如何使用ASPEN6软件模拟完成精馏的设计和控制精.docx

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如何使用ASPEN6软件模拟完成精馏的设计和控制精

第6章:

使用稳态计算选择控制结构

Steadt-stateCalculationsforControlStructureSelection在我们转入将稳态模拟转化为动态模拟细节讨论之前,要先讨论一些重要的稳态模拟计算方法。

因为经常被用于精馏设计中帮助为其选择一个实用且高效的控制结构,。

故此类讨论可能是一定意义的。

绝大部分精馏塔的设计是为了将两种关键组分分离获得指定的分离效果。

通常是两个设计自由度指定为馏出物中重关键组分的浓度和塔底产品中轻关键组分的浓度。

因此,在精馏塔的操作和控制中,“理想的”控制结构需测定两股产品的组成并操控两输入变量（如,回流流量和再沸器的输入热量,从而能够达到两股产品中关键组分的纯度要求。

然而,由于一些现实的原因,很少有精馏塔使用这种理想的控制结构。

组分检测仪通常购价昂贵且维修成本高,其可靠性对连续在线控制而言,有时略显不足。

如果使用色层法,还会在控制回路中引入死时间。

此外,不使用直接测量组分法,通常也有可能取得非常高效的控制效果。

温度测量被广泛应用于组分的推理控制。

温度传感器廉价而又可靠,在控制回路上只有很小的测量滞后。

对恒压二元体系,温度与组成是一一对应相关的。

这在多组分体系中不适用,但精馏塔中合适位置的温度通常能够相当准确地提供关于关键组分浓度的信息。

在单端控制结构中,只需控制某块塔板的温度;选择剩下的“控制自由度”时应使产品质量可变性最小。

例如,确定一定的回流比RR或者固定回流与进料流量的比值R/F。

有时候,需要控制两个温度（双温控制系统。

我们将在本章中讨论这些被选方案。

如果选择使用塔板温度控制,那么问题便是选择最佳一块或数块塔板,该处的温度保持恒定。

在精馏文献中,这个问题已讨论了半个世纪以上,且提出了一些可选择的方法。

我们将一一审视这些方法,并举例说明其在各个系统中的有效性。

需要重点关注的是,所有这些方法都仅使用稳态信息,因此,如AspenPlus之类的稳态过程模拟器可便捷地用于计算。

这些方法均要求恒定某些变量的同时将另一些变量变化。

例如,两股产品的组成或是某块塔板温度及回流流量恒定不变,而进料组成变化。

在AspenPlus中,“DesignSpec/Vary”功能可以用来使期望的自变量恒定不变,计算所有其余应变量的值。

在一些方法中,变化的变量是进料组成。

但对于任何一种方法,均不考虑进料流量。

这是因为进料流量的扰动可以直接通过固定受控变量的流量与进料量的比值来处理。

当然,这需要假设整个塔的塔板效率固定不变。

同时,还需要假设每个塔板的压力均不变。

这很少见,因为当气液流率变化时,塔板压降及塔板持液高度也会发生变化。

但是,这些影响均小到不足以对控制系统造成很大的不利影响。

6.1方法概要

6.1.1斜率判据

满足斜率判据,关键在于选择相邻塔板之间温差最大的那块塔板。

绘制出在设计条件下的温度剖面图,研究剖面图的斜率,寻找斜率最大的那块塔板。

相邻塔板之间温度变化大,说明该区域内重要成分的组成发生了变化。

控制此位置的塔板温度不变,则应该可以维持此精馏塔的组成剖面,防止轻组分流向塔底、重组分窜入塔顶。

6.1.2灵敏度判据

满足灵敏度判据的重点在于寻找由于一个受控变量的变化引起最大温度变化的那块塔板。

改变某一个受控变量（比如,回流流量,使其发生很小的变化（设计值的0.1%。

研究产生的塔板温度变化,观察哪块塔板的温度变化最大。

对于其他受控变量（如再沸器热量输入,重复这一过程。

塔板温度的变化值除以受控变量的变化值,就是这个塔板温度与此受控变量之间的开环稳态增益。

温度变化最大的塔板即是最“灵敏”的,故选择控制它。

增益较大,说明此塔板的温度可以由相应的受控变量有效地控制。

增益较小说明阀门饱和态易于发生,且操作区域受到限制。

6.1.3奇异值分解判据

Moore曾详尽地研究了稳态增益矩阵中奇异值分解（SingularValueDecomposition问题。

在上节,我们计算了所有塔板温度和两个受控变量之间的稳态增益,从而形成了一个增益矩阵K。

它有NT行（塔板个数和2列（受控变量――回流比R、再沸器热量输入Q――的个数。

利用标准奇异值分解程序（如Matlab中的svd函数,svd（x,0,将此矩阵分解为三个矩阵:

K=UσVT（分解的结果:

U为NT×2矩阵,σ为2×2矩阵,VT为2×2矩阵。

以塔盘数为座标轴,绘制两个矢量U1值和U2值的曲线。

对应着U量值最大的一块或数块塔板则指出了塔中最有效的控制位置。

σ是2×2的对角矩阵,（其对角线元素是K矩阵的奇异值。

（σ的对角元素中的较大值和较小值的比值即为条件数,可以用来评估二元温度控制方案的可行性。

条件数较大（或者最小奇异的值较小时表明该系统难以控制。

调节器就是装置增益矩阵的逆矩阵,假如奇异值为”0”则说明这是一个退化矩阵,不可转秩。

6.1.4恒定温度判据判据

保持塔的馏出物和塔底产品的纯度不变,我们在预期的范围里改变进料组成值。

选择其温度不随进料组成变化而变化那块塔板。

这个方法的困难性在于,对于进料组成的所有变化,可能并不存在保持恒定温度的塔板。

对于多组分体系,尤其如此,非关键组分可能的改变会严重影响塔板温度,尤其在靠近塔两端处。

6.1.5产品变化最小判据

满足产品变化最小判据的要点在于选择面对进料组成波动,塔盘的温度保持不变,引起的产品纯度变化最小的塔板。

选择几个候选塔板位置。

固定某一块塔板的温度,及第二控制自由度,如回流比或回流流量。

然后,在预期范围内改变进料组成,计算产品的组成。

对于其他塔板位置,重复上述过程。

选择面对进料组成波动,其温度保持不变,引起产品纯度变化最小的那块塔板。

6.1.6小结

上述各节中,我们描述了五个最常用的判据。

有时候,这些判据推荐的控制塔板位置相同。

而在其他情况下,它们推荐不同的控制塔板位置。

下一部分,我们将这些判据应用到几种典型的工业精馏体系中,评估其相对有效性。

6.2丙烷/异丁烷二元体系

我们研究的第一个分离体系是丙烷和异丁烷的二元混合物。

进料流率为1Kmol/s,设计进料组成为丙烷摩尔分数40%。

按照习惯的符号标注,进料组成记为z,馏出物组成为xD,塔底产品组成为xB（均以丙烷的摩尔分率计。

塔压设定在13.5atm,冷凝水可以用于冷却冷凝器（回流罐的温度为315K。

这个塔使用Aspen的编号习惯给塔板编号,从回流罐直到塔釜有37块理论板。

进料由第16块理论板引入。

馏出物纯度设定为摩尔分率为98%的丙烷,塔底产品的杂质含量设定为丙烷的摩尔分率为2%。

实现上述纯度所需的回流为1.08。

6.2.1斜率判据

我们研究的第一个分离体系是丙烷和异丁烷的二元混合物。

进料流率为1Kmol/s,设计进料组成为丙烷摩尔分数40%。

按照习惯的符号标注,进料组成记为z,馏出物组成为xD,塔底产品组成为xB（均以丙烷的摩尔分率计。

塔压设定在13.5atm,冷凝水可以用于冷却冷凝器（回流罐的温度为315K。

这个塔使用Aspen的编号习惯给塔板编号,从回流罐直到塔釜有37块理论板。

进料由第16块理论板引入。

馏出物纯度设定为摩尔分率为98%的丙烷,塔底产品的杂质含量设定为丙烷的摩尔分率为2%。

实现上述纯度所需的回流为1.08。

6.2.2灵敏度判据

如图6.2所示,上图给出了塔板温度和两个受控变量--回流流量R和再沸器热量输入QR--之间的开环回路增益。

实线对应回流流量的变化,虚线对应再沸器热量输入的变化。

这两个输入信号在稳态值的基础上有很小（+0.1%的增加。

正如所预料的,塔板温度针对回流之间的增益是负的,而塔板温度对再沸器热量输入之间的增益是正的。

两曲线说明了第8块理论板对回流流量的变化敏感,而第8块理论板和第29块理论板均对再沸器热量输入敏感。

因此,第8块理论板的温度既可由回流流量控制也可由再沸器热量输入控制;而第29块理论板温度只能由再沸器热量输入控制。

应该记住的是,这些都是稳态结果,并没有反映任何动态信息。

所有塔板的温度由热量输入的变化而快速变化,因此将热量输入和任何塔板的温度组对在动态上均是可行的。

然而,回流流量的变化需要相当长的时间去影响靠近塔釜塔板的温度,这是因为液相的流体滞后（每块塔板约3-6s。

因此,将回流流量与离塔顶较远的塔板温度组对,可以预期只会出现糟糕的控制效果。

6.2.3奇异值分解判据

如图6.2下图所示,给出了奇异值分解（SVD分析中U1和U2向量的值。

前者用实线表示,与回流有关。

后者用虚线表示,与热量输入有关。

奇异值分解的结果类似于灵敏度的结果。

它们说明第8块理论板可由回流控制,而第29块理论板由热量输入控制。

稳态增益矩阵的奇异值σ1=0.479,σ2=0.166,故条件数CN=σ1/σ2=2.88。

这表明这两个温度彼此相当独立,因此二元温度控制模式是可行的,至少从稳态角度如此。

6.2.4温度恒定判据

Figure6.3丙烷/异丁烷;保持产品纯度不变,由进料组成改变引起的温度剖面图的变化图6.3给出了在稳态值（丙烷40mol%的正负两侧两个进料组成下温度剖面的变化。

实线代表了组成为35mol%丙烷的进料,虚线则代表了组成为45mol%丙烷的进料。

对于两种进料组成,馏出物和塔底产品的组成分别设为98mol%和2mol%。

正如所预期的,在二元恒压体系中恒定组成就确定了温度。

因此,塔顶和塔釜的温度均不发生变化。

理论上讲,控制这些端部温度可以取得恒定的产品纯度。

然而,实际上,少量其他组分或者压力变化将导致使用端部温度控制效果不佳。

在讨论多组分体系时,这个结论将被证实。

6.2.5产品变化最小判据

图6.4给出了当某一特定塔板温度不变,进料组成变化时,产品纯度如何变化。

在这个图中,恒定的第二控制自由度是回流流量。

表6.1给出了选择恒定的回流流量而不是恒定回流比的理由。

这里用到在上一部分获得的信息。

产品纯度一定,进料组成变化。

不用观察温度剖面图,我们注意到回流流量和回流比的所需要的变化。

正如表6.1所清楚表明的,回流流量所需变化比回流比所需变化要小的多。

Figure6.4（a丙烷/异丁烷:

保持回流和塔盘温度不变,由进料组成改变引起的馏出物纯度变化;（b保持回流和塔盘温度

不变,由进料组成改变引起的塔底产品杂质含量变化.

表6.1恒定产品纯度条件下,进料组分对回流量和回流比的影响

体系产品纯度或杂质含量

（mol%

z（mol%

回流量

（kmol/s

回流比

35C31.07363.1233

40C31.07972.7276

D/P98/2

45C31.07982.4106

25B0.56072.247

30B0.57151.908苯/甲苯/二甲苯0.1/0.1

35B0.58301.667

35C3/34IC40.88612.500

40C3/29IC40.88162.168多组分98/2

45C3/24IC40.86781.891

25MeAc0.30910.6730

30MeAc0.36420.7323醋酸甲酯0.1/0.1

33MeAc0.44360.8618

因此,在图6.4中,回流流量固定在1.0797kmol/s,固定一个塔板上的温度（理论板2号,8号,12号,20号,29号,和37号。

表中横坐标表示进料中丙烷的摩尔分率;纵坐标为馏出物的纯度xD,塔底产品的杂质含量xB。

图6.4中显示了一些不合常理的结果。

控制靠近塔顶的第8块理论板的温度比控制靠近塔釜的第29块理论板温度能够获得更好的塔底产品纯度。

塔底产品的杂质含量很接近、甚至低于预期的2mol%丙烷。

另一方面,控制靠近塔釜的第29块理论板的温度能够获得更好的馏出物纯度,等于甚至高于预期的98mol%丙烷。

而传统知识认为,控制靠近产品物流的塔板使得其纯度更恒定。

这些结果说明在这二元系统中,运用单回路温度控制方法,控制第8块和第29块理论板均能够获得相当好的产品纯度。

如果使用二元温度控制方法,即控制精馏塔两端的温度,在压力恒定时,可以使产品纯度完全维持在稳态条件下预期的值。

6.3苯/甲苯/二甲苯三元体系

下一个的研究的分离体系是苯/甲苯/邻二甲苯三元混合物。

进料量1Kmol/s,进料组成（摩尔分数设定为,苯30%,甲苯40%,邻二甲苯40%。

操作目标是从重关键组分甲苯中分离出轻关键组分苯。

当然,比重关键组分甲苯更重的二甲苯会随着甲苯进入塔底产品。

塔压为常压。

塔的理论板数为32块,原料由第16块理论板引入。

馏出物杂质含量为0.1%（摩尔分数的甲苯,塔底产品的杂质含量为0.1%（摩尔分数的苯。

实现上述纯度所需的回流比为1.908。

6.3.1斜率判据

如图6.5所示,上图给出了在设计条件下温度的剖面图,下图显示了邻近塔板之间温度的差异。

在进料板处有一个很大的变化。

由于在该处引入进料,所以此处不适于温度控制。

在靠近塔底位置同样有一个大的温度变化,这是因为比重关键组分更重的二甲苯在该处的聚集。

由于我们竭力探究苯和甲苯的组成,因此此处也不是温度控制的好位置。

斜率分析建议第21块理论板作为温度控制的位置。

6.3.2灵敏度判据

如图6.6所示,上表给出了塔板温度和两个被控制变量之间的开环回路稳态增益。

这些曲线表明第21块理论板对热量输入变化敏感,第22块理论板对回流流量变化敏感。

6.3.3奇异值分解判据

如图6.6所示,下表给出了奇异值分解分析中U1和U2的值。

前者由实线表示,与回流量相关。

后者由虚线表示,与热量输入相关。

奇异值分解的结果与灵敏度的结果类似。

它们表明第21块理论板可由回流流量控制,而第23块理论板可由热量输入控制。

稳态增益矩阵的奇异值σ1=9.14,σ2=0.518,故条件数CN=σ1/σ2=17.6。

这表明这两个温度并不像丙烷/异丁烷体系中的两个温度那样独立无关,因此二元温度控制体系可能并不有效。

这很容易理解,因为第21块理论板和第23块理论板靠的太近以至于不能相互独立。

6.3.4恒定温度判据

Figure6.7苯/甲苯/二甲苯体系:

保持产品纯度不变时,由苯和二甲苯进料组成的变化引起的温度分布曲线变化

图6.7给出了这个三元体系中3个不同进料组成下的温度剖面图。

进料组成（摩尔分数苯/甲苯/二甲苯（BTX设定为30%/30%/40%。

塔底产品和馏出物的杂质含量分别设定为苯0.1%（摩尔分数,甲苯0.1%（摩尔分数。

实线表示BTX进料组成（摩尔分数为25%/35%/40%;虚线表示BTX进料组成（摩尔分数为35%/25%/40%;点线虚线表示BTX进料组成（摩尔分数为25%/25%/50%。

对于进料中苯和甲苯比例的变化,得到的结果表明在产品纯度恒定时,第27块理论板的温度保持恒定。

因此,如果预期的进料组成波动是这种类型,控制第27块理论板应该有效。

然而,对于进料中二甲苯浓度的变化,第27块理论板的温度几乎变化了3K。

Figure6.8苯/甲苯/二甲苯体系:

保持回流和塔盘温度不变,由苯和二甲苯进料组成改变引起的馏出物纯度变化.

6.3.5最小产品波动判据

图6.8表明了当一块特定塔板的温度恒定,及进料组成变化时产品的纯度如何变化。

在本图中固定的第二控制自由度是回流流量。

表6.1指出了选择恒定回流流量而非恒定回流比的合理性。

在BTX体系中回流流量所需要的变化比回流比所需的变化要小的多。

回流流量固定在0.5715Kmol/s。

图6.8给出了当第2,8,12和23块理论板的温度固定,及进料组成变化时产品纯度的变化。

上图显示了进料中苯摩尔比例的变化。

二甲苯的摩尔比例固定在0.4,因此进料中甲苯的组成与苯的组成呈反向变化。

对于这种类型的波动,保持第23块理论板温度恒定可以实现产品纯度变化最小。

图6.8中的下图表明,当进料中二甲苯组成变化时,保持第23块理论板的温度恒定同样有效。

然而,降低进料中二甲苯的组成严重影响馏出物的纯度。

这些结果说明了恒定温度判据的问题所在――进料中何种组分的变化会强烈影响其有效性。

6.4多组分烃类分离体系

下一个讨论的分离体系是一个含有五个组分的烃类混合物。

进料量1Kmol/s,进料组成（摩尔分率设定为乙烷（C21%,丙烷（C340%,异丁烷（iC429%,正丁烷（nC429%,异戊烷（iC51%。

操作目标是将轻关键组分丙烷从重关键组分异丁烷中分离出来。

当然,比重关键组分更重的nC4、iC5会随着iC4一起进入塔底产品。

比轻关键组分更轻的C2会

随着丙烷一起进入塔顶。

塔压设定在13.5atm。

该塔有37个理论板数,进料由第18块理论板引入。

馏出物杂质含量（摩尔分数为2%的iC4,而塔底产品杂质含量（摩尔分数为2%的C3。

实现上述产品纯度所需的回流比为2.168。

6.4.1斜率判据

如图6.9所示,上表给出在设计条件下的温度剖面图,下表显示了邻近塔板之间温度的差异。

温度变化最大的是第31块理论板。

在塔顶处,同样有个大的温度变化,这是由于比轻关键组分更轻的C2在该处的聚集。

在第8块理论板处,也有一个小峰。

6.4.2灵敏度判据

如图6.10所示,上表给出了塔板温度和两个受控变量之间的开环回路增益。

这些曲线表明,第30块理论板对热量输入敏感,而第8块理论板对回流流量变化敏感。

在这个体系中,斜率判据和灵敏度判据得出了同样的结果。

6.4.3奇异值分解判据

如图6.10所示,下图给出了奇异值分解分析中的U1和U2向量的值。

奇异值分解的结果类似于灵敏度的结果。

它们表明第8块理论板可由回流流量控制,而第30块理论板可由热量输入控制。

稳态增益矩阵的奇异值σ1=0.4066,σ2=0.1637,从而条件数CN=σ1/σ2=2.48。

这表明这两个温度相当独立,因此如需要,二元温度控制模式是可行的。

6.4.4恒定温度判据

图6.11给出了对于四个不同进料组成温度剖面图的变化。

进料组成（摩尔分率C2/C3/iC4/nC4/nC4设定为1%/40%/29%/29%/1%。

塔底产品和馏出物杂质含量（摩尔分数分别固定为2%的C3,2%的iC4。

实线代表一进料组成,其丙烷组成由40%降为35%,异丁烷由29%增加到34%。

虚线代表一进料组成,其丙烷组成由40%增加到45%,异丁烷由29%降为24%。

点线代表一进料组成,其乙烷组成由1%增加到2%,异丁烷和正丁烷均由29%降为28.5%。

虚点线代表一进料组成,其异戊烷组成由1%增加到10%,异丁烷由29%降为25%,正丁烷有29%降为24%。

结果表明,当产品纯度恒定时,对于进料中丙烷和异丁烷组成比例的变化及乙烷组成的变化,第34块理论板的温度不

发生改变。

因此,如果预期的进料组成波动是这些类型,控制第34块理论板的温度是有效的。

然而,对于进料中异戊烷组成的变化,第34块理论板的温度变化了~2K。

因此,对于进料中比重关键组分更重的组分组成的变化,控制第34块理论板的温度并不可行。

Figure6.11多组分体系:

保持产品纯度不变,由于C2,C3,iC5的进料组成改变引起的温度分布剖面变化.

Figure6.12（a多组分体系:

保持回流和塔盘温度不变,由进料组成C3的改变引起的馏出物纯度变化;（b多组分体系保持回流和塔盘温度不变,由进料组成C2和C5的改变引起的馏出物纯度变化;.

6.4.5产品变化最小判据

图6.12显示了当某一塔板的温度恒定,进料组成变化时产品纯度如何变化。

在本图中固定的第二个控制自由度是回流流量。

表6.1表明在这个多组分体系中回流流量所需要的变化比回流比所需的变化要小的多。

回流量固定在0.8816Kmol/s。

图6.12a给出了进料中丙烷组成变化后的结果。

控制奇异值分解推荐的第8块理论板和第30块理论板,可以实现馏出物和塔底产品的杂质含量要求,接近于设定的2mol%的值。

图6.12b上图给出了进料中异戊烷组成变化后的结果。

下图给出了进料中乙烷组成变化后的结果。

控制第8块理论板和第30块理论板,可以使得馏出物和塔底产品的杂质含量接近或低于组分规格要求。

6.5三元共沸体系

直到目前为止,我们一直讨论气液平衡较理想的体系。

最后研究的体系是由醋酸甲酯、甲醇和水组成的强非理想的三元体系。

醋酸甲酯和甲醇在1.1atm时形成一个最低沸点共沸物,共沸组成（摩尔分数为66.4%的醋酸甲酯,共沸温度为329K。

这意味着,该精馏塔塔顶产品的组成不可能超过这个共沸物组成。

产品的设计目标为馏出物中水的摩尔分数不大于0.1%,塔底产品中醋酸甲酯的摩尔分数不大于0.1%。

进料量1Kmol/s,进料组成（摩尔分数为醋酸甲酯（MeAc30%,甲醇（MeOH50%,和水20%。

塔压设定在1.1atm。

该精馏塔有42个理论板数,进料由第36块理论板（在此进料组成下,选择此塔板使再沸器热量输入最小引入。

达到上述产品纯度所需的回流比为0.7323。

6.5.1斜率判据

如图6.13所示,上表给出了在设计条件下的温度剖面图,下表显示了邻近塔板之间温度的差异。

在第37理论板处,温度变化最大。

在塔的底部同样有一处温度变化较大,这是因为最重组分水在该处的聚集。

6.5.2灵敏度判据

如图6.14所示,上表给出了塔板温度和两个受控变量之间的开环回路增益。

这些曲线表明第38块理论板对热量输入的变化敏感,第27块理论板对回流流量的变化敏感。

6.5.3奇异值分解判据

如图6.14所示,下图给出了奇异值分解分析中U1和U2的值。

这些结果表明,第38块理论板均可由回流流量和再沸器热量输入控制。

U2中,在第28块理论板处又有一个小峰,其可由热量输入控制。

稳态增益矩阵的奇异值σ1=0.5965,σ2=0.0855,从而条件数CN=σ1/σ2=6.98。

6.5.4恒定温度判据

图6.15给出了对于三个不同进料组成温度剖面图变化。

进料组成（摩尔分数MeAc/MeOH/H2O设定为30%/50%/20%。

塔底产品和馏出物杂质含量分别保持为0.1%mol醋酸甲酯和0.1%mol水。

实线代表一种进料组成,其MeAc组成由30mol%降为25mol%,MeOH组成由50mol%增加为55mol%。

虚线代表另一种进料组成,其MeAc组成由30mol%增加为33mol%,MeOH组成由50mol%降为47mol%。

点线代表第三种进料组成,其H2O组成由20mol%增加为25mol%,MeOH组成由50mol%降为45mol%。

结果表明,产品纯度恒定时,对于所有这些进料组成变化,第41块理论板的温度均不改变。

因此,奇异值分解和恒定温度判据存在冲突,前者推荐控制第38块理论板,而后者则推荐第41块理论板。

6.5.5最小产品波动判据

图6.16显示了对于控制两个不同塔板的温度,产品的杂质含量如何随进料组成变化而变化。

第一种情况下,第38块理论板的温度设定在344.28K。

第二种情况下,第41块理论板的温度设定在349.71K。

在本图中,第二个固定的控制自由度为回流比。

与研究的其它体系不同,表6.1表明在这个多组分、非理想的体系中,回流比所需的变化比回流流量所需的变化要小的多。

回流比固定在0.732。

图6.16a给出了进料中MeAc组成变化后结果。

控制由奇异值分解推荐的塔板（第38块理论板来维持馏出物杂质含量接近其设定值0.1mol%,效果更好。

控制第38或41块理论板,塔底产品组成的变化基本一致,只是方向相反。

图6.16b给出了进料中水组成变化后的结果。

控制第38块理论板的温度,比控制第41块理论板温度,能更好的维持产品纯度接近其设定值。

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