第十二章 蒸馏过程与设备 生化分离过程中经常要处理由若干组分所组成的混合物，其中大部分是均相物系。生产中为了满足贮存、运输、加工和使用的要求，时常需要将这些混合物分离成为较纯净或几乎纯态的物质或组分。 对于均相物系，必须要造成一个两相物系，才能将均相混合物分离，根据物系中不同组分间某种物性的差异，使其中某个组分或某些组分从一相向另一相转移以达到分离的目的。通常将物质在相间的转移过程称为传质过程或分离操作，常见的传质过程有蒸馏等单元操作。 第一节 蒸馏 蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。这种操作是将液体混合物部分气化，利用其中各组分挥发度不同的特性以实现分离的目的。它是通过液相和气相间的质量传递来实现的。蒸馏过程可以按不同方法分类。按照操作方式可分为间歇和连续蒸馏。按蒸馏方法可分为简单蒸馏、平衡蒸馏（闪蒸）、精馏和特殊精馏等。当一般较易分离的物系或对分离要求不高时，可采用简单蒸馏或闪蒸，较难分离的可采用精馏，很难分离的或用普通精馏不能分离的可采用特殊精馏。工业中以精馏的应用最为广泛。按操作压力可分为常压、加压和减压精馏。按待分离混合物中组分的数目可以分为两（双）组分和多组分精馏。因两组分精馏计算较为简单，故常以两组分溶液的精馏原理为计算基础，然后引申用于多组分精馏的计算中。在本章中将着重讨论常压下两组分连续精馏。 蒸馏应用十分广泛，其历史也最为悠久，因此它是分离（传质）过程中最重要的单元操作之一。 一、气液平衡 在前面我们已经知道，蒸馏是气液两相间的传质过程,因此常用组分在两相中的浓度（组成）偏离平衡的程度来衡量传质推动力的大小。传质过程是以两相达到相平衡为极限的。由此可见，气液相平衡关系是分析蒸馏原理和进行设备计算的理论基础，故在讨论精馏过程的计算前，首先简述相平衡关系。相平衡是《物理化学》课程的基本内容，本章侧重于论述其在生物工程中的应用，且讨论的只限于两组分理想溶液。 （一）拉乌尔定律 根据溶液中同分子间的与异分子间的作用力的差异，可将溶液分为理想溶液和非理想溶液两种。实验表明，理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律（Raoult's Law），即：  （12-1）  式中 ：溶液上方组分的平衡分压，Pa； ：同温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa； ：溶液中组分的摩尔分率。 （下标A表示易挥发组分、B表示难挥发组分） 通常略去上式中的下标，习惯上以线表示液相中易挥发组分的摩尔分率，以（1-）表示难挥发组分的摩尔分率；以表示气相中易挥发组分的摩尔分率，以（1-）表示难挥发组分的摩尔分率。在本章以后的学习中一直沿用这种规定，将不再说明。 严格地说，理想溶液是不存在的。但是，对于那些由性质极相近、分子结构极相似的组分所组成的溶液，例如苯-甲苯，甲醇-乙醇，烃类同系物等都可视为理想溶液。对于非理想溶液的气液平衡关系可用修正的拉乌尔定律或实验数据来表示。 （二）相律 相律表示平衡物系中的自由度数、相数及独立组分数间的关系，即：  （12-2） 式中 ：代表自由度数； ：代表独立组分数； ：代表相数。 式中的数字 2 是假定外界只有温度和压强这两个条件可以影响物系的平衡状态。对两组分的气液平衡物系，其中组分数为 2，相数为 2，而可以变化的参数有四个，即温度 t、压强 、一组分在液相和气相中的组成和（另一组分的组成不独立），故：F＝2－2＋2＝2。由此可知,两组分气液平衡物系中只有两个自由度,即在、、和四个变量中，任意确定其中的二个变量，此平衡状态也就确定了。又若固定某个变量（例如外压），则仅有一个独立变量，而其它变量都是它的函数，因此两组分的气液平衡可以用一定压强下的（或）或的函数关系或相图来表示。 （三）两组分气液平衡图 1．沸点—组成（）图 蒸馏操作通常在一定的外压下进行，溶液的沸点随组成而变。溶液的沸点—组成图是分析蒸馏原理的理论基础。 在总压P=101.3kPa下，苯—甲苯混合液的沸点-组成（）图如下图12-1所示。  图12-1 苯—甲苯混合液的图 图中以为纵坐标,以液相组成或气相组成为横坐标。图中有两条曲线,上方曲线为线，表示混合液的沸点和平衡气相组成之间的关系。此曲线称为饱和蒸汽线。下方曲线为线，表示混合液的沸点和平衡液相组成之间的关系，此曲线称为饱和液体线。上述的两条曲线将图分成三个区域。饱和液体线以下的区域代表未沸腾的液体,称为液相区；饱和蒸汽线上方的区域代表过热蒸汽,称为过热蒸汽区；二曲线包围的区域表示气液同时存在,称为气液共存区。 若将温度为、组成为（图中点A所示）的混合液加热，当温度升高到（点J）时，溶液开始沸腾，此时产生第一个气泡，相应的温度称为泡点温度，因此饱和液体线又称泡点线。同样，若将温度为、组成为（点B）的过热混合蒸汽冷却，当温度降到（点H）时，混合气开始冷凝产生第一滴液体，相应的温度称为露点温度，因此饱和蒸汽线又称露点线。通常，关系的数据由实验测得。对于理想溶液，也可用纯组分的饱和蒸汽压数据按拉乌尔定律及理想气体分压定律进行计算。 对于非理想溶液，若非理想程度不严重，其图与理想溶液的相仿；若非理想程度严重，可能出现恒沸组成。 2．图 蒸馏计算中，经常应用一定外压下的图。图12-2为苯-甲苯混合液在 P=101.3KPa下的图。图中以为横坐标，为纵坐标，曲线表示液相组成和与之平衡的气相组成间的关系。例如，图中曲线上任意点 D 表示组成为的液相与组成为的气相互成平衡，且表示点D有一确定的状态。图中对角线为的直线，作查图时参考用。对于大多数溶液，两相达到平衡时，总是大于，故平衡线位于对角线上方，平衡线偏离对角线愈远，表示该溶液愈易分离。 图可以通过图作出。图12-2就是依据图12-1上相对应的和的数据标绘而成的。许多常见的两组分溶液在常压下实测出的平衡数据，需要时可从物理化学或化工手册中查取。应予指出，平衡关系虽然是在恒定压强下测得的，但实验也表明，总压对平衡曲线的影响不大。若总压变化范围为20～30%，平衡线的变动不超过2％。因此在总压变化不大时，外压的影响可忽略。但图随压强变化较大，可见蒸馏中使用图较图更为方便。  图12-2 苯—甲苯混合液的图 （四）相对挥发度 除了相图以外,气液平衡关系还可用相对挥发度来表示。通常，纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸汽压。而溶液中各组分的蒸汽压因组分间的相互影响要比纯态时的低，故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的液相中的摩尔分率之比来表示，即：  （12-3）  （12-3a） 对于理想溶液，因符合拉乌尔定律,则： ，  由此可知，溶液中组分的挥发度是随温度而变的，因此在使用上不甚方便，故引出相对挥发度的概念。 习惯上将溶液中易挥发组分的挥发度对难挥发组分的挥发度之比，称为相对挥发度，以 或表示，则：  （12-4） 若操作压强不高，气相遵循道尔顿分压定律，故上式可改写为：  （12-5） 通常，将式12-5作为相对挥发度的定义式。相对挥发度的数值可由实验测得。对理想溶液，则有：  （12-6） 式12-6表明，理想溶液中组分的相对挥发度等于同温度下两纯组分的饱和蒸汽压之比。由于及均随温度沿相同方向而变化，因而两者的比值变化不大，故一般可将 视为常数，计算时可取平均值。 对于两组分溶液，当总压不高时，由式12-5可得：  （12-7） 若为已知时，可利用式12-7求得关系，故式12-7称为气液平衡方程。 分析式12-6可知，相对挥发度 值的大小可以用来判断某混合液是否能用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度。若 ＞1，表示组分A较B容易挥发，愈大，分离愈易。若=1，由式12-7 可知，即气相组成等于液相组成,此时不能用普通蒸馏的方法分离该混合液。 二、精馏过程与设备 （一）多次部分气化和多次部分冷凝 如图12-3所示，将组成为、温度为的混合液加热到，使其部分气化，并将气相与液相分开，则所得的气相组成为，液相组成为。由图12-4可以看出，＞＞。这样，用一次部分气化方法得到的气相产品的组成不会大于，而是加热原料液时产生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，而是将原料液全部气化后而剩下最后一滴液体的平衡液相组成。组成为的液体量及组成为的气体量是极少的。至于将的原料液加热到时，此时液相量和气相量之间的关系，可由杠杆规则确定。 ?      图12-3 一次部分气化示意图 1-加热器 2-分离器 3-冷凝器  图12-4 一次部分气化的图  由此可见,将液体混合物进行一次部分气化的过程，只能起到部分分离的作用，因此这种方法只适用于要求粗分或初步加工的场合。显然，要使混合物中的组分得到几乎完全的分离，必须进行多次部分气化和部分冷凝的操作过程。 ?     图12-5 多次部分气化的分离示意图 1、2、3-分离器 4-加热器 5-冷凝器  图12-6 多次不分气化和冷凝的图  设想将图12-3所示的单级分离加以组合，变成如图12-5所示的多级分离流程（图中以三级为例）。若将第一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二级中部分气化，此时所得气相组成为，且必大于，这种部分气化的次数（即级数）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12-5中没有画出这部分的情况。 上述的气-液相浓度变化情况可以从图12-6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的必要条件。不难看出，图12-5所示的流程是工业上不能采用的，因其存在以下二个问题： （1）分离过程得到许多中间馏分，如图12-5中的组成为 及 的液相产品，因此最后纯产品的收率就很低； （2）设备庞杂，能量消耗大。 今以图12-5中的第二级为例，由图12-6可知，＜＜，而＜＜，可见和是比较接近的。为了说明方便起见,各流股均以组成命名。若将第二级中产生的中间产品与第一级的原料液混合，第三级所产生的中间产品与第二级的料液混合，这样就消除了中间产品，且提高了最后产品的收率。同时，由图12-6还可以看出，当将第一级所产生的蒸汽与第三级下降的液体直接混合时，由于液相温度 低于气相温度，因此高温的蒸汽将加热低温的液体，而使液体部分气化，蒸汽自身则被部分冷凝。由此可见，不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，所以使上一级的液相回流（如液相）与下一级的气相（如气相）直接接触，就可以将图12-5所示的流程演变为图12-7所示的分离流程，而省去了逐级使用的中间加热器和冷凝器。 从上分析可知，将每一级中间产品返回到下一级中，不仅可以提高产品的收率，而且是过程进行的必不可少条件。例如，对第二级而言，如没有液体回流到中，而又无中间加热器和冷凝器，那么就不会有溶液的部分气化和蒸汽的部分冷凝，第二级也就没有分离作用了。显然，每一级都需要有回流液，那么，对于最上一级（图中第三级）而言，将冷凝后不是全部作为产品，而把其中一部分返回与相混合是最简单的回流方法。通常，将引回设备的部分产品称为回流。因此，回流是保证精馏过程连续稳定操作的必不可少的条件之一。上面分析的是增浓混合物中易挥发组分的情况。对增浓难挥发组分来说，道理是完全相同的。此时，加热器4移至底部，使难挥发组分浓度最高的蒸汽进入最低一级，显然这部分气体只能由最低一级下降的液体部分气化而得到，此时气化的热量由加热器（称为再沸器）供给。所以，在再沸器中，溶液的部分气化而产生上升蒸汽，如同塔顶回流一样，是精馏得以连续稳定操作的另一个必不可少的条件。 ?     图12-7 无中间产品及中间加热器和冷凝器 的部分气化（冷凝）示意图 1、2、3-分离器 4-加热器 5-冷凝器  图12-8 精馏塔模型  图12-8所示的是精馏塔的模型，目前工业上使用的精馏塔是它的体现。操作时，由塔顶可得到近于纯的易挥发组分的产品。塔中各级的易挥发组分浓度由上至下逐级降低，当某级的浓度与原料液的浓度相同或相近时，原料液就由此级引入。 总之，精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。 （二）精馏塔 精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的。塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。尽管塔板的型式和填料的种类很多，但塔板上液层和填料表面都是气液两相进行热交换和质交换的场所。图12-9所示的为筛板塔中任意第 n 层板上的操作情况。塔板上开有许多小孔，由下一层板（如第n+1层板）上升的蒸汽通过板上小孔上升，而上一层板（如第n-1层板）上的液体通过溢流管下降至第n板上，在第 n 层板上气液两相密切接触，进行热和质的交换。设进入第n层板上的气相的浓度和温度分别为和，液相的浓度和温度分别为 和，二者相互不平衡，即＜，液相中易挥发组分的浓度大于与 成平衡的液相浓度 ，当组成为 的气相与 的液相在第n层板上接触时，由于存在温度差和浓度差，气相就要进行部分冷凝，使其中部分难挥发组分转入液相中，而气相冷凝时放出潜热传给液相，使液相部分气化，其中的部分易挥发组分转入气相中。总的结果致使离开第n层板的液相中易挥发组分浓度较进入该板时的减低，而离开的气相中易挥发组分浓度又较进入时的增高，即＜，＞。若气液两相在板上接触时间长，那么离开该板的气液两相互呈平衡，即与相互平衡。若离开塔板的气液两相达到平衡状态，通常将这种板称为理论板。精馏塔的每层板上都进行着与上述相似的过程。因此，塔内只要有足够多的塔板层数，就可使混合物达到所要求的分离程度。  图12-9 筛板塔的操作情况 （三）精馏流程 根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，而必须同时有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配有原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。再沸器的作用是提供一定量的上升蒸汽流，冷凝器的作用是获得液相产品及保证有适宜的液相回流，因而使精馏能连续稳定地进行。典型的连续精馏流程（即这些设备的安排）如图12-10所示。由图12-10可见，原料液经预热器加热到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层塔板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体气化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。 通常，将原料液进入的那层塔板称为加料板，加料板以上的塔段称为精馏段，加料板以下的塔段（包括加料板）称为提馏段。 应予指出，有时在塔底安装蛇管，以代替图12-10中的再沸器，塔顶回流液也可利用重力作用直接流入塔内而省去回流液泵。   图12-10 连续精馏操作流程 1-精馏塔 2-全凝器 3-贮槽 4-冷却器 5-回流液泵 6-再沸器 7-原料液预热器   三、精馏塔的计算 （一）理论板的概念 在分析精馏原理时曾提及理论板的概念。所谓理论板是指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为均匀一致的。例如，对任意层理论板n而言，离开该板的液相组成与气相组成符合平衡关系。实际上，由于塔板上气液间接触面积和接触时间是有限的，因此在任何型式的塔板上气液两相都难以达到平衡状态，也就是说理论板是不存在的。理论板仅是作为衡量实际板分离效率的依据和标准，它是一种理想板。通常，在设计中先求得理论板层数，然后用塔板效率予以校正，即可求得实际板层数。总之，引入理论板的概念，对精馏过程的分析和计算是十分有用的。 若已知某系统的气液平衡关系，则离开理论板的气液两相组成与之间的关系即已确定。如再能知道由任意板下降液体的组成及由它的下一层板上升的蒸汽组成之间的关系，从而塔内各板的气液相组成可逐板予以确定，由此即可求得在指定分离要求下的理论板层数。而与间的关系是由精馏条件所决定的，这种关系可由物料衡算求得，并称之为操作关系。 （二）恒摩尔流的假定 由于精馏过程是既涉及传热又涉及传质的过程，相互影响的因素较多，了便于导出表示操作关系的方程式，需作以下两项假设： 1．恒摩尔气化 精馏操作时，在精馏塔的精馏段内，每层板的上升蒸汽摩尔流量都是相等的。在提馏段内也是如此，但两段的上升蒸汽摩尔流量却不一定相等。即：   式中 ——精馏段中上升蒸汽的千摩尔流量，kmol/h； ——提馏段中上升蒸汽的千摩尔流量，kmol/h。 （式中下标表示塔板序号） 2．恒摩尔溢流 精馏操作时，在塔的精馏段内，每层板下降的液体摩尔流量都是相等的。在提馏段内也是如此，但两段的液体摩尔流量却不一定相等。即：   式中 ——精馏段中下降液体的千摩尔流量，kmol/h； ——提馏段中下降液体的千摩尔流量，kmol/h。 （式中下标表示塔板序号） 上述两项假设常称之为恒摩尔流假定。在塔板上气液两相接触时，若有一千摩尔的蒸汽冷凝相应就有一千摩尔的液体气化，这时恒摩尔流的假定才能成立。为此，必须满足以下条件： （1）各组分的摩尔气化潜热相等； （2）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略； （3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。 由此可见，精馏操作时，恒摩尔流虽是一项假设，但有些系统能基本上符合上述条件，因此，可将这些系统在塔内的气液两相视为恒摩尔流动。 （三）全塔物料衡算 通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。对连续精馏塔作全塔物料衡算，并以单位时间为基准，即： 总物料  （12-8） 易挥发组分  （12-9） 式中 原料液流量, kmol/h； 塔顶产品（馏出液）流量，kmol/h； 塔底产品（釜残液）流量，kmol/h； 原料液中易挥发组分的摩尔分率； 馏出流中易挥发组分的摩尔分率； 釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 在精馏计算中，分离程度除用两种产品的摩尔分率表示外，有时还用回收率表示，即： 塔顶易挥发组分的回收率＝ （12-10） 塔顶难挥发组分的回收率＝ （12-10a） （四）操作线方程 1．精馏段操作线方程 在连续精馏塔中，因原料液不断地进入塔内，故精馏段和提馏段的操作关系是不相同的，应分别予以讨论。 按下面的精馏段物料衡算示意图中虚线范围（包括精馏段的第n+1层板以上塔段及冷凝器）作物料衡算，以单位时间为基准，即： 总物料  （12-11） 易挥发组分  （12-12） 式中 ——精馏段第n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率； ——精馏段第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。 将式12-11代入式12-12，可得：  （12-13） 上式等号右边两项的分子及分母同时除以，则：  令 ，代入上式得：  （12-14） 式中称为回流比。根据恒摩尔流假定，为定值，且在稳定操作时及为定值，故也是常量，其值一般由设计者选定。 式（12-13）与（12-14）均称为精馏段操作线方程式。此二式表示在一定操作条件下，精馏段内自任意第n层板下降的液相组成与其相邻的下一层板（如第n+1层板）上升的气相组成之间的关系。该式在直角坐标图上为直线，其斜率为，截距为。 应予指出，若待分离物系不符合恒摩尔流假设，则操作线不是直线，这种情况可参阅有关蒸馏专著。 2．提馏段操作线方程 按下面的提馏段物料衡算示意图中虚线范围（包括提馏段第m层板以下塔段及再沸器）作物料衡算，以单位时间为基准，即： 总物料  （12-15） 易挥发组分  （12-16） 式中 ：代表提馏段第 m 层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率； ：代表提馏段第m+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。 将式（12-15）代入（12-16），并整理可得：  （12-17） 式12-17称为提馏段操作线方程式。此式表示在一定操作条件下，提馏段内自任意第m层板下降液体组成与其相邻的下层板（第m+1层）上升蒸汽组成之间的关系。根据恒摩尔流的假定，为定值,，在稳定操作时，和也为定值，故式（12-17）在图上也是直线。与精馏段的一样，对不符合恒摩尔流假定的物系，式（12-17）也不是直线方程。 应予指出，提馏段的液体流量 不如精馏段的回流液流量那样易于求得，因为除与有关外，还受进料量及进料热状况的影响。 （五）进料热状况的影响 在实际生产中，加入精馏塔中的原料液可能有以下五种不同的热状况： （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）露点下的饱和蒸汽； （5）温度高于露点的过热蒸汽。 由于不同进料热状况的影响，使从进料板上升的蒸汽量及下降的液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提馏段的液体量发生了变化。下图定性地表示在不同的进料热状况下，由进料板上升的蒸汽与由此板下降的液体间的摩尔流量关系。 对于冷液进料，提馏段内回流液流量包括以下三部分： （1）精馏段的回流液流量； （2）原料液流量； （3）为将原料液加热到板上温度，必然会有一部分自提馏段上升的蒸汽被冷凝下来，冷凝液也成为 的一部分。 由于这部分蒸汽的冷凝，故上升到精馏段的蒸汽量比提馏段的要少，其差额即为冷凝的蒸汽量。对于泡点进料，由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此原料液全部进入提馏段，作为提馏段的回流液，而两段上升蒸汽流量则相等，即：   对于气液混合物进料，则进料中液相部分成为的一部分，而蒸汽部分则成为的一部分。对于饱和蒸汽进料，整个进料变为的一部分，而两段的液体流量则相等，即：   对于过热蒸汽进料，此种情况与冷液体进料的恰好相反，精馏段上升蒸汽流量包括以下三部分：提馏段上升蒸汽流量；原料液流量；为将进料温度降到板上温度，必然会有一部分来自精馏段的回流液体被气化，气化的蒸汽量也成为中的一部分。由于这部分液体的气化，故下降到提馏段中的液体量将比精馏段的少，其差额即为气化的那部分液体量。 由上面分析可知，精馏塔中两段的气液摩尔流量之间的关系与进料的热状况有关，通用的定量关系可通过进料板上的物料衡算及热量衡算求得。 对进料板分别作总物料衡算及热量衡算，即：  （12-18） 及 （12-19） 式中 ——原料液的焓，kJ/kmol； 、——分别为进料板上、下处饱和蒸汽的焓，kJ/kmol； 、——分别为进料板上、下处饱和液体的焓，kJ/kmol。 由于塔中液体和蒸汽都呈饱和状态，且进料板上、下处的温度及气、液浓度都比较相近，故： ， 于是，式12-19可改写为：  整理得：  将式12-18代入上式得：  或  （12-20） 令：   （12-21） 值称为进料热状况的参数，对各种进料热状况，均可用式12-21计算值。于是由式12-20得：  （12-22） 将式12-18代入上式，并整理得：  （12-23） 由式（12-22）还可以从另一方面来说明的意义。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，即为值。对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸汽三种进料热状况而言，值就等于进料中的液体分率。 将式（12-22）代入式（12-17），则提馏段操作线方程式可写为：  （12-24） 对一定的操作条件而言，式12-24中的、、、及都是已知值或易于求算的值。与式12-17相比，其物理意义相同，在图上也为同一直线，只是斜率 及截距中消去了难以直接计算的。 （六）理论板层数的求法 通常，采用逐板计算法或图解法计算精馏塔的理论板层数。求算理论板层数时，必须利用：（1）气液平衡关系。（2）相邻两板之间气液两相组成的操作关系，即操作线方程。 1．逐板计算法 参见图12-11，若塔顶采用全凝器，从塔顶最上层板（第1层板）上升的蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，因此塔顶馏出液组成及回流液组成均与第1层板的上升蒸汽组成相同，即： =已知值  图12-11 逐板计算法示意图 由于离开每层理论板的气液两相组成是互成平衡的，故可由用气液平衡方程求得 。由于从下一层（第2层）板上升的蒸汽组成与符合精馏段操作线关系，故用精馏段操作线方程可由求得，即：  同理，与互成平衡，即可用平衡方程由求得，以及再用精馏段操作线方程由求得，如此重复计算，直至计算到（仅指饱和液体进料情况）时，说明第n层理论板是加料板，因此精馏段所需理论板层数为（n-1）。应予注意，在计算过程中，每使用一次平衡关系，表示需要一层理论板。 此后，可改用提馏段操作线方程，继续用与上述相同的方法求提馏段的理论板层数。因为，故可用提馏段操作线方程求，即：  再利用气液平衡方程由求，如此重复计算，直至计算到为止。由于一般再沸器相当于一层理论板，故提馏段所需的理论板层数为（m-1）。 逐板计算法是求算理论板层数的基本方法，计算结果较准确，且可同时求得各层板上的气液相组成。但该法比较繁琐，尤其当理论板层数较多时更甚，故一般在两组分精馏塔的计算中较少采用。 2．图解法 图解法求理论板层数的基本原理与逐板计算法的完全相同，只不过是用平衡曲线和操作线分别代替平衡方程和操作线方程，用简便的图解法代替繁杂的计算而已。图解法中以直角梯级图解法最为常用。虽然图解的准确性较差，但因其简便，目前在两组分精馏中仍被广泛采用。 （１）操作线的作法 如前所述，精馏段和提馏段操作线方程在图上均为直线。根据已知条件分别求出二线的截距和斜率，便可绘出这两条操作线。但实际作图还可简化，即是分别找出该两直线上的固定点，例如，操作线与对角线的交点及两操作线的交点等，然后由这些点及各线的截距或斜率就可以作出两条操作线。 ①精馏段操作线的作法 若略去精馏段操作线方程式中变量的下标，则该式变为：  对角线方程为： 上两式联立求解，可得到精馏段操作线与对角线的交点，即交点的坐标为、；再根据已知的及，算出精馏段操作线的截距为，依此定出该线在 y 轴的截距。直线ab即为精馏段操作线。当然也可以从点 a 作斜率为的直线ab，得到精馏段操作线。 ②提馏段操作线的作法 若略去提馏段操作线中变量的上、下标，则方程式变为：  上式与对角线方程联解，得到该操作线与对角线的交点坐标为、。由于提馏段操作线截距的数值往往很小，交点c（、）与代表截距的点离得很近，作图不易准确。若利用斜率作图不仅较麻烦，且不能在图上直接反映出进料热状况的影响。故通常找出提馏段操作线与精馏段操作线的交点，将点c与此交点相联即可得到提馏段操作线。两操作线的交点可由联解两操作线方程而得。 精馏段操作线及提馏段操作线方程可用式（12-12）及（12-16）表示，因在交点处两式中的变量相同，故可略去式中变量的上、下标，即：   两式相减得：  （12-25） 由式（12-9）、（12-22）及（12-23）知：    将此三式代入式12-25，得：  上式各项同除以，并整理得：  （12-26） 式（12-26）称为线方程或进料方程，为代表两操作线交点的轨迹方程。该式也是直线方程，其斜率为，截距为。 式12-26与对角线方程联立，解得交点坐标为、。再从点e作斜率为 的直线，该线与ab线交于点d，点d即为两操作线的交点。联cd，cd线即为提馏段操作线。 （2）适宜的进料位置 如前所述，图解过程中当某梯级跨过两操作线交点时，应更换操作线。跨过交点的梯级即代表适宜的加料板（逐板计算时也相同），这是因为对一定的分离任务而言，如此作图所需的理论板层数为最少。 若梯级已跨过两操作线的交点e，而仍在精馏段操作线和平衡线之间绘梯级，由于交点d以后精馏段操作线与平衡线的距离较提馏段操作线与平衡线之间的距离来得近，故所需理论板层数较多。反之，如还没有跨过交点，而过早的更换操作线，也同样会使理论板层数增加。由此可见，当梯级跨过两操作线交点后便更换操作线作图，所定出的加料板位置为适宜的位置。 应予指出，上述求理论板层数的方法，都是基于恒摩尔流的假设。这个假设能够成立的主要条件是混合液中各组分的摩尔气化潜热相等或相近。对偏离这个条件较远的物系就不能采用上述方法，而应用焓浓图等其它方法求理论板层数。 （七）特殊情况时的理论板层数的计算 1．直接蒸汽加热 若待分离的混合液为水溶液，且水是难挥发组分，即馏出液为非水组分、釜液近于纯水，这时可采用直接加热方式，以省掉再沸器。 直接蒸汽加热时理论板层数的求法，原则上与上述的方法相同。精馏段的操作情况与常规塔的没有区别，故其操作线不变。线的作法也与常规的作法相同。但由于釜中增多了一股蒸汽，故提馏段操作线方程应予修正。 对虚线范围作物料衡算，即： 总物料  易挥发组分  式中 ：直接加热蒸汽流量，kmol/h； ：加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般。 若恒摩尔流假定仍能适用，即，，则上式可改写为：  或  （12-27） 上式即为直接蒸汽加热时的提馏段操作线方程式。该式与间接蒸汽加热时的提馏段操作线方程形式相似，它和精馏段操作线的交点轨迹方程仍然是线，但与对角线的交点不在点（，）上。由式（12-27）可见，当时，，因此提馏段操作线通过横轴上的点，即图12-23中的点g，联gd，即得提馏段操作线。此后，便可从点a开始绘梯级，直至为止。 对于同一种进料组成、状况及回流比，若希望得到相同的馏出液组成及回收率时，利用直接蒸汽加热时所需理论板层数比用间接蒸汽加热时的要稍多些，这是因为直接蒸汽的稀释作用，故需增加塔板层数来回收易挥发组分。 2．多侧线的塔 在工业生产中，有时要求获得不同规格的精馏产品，此时可根据所需的产品浓度在精馏段（或提馏段）不同位置上开设侧线出料口；有时为分离不同浓度的原料，则宜在不同塔板位置上设置不同的进料口。这些情况均构成多侧线的塔。若精馏塔中共有 i 个侧线（进料口亦计入），则计算时应将全塔分成（i+1）段。通过每段的物料衡算，分别写出相应的操作线方程式。图解理论板层数的原则与前述的相同。 （八）回流比的影响及其选择 我们在前面已经提到，回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素，对于一定的分离任务（即、、、、一定）而言，应选择适宜的回流比。 回流比有两个极限值，上限为全回流时的回流比，下限为最小回流比，实际回流比为介于两极限值之间的某适宜值。 1．全回流和最少理论板层数 若塔顶上升蒸汽经冷凝后，全部回流至塔内，这种方式称为全回流。此时，塔顶产品为零，通常也均为零，即既不向塔内进料，亦不从塔内取出产品。全塔也就无精馏段和提馏段之区分，两段的操作线合二为一。 全回流时的回流比为：  因此，精馏段操作线的斜率为：  在 y 轴上的截距为  此时在图上操作线与对角线相重合，操作线方程式为。显然，此时操作线和平衡线的距离为最远，因此达到给定分离程度所需的理论板层数为最小，以表示。可在图上的平衡线和对角线间直接图解求得，也可以从芬斯克（Fenske）方程式计算得到：  （12-28） 对双组分溶液，上式可略去下标A、B而写为：  (12-28a) 式中 ——全回流时所需的最少理论板层数（不包括再沸器）； ——全塔平均相对挥发度，当α变化不大时，可取塔顶和塔底的几何平均值。 式(12-28)及(12-28a) 称为芬斯克公式，用以计算全回流下采用全凝器时的最少理论板层数。若将式中换成进料组成，取为塔顶和进料处的平均值，则该式也可用以计算精馏段的理论板层数及加料板位置。 应予指出，全回流是回流比的上限。由于在这种情况下得不到精馏产品，即生产能力为零，因此对正常生产无实际意义。但是在精馏的开工阶段或实验研究时，多采用全回流操作，以便于过程的稳定或控制。 2．最小回流比 由上面的讨论可以看出，当回流从全回流逐渐减小时，精馏段操作线的截距随之逐渐增大，两操作线的位置将向平衡线靠近，因此为达到相同分离程度时所需的理论板层数亦逐渐增多。当回流比减小到使两操作线交点正好落在平衡线时，所需理论板层数便要无限多。这是因为在点d前后各板之间（进料板上、下区域），气液两相组成基本上不发生变化，即无增浓作用，故这个区域称为恒浓区（或称为挟紧区），点 d 称为挟紧点。此时若在平衡线和操作线之间绘梯级，就需要无限多梯级才能达到点 d ，这种情况下的回流比称为最小回流比，以表示。最小回流比是回流的下限。当回流比较还要低时，操作线和线的交点就落在平衡线之外，精馏操作就无法进行。但若回流比较稍高一点，就可以进行实际操作，不过所需塔板层数很多。 最小回流比有以下两种求法，即： （1）作图法 依据平衡曲线形状不同，作图方法有所不同。对正常的平衡曲线，由精馏段操作线斜率知：  将上式整理，可得：  （12-29） 式中 、线与平衡线的交点坐标，可由图中读得。 某些不正常的平衡曲线，如乙醇-水溶液的平衡曲线，具有下凹的部分。 在操作线与线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切。此时恒浓区出现在点g附近，对应的回流比为最小回流比。对于这种情况下的求法是由点a（，）向平衡线作切线，再由切线的截距或斜率求。 （2）解析法 因在最小回流比下，操作线与线交点坐标（，）位于平衡线上，对于相对挥发度为常量（或取平均值）的理想溶液用式12-7，则有：  将上式代入式12-29得：  简化上式得：  （12-30） 对于某些进料热状况，上式可进一步简化，即： 饱和液体进料时，，故：  (12-31) 饱和蒸汽进料时，，联立式12-7及式12-29得：  (12-32) 式中 ——饱和蒸汽原料中易挥发组分的摩尔分率。 3．适宜回流比的选择 由上面讨论可以知道，对于一定的分离任务，若在全回流下操作，虽然所需理论板层数为最少，但是得不到产品；若在最小回流比下操作，则所需理论板层数为无限多。因此，实际回流比总是介于两种极限情况之间。适宜的回流比应通过经济衡算来决定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比，为适宜的回流比。 精馏的操作费用，主要决定于再沸器中加热蒸汽（或其它加热介质）消耗量及冷凝器中冷却水（或其它冷却介质）的消耗量，而此两量均取决于塔内上升蒸汽量。 因，故当、、一定时，上升蒸汽量和正比于（）。当增大时，加热和冷却介质消耗量亦随之增多，操作费用相应增加。 设备折旧费是指精馏塔、再沸器、冷凝器等设备的投资费乘以折旧率。如果设备类型和材料已经选定，此项费用主要决定于设备的尺寸。当时，塔板层数，故设备费用为无限大。但稍大于后，塔板层数从无限多减至有限层数，故设备费急剧降低。当继续增大时，塔板层数虽然仍可减少，但减少速率变得缓慢。而另一方面，由于增大，上升蒸汽量也随之增加，从而使塔径、塔板面积、再沸器及冷凝器等尺寸相应增大，因此增至某一值后，设备费用反而上升。总费用为设备折旧费和操作费之和。总费用中最低值所对应的回流比即为适宜回流比。 在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取为最小回流比的1.1~2倍，即：  应予指出，上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。例如，对于难分离的混合液应选用较大的回流比；又如为了减少加热蒸汽消耗量，就应采用较小的回流比。 四、酒精蒸馏流程 酒精的蒸馏分为间隙蒸馏和连续蒸馏。目前国内外都已经采用连续式蒸馏。根据产品的质量要求，又有单塔、两塔、三塔及多塔（三塔以上）的蒸馏。根据采用的原料的不同，蒸汽耗用量的多少和产品品质的不同，两塔以上的连续蒸馏又有几种方式的组合流程。我们介绍能生产食用酒精的几种蒸馏流程。 （一）两塔式流程 1．气相过塔的两塔蒸馏流程 如图12-12。发酵成熟醪经预热器3与酒精塔的酒精蒸汽进行热交换，加热至40℃以上后进入醪塔（粗馏塔1）的顶部。馏塔底用直接蒸汽加热。酒精含量为50%（体积分数）左右的酒精-水蒸汽从醪塔顶部引入精馏塔2的中部。酒精糟由塔底部排出。精馏塔底部也用直接蒸汽加热。酒精蒸汽从塔顶顺次经过成熟醪预热器3和冷凝4、5、6。预热器3和冷凝器4、5中的冷凝液全部回入酒精塔作为回流。冷凝器6中的冷凝液作为醛酯馏分（工业酒精）取出，没有冷凝的少量的CO2气体和一些低沸点杂质，由排醛管排至大气。  成品酒精在塔顶回流管以下4~6层塔板上液相取出，经冷却器12、检酒器13进入酒库。废水从精馏塔底部排出。 杂醇油从料层往上2~4层塔板液相取出（也可从进料层往下2~4层塔板气相取出）。经冷却、乳化和分离得杂醇油，再经盐析后进入贮器，淡酒回入精馏塔底部相应的塔板中。 当酒精塔精馏段的塔板层数达到一定数量时（其他条件稳定），以淀粉质为原料，完全可以生产出符合标准的食用酒精。且节省加热蒸汽和冷却用水。故该流程多被淀粉质原料厂家采用。 2．液相过塔的两塔蒸馏流程 如图12-13，这种流程大多数用于糖蜜为原料的酒精厂。 该流程的特点是粗馏塔塔顶的酒精-水蒸汽经过三个冷凝器后，则以酒精-水冷凝液（液相）进入精馏塔。可以看出，该流程较两塔式气相过塔多一次排出头级的机会。故此酒精流程所得的成品酒精质量较高；但蒸汽消耗量也较多。  （二）三塔式蒸馏 三塔式蒸馏流程是由粗馏塔（醪塔）、排醛塔、精馏塔3个塔组成。根据排醛塔和精馏塔的进料情况，可分为直接式、半直接式和间接式三类。另外有一类是在两塔式蒸馏的基础上，精馏塔后再增加一个排醛塔，也组成三塔蒸馏。 1．直接式。粗酒精由醪塔进入排醛塔以及脱醛酒进入酒精塔都是气相塔。该流程虽然蒸汽消耗量较低，但排除杂质的效率不高，酒精的质量不易保证，且操作不稳定，废气与酒精糟一起排放，增加了酒精处理的难度。因此工厂不再采用。 2．半直接式。粗酒精由粗馏塔进入排醛塔是气相过塔，而脱醛酒进入酒精塔是液相进。如图12-14，这种流程的热能虽比直接式大一些，但操作稳定，酒精质量也较好。因此，在我国酒精工业得到广泛应用。  3．间接式。粗酒精进入排醛塔以及脱醛酒进入精馏塔都是液相进塔。可以较半直接式多一次驱除头级杂质的机会。因此可以产出高纯度的酒精。该流程具有优良的操作性能。操作稳定，控制和调节都很方便。其缺点是蒸汽消耗量较大和设备投资较高。目前应用不很广。  （三）多塔蒸馏 多塔式酒精连续精馏是有3个以上的塔。根据产品质量的特殊要求而增加一个或数个蒸馏塔。如为了加强杂醇油的提取，则在精馏塔后增加一个除杂醇油的塔；为了排除甲醇，有单独增设甲醇塔的。试剂厂生产试剂用酒精采用六塔蒸馏。但一般工厂不超过四塔为宜。 各个塔的任务和要求不同，因此，各塔的塔板类型和板间距都有差异。 第二节 分子蒸馏 分子蒸馏技术是在很高的真空条件下，对物料在极短的时间里加热、气化、分离，以达到提纯的目的，分离的对象都是沸点高，而又不耐高温、受热容易分解的物质。系统压力一般在0.133~1.33Pa范围内，物料受热时间仅为0.05s左右。 分子蒸馏技术是一项新工艺，国外已实际用于维生素A、维生素E、长链脂肪酸、脂肪酸、脂肪酸甘油酯、香料等提纯和精制。在高真空（0.133Pa）条件下，油脂类的分子蒸馏最大的特点是蒸发面与冷凝面的距离在物料分子的平均自由程之内，在这样的条件中，蒸发的分子不与其他分子碰撞即可达到冷凝面。因而它可以在低温中进行操作，这对热稳定性差与高分子的物质蒸馏亦有了可能。 在高附加值的油脂产品加工过程中，分子蒸馏具有优良的性能，现在已经广泛用到维生素类、甾醇类、甘油酯、二聚酸、脂肪酸、EPA和DHA及其它生物工程产品的精制等方面。本章主要介绍分子蒸馏的加工过程及设备。 一、分子蒸馏的原理 分子蒸馏是在0.133~1.33Pa高真空进行的非平衡蒸馏。其蒸发面与冷凝面的距离在蒸馏物料的分子的平均自由程之内。所谓自由程，既是一个分子与其他气体分子每连续两次碰撞走过的路程。相当多的不同自由程的平均值，叫做平均自由程。此时，物质分子间的引力很小，自由飞驰的距离较大，这样有蒸发面飞出的分子，可直接落到冷凝面上凝聚，从而达到分离的目的。 为了更直观的说明，参见图12-16所示。  在图左边的状态中，因为真空度低，残存有空气，从蒸汽一面得到热能飞出的物质，在途中与其他分子碰撞又返回到蒸发面。但是，若进而提高真空度，则可变为右边的状况。 在图右边的状态中，真空度充分提高，从蒸发面飞出的分子，可不与其他物质分子碰撞，即能达到冷却面。象这样的蒸馏即称为分子蒸馏。 分子蒸馏因为在高真空中进行，与通常的常压蒸馏，减压蒸馏相比，其主要优点是：（1）蒸发速度快；（2）蒸发温度低；（3）分离效果好（因为相对挥发度增大）；（4）分解、聚合现象少；（5）热损失少；（6）共沸混合物消失；（7）在常压中不能蒸馏的物质也可以。 为了便于分析分子蒸馏的原理，特作如下的叙述。假如容器内液体维持在一定温度T下，使上方蒸汽空间的压强逐渐降低。最初，由于总压大于该温度下液体的饱和蒸汽压Ps，故必有空气存在以补充液体蒸汽的不足。此时蒸汽分子是借扩散或对流的作用传递至冷凝器，液体蒸发速率取决于传递速率。当上方空间压强继续下降至Ps，液体即开始沸腾，此时蒸汽则依靠压差的推动而流向冷凝器。蒸发速度取决于加热速率，而压强则不可能降低到Ps以下。但是，对于类似油一类的物质，它是在非常高的温度下沸腾。即使在安全加热的最高温度下，Ps仍然极低。在这种情形下，就不可能达到形成沸腾所需要的蒸汽压，因而，液体也不可能沸腾。此时，就有可能将总压强降低至Ps以下，且不存在一确定的沸点，但存在一个蒸发的温度范围（一般约50℃左右），这就是分子蒸馏的温度范围。这时，蒸发速率就取决于所谓的“绝对蒸发速率”，即分子蒸发面逸出的速率。 绝对蒸发速率可由气体分子运动理论导出。对于不含有杂质的空间内的饱和蒸汽（低压下可视为理想气体），在单位时间内，气体分子撞击的单位面积壁上的物质量为：  （12-33） 式中 ——单位体积内气体的物质的量； ——气体分子的平均速度。 由气体的分子运动理论可推出气体分子的平均速度为：  （12-34） 式中 ——通用气体常数； ——摩尔质量。 将上式代入式（12-33），得到：  （12-35） 当密闭容器内气体分子运动达到动平衡时，蒸发的分子数应等于冷凝的分子数。这样，单位时间单位面积上的蒸发量为：  （12-36） 式12-36称为朗格廖方程（Langmuir equation） 实际上，蒸馏时不可能达到上述平衡，即气体空间的压强不等于蒸发面的饱和蒸汽压Ps。所以上述蒸发速度虽然维持不变，但冷凝速率却变为：  （12-37） 而蒸馏速率则等于蒸发速率减去冷凝速率。  （12-38） 当冷凝器温度极低，并且与蒸发面非常靠近，蒸馏速率就趋近绝对蒸发速率。若蒸发面和冷凝面之间有温度存在时，分子蒸馏可在任何温度下进行。蒸馏的速率主要取决于温度。为了避免蒸发的分子重新返回，通常压强必须降低到其中惰性气体分子平均自由程大于蒸发面与冷凝面的距离。实际上，当压强等于1.42×10-2Pa时，此时两面的距离约为2~3cm。在进行分子蒸馏之前，所有存在于原溶液中的不相干的物质（溶解的气体、水及易挥发液体）均需预先除去。最后，为了使馏出物能完全冷凝，蒸发面与冷凝面之间必须保持约100℃的温度差。 分子蒸馏的主要缺点是：（1）需要真空排气装置，整体机组需要高真空，设备费用较高；（2）单位生产量的维修费用高；（3）一般精馏能力只能采取单级进行。 二、分子蒸馏器的种类与特征 分子蒸馏器的形式，大体可分为简单蒸馏型和精密蒸馏型，但现今可使用的装置大多为简单蒸馏型。在简单蒸馏型装置中，有圆筒式、降膜式和离心式分子蒸馏器三种形式。 （一）圆筒式分子蒸馏器 图12-17为圆筒式分子蒸馏器的一种类型。该装置处于真空状态下装入物料，采用加热器等方式使之加热蒸发，在冷凝器上凝缩，该装置有结构简单操作事故少的优点，但分离程度和蒸馏效率较其他方式差。另外，还有物料加热时间长，浪费热能和容易引起热分解等缺点。该形式不适合对热不稳定的物料的蒸馏。  （二）降膜式分子蒸馏器 图12-18为降膜式分子蒸馏器的一种形式。该装置是采用重力使蒸发面上的物料变为液膜降下的方式。为将物料加热，蒸发物就可在相对方向的冷凝面上凝缩。该型式装置的要点是如何使物料在蒸发面上形成均一的液膜，采用旋转刷等机构或将蒸发面转动，都可促进液膜的均匀化，然后将在蒸馏中分解的物质及其他杂质去除。但是，即使如此，也很难得到均匀的液膜，同时加热时间也较长。另外，从塔顶到塔底的压力损失也相当的大，所以有蒸馏温度变高的特点。对热不稳定的物质其使使用范围也有一定的限制。  （三）离心式分子蒸馏器 图12-19是离心分子蒸馏器的一种，该装置是将物料送到高速旋转的转盘中央，并在旋转面扩展形成薄膜，同时加热蒸发，使之在对面的冷凝器中浓缩。作为分子蒸馏器，这是目前较为理想的一种。但是，与其他方法相比，因为有高速转盘，需要高真空密封技术。  与降膜式分子蒸馏器相比，离心式分子蒸馏装置的的主要优点有：（1）液体加热时间非常短；（2）可得到极薄的均匀液膜；（3）几乎没有压力损失；（4）蒸发效率、热效率及分离度高；（6）可处理高粘度的液体。主要缺点有：（1）蒸发盘的告诉旋转需要高真空技术，其设备费用高；（2）离心式分子蒸馏器在其结构上，按比率放大有一定的限度。与降膜式分子蒸馏器相比，蒸发面积小，虽然每单位蒸发面的处理量大，但每单一装置的处理量少。 表12-1 液膜厚度和滞留时间 分子蒸馏器的类型 液膜厚度，mm 滞留时间  实验用圆筒式分子蒸馏装置 10~50 1~5h  实验用降膜式分子蒸馏装置 1~3 2~10min  工业用降膜式分子蒸馏装置 0.1~0.3 10~50s  实验用离心式分子蒸馏装置 0.03~0.06 0.1~1s  工业用离心式分子蒸馏装置 0.01~0.02 0.04~0.06s  表12-2 离心式与降膜式分子蒸馏的传热关系 分子蒸馏器的类型 传热系数K  离心式分子蒸馏器 1,000~10,000  降膜式分子蒸馏器 100~500  现在以美国CVC公司出品的LAB-3型离心式分子蒸馏器（图12-20）为例，说明其工艺流程。  物料以减量法加入原料贮罐1，通过针形阀来控制进料速度。物料进入蒸发室转盘（蒸发面）3的中心。转盘的转速为1400r/min，并预热到所要求的温度。物料在转盘上因离心力的作用，形成厚度0.01~0.02mm的薄膜，其中沸点较低的组分，因为受热和高真空度的作用迅速蒸发，并在转盘3平行的冷凝面上冷凝，进入馏出物收集罐5，沸点较高的组分则进入残留物收集罐6，而这一切都是在极短的时间内完成的。整个蒸馏过程中物料受热时间仅为0.55秒左右，因而不存在物料因受热而改变其性质的问题，使常规条件下难以分离的组分得到分离。 离心式分子蒸馏器的特点通有： 1.必需维持长时间稳定的高真空度； 2.供入有飞沫的不稳定的液料，也能够在旋转蒸发面上形成均匀的薄膜 ； 3.提高每一蒸发面的蒸发效率等等。 对离心式器进行设计（仿制或放大）中，这些均为重要的技术诀窍，为了便于参考，现将几种不同规模的离心式分子蒸馏器的主要技术参数列于表12-3，以供借鉴。 表12-3 不同规模的离心式分子蒸馏器的主要技术参数 形式 MS-1000 MS-700 MS-380  操作形式 连续（间歇） 连续（间歇） 连续（间歇）  蒸发盘直径，mm 1000 700 380  蒸发盘转速（max），r/min 1200 1200 1800  进料量（max），L/h 250 120 30  操作压力，Pa 10-2~10-3 10-2~10-3 10~10-2  操作温度（max），℃ 300 300 300  加热器功率，kW 30 13 3.5  排气口 350 250 150  凝缩面结构形式  水冷式、夹套结构   材料（不锈刚）  sws304   另外，在进行分子蒸馏中，除了蒸馏器主体之外，还必需按照处理物料的性质、规模等配备相对应的各种附属装置。其中主要有脱气器、各种真空泵、冷阱、冷冻机、耐真空性液料泵等。 第三节 水蒸汽蒸馏 水蒸汽蒸馏是用水蒸汽来加热混合液体，使具有一定挥发度的被测组分与水蒸汽分压成比例地自溶液中一起蒸馏出来蒸馏流程图如图12-21。当某些物质沸点较高，直接加热蒸馏时，因受热不均匀易局部炭化；还有些被测成分，当加热到沸点时可能发生分解。这些成分的提取，可用水蒸汽蒸馏（实验装置见图12-22）   水蒸汽蒸馏原理与蒸馏原理是有区别的，后者是广义的，除了水蒸汽蒸馏外，它还包含了精油的蒸馏和分馏。前者是指不相混合或基本分为两相的液体混合物的蒸馏，如水蒸汽蒸馏，就是用水蒸汽将植物性芳香原料中所含精油提取出来，而后者是指完全互相混合成单相的液体混合物的蒸馏，一般它不直接采用水蒸汽的，而是用间接热源通过蒸馏达到提纯和分离的目的。 一、水蒸汽蒸馏的过程和原理 （一）水蒸汽蒸馏的原理 当植物性芳香原料浸在水中并加热至沸腾（如水中蒸馏）或用蒸汽通过芳香原料的料层中（如水上蒸馏或直接蒸汽蒸馏）时，由于沸水或水蒸汽对原料产生这样的作用，其在原料组织表面的芳香油分与沸水或蒸汽直接接触，从而产生水和油的两个蒸汽分压，而这种混合蒸汽的总压始终等于锅内所采用的压力，如锅内采用常压蒸馏，则混合蒸汽温度总在100℃以上。混合蒸汽通过导气管进入冷凝器进行冷凝冷却，然后再经过油水分离后，即得精油。当沸水或水蒸汽在对原料表面油分发生作用时，其沸水或水蒸汽同时向植物原料组织内部进行渗透、扩散，从而使组织内部的精油以水为载体，逐步地又不断地扩散到组织表面。由于表面油分不断汽化，这种扩散过程旧能持续维持进行，直至芳香油分几乎全部扩散至表面而被蒸发出时为止。也正由于沸水或水蒸汽具有这样的功能，从而使芳香植物所含精油能通过这样的简易的又能在较低温度下的蒸馏方法获得精油。 水蒸汽蒸馏中所产生的混合蒸汽的两种成分的质量比率等于其部分蒸汽压（即分压）的比率乘其相对分子量的比率。 即  （12-39） 式中 ——馏出液中水的质量； ——馏出液中油的质量； ——在蒸锅内温度下水的蒸汽压； ——在蒸锅内温度下油的蒸汽压； ——水的相对分子量（已知）； ——油的相对分子量（可以根据各馏分阶段所含主要成分进行假定）。 如果求水油混合蒸汽中的各自百分含量（如以A、B分别代表油和水的百分含量），则：  （12-40）  （12-41） 由上述公式可得：   因而，在两相互不相溶液体混合物蒸馏时，蒸汽混合物中该组分含量取决于该组分的分压，而不是取决于液相中组分的比例。 （二）水蒸馏过程的“水散”作用 所谓“水散”，就是指水向原料组织进行渗透，并以它作为载体，将精油逐步扩散到组织表面，这种现象称为“水散”所用。只有当精油传递到组织表面，才能形成水和油两个分压，精油才能被蒸出，所以“水散”作用再水蒸汽蒸馏过程中就显得十分重要了。“水散”方法有两种：一种是锅外“水散”，另一种是锅内“水散”。 1、锅内“水散”作用 水中蒸馏在未加热前，原料与水液已直接接触，这样已开始缓慢的“水散”作用。当加热以后，水与原料同时升温，“水散”速度也随之加快。水上蒸馏或直接蒸汽蒸馏时蒸汽开始与处于室温的原料相接触，原料就逐渐被加热，同时蒸汽自身被冷凝，冷凝后的水液就开始进行“水散”作用。随着原料的不断升温，原料从蒸汽冷凝所获得的水分也越来越充足，于是“水散”作用就加快了。不论那种蒸馏方式，其“水散”作用是完全一样的。水液首先向组织内部逐渐进行渗透，随着升温的进行，渗透速度也不断加快，最后热水液渗透入油囊、油腺中，然后使油囊、油腺膜壁膨胀，壁孔变大，从而为精油从油囊、油腺中得以顺利的扩散出来提供了条件。这时也就由于组织内外的精油浓度不同，在油囊油腺中水油混合后（包括部分油已经溶解与水中），其单位体积中精油含量要高于组织的外部，这样就形成一种称为扩散的推动力，精油就由高含量的油囊、油腺中逐渐地向低含量的组织表面进行扩散。精油扩散到表面后，与组织表面的蒸汽相遇，形成水油两个分压，不断被蒸汽蒸出，于是组织表面的精油含量又相应的降低，这就促使渗透和扩散不会趋向于平衡，精油的扩散过程也就会连续地进行，也就是水蒸汽蒸馏过程能连续进行。这就时“水散”在水蒸汽蒸馏过程中起到的非常重要的作用，如果没有“水散”作用。水蒸汽蒸馏过程是难以想象的。 2、锅外“水散”作用 锅外“水散”作用主要指投料前把原料薄层平铺在锅外，然后喷以水雾，喷雾必须均匀，并将料层作上下左右轻轻的翻动，务使原料均匀地润湿。“水散”作用和过程与上述基本相同，只是由于温度低，“水散”过程进行得比较缓慢，同时精油扩散到组织表面，不是逐步被蒸出，而是积聚在组织表面，这样也会影响扩散速度，使之减慢，所以锅外扩散的时间不宜过长，一般2~4h即够。锅外“水散”后的原料应马上投料蒸馏。如果“水散”后长期放在锅外，已扩散到组织表面的精油会自动挥发，造成精油损失，影响得油率。 二、水蒸汽蒸馏的方式与设备 （一）、水蒸汽蒸馏的几种方式与设备 水蒸汽蒸馏的常规方法大致可分为三种形式，即水中蒸馏、水上蒸馏与直接蒸馏（有的书上也叫水汽蒸馏）。这三种蒸馏形式（原理简图如图12-23所示），又可以根据原料的特性或产品的质量的要求，选择在常压、减压或加压下进行。我国解放以后，为了节约能源，采用了加压直接蒸汽蒸馏过程中几锅串联的串蒸方式。最近在国内又开始盛行水扩散蒸汽蒸馏，但我国尚处于实验阶段。  1、水中蒸馏 这种蒸馏方式一般是先将原料放入蒸馏锅内，然后加入清水或上一锅馏出水，加水高度一般是刚好浸过料层。有的在锅底上部设置筛板，而加大锅底阀，出料时连水和料一起从锅底冲出，流程示意图如图12-24。  水中蒸馏采用的热源：（1）间接热气资源，即由锅底蒸汽送入锅底部盘中进行加热；（2）直接蒸汽热源，即由锅炉蒸汽通经锅底开孔盘直接与锅内水液接触进行加热；（3）锅底直接热源，也就是蒸锅锅底用电、煤气、煤油、煤、木材等直接火源进行加热。 蒸馏开始时，水和原料同时受热，在加温过程中，热水不断渗入原料组织，“水散作用也就开始了。当锅内水液达到沸腾温度时，在水液的上方就不断形成了水和油的混合蒸汽，于是水油混合蒸汽从锅顶，经鹅颈（蒸汽导管）而入冷凝器，经冷凝冷却后的馏出液进入油水分离器中进行油水分离，即得精油。 水中蒸馏的特点：（1）由于原料始终泡在水里，蒸馏较为均匀；（2）水中蒸馏不会产生原料粘结成块的现象，从而避免了蒸汽的“短路”；（3）水中蒸馏一般“水散”效果也较好，但精油中酯类成分易水解。水中蒸馏时，一般除了直接蒸汽热源外，以采用“回水式”为宜。所谓“回水式”是指油水分离后的馏出水再回入到锅内。“回水式”一般能使锅内水量保持恒定。 这种蒸馏方式适宜于白兰花、橙花和玫瑰花等鲜花的蒸馏，也适合破碎后果皮和易粘结原料的蒸馏，如柑桔类果皮和檀香粉等。 采用锅底直接热源的水中蒸馏时，要防止原料被烧焦，否则会影响香气质量。 2、水上蒸馏 水上蒸馏又称隔水蒸馏。这种蒸馏方式是把原料置于蒸馏锅内筛板上，筛板下锅底层部位能盛放一定水量，这一水量必需能满足蒸馏操作所需的足够的饱和蒸汽，筛板下水层高度以水沸腾时不溅湿筛板上料层为原则。水上蒸馏流程示意图如图12-25，水上蒸馏设备如图12-26。   水上蒸馏所采用的热源，也可以用水中蒸馏采用的三种加热方式。但采用直接蒸汽热源，锅底层水量要少，以防止沸腾时水温升得过高。 蒸馏开始后，锅底水层首先受热，直至沸腾。由沸腾所产生的低压饱和蒸汽，通过筛板上筛孔逐步由下而上加热料层，同时饱和蒸汽也逐步被料层冷凝，这就形成了原料被加热，蒸汽被冷凝的现象。这也为原料的“水散”作用提供了良好的条件。从饱和蒸汽开始升入料层到锅顶形成水油混合蒸汽的整个过程也被称为锅内“水散”过程。这一过程以缓慢进行为宜，一般需要20~30min。当锅顶上方不断形成水油混合蒸汽后，该组合蒸汽经锅顶鹅颈导入冷凝器中，经冷凝冷却后进入油水分离器而获得精油。 水上蒸馏特点如下：（1）原料只与蒸汽接触；（2）水上蒸馏时所产生的低压饱和蒸汽由于含湿量大，有利于原料的“水散”；（3）水上蒸馏在蒸馏一段时间后，易改为直接蒸汽蒸馏或加压直接蒸汽蒸馏。这有利于缩短蒸馏时间和提高精油得率与质量。 水上蒸馏时，其馏出水回入锅内底层，也就是要“回水”蒸馏以保持锅底层水量的稳定。为了观察锅底层水位，在锅底层常装有窥镜，这种装置尤其适合于直接蒸汽加热的热源。 水上蒸馏方式适合于破碎后干燥原料的蒸馏，也适合于某些干花的蒸馏，如树兰花干。 3、直接蒸汽蒸馏 这种蒸馏方式是由外来的锅炉蒸汽直接进行蒸馏的。通常在筛板下锅底部位装有一条开有许多小孔的环行管，外来蒸汽通过小孔直接喷出。直接蒸汽蒸馏示意图如图12-27。  蒸馏开始后，由小孔喷出的蒸汽，通过筛孔直接进入料层。一般由锅炉送来的蒸汽是具有一定的压力、温度较高而含湿量较低的饱和蒸汽，能很块加热料层。这时料层上蒸汽较少被冷凝成水。因而这一加热过程中，干料不能充分“水散”。这样，干料就预先要进行锅内“水散”。这种蒸馏方式由于水油混合蒸汽形成较快，精油也就较快蒸出。 直接蒸馏的特点如下：（1）蒸馏速度快，干料如锅外“水散”得充分，出油也较快；（2）直接蒸馏蒸馏一段时间后，较易改成加压直接蒸汽蒸馏；（3）馏出水不回入锅内，但馏出水所含有的水溶性油分或悬浮油粒要求用复馏和萃取方法，把他们回收回来。 这种蒸馏方式适合于鲜叶鲜料的蒸馏如白兰叶、橙叶等。对于某些干料在锅外“水散”后，也采用此方式进行蒸馏。  4、减压或加压蒸汽蒸馏 减压蒸汽蒸馏方式常在水中蒸馏时结合进行。有些富含不饱和烯烃类成分的精油，如柑桔类精油，因温度高，易引起“热聚”，减压蒸馏就能降低蒸馏温度，以减轻因热而聚合的现象。减压常在冷凝器馏出段处进行减压，由于减压虽然加快了蒸馏速度，但温度下降时，水的蒸汽压降低远比油慢，所以水对油的质量比率相对增高，因而要求冷凝器应该有较大的冷凝。 加压蒸馏，一般常采用加压直接蒸汽蒸馏的方式。由于压力升高，锅内温度也随之升高，而水的蒸汽压力升高并不随温度升高而比增长，油的蒸汽压力却随温度升高成正比增长，于是这就加大了油水比例中油的比例。同时，在加压过程中，由于蒸馏温度升高，加快了“水散”作用，使精油中粘度大、沸点高的以及挥发低的成分得以扩散和蒸出，从而也缩短了蒸馏时间。但加压不能过高，否则会引起精油中一部分成分热解，一般加压范围为：0.1~0.4Mpa。这种蒸馏方式常适合于含有沸点高，粘度大及含有较高含氧倍半萜类精油的蒸馏。 5、“串蒸”及具复馏装置的蒸馏方式 “串蒸”就是两锅或两锅以上的串联蒸馏。常采用加压直接蒸汽蒸馏方式。它的过程是：从第一只蒸锅出来的混合蒸汽，未经冷却直接导入第二只蒸锅的底部，作为第二只蒸锅蒸馏的有效蒸汽。如果两锅以上，第二锅出来的混合蒸汽再导入第三锅，作为第三锅蒸馏用的蒸汽，从第二锅或第三锅馏出的水油混合蒸汽经冷凝冷却，和油水分离后而获得精油。串蒸时，第一锅加压应高些，以防备第二锅或第三锅的蒸汽压力自然下降。串联蒸馏流程示意图如图12-29。  香根草等蒸馏就采用了这一种蒸馏方式，对节约蒸汽和节省辅助设备起到一定的作用。 具复馏装置的蒸馏方式，就是蒸锅锅顶上装有复馏装置。这种蒸馏主要以水中蒸馏方式进行，从锅顶导出的水油混合蒸汽进入复馏装置后与从油水分离器来的馏出水相遇，进行热交换，使馏出水中油分获得热量再蒸馏，这时，与锅中来的水油混合蒸汽一起导入冷凝器冷却及经油水分离后而获得精油，同时在复馏装置中大部分馏出水经复馏后仍然回入锅中，其中也包括一部分水油混合蒸汽被冷凝的水分。这一过程是连续进行的，它的优点是不但节能，而且省去复馏或萃取馏出水的工序，具有萃取与复馏装置的工艺流程图如图12-30。  6、水扩散蒸馏装置 这是世界上新近才发展起来的一种新颖蒸馏技术。它的特点是：水蒸汽从锅顶导入，然后蒸汽由上向下逐渐地往料层扩散渗透，同时把锅内与料层中空气推出。蒸汽与料层接触后，也首先按一般蒸馏原理进行“水散”和传质，但“水散”和传质出来的精油，无须全部汽化，就可以向下进入锅底下部冷凝器。且由于这种蒸汽是在加压下导入的，就迫使料层中出现的水油冷凝液、水油混合蒸汽均向下进入锅底冷凝器，再往下进行油水分离。水扩散蒸汽蒸馏流程示意图如图12-31，这种装置和过程恰好与常规蒸汽蒸馏相反，但它却具备了常规蒸汽蒸馏无法达到的优点。它的最大优点是：蒸汽呈渗滤形式往下进行渗透、扩散和传质；料层不会打洞，蒸汽不会走短路，蒸馏就较均匀、一致、完全；另外，由于料层中出现的水油冷凝液能很块进入锅底冷凝器，这就避免了精油因受高热时间长，而造成破坏性分解、水解、聚合反应。因此，具有所得的油质量好、得率高、蒸馏时间短、能耗低，设备简单等优点。  另外分子蒸馏常用的换热器结构如图12-32、图12-33、图12-34。   常见的油水分离器的结构如图12-35、图12-36、图12-37。  （二）水蒸汽蒸馏过程中的工艺与操作要求 1、装料 装料要均匀，料层要松紧一致，锅的四周料层可稍加压紧。除水中蒸馏只要求装得均匀外，其它所有蒸馏方式必须要重视装料的质量。对鲜花或干花，装料以松散为宜；对鲜叶类原料必须层层压实；对破碎后的粉粒状原料要装得均匀和松紧一致，尤其锅周围更要均匀压紧；对蒸后要膨胀的种子类原料，如山苍籽等，以锅内分格装料为宜。装料不好常会产生蒸汽的“短路”，严重的，还会产生料层“穿洞”现象。这就会造成原料蒸馏不透或不完全，甚至会严重影响蒸馏效率。一般装料容积为蒸锅有效容积的70~80%。 2、加热 对于常规蒸汽蒸馏，无论采用何种加热方式，在蒸馏开始阶段，均应缓慢加热为宜。这样，锅内原料才能经理充分“水散”过程，也就是原料在被加热、蒸汽在被冷凝过程中，由下到上各部分料层的升温才能取得较均匀一致的状态，并可免除料层的“蒸汽短路”和“穿洞”现象；也可以免除原料碎屑冲顶而造成鹅颈堵塞和冷凝器堵塞。 开始缓慢加热阶段，一般应维持0.5~1h，然后方可按照蒸馏要求，逐渐加大热源，但不能超过该设备条件下的正常蒸馏速度。 3、蒸馏速度 蒸馏速度，也叫馏出速度，也就是每小时馏出量。它与蒸馏锅大小、原料组织情况以及原料破碎处理程度有关。按照蒸馏锅容积而论，常取蒸馏锅的5~10%的馏出速度。从原料组织和破碎程度考虑，如组织比较松散或已充分破碎处理的原料，其馏出速度可取小些，反之可适当大些。对于含醛成分较多的精油如山苍籽、香茅等，应加快其馏出速度。任何蒸馏方式，在开始阶段，其馏出速度应适当小些，以后可以逐渐增大，但要防止突然增大。 如果蒸馏速度不稳定，忽大忽小，或先大后小，则会影响蒸馏效果，影响出油率。 4、蒸馏时间与终点 所谓蒸馏时间就是指某种原料从蒸馏开始到结束所需要的时间。理论上的蒸馏终点，是指所得总精油量不再随时间的延长而增加的这一点时间。要达到蒸馏终点，其蒸馏时间往往会拖得很长；这在工业上是很不合算的，所以往往按理论得率（由测试数据获得）蒸出90~95%时，就作为蒸馏结束时间。一般鲜花、鲜叶类的蒸馏时间较短；但是也有例外，如依兰花的蒸馏时间却长达16~20h。组织比较松散或经充分破碎处理的原料。其蒸馏时间也短些，组织坚硬或未破碎处理的原料蒸馏时间就较长。有些原料在蒸馏过程中采取适当加压，可以缩短蒸馏时间。 为了测试某一种原料含油率，常采用“蒸馏终点”这一手段来获得某一精油产品的理论得率。 5、水油混合蒸汽的冷凝冷却 蒸馏开始后，首先从蒸馏锅、鹅颈和冷凝器中逐出不凝空气，逐出速度宜慢，让水油混合蒸汽缓慢地自下向上取代空气，但切记忌油混合蒸汽和空气一起蒸出，否则会影响冷凝效果，造成精油损失，尤其是鲜花类的蒸馏更应注意这一点，否则会失去头香。不凝空气逐出后，来自蒸锅的水油混合蒸汽应得到完全冷凝，冷凝后即成为馏出液，馏出液在冷凝器中继续被冷却，大多数精油都要求冷却到室温或接近室温。鲜花类精油宜冷却到室温以下，但对于粘度较大、沸点高的精油如香根油等，馏出液应保持一定的温度，一般保持在35~45℃。对于那些容易凝结的精油如苍术等，则要保持较高的馏出液温度。 6、馏出液的油水分离 馏出液除了水溶性油分与水的密度相当的悬浮油分外，一般通过油水分离器能把精油分离出来。馏出液在油水分离器中的动态分离时间在1h左右为宜。为了加强油水分离的效果，可设置两个或两个以上的油水分离器，以进行二级或二级以上的油水分离过程。油水分离器可按密度差制成自动出油与连续出水的形式；也可以制成间歇出油和连续出水的形式；又可以根据精油的相对密度制成间歇放轻油、重油和连续出水的形式。从油水分离器分离出来的精油称为“直接粗油”，分离的水液称为“馏出水”。水中蒸馏和水上蒸馏时一般均把馏出水回锅内底层，这时馏出水所含油分即得到重蒸和回收。未能回大锅内的馏出水常采用溶剂萃取或复馏办法将其精油回收。 7、馏出水的萃取和复馏 由于馏出水中所含油精油大多数都是含氧化合物，往往质量较好，所以要设法回收。 （1）馏出水的萃取常用挥发性溶剂进行萃取，如高沸点石油醚、苯、环己烷等。较简易的萃取方法，是让馏出水依靠静压力自动流经2~3个装有有机溶剂的填料层萃取器进行二级或三级固定化萃取。二级萃取效率以苯为例，可达75%左右。如条件许可，也可以采取连续萃取方法。以上所得萃取液，均要通过常压浓缩和真空浓缩将溶剂回收，以备重新使用，最后脱净溶剂即得“萃取粗油”。 （2）馏出水的复馏。将馏出水重新进行蒸馏的方法称为复馏。馏出水在复馏前，首先要在贮槽集中，然后分批进行复馏。复馏时采用热源也似水蒸汽蒸馏所述的多种加热形式。复馏过程比蒸馏过程快得多，这时由于油和水亲密接触，处于混合状态，不需进行“水散”过程的缘故。所以当蒸锅内馏出水沸腾后，其水油混合蒸汽会迅速形成，很快蒸出。也象蒸汽蒸馏法一样通过冷凝冷却和油水分离而获得“复馏粗油”。复馏速度不宜过快，尤其是开始阶段要稍慢些，首先要将不冷凝空气排除，然后控制适当的馏速和馏出液温度。通常复馏出量为加入量为10~15%时，即可停止。这时锅内水液已基本无油，可以弃去。如馏出水中含有沸点高、粘度大的油分较多，可适当增加复馏出量。 8、产品的一般精制与整理 各种所得“粗油”均进行澄清、除水（或脱水），必要时还可以适当加温、澄清、分水和放出杂质，也可以加入少量脱水剂（如无水硫酸镁、无水硫酸钠、无水氯化钙等）进行脱水。一般粘度小、杂质少、易过滤的“粗油”，常采用常压室温过滤的方法进行净化精制。对于较难过滤的“粗油”，就要采用减压过滤，必要时还可以将“粗油”加温后减压过滤，甚至在减压过滤时，滤纸上还可以加些助滤剂（如干燥的碳酸镁等），以提高过滤效率。 粗油经净化精制后，凡是蒸馏出来的，就称为“直接油”（又叫一次油）；凡是馏出水中回收的油称为“水中油”（又叫二次油）。“直接油”和“混合油”混合后，才成为精油产品。 上述各种经净化精制后所得到的精油，由于考虑了质量上的分级和不同用途的需要，常进行必要的整理。如按照不同的比例混合成一种成品，或不加某一部分油，如用于药用或食用，往往不加萃取所得的这部分油。 有些净化精制后的精油，由于头香气息不好，还可以开盖静置，让坏气息跑掉。有些精油需放置一段时间后，香气才会变得更调和。