/20231上次課重點4、回流的作用

回流為塔板上方氣、液兩相進行部分冷凝和部分氣化提供了可能，沒有回流塔內的部分氣化和部分冷凝不能穩定連續進行，精餾目的無從實現，回流是保證精餾操作的必要條件。

回流：

將塔頂引出的蒸氣冷凝，冷凝液的一部分從塔頂引回塔內，使之與最上層塔板的蒸氣相接觸而進行傳熱傳質的操作。2/4/20232上次課重點R=L/DV=L+DV=(R+1)D當R最大時，即：D=0時，為全回流，無產品，這可以用來評價塔的效率。全凝器：蒸氣全部冷凝。否則，稱為分凝器。2/4/20233上次課重點

回流比越大，塔板上部分氣化和部分冷凝的效果越好，所需理論塔板數越少。但采用較小回流比時塔的生產能力和熱量利用率都有提高，同時可節約操作費用和基建投資，故設計時寧可用略多的塔板數而采用較小的回流比。2/4/20234上次課重點理論塔板：蒸氣和液體在塔板上接觸時，如換熱傳質能達到平衡狀態，這樣的塔板稱作理論塔板。板的氣液兩相呈平衡板上液相均勻

板上氣液接觸時間有限流動阻力等因素，板上液相組成分布不均

理論板是一種理想板

理論板概念

“理論板”意義

衡量實際板的分離效率的依據和標準

由理論板和板效率，確定實際板數2/4/20235上次課重點進料板（給料板）：是指液體組成與進料的組成相接近的那層塔板。精餾段：進料板以上的各層塔板上，物系的易揮發組分的含量都比進料中的含量高，達到了上升氣相的精致，這一區域稱為精餾段。塔頂產品稱為餾出液。提餾段：進料板以下的區域，各層塔板上物系的難揮發組分含量都比進料中的含量高，這一區域稱為提餾段。塔頂產品常稱釜殘液。F,xFD,yDW,xW123457n2/4/20236上次課重點F,xFD,yDW,xW123457nXn<xn-1，yn+1

<yn

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

x2<x1yn<y7<y6<y5<y4<y3<y2<y1塔頂蒸氣冷凝器可分為全凝器和分凝器。全凝器：把塔頂的蒸氣蒸氣全部冷凝為液體。否則，稱為分凝器。2/4/20237上次課重點5.5.1恒摩爾流假定1引入塔中的進料液預熱至泡點，溫度與進料板上的溫度相接近。2塔身是絕熱的，沒有熱損失，各層塔板上蒸發和冷凝物質的量相等。3回流由塔頂全凝器供給，回流的組成與產品相同，回流的溫度為溶液的泡點，從塔底上升的蒸汽由再沸器供給熱量產生。4精餾段內各層塔板的上升蒸汽和下降液體的摩爾流量恒定，提餾段也如此。這一假設稱為摩爾流假設。但兩段的上升蒸汽和下降液體的摩爾流量彼此并不一定相等。2/4/20238上次課重點恒摩爾假定恒摩爾氣流恒摩爾液流精餾段：V1＝V2＝….＝Vn提餾段：V1’=V2’=….=Vm’精餾段：L1＝L2＝….＝Ln提餾段：L1’=L2’=….=Lm恒摩爾假定成立條件板上情況是：1mol蒸氣冷凝——1mol液體汽化各組分的摩爾汽化熱相等交換的顯熱可忽略（接觸的兩相溫度不同）忽略熱損失“恒摩爾假定”意義簡化計算有些系統基本滿足條件2/4/20239上次課重點5.5.2物料衡算與操作線方程1.精餾過程物料衡算前提：塔內各層塔板上升的蒸氣量都相等；精餾段各層的回流量都相等；提餾段各層的回流量也相等。總物料量：F=D+W易揮發組分的物料量：FxF=Dxd+WxW

所以：D/F=(xF-xw)/(xD-xw)

W/F=1-D/F

=(xD-xF)/(xD-xw)餾出液中易揮發組分的回收率為：DxD/FxF釜液中難揮發組分的回收率為：W(1-xW)/[F(1-xF)]F進料、W餾殘液、D餾出液、V蒸氣、L液體。2/4/202310上次課重點2.操作線方程總物料衡算：V=L+D

蒸汽=回流+餾出液（摩爾數）任何兩層塔板n和n+1間，易揮發組分的物料衡算關系：∵R=L/D精餾段操作線方程聯立以上兩式并整理：精餾餾段操作線方程2/4/202311上次課重點意義：在精餾段任何兩層塔板間蒸氣和回流這兩物流的組成之間的關系。相圖中的關系：

在x-y相圖中，精餾段操作線是一條直線，斜率為R/（R+1），交y軸的截距為xD/（R+1）處，過點（xD,xD)、交對角線y=x于xD處。xD/(R+1)xD2/4/202312提餾段操作線方程總物料衡算：L’=V’+W任何兩層塔板m和m+1間，易揮發組分的物料衡算關系：L’xn=V’yn+1+Wxw斜率為L’/V’，過點（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

聯立可得：5.5雙組分連續精餾的計算2/4/202313測試掌握情況帶點名泡點進料：提餾段的回流量=精餾段的回流量+進液量露點進料：精餾段蒸汽量=提餾段蒸汽量+進料量5.5雙組分連續精餾的計算2/4/202314從雙組分混合物的氣液相平衡t-y-x圖上可以看出，當進料組成xF一定時，按進料溫度從低到高，可有以下5種進料熱狀態。（1）溫度低于泡點的冷液體。（2）泡點下的飽和液體。（3）溫度介于泡點和露點之間的氣液混合物。（4）露點下的飽和蒸氣。（5）溫度高于露點的過熱蒸氣。5.5雙組分連續精餾的計算5.5.3.進料熱狀態對精餾操作的影響abcdetx(y)

精餾段的上升蒸氣的摩爾流量V與提餾段的V＇不一定相等，下降液體的摩爾流量L與L＇也不一定相等，視進料的熱狀態而定。1.進料熱狀態參數q2/4/202315溫度低于泡點的冷液體abcdetx(y)飽和液體氣液混合液飽和蒸氣過熱蒸氣5.5雙組分連續精餾的計算2/4/2023165.5雙組分連續精餾的計算進料板物料衡算進料板熱量衡算2/4/2023175.5雙組分連續精餾的計算進料熱狀況參數q的意義q的意義:每千摩爾原料變成飽和蒸氣所需的熱量/原料的每千摩爾氣化熱。因此進料熱狀態q又反映進料的熱狀態情況。L=L＇+qFL＇=L-qF2/4/202318冷液體abcdetx(y)飽和液體氣液混合液飽和蒸氣過熱蒸氣5.5雙組分連續精餾的計算2/4/2023195.5雙組分連續精餾的計算(1)q=1，泡點（飽和液體）進料。此種情況下有如下關系，即L＇=L＋F及V＇=V(2)q=0，露點(飽和蒸氣）進料。此種情況下有如下關系，即L＇=L及V=V＇＋F2/4/202320(3)0<q<1，氣液混合物進料進料中氣相部分與提餾段上升蒸氣合并進入精餾段，液相部分作為提餾段下降液相的一部分。即：F=LF＋VFL＇=L＋LF，V=V＇＋VFL’=L＋LF與L’=L＋qF對比，則有：q=LF/F即對于飽和液體、氣液混合物及飽和蒸氣而言，q值等于進料中的液相分率。因此，氣液混合物進料時，q值范圍為0＜q＜1。此時：V=V’+（1-q）F或V’=V-（1-q）F5.5雙組分連續精餾的計算2/4/202321若進料中的氣相組成為y，液相組成為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，若已知進料組成xF與溫度tF，從t-y-x相平衡圖上可得氣、液相組成y與x，用上式（杠桿定律）計算出q值。q=(y-xF)/(y-x)也可寫成后面要介紹的q線方程，即y=qx/(q-1)-xF/(q-1)5.5雙組分連續精餾的計算2/4/202322（4）q>1,冷液進料。原料液的溫度低于泡點，入塔后由提餾段上升的蒸氣有部分冷凝，放出的潛熱將料液加熱至泡點。此種情況下，提餾段下降的液相由三部分組成，即精餾段下降液體L、料液F及加料板冷凝液。由于加料板蒸氣的部分冷凝，致使有如下關系，即L＇>L＋F及V＇>V5.5雙組分連續精餾的計算2/4/202323(5)q<0，過熱蒸氣進料。過熱蒸氣進塔后首先放出顯熱而變為飽和蒸氣，而此顯熱將使進料板上液體部分氣化。此種情況下，進入精餾段的氣相由V、F及部分氣化的氣體三部分組成，此種情況下有如下關系，即L＇>L及V>V＇＋F5.5雙組分連續精餾的計算2/4/202324從以上的分析可從另一個方面說明q值的意義，即：以1lmol/h進料為基準，q值即提餾段中液相流量較精餾段中流量的增大值。對于泡點，氣液混合進料而言，q值即表示進料中的液相分數。5.5雙組分連續精餾的計算2/4/2023255.5雙組分連續精餾的計算2進料狀態對操作線的影響精餾段操作線不受q的影響V’=L’-W例題書上P148q對提餾段操作線影響很大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當分離要求xD、xW及進料參數xF、q等已知，并選定回流比R，則可在y-x圖上繪制操作線。1)精餾段操作線精餾段操作線方程為一直線，在y軸上的截距為xD/(R+1），以I點表示。當x=xD時，由操作線方程可得y=xD，在對角線上以D點表示。D點與I點的連線即為精餾段操作線，其斜率為L/V=R/(R+1）。2)提餾段操作線提餾段操作曲線也是一直線方程，當x=xW時由操作線方程可得y=xW，在對角線上以W點表示。以操作線的斜率L＇/V＇，從W點畫出Wf直線，即為提餾段操作線。

5.5雙組分連續精餾的計算3.操作線的繪制與q線方程2/4/202327求得：5.5雙組分連續精餾的計算兩操作線交點的坐標與q線方程2/4/2023285.5雙組分連續精餾的計算q線方程是兩操作線交點的軌跡方程。由q線方程可知，當x=xF時，y=xF即q線為通過圖中F點的一條直線，稱為q線，其斜率為q/(q-1)。q線與精餾段操作線的交點即為提餾段操作線與精餾段操作線的交點。2/4/2023295.5雙組分連續精餾的計算q線方程特點及作圖它是精餾段和提餾段交點的軌跡方程。進料組成和熱狀態一定時為一直線。直線過點(xF,xF)，斜率q/(q-1)。進料熱狀況對q線的影響xD/(R+1)xDxFxWabced斜率q/(q-1)q>1第一象限q=1垂直x軸0<q<1第二象限q=0平行x軸q<0第三象限2/4/2023305.5雙組分連續精餾的計算工程上，有三種計算法：逐板計算法、圖解法和簡捷計算法。先介紹前兩種方法。1.逐板計算法塔頂為全凝器，所以，回流液和餾出液的組成均為離開第一塊理論板的氣相組成y1,即：y1=xD5.5.4理論塔層板數計算2/4/2023315.5雙組分連續精餾的計算下落的第一塊板上的液體的組成為x1，y1與x1平衡，可求得x1Y2與x1屬于操作關系：（第二塊板上升蒸氣與第一塊板下降液體的關系）再利用求出x22/4/2023325.5雙組分連續精餾的計算以此類推，直至xn≤

xq,(xq為精餾段和提餾段操作線交點的橫坐標，當q=1時，xq=XF)為止。則第n塊板為進料板，精餾段理論板數為n-1塊。（每用一次平衡方程即為一塊理論塔板）。到了進料板后換用提餾段操作線方程與平衡線方程交替計算，直至x≤xw為止(用了m次平衡方程)。∵離開塔底再沸器的氣液兩相已達平衡，∴再沸器也相當于一塊理論板，∴提餾段理論板數為m-1∴全塔理論板數為：NT=n+m-2優點:準確缺點：繁瑣書P150例題5-52/4/2023332圖解法步驟（***教案與板書）A在x-y坐標上作出平衡線和對角線。B作精餾段、提餾段操作線方程。C圖解求理論板數。D確定進料位置。5.5雙組分連續精餾的計算2/4/202334值得注意的是：1)平衡曲線上各點代表離開該理論板的上升蒸氣組成yn與下降液體組成xn的平衡關系。2)操作線上各點代表相鄰兩層理論板之間的上升蒸氣組成yn+1與下降液體組成xn的操作關系。3)每一梯級的水平線代表液體向下流經每一理論板，其組成由xn降至xn+1。4)每一梯級的垂直線代表蒸氣向上流經每一理論板，其組成由yn升到yn-1。5.5雙組分連續精餾的計算2/4/2023355)進料板位置在前面的理論板數計算中，當某梯級跨過兩操作線交點f時，便由精餾段操作線改為提餾段操作線，跨過交點的這一梯級為進料板，這樣繪制的梯級數最少。這個進料板位置稱為最佳進料板位置。此時進料組成與進料板的氣液相成接近。如果提前改用精餾操作線或過了交點仍沿精餾段操作線繪制若干梯級后，改用提餾階操作線，梯級數增多。此時，改用提餾段操作線的梯級為進料板，屬滯后進料。

5.5雙組分連續精餾的計算2/4/202336前已述及5.4精餾5.5.5回流比的選擇

回流為塔板上方氣、液兩相進行部分冷凝和部分氣化提供了可能，沒有回流塔內的部分氣化和部分冷凝不能穩定連續進行，精餾目的無從實現，回流是保證精餾操作的必要條件。

回流：(前已述及)

將塔頂引出的蒸氣冷凝，冷凝液的一部分從塔頂引回塔內，使之與最上層塔板的蒸氣相接觸而進行傳熱傳質的操作。2/4/202337前已述及5.4精餾塔頂生成的蒸氣冷凝后一部分作為回流L流回精餾塔，一部分作為最終產品D引出，此兩部分數量之比，稱為回流比。R=L/DV=L+DV=(R+1)D回流比的大小對精餾的效果影響較大，回流比越大，氣化生成的蒸氣含易揮發組分的含量提高，相應的可采用較少的塔板數達到要求的分離純度。但相應的，得到的餾出液少。當R最大時，即：D=0時，為全回流，無產品，這可以用來評價塔的效率。全凝器：蒸氣全部冷凝。否則，稱為分凝器。2/4/2023385.5雙組分連續精餾的計算回流比越大，塔板上部分氣化和部分冷凝的效果越好，所需理論塔板數越少。但采用較小回流比時塔的生產能力和熱量利用率都有提高，同時可節約操作費用和基建投資，故設計時寧可用略多的塔板數而采用較小的回流比。2/4/202339全回流：上升至塔頂的氣相冷凝后全部回到塔內的操作方式稱為全回流。

是回流比增大的極限，此時塔頂冷凝液全部作為回流。

此時，精餾段和提餾段操作線都簡化為y=x，精餾所需的理論塔板數最少。但得不到產品，故工業上不采用。由于全回流時可得到理想的換熱傳質，因而主要在實驗室采用，作為評價精餾塔或填料的效率。5.5雙組分連續精餾的計算1全回流和最小理論塔板數2/4/2023405.5雙組分連續精餾的計算對理想或近理想體系，蒸餾時有(公式來源見下張PPT)：對第一塊板：對第二塊板：全回流時，氣液組成服從操作線方程y=x，所以yA2=xA1，yB2=xB1，得：2/4/2023411.2：相對揮發度：若氣體服從道爾頓分壓定律，則有：

平衡時，氣相中兩組分之比是液相中兩組分之比的α倍。又因在同溫時，pA0

>pB0，即α>1,則：表明α越大，相應地蒸氣中y越高,蒸餾分離越容易。適用條件：理想或近似理想溶液的蒸氣-液體平衡。前已述及5-2雙組份溶液的氣、液平衡2/4/2023425.5雙組分連續精餾的計算以此類推，包括在沸器在內，精餾必要的理論塔板數為N，已知：當xF代替xW時，可求精餾段最小理論塔板數N’min：若α隨溫度變化，則取平均值。書上P154例題Fenske方程2/4/2023435.5雙組分連續精餾的計算2最小回流比：當回流比逐漸減小時，精餾操作線的斜率逐漸減小，而提餾段操作線的斜率逐漸增大，二者皆向平衡線靠近，達到某一極限時，兩操作線與平衡線相交于一點（xP，yP），此時精餾需要的傳質推動力為0，達到一定分離要求的理論塔板數為無窮多，回流比是精餾操作過程可能采取的回流比最低限度，將此回流比稱為最小回流比，記作RM或Rmin。例題5-8(飽和液體進料q=1)2/4/2023443適宜回流比的選擇適宜回流比:使操作費用和設備費用之和最低時的回流比。精餾過程的操作費用主要取決于再沸器中加熱介質消耗量、冷凝器中冷卻介質消耗量及動力消耗等費用。當進料流量F、熱狀態參數q、塔頂餾出液D一定時，這些消耗隨回流比而變。顯然，R加大時，加熱介質及冷卻介質的用量均隨之增加，即操作費用增加。5.5雙組分連續精餾的計算2/4/2023455.5雙組分連續精餾的計算

設備費用主要指精餾塔、再沸器、冷凝器及其他輔助設備的購置費用。當設備類型及材質選定后此項費用主要取決于設備尺寸。當R=Rmin時，對應的塔板數無窮多，故設備費用為無窮大；加大回流比，起初顯著降低所需的塔板層數，設備費用明顯下降；再增大回流比，塔板層數下降得非常緩慢；與此同時，塔內上升氣量加大，致使塔徑、塔板面積、再沸器、冷凝器等的尺寸相應加大，設備費用隨之增加。

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

芬斯克—吉利蘭特（Frenske—Gilliland）估算法。適用范圍：估算理想體系在泡點進料時的理論塔板數。運算步驟：1）求全回流下的最小理論塔板數；2）求出最小回流比和確定實用的回流比；3）由以上兩個運算結果求的理論板數。5.5雙組分連續精餾的計算5.5.6理論塔板數的簡捷計算法2/4/2023485.5雙組分連續精餾的計算

關聯（N-NM）/（N+1）與（R-RM）/（R+1）的關系，選定回流比R，作吉利蘭特圖，可求出所需的理論塔板數。2/4/2023495.5.7實際塔板數和塔板效率

塔板效率分為總塔板效率和單塔板效率（莫弗里效率）。全塔板效率

全塔效率E0=N理/N實5.5雙組分連續精餾的計算2/4/2023505.5雙組分連續精餾的計算2/4/2023515.5雙組分連續精餾的計算塔板效率降低的主要原因：塔板上濃度不均，氣液接觸面積和接觸時間不足而使傳質未能達到平衡，以及霧沫夾帶、塔板的漏夜以及物料的返混等。霧沫夾帶：塔板上液體被上升氣體帶入上一層塔板的現象稱為霧沫夾帶返混：凡是有降液管的塔板上，液體物料橫過塔板與上升氣體呈T字形錯流狀態。物料中易揮發組分的濃度將沿著流動的方向逐漸下降。但如果因液體流動情況、流道長度、以及停留時間、塔板的水平度和水力梯度等原因，會使上升的氣體在工作面上使液體形成渦流狀態，即濃度高低不一的液體攪混在一起，從而破壞了已經形成的液體沿正常流動方向的濃度變化，這種現象就是返混現象，在塔內時有發生，導致分離效果降低

2/4/2023522.單板效率單板效率通常用莫弗里（Murphree）提出的板效率表示方法表示，稱為莫弗里板效率。可以用氣相組成表示，也可以用液相組成表示。以氣相組成表示的第n板單板效率為

式中yn、yn+1為離開第n板的氣相組成、離開第n+1板的氣相組成（摩爾分數）；yn*為與離開第n板的液體組成xn平衡的氣相組成（摩爾分數）。以液相組成表示的第n板單板效率為式中xn-1、xn為離開第n-1板的液相組成、離開第n板的液相組成（摩爾分數）；xn*為與離開第n板的氣相組成yn平衡的液相組成（摩爾分數）。單板效率通常由實驗測定。5.5雙組分連續精餾的計算2/4/202353

間歇精餾又稱分批精餾，是將被處理的物料一次加入精餾釜中，然后加熱氣化，自塔頂引出的蒸氣經冷凝后，一部分作為餾出液產品，另一部分作為回流液送回塔內，待釜殘液組成降到規定之后，停止精餾操作，將釜液一次排出，再進行下一批的操作。5.6間歇精餾2/4/202354常用的間歇精餾方式有兩種：一是保持回流比恒定，讓餾出液組成xD隨釜液組成xw下降而下降二是為保證餾出液組成恒定，隨釜液組成xw下降不斷加大回流比。

生產上常將兩種操作方式聯合應用，即在操作初期逐步增大回流比維持流出液組成基本穩定得到合格的塔頂產品。當回流比增大到一定程度，為避免能耗過大，保持回流比不變，此時得到的是低于xD的次級產品。可將此部分產物并入下一批原料再次精餾。5.6間歇精餾2/4/202355間歇精餾過程的特點

當混合液的分離要求較高而料液品種或組成經常變化時，采用間歇精餾的操作方式比較靈活機動。從精餾裝置看，間歇精餾與連續精餾大致相同。作間歇精餾時，料液成批投入精餾釜，逐步加熱氣化，待釜液組成降至規定值后將其一次排出。由此不難理解，間歇精餾過程具有如下特點。①間歇精餾為非定態過程。在精餾過程中，釜液組成不斷降低。若在操作時保持回流比不變，則餾出液組成將隨之下降；反之，為使餾出液組成保持不變，則在精餾過程中應不斷加大回流比。為達到預定的要求，實際操作可以靈活多樣。

5.6間歇精餾2/4/202356例如，在操作初期可逐步加大回流比以維持餾出液組成大致恒定；但回流比過大，在經濟上并不合理。故在操作后期可保持回流比不變，若所得的餾出液不符合要求，可將此部分產物并入下一批原料再次精餾。②間歇精餾時全塔均為精餾段，沒有提餾段。因此，獲得同樣的塔頂、塔底組成的產品，間歇精餾的能耗必大于連續精餾。

5.6間歇精餾2/4/2023575.6.1回流比恒定的間歇精餾隨蒸餾進行，釜液組成不斷降低，若回流比不變，則餾出液組成將隨之下降，因此為得到合格產品，開始時餾出液組成必須高于產品的組成。當釜殘液組成達到一定值后，停止精餾操作。所得到的產品為各瞬間組成的平均值。

5.6間歇精餾2/4/2023585.6.2餾出液組成恒定的間歇精餾由于間歇精餾的釜殘液在精餾過程中逐漸減小，若回流比恒定，餾出液組成必逐漸減小。為使餾出液組成恒定，必須增大回流比。比較：回流比恒定操作方便但餾出液組成為平均值；餾出液組成恒定餾出液組成雖大，但操作困難，成本加大。5.6間歇精餾2/4/202359所以，將兩種操作結合起來，先在回流比恒定時操作一定時間，當餾出液組成減小到一定程度后，使回流比增大，再操作一定時間，如此逐漸增大回流比，以保持餾出液的組成基本不變。在后期，釜液組成很低，餾出液量很小，回流比又大，經濟上不合算，因此要適時停止操作。5.6間歇精餾2/4/202360特殊精餾主要有恒沸精餾、萃取精餾、膜蒸餾、催化精餾、反應精餾、鹽效應精餾等。5.7特殊精餾2/4/202361

前述普通精餾方式是以溶液中各個組分的揮發度不同作為分離的依據，若各組分的揮發度差異越大（即相對揮發度越大），越易分離。但工業生產中需要分離的溶液，也有不少其揮發度很接近或具有恒沸點（最高或最低恒沸點），對于這類溶液的分離，用普通精餾方式就難以實現。例如：乙醇—水溶液在總壓時有最低恒沸點℃，恒沸物組成摩爾分率（重量百分率為95.6%），用前述普通精餾方法，最多只能分離得到接近恒沸組成的酒精，這就是工業酒精中含乙醇只能達到95%（重量百分率）的原因。5.7特殊精餾2/4/202362若兩組分的沸點很接近相對揮發度很小，如苯—環己烷的沸點分別為80.1℃和80.8℃，也很難用普通精餾方法將其分離。用普通精餾難以分離的物系必須采用特殊精餾的方法分離。特殊精餾的基本原理是：在雙組分溶液中加入第三組分，以改變原雙組分物系的非理想性或提高其相對揮發度而實現分離。根據第三組分所起作用的不同，又可分為恒沸蒸餾和萃取精餾。

5.7特殊精餾2/4/2023635.7特殊精餾5.7.1恒沸精餾在A、B雙組分恒沸溶液或相對揮發度很小的雙組分溶液中加入稱為夾帶劑的第三組分C，此夾帶劑C與原溶液中一個或兩個組分形成新的恒沸物（AC或ABC），新的恒沸物的沸點比純組分B（或A）或原恒沸物（AB）的沸點低得多，使溶液變成“恒沸物—純組分”的精餾，其相對揮發度大而易于分離。2/4/2023645.7特殊精餾恒沸精餾夾帶劑的選擇①夾帶劑應能與被分離組分形成新的恒沸液，其恒沸點要比純組分的沸點低；②夾帶劑應與原料液中含量較少的組分形成恒沸物，從塔頂蒸出；③夾帶劑的量愈少愈好；④新恒沸物揮發度盡量大，使精餾容易，釜殘液中夾帶劑少；⑤夾帶劑回收容易、無毒、無腐蝕性，熱穩定性好，來源容易，價格低廉。

2/4/2023655.7特殊精餾5.7.2萃取精餾萃取精餾和恒沸精餾相似，也是向原料液中加入第三組分（稱為萃取劑或溶劑），以改變原有組分間的相對揮發度而得到分離。但不同的是要求萃取劑的沸點較原料液中各組分的沸點高得多，且不與組分形成恒沸液。萃取精餾常用于分離各組分沸點（揮發度）差別很小的溶液。

在精餾過程中，萃取劑基本上不被氣化，也不與原料液形成恒沸液，這些都是有異于恒沸精餾的。2/4/202366選擇萃取劑時，主要應考慮：（1）萃取劑應使原組分間相對揮發度發生顯著的變化；（2）萃取劑的揮發性應足夠小，即其沸點應較純組分的為高，且不與原組分形成恒沸液，易于回收；（3）萃取劑應與原料中各組分互溶，充分發揮萃取劑的作用；（4）來源方便，價格低廉，無毒性、無腐蝕性，熱穩定性好。

5.7特殊精餾2/4/2023675.7特殊精餾萃取精餾與恒沸精餾的特點比較（1）萃取劑比挾帶劑易于選擇；（2）萃取劑在精餾過程中基本上不氣化，故萃取精餾的耗能量較恒沸精餾的為少；（3）萃取精餾中，萃取劑加入量的變動范圍較大，而在恒沸精餾中，適宜的夾帶劑量多為一定，故萃取精餾的操作較靈活，易控制；（4）萃取精餾不宜采用間歇操作，而恒沸精餾則可采用間歇操作方式；（5）恒沸精餾操作溫度較萃取精餾的為低，故恒沸精餾較適用于分離熱敏性溶液。

2/4/202368特殊精餾主要有恒沸精餾、萃取精餾、膜蒸餾、催化精餾、反應精餾、鹽效應精餾等。5.7特殊精餾2/4/202369§5-8、板式塔

有降液管分類

有降液管

無降液管：穿流塔

鼓泡塔：袍罩塔，浮閥塔，篩板塔

噴射塔：舌形塔，浮舌塔，浮動噴射塔5.8.1塔板的類型及性能評價1.塔板類型按照塔內氣液流動的方式，可將塔板分為錯流式與逆流式。錯流式塔板上帶有降液管，在每層塔板上保持一定的液層厚度，氣體垂直穿過液層，但對整個塔來說，兩相為逆流流動。錯流式塔板廣泛應用于精餾、吸收等傳質操作中。逆流塔板亦稱穿流板，板上不設降液管，氣、液兩相同時由板上孔道逆向穿流而過。柵板、淋降篩板等都屬于逆流塔板。這種塔板的結構雖簡單，板面利用率也高，但需要較高的氣速才能維持板上液層，操作范圍較小，分離效率也低，工業上應用較少。2/4/202370§5-8、板式塔優點：操作性能穩定，操作彈性大，塔板效率高，能處理含少量污垢的物料，應用較廣泛。1）泡罩塔板操作彈性：是指同樣使塔效率降低15%時物料（常指氣體或蒸氣）最大負荷與最小負荷之比。2/4/202371§5-8、板式塔2）篩孔塔板

篩孔塔板簡稱篩板，塔板上開有許多均勻分布的小孔。根據孔徑大小，分別為小孔徑（孔徑為3~8mm）篩板和大孔徑（孔徑為10~25mm）篩板兩類。篩孔在塔板上通常作正三角形排列。在正常的操作氣速下，通過篩孔上升的氣流，應能阻止液體經篩孔向下泄露。 篩孔塔板的優點是：結構簡單，造價低廉，氣體壓降小，板上液面落差也較小，生產能力及板效率均較泡罩塔高。其主要缺點是：操作彈性小，篩孔小時容易堵塞。采用大孔徑篩板可避免堵塞，而且由于氣速的提高，生產能力增大。2/4/2023723）浮閥塔板浮閥塔的結構特點是在塔板上開有若干大孔（標準孔徑為39mm），每個孔上裝有一個可以上下浮動的閥片。浮閥的型式很多，目前國內已采用的浮閥有五種，但最常用的浮閥型式為F1型、V-4型和T型。 與泡罩塔板與篩選板相比較，浮閥塔板的綜合性能優越，其具有如下特點：生產能力大（比泡罩塔大20%，與篩板相當），操作彈性大，塔板效率高，氣體壓降及液面落差小，構造簡單，易于制造，塔的造價低（比泡罩塔低20%~40%）。