精塔的调节与操作型计算回流比的影响：R个，精馏段操作线斜率个；提馏段操作线斜率，两操作线与平衡线距离个，传质推动力个，塔板分离能力个。当操作达到稳定时xp必有所提高，xw必将降低。定量方法：试差先假定一个xw→物料衡算→xp→逐板计算或图解法一比较两者Xw计注意：馏出液流率D/F一定时，R个，Xp虽有所提高，但（1）受全塔物料衡算的限制：Xp=Fxr/D（2）受塔板数的限制，提高程度有限；（3）受到塔釜及冷凝器负荷的限制。GLL
精馏塔的调节与操作型计算 回流比的影响： R，精馏段操作线斜率 ；提馏段操作线斜率，两操作线 与平衡线距离，传质推动力，塔板分离能力 。当操 作达到稳定时 xD必有所提高， xW 必将降低。 注意：馏出液流率D/F一定时，R ，xD 虽有所提高，但 （1）受全塔物料衡算的限制：xD =FxF /D； （2）受塔板数的限制，提高程度有限； （3）受到塔釜及冷凝器负荷的限制。 定量方法：试差 先假定一个xW→物料衡算→ xD →逐板计算或图解法→ xW计 比较两者 GLL
进料浓度的影响：当XE降至xE，若R和D/F不变，精馏段操作线斜率不变。但x下降使塔板上x均减小，xp和xw也随之下降，精馏段操作线将平行下移。要维持原x，不变，可采取增大R或减少D/F的调节方法(1)R个，两操作线与平衡线距离个，塔板分离能力个。若x'F下降不大，可在D/F不变的情况下维持xp不变，但塔顶冷凝器和塔釜再沸器的负荷增加，即能耗增加。(2)若冷凝器负荷量V不变，减少D/F，精馏段L/V个（等同于R增加），精馏段塔板的分离能力变大，故x'E下降不大时，适当减少采出量D/F也可维持x，不变。(3)若x,变化较大而要维持x,不变时，应适当下调进料位置，使精馏段的板数增加，并同时辅以加大R或减少D/F的调节手段。一般精馏塔常设有几个进料位置，以保证进料状态变化时仍能在适宜位置进料GLL
进料浓度的影响：当 xF降至 x’F，若 R 和 D/F 不变，精馏 段操作线斜率不变。但xF下降使塔板上 y, x 均减小，xD 和 xW 也随之下降，精馏段操作线将平行下移。 要维持原 xD不变，可采取增大 R 或减少 D/F的调节方法 (1) R，两操作线与平衡线距离，塔板分离能力 。若 x’F 下降不大，可在 D/F 不变的情况下维持 xD 不变，但塔 顶冷凝器和塔釜再沸器的负荷增加，即能耗增加。 (2) 若冷凝器负荷量 V 不变，减少 D/F，精馏段L/V （等同 于R增加），精馏段塔板的分离能力变大，故 x’F下降不 大时，适当减少采出量 D/F 也可维持 xD不变。 (3)若xF变化较大而要维持xD不变时，应适当下调进料位置， 使精馏段的板数增加，并同时辅以加大 R 或减少 D/F 的调 节手段。 一般精馏塔常设有几个进料位置，以保证进料状态变化时仍 能在适宜位置进料。 GLL
进料热状态的影响：R相同，g个，进料带入的热量，相同分离程度(xp-xw)所需理论板数。因R相同，为保持冷凝负荷V不变，进料热，塔底供热个，塔釜上升蒸汽量个，提操线斜率，并向对角线移动，提馏段每一塔板的分离能力个。若提馏段上升汽量不变，进料带入的热量个(g)，精馏段上升汽量V个，冷凝负荷个，R个，对一定的x,所需NI，或对一定N, xX,个。注意：N或x个都是以增加能耗为代价的。g变化时，应根据冷凝器和再沸器的负荷能力来调节塔顶的回流液量与塔釜的汽化量，以满足分离的要求，GLL
若提馏段上升汽量不变，进料带入的热量(q)，精馏段上 升汽量 V ，冷凝负荷，R，对一定的 xD所需N，或对 一定N，xD 。 注意： N或 xD都是以增加能耗为代价的。 q 变化时，应 根据冷凝器和再沸器的负荷能力来调节塔顶的回流液量与 塔釜的汽化量，以满足分离的要求。 进料热状态的影响： R 相同，q ，进料带入的热量，相同分离程度(xD -xW)所 需理论板数 。因 R 相同，为保持冷凝负荷 V 不变，进料 热，塔底供热，塔釜上升蒸汽量，提操线斜率, 并向 对角线移动，提馏段每一塔板的分离能力。 GLL
已知全塔理论板数，进料位置或精馏段N,和提馏段Nw的理论板数，进料组成x和进料热状态参数，回流比R及物系平衡数据或相对挥发度α，求可能达到的x,和xw。其图解试差法的步骤为：①在x-v图上作平衡线和对角线；②作q线；③计算精馏段操作线斜率R/(R+1)④求xp。先假设一个xp，并作出精馏段的操作线，在其和平衡线间作阶梯得到精馏段所需的理论板数N'D,若N'D=ND则假设合理，即xp=x'p；若N'+Np，则重新假设并重复上述步骤，直到N'D=N,为止。③求x。先假设一个xw，并作出提馏段的操作线，在其和平衡线间作阶梯得到提馏段所需的理论板数N"w，若Nw-Nw，则假设合理，即xw=xw；若N"wNw，则重新假设并重复上述步骤，直到N'w-Nw为止。GLL
已知全塔理论板数，进料位置或精馏段ND和提馏段NW的理 论板数，进料组成xF和进料热状态参数q，回流比R及物系 平衡数据或相对挥发度α，求可能达到的xD和xW。 其图解试差法的步骤为： ① 在x-y图上作平衡线和对角线； ② 作q线； ③ 计算精馏段操作线斜率R/(R+1)； ④ 求xD。先假设一个x’D，并作出精馏段的操作线，在其和 平衡线间作阶梯得到精馏段所需的理论板数N’D ,若N’D =ND， 则假设合理，即xD =x’D；若N’D≠ND，则重新假设并重复上 述步骤，直到N’D =ND为止。 ⑤ 求xw。先假设一个x’w，并作出提馏段的操作线，在其和 平衡线间作阶梯得到提馏段所需的理论板数N’W ，若 N’W =NW ，则假设合理，即x’w =xw ；若N’W≠NW ，则重新假 设并重复上述步骤，直到N’W =NW为止。 GLL
已知进料组成x.和进料热状态参数!，物系平衡数据或相对挥发度α，全塔理论板数N_及xp和xw，求R及进料位置。步骤为：①在x-v图上作平衡线和对角线；②作q线；③假设一个R'，根据x，和xw作出精馏段和提馏段操作线；④在操作线与平衡线间作阶梯求理论塔板数N'T，若N'I-NT：则假设合理，R即为所求的回流比；若N'+NT，则重新假设并重复上述步骤，直到N'=N.为止。③由两操作线的交点求进料板位置。GLL
已知进料组成xF和进料热状态参数q，物系平衡数据或相对挥 发度α，全塔理论板数NT及xD和xW ，求R及进料位置。 步骤为： ① 在x-y图上作平衡线和对角线； ② 作q线； ③ 假设一个R’ ，根据xD和xW作出精馏段和提馏段操作线； ④ 在操作线与平衡线间作阶梯求理论塔板数N’T，若N’T=NT ， 则假设合理，R’即为所求的回流比; 若N’T≠NT ，则重新假设并重复上述步骤，直到N’T =NT为止。 ⑤ 由两操作线的交点求进料板位置。 GLL
【例8-10】某精馏塔有10层理论板，加料位置在第8层，分离原料组成为摩尔分数0.25的苯-甲苯混合液，物系相对挥发度为2.47。已知回流比为5，泡点进料时塔顶组成为0.98，塔釜组成为0.085。现调节回流比为8，塔顶采出率及物料热状态均不变，求塔顶、塔釜的组成有何变化？并求塔内各板的两相组成。当回流比R=5时FD_X,-Xw-0.25-0.085=5.4240.1844F-Xp-XwD0.98-0.085当回流比R=8时，假设此时的x=0.0821，由物料衡算式得Xp-xr(1-D0.25-0.0821(1-0.1844)F=0.9928xp =D0.1844FRXD精馏段操作线方程为=0.8889x,+0.1103x+Yn+1R+1R+1FFR+提罐段操作线方程为DDR+1w =1.4916x, -0.0404Yn+1R+1yn相平衡方程为X.=7F2.47-1.47ymGLL
【例8-10】某精馏塔有10层理论板，加料位置在第8层，分离原料组成为摩尔 分数0.25的苯-甲苯混合液，物系相对挥发度为2.47。已知回流比为5，泡点进 料时塔顶组成为0.98，塔釜组成为0.085。现调节回流比为8，塔顶采出率及物 料热状态均不变，求塔顶、塔釜的组成有何变化？并求塔内各板的两相组成。 0 1844 0 98 0 085 0 25 0 085 . . . . . x x x x F D D W F W 5.424 D F 0 9928 0 1844 0 25 0 0821 1 0 1844 1 . . . . ( . ) F D ) F D x x ( x F W ' D 0 8889x 0 1103 1 1 R n 1 n n . . R x x R y D 1.4916x 0 0404 1 1 1 D F R n 1 n n x . R D F x R y W n n n . . y y x 2 47 1 47 当回流比R=5时 当回流比R=8时，假设此时的x’w=0.0821，由物料衡算式得 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 相平衡方程为 GLL
由xp=0.9928开始，用精馏段操作线方程求出y,=0.9928，将y，代入相平衡方程，求出x，=0.9825；将x，代入精馏段的操作线方程，求出y2=0.9836；将y2代入相平衡方程，求出x=0.9605；如此反复计算，用精馏段操作线方程计算8次，求出yi~y8，用相平衡方程8次，求出X,~Xg用相平衡方程用精段操作线方程用精馏段操作线方程用相平衡方程yi=0.9928X,=0.9825y-=0.5736X,=0.3526Y2=0.9836X2=0.9605ys=0.4238Xg=0.2294Y3=0.9641X3=0.9158y4=0.9243X4=0.8318用提馏段操作线方程用相平衡方程ys=0.8497Xs=0.6959yg=0.3018Xg=0.1490y6=0.7289Xe=0.5212Y10=0.1818X10=0.0825然后用提馏段操作线方程和相平衡方程交替使用各2次，所得全塔的气液组成列于附表。x10=0.0825与初始假设值xw=0.0821基本相近，计算有效。回流比增加，x，增大而xw减小，即塔顶和塔釜产品的纯度皆提高
用精馏段操作线方程 用相平衡方程 用精馏段操作线方程 用相平衡方程 y1=0.9928 x1=0.9825 y7=0.5736 x7=0.3526 y2=0.9836 x2=0.9605 y8=0.4238 x8=0.2294 y3=0.9641 x3=0.9158 y4=0.9243 x4=0.8318 用提馏段操作线方程 用相平衡方程 y5=0.8497 x5=0.6959 y9=0.3018 x9=0.1490 y6=0.7289 x6=0.5212 y10=0.1818 x10=0.0825 然后用提馏段操作线方程和相平衡方程交替使用各2次，所得全塔的气、 液 组成列于附表。 x10=0.0825与初始假设值x’w=0.0821基本相近，计算有效。 回流比增加，xD增大而xW减小，即塔顶和塔釜产品的纯度皆提高 由x’D= 0.9928开始，用精馏段操作线方程求出y1 =0.9928，将y1代入相 平衡方程，求出x1=0.9825；将x1代入精馏段的操作线方程，求出 y2=0.9836；将y2代入相平衡方程，求出x2 =0.9605；如此反复计算，用 精馏段操作线方程计算8次，求出y1~y8 ，用相平衡方程8次，求出 x1~x8
精馏过程的操作与调节正常操作时，能够保证x,和xw维持规定值。若生产中某一因素的波动（如R、Xe、q和传热量）将会影响产品的质量，因此应及时予以调节控制。塔顶在一定总压下，塔顶温度是馏出液组成的直接反映温度分布：由塔底至塔顶逐渐降低原因：塔釜各塔板上物料组成不同；温度t汽相的压强不同（压降）。温度在塔顶（或塔底）相当一段高度内变化极小。操作中常通过监测塔顶和塔底温度来反映馏出液组成和釜残液组成
精馏过程的操作与调节 原因： 各塔板上物料组成不同； 汽相的压强不同（压降）。 温度在塔顶（或塔底）相当一段高度内变化极小。操作中常 通过监测塔顶和塔底温度来反映馏出液组成和釜残液组成。 塔顶塔板序号 塔釜 温度 t 正常操作时，能够保证xD和xW维持规定值。若生产中某一 因素的波动（如R、 xF 、q和传热量）将会影响产品的质量， 因此应及时予以调节控制。 在一定总压下，塔顶温度是馏 出液组成的直接反映。 温度分布：由塔底至塔顶逐渐降低
精馏塔的灵敏板操作条件（E9，R，再沸器与冷凝器的热负荷等）改变必然引起分离效果的变化，但每一块板改变的程度不等。高纯度分离时，塔顶（或塔底）若干块塔板间的温度差都很小若通过塔顶和塔釜温度来监控产品质量将发生严重的滞后。对高纯度分离，一般不能用简单的塔顶测量塔顶温度来控制馏出液组成。高纯度分离灵敏板：温度改变最显著的塔板以该塔板上的温度监控全塔的操作状态，有利于对精馏塔进行预见性调节。灵敏板通常靠近进料口。塔釜温度t
精馏塔的灵敏板 高纯度分离时，塔顶(或塔底)若干块塔板间的温度差都很小 若通过塔顶和塔釜温度来监控产品质量将发生严重的滞后。 塔顶塔板序号 塔釜 温度 t 高纯度分离 灵敏板：温度改变最显著的塔板。 以该塔板上的温度监控全塔的操作 状态，有利于对精馏塔进行预见性 调节。灵敏板通常靠近进料口。 操作条件（F, q, R, 再沸器与冷凝器的热负荷等）改变必然 引起分离效果的变化，但每一块板改变的程度不等。 对高纯度分离，一般不能用简单的 测量塔顶温度来控制馏出液组成