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1、概述概述概述概述（IntroductionIntroduction） 1.工作原理: 利用液体混合物中各组分(component)挥发性(volatility)差异，以热能为媒介使其部分汽化从而在汽相富集轻组分液相富集重组分而分离的方法。 闪蒸罐塔顶产品yAxA加热器原料液 塔底产品 Q减压阀第6章 蒸 馏 (Distillation) 蒸馏操作实例：石油炼制中使用的 250 万吨常减压装置概述（概述（IntroductionIntroduction） 许多生产工艺常常涉及到互溶液体混合物的分离问题，如石油炼制品的切割，有机合成产品的提纯，溶剂回收和废液排放前的达标处理等等。分离的方法有多种，
2、工业上最常用的是蒸馏或精馏。 2. 蒸馏操作的用途间歇精馏：多用于小批量生产或某些有特殊要求的场合。连续精馏：多用于大批量工业生产中。概述（概述（IntroductionIntroduction） 本章着重讨论常压下双组分连续精馏。3. 蒸馏的分类常压蒸馏：蒸馏在常压下进行。减压蒸馏：常压下物系沸点较高或热敏性物质不能承受高温的情况加压蒸馏：常压下为气体的物系精馏分离，加压提高混合物的沸点.多组分精馏：例如原油的分离。双组分精馏：如乙醇-水体系,苯-甲苯体系等。简单蒸馏或平衡蒸馏：用在分离要求不高的情况下。精馏：分离纯度要求很高时采用。特殊精馏：混合物中各组分挥发性相差很小，难以用普通精馏分离
3、， 借助某些特殊手段进行的精馏。6.1 6.1 双双组组分分溶溶液液的的气气液液相相平平衡衡关关系系( (Vaporliquid Vaporliquid equilibriaequilibria in binary systems) in binary systems) 6.1.1 理想溶液的汽液平衡拉乌尔（Raoult）定律 蒸馏分离的物系由加热至沸腾的液相和产生的蒸汽相构成。相平衡关系是蒸馏过程分析的重要基础。 液相为理想溶液、汽相为理想气体的物系。理想溶液服从拉乌尔（Raoult）定律，理想气体服从理想气体定律或道尔顿分压定律。根据拉乌尔定律，两组分物系理想溶液上方的平衡蒸汽压为 式中：
4、poA、poB 溶液温度下纯组分饱和蒸汽压。 理想物系：溶液沸腾时，溶液上方的总压应等于各组分分压之和，即 泡点方程（bubblepoint equation）A、B、C 为安托因常数，可由相关的手册查到。 poA、poB 取决于溶液沸腾温度，上式表达一定总压下液相组成与溶液泡点温度关系。已知溶液的泡点可由上式计算液相组成；反之，已知溶液组成也可算出溶液泡点。纯组分 饱和蒸汽压与温度的关系，用安托因（Antoine）方程表示： 6.1 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系双组分溶液的气液相平衡关系当汽相为理想气体时上式为一定总压下汽相组成与温度的关系式。该温度又称为露点（dewpoint），上式
5、又称为露点方程。严格地说没有完全理想的物系。对那些性质相近、结构相似的组分所组成的溶液，如苯甲苯，甲醇乙醇等，可视为理想溶液；若汽相压力不太高，可视为理想气体，则物系可视为理想物系。 对非理想物系不能简单地使用上述定律。汽液相平衡数据更多地依靠实验测定。 6.1 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系双组分溶液的气液相平衡关系6.2.2 6.2.2 汽液相平衡图汽液相平衡图（equilibrium diagramequilibrium diagram）根据相律，双组分两相物系自由度为2，即相平衡时，在温度t、压强P汽相组成x和液相组成y这四个变量中，只有两个独立变量。若物系的温度和压强一定，汽液两
6、相的组成就一定；若压强和某相的组成一定，则物系的温度和另一相组成将被唯一确定。双组分汽液相平衡关系可由某变量与另两个独立变量的函数关系表达。相图、相平衡常数或相对挥发度是常用的三种汽液相平衡关系。 双组分汽液两相，当固定一个独立变量，可用二维坐标中的曲线图来表示两相的平衡关系，称为相图。相图有压强一定的温度组成Tx(y)图、液相组成和汽相组成xy图，以及温度一定的压强组成px 图。6.1 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系双组分溶液的气液相平衡关系汽液相平衡图（汽液相平衡图（equilibrium equilibrium diagramdiagram） 6.1 6.1 双组分溶液的气液相平衡关
7、系双组分溶液的气液相平衡关系1. 1. T-x(y) T-x(y) 图图 Tx(y) 图代表的是在总压 P 一定的条件下，相平衡时汽（液）相组成与温度的关系。在总压一定的条件下，将组成为 xf 的溶液加热至该溶液的泡点 tA，产生第一个气泡的组成为 yA。继续加热，随温度升高，物系变为互成平衡的汽液两相，两相温度相同组成分别为 yA 和 xA 。t/Cx(y)01.0露点线泡点线露点泡点xAyAxf气相区液相区两相区当温度达到该溶液的露点，溶液全部汽化成为组成为 yA= xf 的气相，最后一滴液相的组成为 xA。6.1 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系双组分溶液的气液相平衡关系 乙醇水溶液物
8、系的泡点线和露点线在 M 点重合，该点溶液的泡点比两纯组分的沸点都低，这是因为该溶液为具有较大正偏差的溶液，组成在 M 点时两组分的蒸汽压之和出现最大值。M 点称为恒沸点，具有这一特征的溶液称为具有最低恒沸点的溶液。常压下，乙醇水物系恒沸组成摩尔分数为0.894，相应温度为78.15(纯乙醇为78.3)。 与之相反，硝酸水溶液为负偏差较大的溶液，在硝酸摩尔分数为0.383时，两组分的蒸汽压之和最低，T-x(y) 图上对应出现一最高恒沸点（M点），其沸点为121.9。此溶液称为具有最高恒沸点的溶液。 在恒沸点时汽液两相组成相同，用一般的蒸馏方法不能实现该组成下混合溶液的分离。 6.1 6.1 双
9、组分溶液的气液相平衡关系双组分溶液的气液相平衡关系2. 2. x-y x-y 图图 x-y 图代表在总压一定下，液相组成和与之成平衡的汽相组成的关系。x-y 图可通过 T-x(y) 图作出，图中对角线 (y=x) 为一参考线。大多数溶液，两相平衡时，y 总是大于 x，平衡线位于对角线上方。平衡线偏离对角线越远，该溶液越易分离。恒沸点时，x-y 线与对角线相交，该点处汽液相组成相等。6.1 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系双组分溶液的气液相平衡关系3. 3. 汽液平衡关系式的表示方法汽液平衡关系式的表示方法 相平衡常数相平衡常数 （distribution coefficientdistrib
10、ution coefficient）汽液两相平衡组成常用相平衡常数 K 或相对挥发 的关系式来表达。Ki 表示 i 组分的相平衡常数，其定义为式中： yi 和 xi 分别表示 i 组分在互为平衡的汽、液两相中的摩尔分数。 对于易挥发组分，Ki 1，即 yi xi。Ki 值越大，组分在汽、液两相中的摩尔分数相差越大，分离也越容易。 6.1 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系双组分溶液的气液相平衡关系气（汽）液相平衡时，两相的温度和压强相等，每个组分在两相中的逸度（fugacity）相等，即对非理想物系，气（汽）、液相的逸度服从下列方程： 式中： pio 纯组分i 的饱和蒸汽压； io 纯组分 i
11、 的逸度系数； ViL 纯液体 i 的摩尔体积。 式中：i 气（汽）相 i 组分的逸度系数； i 液相 i 组分的活度系数； fiL 纯液体 i 在系统温度、压力下的逸度，可由下式计算 波印丁（Poynting）校正因子6.1 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系双组分溶液的气液相平衡关系根据相平衡常数的定义 式中 i，i 的计算与气（汽）相组成和液相组成有关，相平衡常数 K 不仅与系统温度、压强有关，也与组成有关。当系统压力较低，气相近似为理想气体时，气相逸度系数 i 接近于1，波印丁因子也接近于1，有若液相也为理想溶液，液相的活度系数就等于1，则液相为非理想溶液，汽相为理想气体的相平衡常数计
12、算式此式即为拉乌尔定律表达式。 对多组分物系汽液平衡关系的计算，应用相平衡常数比较方便。 6.1 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系双组分溶液的气液相平衡关系溶液中各组分的挥发性由挥发度来量衡，定义为组分在汽相中的平衡蒸汽压与在液相中的摩尔分数的比值。对双组分物系 对纯组分液体，其挥发度就等于该温度下液体的饱和蒸汽压。 溶液中两组分挥发度之比称为相对挥发度，用 表示 当操作压强不高，气相服从道尔顿分压定律时，上式可改写为 大小可以判断能否用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度。6.1 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系双组分溶液的气液相平衡关系6.1.3 6.1.3 相对挥发度（相对挥发度（Re
13、lative Relative volatilityvolatility）对双组分物系有 yB=1-yA，xB=1-xA，代入并略去下标 A 可得 相平衡方程对理想溶液，组分的挥发度 = po ，所以 值随温度变化相对较小，在一定的温度范围内，常取 的平均值用于相平衡计算。 1，表示组分 A 较 B 易挥发； 值越大，两个组分在两相中相对含量的差别越大，越容易用蒸馏方法将两组分分离；若 =1， yA=xA，此时不能用普通蒸馏方法分离该混合物。若已知两组分的相对挥发度，可由上式确定汽液平衡组成。 6.1 6.1 双组分溶液的气液相平衡关系双组分溶液的气液相平衡关系6.2 6.2 平衡蒸馏与简单蒸
14、馏平衡蒸馏与简单蒸馏 6.2.1 平衡蒸馏 1. 定义平衡蒸馏是液体的一次部分汽化或蒸汽的一次部分冷凝的蒸馏操作。生产工艺中溶液的闪蒸分离是平衡蒸馏的典型应用。 闪蒸操作流程：一定组成的料液被加热后经节流阀减压进入闪蒸室，液体因沸点下降变为过热而骤然汽化，汽化耗热使得液体温度下降，汽、液两相温度趋于一致，两相组成趋于平衡。由闪蒸室塔顶和塔底引出的汽、液两相即为闪蒸产品。 闪蒸罐塔顶产品yAxA加热器原料液 塔底产品 Q减压阀闪蒸过程可通过物料衡算、热量衡算以及相平衡关系求解所需参数。下面以两组分混合液连续稳定闪蒸过程为例给予说明。 2. 2. 物料衡算物料衡算 总物料衡算 式中：F、D、W 进
15、料流率和出塔汽.液相产物的流率，kmol/s； xF、yD、xW 料液组成以及出塔汽、液相产物的摩尔分数。 易挥发组分的物料衡算 两式联立可得 闪蒸罐D, yD, teyD加热器F, xF, tF W, xW, teQ减压阀xWt06.2 6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏平衡蒸馏与简单蒸馏 若设液相产物占总加料量的分率为 q，即W/F=q，则汽化率为D/F =(1-q)，代入上式整理可得 上式表示了汽化率与汽、液相组成的关系。 平衡蒸馏过程可认为经部分汽化或部分冷凝后所得的汽液两相呈平衡，即 yDxW 符合平衡关系。3. 3. 平衡关系平衡关系 若已知进料组成 xF 和生产任务所要求的汽化率 (1-
16、q)，结合物料衡算式可求得汽液相组成 yD、xW。 6.2 6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏平衡蒸馏与简单蒸馏 料液由进料温度 tF 升至 t0 需供给的热量 Q 为 闪蒸后，料液温度由 t0 降至平衡温度 te，若不计热损失，则料液放出的显热全部用于料液的部分汽化所需的潜热，即 4. 4. 热量衡算热量衡算 通过以上诸式，在 q 为已知的条件下，由物料衡算与相平衡关系求得yD、xW 后，由温度组成相图求 te，进而求 t0。汽化量大， (1-q) 值大，闪蒸前料液温度需加热至更高的 t0 值。 由上式可得 6.2 6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏平衡蒸馏与简单蒸馏 6.2.26.2.2 简单蒸馏简单蒸馏
17、 简单蒸馏也称微分蒸馏，间歇非稳态操作(unsteady batch operation)，在蒸馏过程中系统的温度和汽液相组成均随时间改变。 分批加入蒸馏釜的原料液持续加热沸腾汽化，产生的蒸汽由釜顶连续引入冷凝器得馏出液产品。釜内任一时刻的汽液两相组成互成平衡。y原料液x蒸气xD1xD2xD3冷凝器6.2 6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏平衡蒸馏与简单蒸馏 1. 1. 定义定义 任一时刻，易挥发组分在蒸汽中的含量 y 始终大于剩余在釜内的液相中的含量 x，釜内易挥发组分含量 x 由原料的初始组成 xF 沿泡点线不断下降直至终止蒸馏时组成 xE，釜内溶液的沸点温度不断升高，蒸汽相组成 y 也随之沿露点
18、线不断降低。t/Cx(y)01.0露点线泡点线xAyAxf6.2 6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏平衡蒸馏与简单蒸馏 6.2.2 6.2.2 简单蒸馏简单蒸馏 设 d 时间内由塔顶引出的蒸汽量为 dV (kmol)，釜液变化量为 dW (kmol)； 时刻釜内液体量为 W (kmol)，汽、液相组成为 y、x； +d 时刻釜内液体量及组成为 W+dW (kmol) 及 x+dx 。在 d 时间内由物料衡算可得 整理上两式，略去高阶微分 项，得 在操作初始的 W1、x1 至终止时刻的 W2、x2 间积分上式得 上式中 y 与 x 互成平衡，因此只要有汽、液两相的平衡关系，就可求出上式的积分项，得到任意
19、时刻釜液量与组成的关系式。 6.2 6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏平衡蒸馏与简单蒸馏 在釜液由 W1 蒸馏减少至 W2 期间，釜内蒸馏出的液量 D（kmol）及平均组成 可根据整个过程的物料衡算求得。 总物料衡算 易挥发组分的衡算 利用相平衡关系积分可得：两式联解即可求得 D 和 。 6.2 6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏平衡蒸馏与简单蒸馏 6.2 6.2 精馏原理精馏原理精馏原理精馏原理 ( ( ( (Principle of RectifyPrinciple of Rectify) ) ) ) 蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，）的特性，实现分离目的的单元
20、操作。蒸馏按照其操作方法可分为：简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。 本节以两组分的混合物系为研究对象，在分析简单蒸馏的基础上，通过比较和引申，讲解精馏的操作原理及其实现的方法，从而理解和掌握精馏与简单蒸馏的区别（包括：原理、操作、结果等方面）。6.2.1 蒸馏的操作和结果 以苯甲苯混合液为例，图61为其装置和流程简图，其t-x-y 相图如图62 所示。将组成为xF、温度为t1的混合液加热到t3，使其部分气化，并将气相与液相分开，则所得的气相组成为y3,液相组成为x3。可以看出，y3xFx3 。6.26.2 精馏原理精馏原理 由此可知，简单蒸馏，即将液体混合物进行一次部分气化(单级)的过程，只能
21、起到部分分离的作用，只适用于要求粗分或初步加工的场合。而要使混合物中的组分得到高纯度（几乎完全）的分离，只有进行精馏。 从相图可以看出，用一次部分气化得到的气相产品的组成不会大于yD，而yD 是加热原料液xF时产生的第一个气泡的平衡气相组成。同时，液相产品的组成不会低于xW，而xW是将原料也全部气化时剩下最后一滴液体的平衡液相组成。组成为xW的液体量及组成为yD的气体量是极少的。至于将xF的原料液加热到t3时，液相量和气相量之间的关系，可由杠杆规则来确定。 6.2.2 多次部分气化和部分冷凝6.26.2 精馏原理精馏原理 如果将图61所示的蒸馏单级分离加以组合, 变成如图63所示的多级分离流程
22、（以3级为例）. 若将第1级溶液部分气化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝, 然后再将冷凝液在第2级中部分气化, 此时所得气相组成为y2，y2y1, 这种部分气化的次数（级数）愈多, 所得到的蒸汽浓度也愈高, 最后几乎可得到纯态的易挥发组分. 同理, 若将从各分离器所得到的液相产品分别进行多次部分气化和分离, 那么这种级数愈多, 得到的液相浓度也愈低, 最后可得到几乎纯态的难挥发组分. 图63 多次部分气化的分离示意图1. 过程分析 上述的气液相浓度变化情况可以从图中清晰地看到.因此,同时多次地进行部分气化是使混合物得以完全分离地必要条件. 不难看出, 图63所示的流程在工业上是不能采用的, 因其
23、存在以下两个问题：6.26.2 精馏原理精馏原理 （1）分离过程得到许多中间馏分，如图中的组成为x1.x2 等液相产品，因此最后纯产品的收率就很低； （2）设备庞杂，能量消耗大。 同同时时，由由图图还还可可以以看看出出，当当第第1 1级级所所产产生生的的蒸蒸气气y y1 1与与第第3 3级级下下降降的的液液体体x x3 3直直接接混混合合时时，由由于于液液相相温温度度t t3 3低低于于气气相相温温度度t t1 1，因因此此高高温温的的蒸蒸气气y y1 1（潜潜热热）将将加加热热低低温温的的液液体体x x3 3，而而使使液液体体部部分分气气化化，蒸蒸气气自自身则被部分冷凝。身则被部分冷凝。传热
24、传热 图64 多次部分气化的 t-x-y图 今今以以图图6363中中的的第第3 3级级为为例例，由由图图6464可可知知，x x2 2yy1 1 x x3 3，而而x x2 2 x x3 3 y y2 2，在在x x2 2和和y y2 2之之间间存存在在y y1 1和和x x3 3. . 如如果果冷冷凝凝和和气气化化的的温温度度选选择择恰恰当当，可可使使y y1 1和和x x3 3 较较为为接接近近。这这样样，若若将将第第3 3级级中中产产生生的的中中间间产产品品x x3 3与与第第2 2级级的的料料液液y y1 1相相混混合合, ,.，其其结结果果不不但但消消除除了了中中间间产产品品，且且提
25、提高高了了最最后后产产品品的收率。的收率。传质传质 由由此此可可见见，不不同同温温度度且且互互不不平平衡衡的的气气液液两两相相接接触触时时，必必然然会会同同时时产产生生传传热热和和传传质质的的双双重重作作用用，所所以以使使上上一一级级的的液液相相回回流流（如如液液相相x x3 3）与与下下一一级级的的气气相相（如如气气相相y y1 1) )直直接接接接触触，就就可可以以将将图图6363所所示示的的流流程程演演变变为为图图6565所所示示的的分分离离流流程程，从从而而省省去去了了逐逐级级使使用用的的中间加热器和冷凝器。中间加热器和冷凝器。 图 65 无中间产品的 多次部分气化的分离示意图6.26
26、.2 精馏原理精馏原理 从从图图6565可可知知，将将每每一一级级中中间间产产品品返返回回到到下下一一级级中中，不不仅仅可可以以提提高高产产品品的的收收率率，而而且且是是过过程程进进行行的的必必不不可可少少条条件件。例例如如，对对第第2 2级级而而言言，如如没没有有液液体体x x3 3回回流流到到y y1 1中中( (无无中中间间加加热热器器和和冷冷凝凝器器) )，就就不不会会有有溶溶液液的的部部分分气气化化和和蒸蒸气气的的部部分分冷冷凝凝，第第2 2级级也也就就没没有有分分离离作作用用了。因此每级都需有回流液。了。因此每级都需有回流液。2. 2. 实现精馏操作的条件实现精馏操作的条件6.26
27、.2 精馏原理精馏原理 对对增增浓浓难难挥挥发发组组分分来来说说，道道理理是是完完全全相相同同的的。进进入入最最低低1 1级级的的难难挥挥发发组组分分( (最最高高浓浓度度) )的的蒸蒸气气只只能能有有最最低低一一级级下下降降的的液液体体部部分分气气化化而而得得到到，此此时时气气化化的的热热量量由由加加热热器器（称称为为再再沸沸器器）供供给给。在在再再沸沸器器中中，溶溶液液的的部部分分气气化化而而产产生生上上升升蒸蒸气气( (又又称称: :气气相相回回流流) )，如如同塔顶回流一样，同塔顶回流一样，是精馏连续稳定操作的另一个必要条件。是精馏连续稳定操作的另一个必要条件。 对对于于最最上上一一级
28、级（图图6565中中第第3 3级级）而而言言，将将y y3 3冷冷凝凝后后不不是是全全部部作作为为产产品品，而而把把其其中中一一部部分分返返回回与与y y2 2相相混混合合是是最最简简单单的的回回流流方方法法。通通常常，将将部部分分产产品品引引回回设设备备的的操操作作称称为为回回流流。回回流流是是保保证证精精馏馏过过程程连续稳定操作的必要条件之一。连续稳定操作的必要条件之一。 混合液体连续或多次部分汽化，釜液组成沿 tx(y) 相图的泡点线变化，可得难挥发组分含量很高而易挥发组分含量很低的釜液。 混合蒸汽连续或多次部分冷凝，蒸汽组成沿 t-x(y) 相图的露点线变化，可得到易挥发组分含量很高而
29、难挥发组分含量很低的蒸汽。 精馏过程正是这二者的有机结合。 精精馏馏：将将由由挥挥发发度度不不同同的的组组分分所所组组成成的的混混合合液液，在在精精馏馏塔塔中中同同时时多多次次进进行行部部分分气气化化和和部部分分冷冷凝凝，使使其其分分离离成成几几乎乎纯纯态组分的过程。态组分的过程。6.26.2 精馏原理精馏原理 3. 3. 定义定义 图图6666所所示示的的为为精精馏馏塔塔的的模模型型，目目前前工工业业上上使使用用的的精精馏馏塔塔是是它它的的体体现现。塔塔中中各各级级的的易易挥挥发发组组分分浓浓度度由由上上至至下下逐逐级级降降低低，而而温温度度逐逐步步增增高高。当当某某级级的的浓浓度度与与原原
30、料料液液的的浓浓度度相相同同或或相相近近时时，原料液就由此级进入。原料液就由此级进入。 图图 66 66 精馏塔模型精馏塔模型 图图6767是是以以筛筛板板塔塔为为例例，由由精精馏馏塔塔模模型型转转变变为为实实际际精精馏馏塔塔的一段。的一段。图图 67 67 精馏塔的一段精馏塔的一段6.2.3 精馏塔的操作情况 精馏操作在直立圆形的精馏塔内进行. 塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料, g-l 两相传质可以是微分接触式或逐级接触式. 传质设备对吸收和蒸馏过程通用. 本章以逐级接触的板式塔为重点.6.26.2 精馏原理精馏原理 图68所示的为泡罩塔中任意第n层板上的操作情况. 进入第板的气相浓
31、度和温度分别为yn+1和tn+1，液相的浓度和温度分别为xn1和tn1，二者互不平衡, yn+1tn1 存在温度差和浓度差传质和传热. 其结果:图 68 泡罩塔的操作情况 1) 气相部分冷凝, 使其中难挥发组分转入到液相中； 2) 气相冷凝放出潜热传给液相, 使其部分气化, 其中的部分易挥发组分转入到气相, 结果: xnyn+1。 理论板: 气.液两相在塔板上充分接触.混合, 进行传质.传热后,两相组成均匀且离开塔板的气.液两相呈相平衡关系.显然,在相同条件下, 理论板具有最大的分离能力, 是塔分离的极限.6.26.2 精馏原理精馏原理 6.2.4 精馏流程图图 69 69 连续精馏流程连续精
32、馏流程 典典型型的的连连续续精精馏馏流流程程如如图图6969所所示示. .预预热热到到一一定定温温度度的的原原料料液液送送入入精精馏馏塔塔的的进进料料板板, ,在在每每层层塔塔板板上上, , 回回流流液液体体与与上上升升蒸蒸气气互互相相接接触触, , 进进行行热热和和质质的的传传递递. . 塔塔顶顶冷冷凝凝器器的的作作用用: : 获获得得塔塔顶顶产产品品及及保保证证有有适适宜宜的的液液相相回回流流. .再再沸沸器器的的作用作用: : 提供一定量的上升蒸气流提供一定量的上升蒸气流. . 对对于于间间歇歇精精馏馏: : 原原料料液液一一次次加加入入塔底塔底, , 只有精馏段只有精馏段. . 精精馏
33、馏段段: :加加料料板板以以上上的的塔塔段段. .上升汽相中重组分向液相传递，液相中轻组分向汽相传递，完成上升蒸气轻组分精制。 提提馏馏段段: :加加料料板板及及其其以以下下的的塔塔段段. .下降液体中轻组分向汽相传递，汽相中重组分向液相传递，完成下降液体重组分提浓。 6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 确定产品的流量和组成. 确定精馏塔的类型, 如选择板式塔或填料塔. 根据塔型, 求算理论板层数或填料层高度. 确定塔高和塔径. 对板式塔, 进行塔板结构尺寸的计算及塔板流体力学验算; 对填料塔, 需确定填料类型及尺寸, 并计算填料塔的流体阻力. 计算冷凝器和再沸器的热负荷,
34、 并确定两者的类型和尺寸.本章的核心内容本章的核心内容双组分连续精馏塔的工艺计算主要包括以下内容： 本节重点讨论前两项,其中3). 4) 项内容将在第8章详细讨论.5 ) 项属于传热问题, 在第4章已做过讨论.6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 6.3.1 恒摩尔流假设 在设计中, 先求得理论板层数, 然后结合塔板效率予以校正，即可求得实际板层数。 对于一个理论板, 离开该板的气液两相组成（yn与xn）的确定可通过相平衡关系. 如果再能确定下降液体的组成xn及下一层板上升蒸气组成yn+1之间的关系, 那么整个塔内个各板的组成可逐板算出, 板数即为指定分离要求下的理论板层数.
35、 操作关系: yn+1 与xn之间的关系, 由精馏条件来确定, 精馏的特征方程. 恒摩尔流假定:对整个精馏塔, 每层板上升蒸汽摩尔流率相等，每层板下降液体摩尔流率相等。 由于精馏过程是涉及传热和传质的过程,相互影响的因素较多, 引入恒摩尔流假定, 使得连续精馏过程计算大大简化。 塔板上有多少摩尔的蒸汽冷凝，就有多少摩尔的液体汽化。因此该精馏过程属等摩尔反向扩散传质过程。对于多数有机同系物和许多相近的理想体系，各组分的摩尔气化热相差不大.恒摩尔流假设均适用. 恒摩尔流假设必须满足的条件是：6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 6.3.2 6.3.2 物料衡算和操作线方程物料衡算
36、和操作线方程1. 1. 全塔物料衡算全塔物料衡算 图610所示, 对稳定操作的连续精馏塔,料液加入量必等于塔顶和塔釜产品量之和. 总物料衡算 易挥发组分物料衡算 各组分的摩尔汽化潜热相等； 气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略； 塔设备保温良好,热损失可也忽略. 6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 进料流率 F 和组成xF 以及釜液组成 xW 一定，馏出液中轻组分含量 xD值越大，馏出液流率 D 值就越小。釜液流率和组成间存在类似关系。提高产品品质是以降低产品产率为代价的。2. 2. 操作线方程操作线方程 对图611虚线范围（包括精馏段第n+1板和冷凝器在内）作物料衡算
37、, 以单位时间为基准, 即： 塔顶全凝：V=L+D=(R+1)D回流比：R=L/D1)精馏段操作线方程 6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 精馏段操作线方程的物理意义: 在一定的操作条件下，精馏段内自任意第n层塔板下降的液相组成xn与其相邻的下一层塔板上升的蒸汽组成yn+1之间的关系。2)提馏段操作线方程 对图612虚线范围（包括提馏段第m板以下塔段和塔釜在内）作物料衡算, 即： 提馏段操作线方程的物理意义: 在一定的操作条件下, 提馏段内自任意第m板下降的液相组成与其相邻的下一层塔板上升的蒸汽组成之间的关系. 应该指出, 提馏段内液体摩尔流量不仅与L的大小有关, 而且还受
38、进料量F及其进料热状况的影响. 提馏操作线：c点：（xW，xW）截距：WxW /V3) 操作线方程在xy图上的画法 精馏操作线：a点：( xD， xD）截距：xD /(R+1) x y 0 1.0 1.0 xD abxW cde精馏段操作线方程提馏段操作线方程6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 6.3.3 进料热状况和进料线方程1) 进料 5 种热状况 在实际生产中, 如图613所示, 引入精馏塔内的原料可能有五种不同状况, 即：低于泡点的冷液体；泡点下的饱和液体；气液混合物；饱和蒸气；过热蒸气。 进料热状况不同, 将
39、直接影响其上.下两段上升蒸气和下降液体的流量. 2) 2) 进料热状况参数进料热状况参数 设第 m 块板为加料板，对对图图661414所所示示的的虚虚线线范范围围, , 进.出该板各股的摩尔流率、组成与热焓可由物料衡算与热量衡算, 得: 1. 进料热状况的影响6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 总物料衡算：轻组分物料衡算：热量衡算：可得：加料热状态参数q的大小与进料焓值IF 直接相关. 定义 加料热状态参数 q的意义:以1kmol/h进料为基准时, 提馏段中的液体流量较精馏段增大的kmol/h数.6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 提馏段操作方程的提馏段
40、操作方程的常用表达式常用表达式. .2. q(进料)线方程 在在进进料料板板上上, , 同同时时满满足足精精馏馏段段和和提提馏馏段段的的物物料料衡衡算算, , 故故两两操操作作线线的的交交点点落落在在进进料料板板上上。当当q q为为定定值值，改改变变塔塔操操作作为为回回流流比比时时，两两操作线交点轨迹即操作线交点轨迹即q q线。联立两操作线方程式线。联立两操作线方程式 因因q q为一常数为一常数, , 故一定状态进料时故一定状态进料时q q线为直线线为直线. . 不同的加料热状态对应着不同的 q 值, 也就对应着不同的 q 线.代入代入DxDxD D+Wx+WxWW= =FxFxF F , ,
41、 L-LL-L=q F=q F; ; V-VV-V=(q-1)F. =(q-1)F. 得得q q线方程线方程两式相减 6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 3. q 线的图形表示(1) 在对角线上作 e 点 (y=x=xF)；(2) 过 e 点作斜率 q/(q1) 为的直线。 随进料焓值增加(温度高), q 值减小, 则 q 线与精馏操作线的交点沿着精馏操作线朝 x. y 减小的方向移动. 这意味着加料板位置下移(塔从上往下,温度逐步升高). 进进料料热热状状况况不不同同, , q q值值就就不不同同, , 因因此此直直接接影影响响精精馏馏塔塔内内两两段段上上升升蒸蒸汽汽和和
42、下下降降液液体体量量之之间间的的关关系系, , 如如图图615 615 所所示示. .冷液体进料冷液体进料, q1; , q1; 饱和液体进料饱和液体进料, q=1; , q=1; 气液混合物进料气液混合物进料,q=01;,q=01;饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料, q=0;, q=0;过热蒸汽进料过热蒸汽进料, q0., q0.eacbdq0q=00q101.0xWxy1.0xDzF不同加料热状态下的 q 线6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 6.3.4 理论板层数的求法1. 逐板计算法理论板数由操作线方程和相平衡关系确定。 提馏段操作线方程：相平衡方程式： 或 第一板：第二板
43、：第三板：精馏段操作线方程：条件：塔顶全凝，泡点回流6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 第m+1板：第N板： 在计算过程中, 每使用一次平衡关系, 表示需要一层理论板. 由于一般再沸器相当于一层理论板. 结果: 塔内共有理论板N块, 第N板为再沸器, 其中精馏段m1块, 提馏段Nm+1块 (包括再沸器), 第m板为进料板。第m板：第m板为进料板 逐逐板板计计算算法法是是求求理理论论塔塔板板数数的的基基本本方方法法, , 计计算算结结果果较较准准确确, ,且且可可求求得得每每层层板板上上的的气气液液相相组组成成. . 但但该该法法比比较较繁繁琐琐, ,尤尤其其当当理理论论板板
44、层层数数较较多时更甚多时更甚. . 现由计算程序处理现由计算程序处理, , 比较好比较好. . 例例 常压下用连续精馏塔分离含苯44%的苯一甲苯混合物. 进料为泡点液体，进料流率取100 kmol/h为计算基准。要求馏出液中含苯不小于 94 %. 釜液中含苯不大于8 %(以上均为摩尔百分率). 设该物系为理想溶液相对挥发度为2.47. 塔顶设全凝器，泡点回流，选用的回流比为3. 试计算精馏塔两端产品的流率及所需的理论塔板数。 解：由全塔物料衡算：解：由全塔物料衡算：F FD DW W ; ;FxFxF FDxDxDDWxWxWW 将已知值代入将已知值代入, , 可解得可解得D D41.86km
45、ol/h; W=58.14kmol/h41.86kmol/h; W=58.14kmol/h提馏段操作方程为提馏段操作方程为: :精馏段操作方程为精馏段操作方程为: : 泡点液体进料时泡点液体进料时q=1,q=1,相平衡方程为相平衡方程为对于泡点进料对于泡点进料, , x xF F = =x xq q =0.44=0.44设设由由塔塔顶顶开开始始计计算算( (从从上上往往下下) )，第第1 1块块板板上上升升蒸蒸气气组组成成y y1 1= =x xDD=0.94. =0.94. 第第1 1块板下降液体组成块板下降液体组成x x1 1由相平衡方程式计算由相平衡方程式计算: : 故第故第5 5 板为
46、进料板板为进料板; ; 习惯上习惯上, , 将进料板包括在提馏段内将进料板包括在提馏段内, , 故精馏段有故精馏段有4 4 块理块理论塔板论塔板. . 自第自第5 5 块开始块开始, , 应改用提馏段操作方程式应改用提馏段操作方程式. .由由x xn n求下一板上升蒸汽组成求下一板上升蒸汽组成y yn+1n+1. . 第第2 2板上升蒸汽组成由精馏段操作方程计算板上升蒸汽组成由精馏段操作方程计算第第2 2板下降液体组成由相平衡方程计算，可得板下降液体组成由相平衡方程计算，可得如此逐级往下计算，可得如此逐级往下计算，可得- - - - - - - - - - - - - - - - - - -
47、- - - - - - - - - - - 因为因为故所求的总塔板数为故所求的总塔板数为9 9块（包括再沸器）。块（包括再沸器）。 因为因为- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 2. 2. 图解法图解法 - -McCabeThiele, MT法图图解解法法求求理理论论板板层层数数的的基基本本原原理理与与逐逐板板计计算算法法的的完完全全相相同同, ,只只不不过过是是用用平平衡衡曲曲线线和和操操作作线线分分别别代代替替平平衡衡方方程程和和操操作作线线方方程程, ,用用简简便便的的图图解解法法代代替替繁繁杂杂的的计计算
48、算而而已已, ,图图解解法法中中以以直直角角梯梯级级图图解解法法最最为为常常用用. .虽虽然然图图解解的的准准确确性性较较差差, ,但但因因其其简简便便, ,目前在两组分精馏中仍被广泛采用。目前在两组分精馏中仍被广泛采用。 6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 1) 操作线的作法 首先根据相平衡数据, 在直角坐标上绘出待分离混合物的x-y 平衡曲线, 并作出对角线. 如图616所示. 在x=xD 处作铅垂线, 与对角线交于点a, 再由精馏段操作线的截距xD /(R+1) 值, 在y 轴上定出点b, 联ab. ab为精馏段操作线. 在x=xF 处作铅垂线, 与对角线交于点e,
49、从点e作斜率为q /(q1)的q线ef, 该线与ab交于点d. 在x=xW 处作铅垂线, 与对角线交于点c, 联cd. cd为提留段操作线.6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 2) 求N 的步骤 自对角线上a点始, 在平衡线与精馏段操作线间绘出水平线及铅垂线组成的梯级. 如图617所示. 当梯级跨过两操作线交点d 时, 则改在平衡线与提馏操作线间作梯级, 直至某梯级的垂直线达到或小于xW为止. 每一个梯级代表一层理论板. 梯级总数即为所需理论板数. 有时塔顶出来的蒸气先在分凝器中部分冷凝, 冷凝液回流, 未冷凝的蒸气经全凝器后,凝液作为塔顶产品. 因为离开分凝器的气液两相相
50、互呈平衡, 相当于1层理论板. 故此时精馏段层数应少1. 梯级含义：梯级含义：如第一梯级 由a点作水平线与平衡线交于点1(y1, x1), 相当于用平衡关系由y1求得x1；再自点1作垂线与精馏段操作线相交, 交点坐标为(y2, x1), 即相当于用操作线关系由x1求得y2。作图法与逐板计算法等价。6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 如如图图618618所所示示. . 若若梯梯级级已已跨跨过过两两操操作作线线的的交交点点e e , , 而而仍仍在在精精馏馏段段操操作作线线和和平平衡衡线线之之间间绘绘梯梯级级, , 由由于于交交点点d d 以以后后精精馏馏段段操操作作线线与与平
51、平衡衡线线的的距距离离较较提提馏馏段段操操作作线线与与平平衡衡线线之之间间的的距距离离来来得得近近, , 故故所所需需理理论论板板层层数数较较多多. . 反反之之，如如还还没没有有跨跨过过交交点点, , 而而过过早早的的更更换换操操作作线线, , 也也同同样样会会使使理理论论板板层层数数增增加加. . 由由此此可可见见, , 当当梯梯级级跨跨过过两两操操作作线线交交点点后后便便更更换换操作线作图操作线作图, , 所定出的加料板位置为适宜的位置所定出的加料板位置为适宜的位置. . 如如前前所所述述，图图解解过过程程中中当当某某梯梯级级跨跨过过两两操操作作线线交交点点时时，应应更更换换操操作作线线
52、。跨跨过过交交点点的的梯梯级级即即代代表表适适宜宜的的加加料料板板( (逐逐板板计计算算时时也也相相同同), ), 这这是是因因为为对对一一定定的的分分离离任任务务而而言言, , 如如此此作作图图所所需需的的理论板层数为最少理论板层数为最少. .3. 3. 适宜的进料位置适宜的进料位置 6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 6.3.5 6.3.5 特殊情况时的理论板层数的计算特殊情况时的理论板层数的计算 1. 1. 直直接接蒸蒸汽汽加加热热 若若待待分分离离的的混混合合液液为为水水溶溶液液, , 且且水水是是难难挥挥发发组组分分, , 即即馏馏出出液液为为非非水水组组分分.
53、. 釜釜液液近近于于纯纯水水, , 这这时时可可采采用用直直接接加加热热方方式式, , 以省掉再沸器以省掉再沸器. . 直直接接蒸蒸汽汽加加热热时时理理论论板板层层数数的的求求法法, , 原原则则上上与与上上述述的的方方法法相相同同. . 精精馏馏段段的的操操作作情情况况与与常常规规塔塔的的没没有有区区别别, , 故故其其操操作作线线不不变变. . q q线线的的作作法法也也与与常常规规的的作作法法相相同同. . 但但由由于于釜釜中中增增多多了了一一股股蒸蒸汽汽, , 故提馏段操作线方程应予修正故提馏段操作线方程应予修正. . 对图对图619619所示的虚线范围作物料衡算，即：所示的虚线范围作
54、物料衡算，即：总物料总物料易挥发组分易挥发组分 其中其中, , y y0 0 : : 加热蒸气中易挥发组分的摩尔分率，一般加热蒸气中易挥发组分的摩尔分率，一般y y0 0=0=0 . .6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 若恒摩尔流假定仍能适用，即若恒摩尔流假定仍能适用，即 则上式可改写为：则上式可改写为： 对对于于同同一一种种进进料料组组成成. .状状况况及及回回流流比比, , 若若希希望望得得到到相相同同的的馏馏出出液液组组成成及及回回收收率率时时, , 利利用用直直接接蒸蒸气气加加热热时时所所需需理理论论板板层层数数比比用用间间接接蒸蒸气气加加热热时时的的要要稍稍多多
55、些些，这这是是因因为为直直接接蒸蒸气气的的稀稀释释作作用用，故故需需增增加加塔塔板板层层数数来来回回收收易易挥挥发组分。发组分。 直直接接蒸蒸气气加加热热时时的的提提馏馏段段操操作作线线方方程程式式, , 它它和和精精馏馏段段操操作作线线的的交交点点轨轨迹迹方方程程仍仍然然是是q q线线, , 但但提提馏馏段段操操作作线线通通过过横横轴轴上上的的x=x=x xWW 点，即图点，即图620620中的点中的点g, g, gdgd为提馏段操作线。为提馏段操作线。2. 2. 多侧线的塔多侧线的塔 6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 在在工工业业生生产产中中，有有时时要要求求获获得得
56、不不同同规规格格的的精精馏馏产产品品，此此时时可可根根据据所所需需的的产产品品浓浓度度在在精精馏馏段段( (或或提提馏馏段段) )不不同同位位置置上上开开设设侧侧线线出出料料口口；有有时时为为分分离离不不同同浓浓度度的的原原料料，则则宜宜在在不不同同塔塔板板位位置置上上设设置置不不同同的的进进料料口口。这这些些情情况况均均构构成成多多侧侧线线的的塔塔。若若精精馏馏塔塔中中共共有有 i i 个个侧侧线线( (进进料料口口亦亦计计入入) )，则则计计算算时时应应将将全全塔塔分分成成(i (i +1)+1)段段。通通过过每每段段的的物物料料衡衡算算，分分别别写写出出相相应应的的操操作作线线方方程程式
57、式。图图解解理理论论板板层层数数的的原则与前述相同。原则与前述相同。 6.3.6 6.3.6 回流比的影响及其选择 回回流流是是保保证证精精馏馏塔塔连连续续稳稳定定操操作作的的必必要要条条件件, , 也也是是影影响响精精馏馏操操作作费费用用和和投投资资费费用用的的重重要要因因素素, , 对对于于一一定定的的分分离离任任务务（即即F. F. x xF F. . q q. . x xWW. . x xD D一定）而言一定）而言, , 应选择适宜的回流比应选择适宜的回流比. . 回回流流比比有有两两个个极极限限值值, , 上上限限为为全全回回流流时时的的回回流流比比, , 下下限限为为最最小小回流比
58、回流比, , 实际回流比为介于两极限值之间的某适宜值实际回流比为介于两极限值之间的某适宜值. .6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 1. 1. 全回流和最少理论板层数全回流和最少理论板层数 若若塔塔顶顶上上升升蒸蒸气气经经冷冷凝凝后后，全全部部回回流流至至塔塔内内，这这种种方方式式称称为为全全回回流流。此此时时，塔塔顶顶产产品品为为零零，通通常常F F 及及W W 也也均均为为零零 既既不不向向塔塔内内进进料料，亦亦不不从从塔塔内内取取出出产产品品。全全塔塔也也就就无无精精馏馏段段和和提提馏馏段段之之区区分，两段的操作线合二为一。分，两段的操作线合二为一。 全回流时的回流比
59、为：全回流时的回流比为： 斜率斜率 此此时时在在xyxy图图上上操操作作线线与与对对角角线线相相重重合合, , 操操作作线线方方程程式式为为y yn+1n+1= =x xn n 显显然然, , 此此时时操操作作线线和和平平衡衡线线的的距距离离最最远远, , 因因此此达达到到给给定定分分离离程度所需的理论板层数为最小，以程度所需的理论板层数为最小，以N Nminmin 表示。表示。 N Nminmin可可在在 x x y y 图图上上的的平平衡衡线线和和对对角角线线间间直直接接图图解解求求得得, ,也也可可以从芬斯克（以从芬斯克（FenskeFenske）方程式计算得到：方程式计算得到：对双组分
60、溶液对双组分溶液 略去下标略去下标 A. BA. B侧线出料的精馏塔侧线出料的精馏塔 当需要获得不同组成的两种或多种产品时，可在塔内相应组成的塔板上安装侧线以抽出产品。以有一个侧线出料的精馏塔为例：精馏塔分为三段，各段操作线可通过相应的物料衡算导出。图解理论板数的原则与前述相同。 饱和液体侧线出料qxWzFxDxD1.001.0xy12W, xWD, xD (yD)3F, zFD, xD各操作线仍由相关塔段的物料衡算导出，q 线由加料热状态确定。多股加料的精馏塔多股加料的精馏塔 y123q1q2xWx01.01.0xF2xF1xD以有两股进料的精馏塔为例：精馏塔以两进料板为界分为上、中、下三段
61、，各段内上升与下降的汽、液相摩尔流率互不相同，相应有三条操作线，两条 q 线。多股加料的精馏塔多股加料的精馏塔 不同浓度料液在同一塔内同时进行分离，不将料液混混合再入塔，而是针对各股料液的浓度分别加入不同位置。这是因为混合后再分离都将消耗能量。 12W, xWF1, q1, zF1D, xD3F2, q2, zF2连续精馏装置的热量衡算连续精馏装置的热量衡算 塔底供热产生的回流蒸汽和塔顶冷凝得到的回流液体为塔内各板上进行的汽化和冷凝提供了过程所需的热源和冷源。冷凝器的热量衡算冷凝器的热量衡算 对全凝器作热量衡算，若忽略热损失 冷却介质消耗量则为 式中：Qc 全凝器的热负荷，kJ/s； IV,
62、IL 塔顶上升蒸汽和馏出液的焓，kJ/kmol。 Wc 冷却介质消耗量，kg/s； Cpc 冷却介质的比热，kJ/(kg)； t1、t2 冷却介质在冷凝器进、出口处的温度。 F, CF, tFIIIVVLLL, CL, tLD, CL, tLWc, t1Wc, t2V, IVW, Cw, twG, IGG, IG恒沸精馏恒沸精馏第三组分与原溶液中的一个组分形成恒沸物，原有组分间的相对挥发度增大，使该溶液能用一般精馏方法分离。第三组分称为恒沸剂或挟带剂。恒沸精馏中合适挟带剂的选用：（1）恒沸物恒沸点与溶液中纯组分沸点有相当差值，一般不小于10。（2）恒沸物易分离，以便回收挟带剂，挟带剂含量越少操
63、作费用越省。（3）热稳定性、腐蚀性、毒性、价格等因素。 恒沸精馏与萃取精馏恒沸精馏与萃取精馏 具有恒沸点或相对挥发度接近1的物系，不宜采用普通精馏方法分离。方法一：采用萃取、吸附以及膜分离等其它分离方法。方法二：采用特殊精馏，添加第三组分，提高原溶液各组分间的相对挥发度，使难以用精馏分离的物系变得易于分离。根据第三组分性质和作用不同，特殊精馏可分为恒沸精馏和萃取精馏。第三组分使物系组分数增加，操作流程更复杂，一般不再是单塔操作。为了回收第三组分，采用特殊精馏与普通精馏或液-液萃取联合流程。 恒沸精馏举例恒沸精馏举例工业酒精恒沸精馏（用苯作恒沸剂）制取无水酒精。乙醇-水二元恒沸物（恒沸点78.1
64、5，乙醇摩尔分率为0.894） 三元恒沸物：苯： 0.539乙醇：0.228水： 0.233沸点：64.85上层苯相苯： 0.745乙醇：0.217少量水下层水相苯： 0.0428乙醇：0.35其余为水无水酒精水恒沸精馏塔分层器乙醇回收塔苯回收塔冷凝器冷凝器三元非均相恒沸物三元非均相恒沸物稀乙醇水溶液二元恒沸物二元恒沸物乙醇水恒沸物萃取精馏也是向原料液中加入第三组分，称为萃取剂。加入的萃取剂一般沸点较高、且不与原溶液中任一组分形成恒沸物，仅仅是改变原有组分的相对挥发度而实现精馏分离。萃取精馏，从塔顶可得一个纯组分，萃取剂与另一组分从塔底排出。萃取剂的选择是过程的关键。萃取剂应具备：（1）选择性好，加入少量萃取剂能使溶液相对挥发度显著提高；（2）挥发性小且不与原组分起反应，便于分离回收;（3）安全，无毒，无腐蚀，热稳定性好以及价格便宜等。 萃取精馏举例萃取精馏举例苯-环乙烷溶液的萃取分离：苯沸点 80.1，环乙烷沸点为 80.73，其相对挥发度为 0.98，苯-环乙烷溶液难于用普通精馏分离。若在该溶液中加入沸点较高的糠醛（沸点161.7），则溶液的相对挥发度发生显著的变化。 循环糠醛补充糠醛环己烷脱溶剂底部产品苯+环己烷（原料）溶剂分离塔萃取精馏塔冷凝器冷凝器环己烷糠醛-苯混合液苯x糠醛0.00.980.21.380.41.860.52.070.62.360.72.7
