精馏操作技术.docx

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精馏操作技术

第三章精馏操作技术

知识目标：

●了解精馏操作分类、各种类型的塔板的特点、性能及板式塔设计原则

●理解板式塔的流体力学性能对精馏操作的影响

●掌握精馏原理及双组分连续精馏塔计算

能力目标：

●能正确选择精馏操作的条件，对精馏过程进行正确的调节控制

●能进行精馏塔的开、停车操作和事故分析

化工生产中所处理的原料、中间产物、粗产品等几乎都是混合物，而且大部分是均相物系。

为进一步加工和使用，常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。

精馏是分离均相液体混合物的重要方法之一，属于气液相间的相际传质过程。

在化工生产中，尤其在石油化工、有机化工、高分子化工、精细化工、医药、食品等领域更是广泛应用。

第一节精馏塔的结构及应用

图3-1板式塔结构

1-塔体；2-塔板；

3-溢流堰；4-受液盘；5-降液管

一、精馏塔的分类及工业应用

完成精馏的塔设备称为精馏塔。

塔设备为气液两相提供充分的接触时间、面积和空间，以达到理想的分离效果。

根据塔内气液接触部件的结构型式，可将塔设备分为两大类：

板式塔和填料塔。

板式塔：

塔内沿塔高装有若干层塔板，相邻两板有一定的间隔距离。

塔内气、液两相在塔板上互相接触，进行传热和传质，属于逐级接触式塔设备。

本章重点介绍板式塔。

填料塔：

塔内装有填料，气液两相在被润湿的填料表面进行传热和传质，属于连续接触式塔设备。

二、板式塔的结构类型及性能评价

（一）板式塔的结构

板式塔结构如图3-1所示。

它是由圆柱形壳体、塔板、气体和液体进、出口等部件组成的。

操作时，塔内液体依靠重力作用，自上而下流经各层塔板，并在每层塔板上保持一定的液层，最后由塔底排出。

气体则在压力差的推动下，自下而上穿过各层塔板上的液层，在液层中气液两相密切而充分的接触，进行传质传热，最后由塔顶排出。

在塔中，使两相呈逆流流动，以提供最大的传质推动力。

塔板是板式塔的核心构件，其功能是提供气、液两相保持充分接触的场所，使之能在良好的条件下进行传质和传热过程。

（二）塔板的类型

塔板有错、逆流两种，见表3-1。

表3-1塔板的分类

分类

结构

特点

应用

错流

塔板

塔板间设有降液管。

液体横向流过塔板，气体经过塔板上的孔道上升，在塔板上气、液两相呈错流接触,如图3-2（a）所示。

适当安排降液管位置和溢流堰高度，可以控制板上液层厚度，从而获得较高的传质效率。

但是降液管约占塔板面积的20％，影响了塔的生产能力，而且，液体横过塔板时要克服各种阻力，引起液面落差，液面落差大时，能引起板上气体分布不均匀，降低分离效率。

应用广泛。

逆流

塔板

塔板间无降液管，气、液同时由板上孔道逆向穿流而过，如图3-2（b）所示

结构简单、板面利用充分，无液面落差，气体分布均匀，但需要较高的气速才能维持板上液层，操作弹性小，效率低，

应用不及错流塔板广泛。

图3-2塔板分类

本章只介绍错流塔板。

按照塔板上气液接触元件不同，可分为多种型式，见表3-2。

表3-2塔板的类型

分类

结构

特点

泡罩塔板

每层塔板上开有圆形孔，孔上焊有若干短管作为升气管。

升气管高出液面，故板上液体不会从中漏下。

升气管上盖有泡罩，泡罩分圆形和条形两种，多数选用圆形泡罩，其尺寸一般为Φ80mm，100mm，150mm三种直径，其下部周边开有许多齿缝，如图3-3

优点：

低气速下操作不会发生严重漏液现象，有较好的操作弹性；塔板不易堵塞，对于各种物料的适应性强。

缺点：

塔板结构复杂，金属耗量大，造价高；板上液层厚，气体流径曲折，塔板压降大，生产能力及板效率低。

近年来已很少应用。

筛板

在塔板上开有许多均匀分布的筛孔，其结构如图3-4，筛孔在塔板上作正三角形排列，孔径一般为3～8mm，孔心距与孔径之比常在2.5～4.0范围内。

板上设置溢流堰，以使板上维持一定深度的液层

优点：

结构简单，金属耗量小，造价低廉；气体压降小，板上液面落差也较小，其生产能力及板效率较高。

缺点：

操作弹性范围较窄，小孔筛板容易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。

近年来对大孔（直径10mm以上）筛板的研究和应用有所进展。

浮阀塔板

阀片可随气速变化而升降。

阀片上装有限位的三条腿，插入阀孔后将阀腿底脚旋转90°，限制操作时阀片在板上升起的最大高度，使阀片不被气体吹走。

阀片周边冲出几个略向下弯的定距片。

浮阀的类型很多，常用的有F1型、V-4型及T型等，如图3-5所示

优点：

结构简单，制造方便，造价低。

塔板的开孔面积大，生产能力大。

操作弹性大。

塔板效率高。

缺点：

不易处理易结焦、粘度大的物料；操作中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。

应用广泛。

喷射型结板

舌形

塔板

在塔板上开出许多舌型孔，向塔板液流出口处张开，张角20°左右。

舌片与板面成一定的角度，按一定规律排布，塔板出口不设溢流堰，降液管面积也比一般塔板大些，如图3-6所示

优点：

开孔率较大，故可采用较大空速，生产能力大；传质效率高；塔板压降小。

缺点：

操作弹性小；板上液流易将气泡带到下层塔板，使板效率下降。

浮舌

塔板

将固定舌片用可上下浮动的舌片替代，结构如图3-7。

生产能力大，操作弹性大，压降小。

斜孔

塔板

在塔板上冲有一定形状的斜孔，斜孔开口方向与液流方向垂直，相邻两排斜孔的开口方向相反，如图3-8所示。

生产能力比浮阀塔大30％左右，结构简单，加工制造方便，是一种性能优良的塔板。

网孔

塔板

在塔板上冲压出许多网状定向切口，网孔的开口方向与塔板水平夹角约为30°，有效张口高度为2～5mm，如图3-9所示。

具有处理能力大、压力降低、塔板效率高等优点，特别适用于大型化生产。

工业上常用的几种塔板的性能比较见表3-3。

表3-3常见塔板的性能比较

塔板类型

相对生产能力

相对塔板效率

操作弹性

压力降

结构

成本

泡罩塔板

筛板

浮阀塔板

舌形塔板

斜孔塔板

1.0

1.2～1.4

1.2～1.3

1.3～1.5

1.5～1.8

1.0

1.1

1.1～1.2

1.1

1.1

中

低

大

小

中

高

低

中

低

低

复杂

简单

一般

简单

简单

1.0

0.4～0.5

0.7～0.8

0.5～0.6

0.5～0.6

图3-3泡罩塔板图3-4筛板

1-升气管；2-泡罩；3-塔板

F1型V-4型T型

图3-5浮阀型式

1-浮阀片；2-凸缘；3-浮阀“腿”；4-塔板上的孔

图3-6舌形塔板图3-7浮舌塔板图3-9网孔塔板

（a）斜孔结构（b）塔板布置

图3-8斜孔塔板

活动建议

进行现场教学，了解塔板的结构类型，了解石油化工厂板式塔的性能及选用依据。

第二节精馏基础知识

一、蒸馏及精馏

蒸馏是分离液体均相混合物最早实现工业化的典型单元操作。

它是通过加热造成汽液两相体系，利用混合物中各组分挥发性不同而达到分离的目的。

液体均具有挥发而成为蒸汽的能力，但不同液体在一定温度下的挥发能力各不相同。

例如：

一定温度下，乙醇比水挥发的快。

如果在一定压力下，对乙醇和水混合液进行加热，使之部分汽化，因乙醇的沸点低，易于汽化，故在产生的蒸汽中，乙醇的含量将高于原混合液中乙醇的含量。

若将汽化的蒸汽全部冷凝，便可获得乙醇含量高于原混合液的产品，使乙醇和水得到某种程度的分离。

混合物中挥发能力高的组分称为易挥发组分或轻组分，把挥发能力低的组分称为难挥发组分或重组分。

工业蒸馏过程有多种分类方法，见表3-4。

本章主要讨论双组分连续精馏操作过程。

表3-4蒸馏操作的分类

分类

特点及应用

按蒸馏方式分类

平衡蒸馏

平衡蒸馏和简单蒸馏，只能达到有限程度的提浓而不可能满足高纯度的分离要求。

常用于混合物中各组分的挥发度相差较大，对分离要求又不高的场合。

简单蒸馏

精馏

精馏是借助回流技术来实现高纯度和高回收率的分离操作。

特殊精馏

特殊精馏适用于普通精馏难以分离或无法分离的物系。

按操作压力分类

加压精馏

常压精馏

真空精馏

常压下为气态（如空气）或常压下沸点为室温的混合物，常采用加压蒸馏；对于常压下沸点较高（一般高于150℃）或高温下易发生分解，聚合等变质现象的热敏性物料宜采用真空蒸馏，以降低操作温度。

按被分离混合物中组分的数目分类

两组分精馏

多组分精馏

工业生产中，绝大多数为多组分精馏，多组分精馏过程更复杂

按操作流程分类

间歇精馏

连续精馏

间歇操作是不稳定操作，主要应用于小规模、多品种或某些有特殊要求的场合，工业中以连续精馏为主。

二、双组分理想溶液的气液相平衡

根据溶液中同分子间与异分子间作用力的差异，溶液可分为理想溶液和非理想溶液。

理想溶液实际上并不存在，但是在低压下当组成溶液的物质分子结构及化学性质相近时，如苯—甲苯，甲醇—乙醇，正己烷—正庚烷以及石油化工中所处理的大部分烃类混合物等可视为理想溶液。

溶液的气液相平衡是精馏操作分析和过程计算的重要依据。

汽液相平衡是指溶液与其上方蒸汽达到平衡时汽液两相间各组分组成之间的关系。

（一）双组分气液相平衡图

用相图来表达气液相平衡关系比较直观、清晰，而且影响精馏的因素可在相图上直接反映出来，对于双组分精馏过程的分析和计算非常方便。

精馏中常用的相图有以下两种。

1．沸点－组成图

（1）结构t－x－y图数据通常由实验测得。

以苯-甲苯混合液为例，在常压下，其t－x－y图如图3-10所示，以温度t为纵坐标，液相组成xA和汽相组成yA为横坐标（x，y均指易挥发组分的摩尔分数）。

图中有两条曲线，下曲线表示平衡时液相组成与温度的关系，称为液相线，上曲线表示平衡时汽相组成与温度的关系，称为汽相线。

两条曲线将整个t－x－y图分成三个区域，液相线以下代表尚未沸腾的液体，称为液相区。

汽相线以上代表过热蒸汽区。

被两曲线包围的部分为汽液共存区。

（2）应用在恒定总压下，组成为x，温度为t1（图中的点A）的混合液升温至t2（点J）时，溶液开始沸腾，产生第一个汽泡，相应的温度t2称为泡点，产生的第一个气泡组成为y1（点C）。

同样，组成为y、温度为t4（点B）的过热蒸汽冷却至温度t3（点H）时，混合气体开始冷凝产生第一滴液滴，相应的温度t3称为露点，凝结出第一个液滴的组成为x1（点Q）。

F、E两点为纯苯和纯甲苯的沸点。

图3-10苯－甲苯物系的t－x－y图图3-11苯－甲苯物系的y－x图

应用t－x－y图，可以求取任一沸点的气液相平衡组成。

当某混合物系的总组成与温度位于点K时，则此物系被分成互成平衡的汽液两相，其液相和汽相组成分别用L、G两点表示。

两相的量由杠杆规则确定。

操作中，根据塔顶、塔底温度，确定产品的组成，判定是否合乎质量要求；反之，则可以根据塔顶、塔底产品的组成，判定温度是否合适。

想一想

用t－x－y图解释平衡蒸馏和简单蒸馏的原理，说明其为什么不能实现高纯度分离。

2．气液相平衡图

在两组分精馏的图解计算中，应用一定总压下的y－x图非常方便快捷。

y－x图表示在恒定的外压下，蒸气组成y和与之相平衡的液相组成x之间的关系。

图3-11是101.3kPa的总压下，苯—甲苯混合物系的y－x图，它表示不同温度下互成平衡的汽液两相组成y与x的关系。

图中任意点D表示组成为x1的液相与组成为y1的气相互相平衡。

图中对角线y＝x，为辅助线。

两相达到平衡时，气相中易挥发组分的浓度大于液相中易挥发组分的浓度，即y＞x，故平衡线位于对角线的上方。

平衡线离对角线越远，说明互成平衡的气液两相浓度差别越大，溶液就越容易分离。

常见两组分物系常压下的平衡数据，可从物理化学或化工手册中查得。

查一查

乙醇－水、硝酸－水等溶液为非理想溶液，了解其相平衡图的特点、了解恒沸物的特点及形成原因。

（三）相对挥发度

溶液中两组分的挥发度之比称为两组分的相对挥发度，用

表示。

例如，

AB表示溶液中组分A对组分B的相对挥发度，根据定义

（3-1）

若气体服从道尔顿压分压定律，则

（3-2）

对于理想溶液，因其服从拉乌尔定律，则

（3-3）

式（3-3）说明理想溶液的相对挥发度等于同温度下纯组分A和纯组分B的饱和蒸气压之比。

pA0、pB0随温度而变化，但pA0／pB0随温度变化不大，故一般可将

视为常数，计算时可取其平均值。

3．相平衡方程

对于二元体系，xB=1－xA，yB=1－yA，通常认为A为易挥发组分，B为难挥发组分，略去下标A、B，则式（3-2）可得

（3-4）

上式称为相平衡方程，在精馏计算中用式（3-4）来表示气液相平衡关系更为简便。

图3-12多次部分汽化和多次部分

冷凝示意图

由式（3-4）可知，当

＝1时，y＝x，气液相组成相同，二元体系不能用普通精馏法分离；当

＞1时，分析式（3-4）可知，y＞x。

越大，y比x大得越多，互成平衡的气液两相浓度差别越大，组分A和B越易分离。

因此由

值的大小可以判断溶液是否能用普通精馏方法分离及分离的难易程度。

三、精馏原理

平衡蒸馏仅通过一次部分汽化，只能部分地分离混合液中的组分，若进行多次的部分汽化和部分冷凝，便可使混合液中各组分几乎完全分离。

1．多次部分汽化和多次部分冷凝

如图3-12，组成为xF的原料液加热至泡点以上，如温度为t1，使其部分汽化，并将汽相和液相分开，汽相组成为y1，液相组成为x1，且必有y1>xF>x1。

若将组成为y1的汽相混合物进行部分冷凝，则可得到汽相组成为y2与液相组成为x2’的平衡两相，且y2>y1；若将组成为y2的汽相混合物进行部分冷凝，则可得到汽相组成为y3与液相组成为x3’的平衡两相，且y3>y2>y1；

同理，若将组成为x1的液体加热，使之部分汽化，可得到汽相组成为y2’与液相组成为x2的平衡液两相，且x2

结论：

气体混合物经多次部分冷凝，所得汽相中易挥发组分含量就越高，最后可得到几乎纯态的易挥发组分。

液体混合物经多次部分汽化，所得到液相中易挥发组分的含量就越低，最后可得到几乎纯态的难挥发组分。

存在问题：

每一次部分汽化和部分冷凝都会产生部分中间产物，致使最终得到的纯产品量极少，而且设备庞杂，能量消耗大。

为解决上述问题，工业生产中精馏操作采用精馏塔进行，同时并多次进行部分汽化和多次部分冷凝。

2．塔板上汽液两相的操作分析

图3-13为板式塔中任意第n块塔板的操作情况。

如原料液为双组分混合物，下降液体来自第n－1块板，其易挥发组分的浓度为xn－1，温度为tn－1。

上升蒸气来自第n+1块板，其易挥发组分的浓度为yn+1，温度为tn+1。

当气液两相在第n块板上相遇时，tn+1＞tn－1，因而上升蒸气与下降液体必然发生热量交换，蒸气放出热量，自身发生部分冷凝，而液体吸收热量，自身发生部分气化。

由于上升蒸气与下降液体的浓度互相不平衡，如图3-14所示，液相部分气化时易挥发组分向气相扩散，气相部分冷凝时难挥发组分向液相扩散。

结果下降液体中易挥发组分浓度降低，难挥发组分浓度升高；上升蒸气中易挥发组分浓度升高，难挥发组分浓度下降。

若上升蒸气与下降液体在第n块板上接触时间足够长，两者温度将相等，都等于tn，气液两相组成yn与xn相互平衡，称此塔板为理论塔板。

实际上，塔板上的气液两相接触时间有限，气液两相组成只能趋于平衡。

图3-13塔板上的传质分析图3-14精馏过程的t－x－y示意图

由以上分析可知，气液相通过一层塔板，同时发生一次部分汽化和一次部分冷凝。

通过多层塔板，即同时进行了多次进行部分汽化和多次部分冷凝，最后，在塔顶得到的气相为较纯的易挥发组分，在塔底得到的液相为较纯的难挥发组分，从而达到所要求的分离程度。

3．精馏必要条件

为实现分离操作，除了需要有足够层数塔板的精馏塔之外，还必须从塔底引入上升蒸汽流（气相回流）和从塔顶引入下降的液流（液相回流），以建立气液两相体系。

塔底上升蒸汽和塔顶液相回流是保证精馏操作过程连续稳定进行的必要条件。

没有回流，塔板上就没有气液两相的接触，就没有质量交换和热量交换，也就没有轻、重组分的分离。

图3-15连续精馏流程

想一想

塔顶冷凝器和塔底再沸器的作用？

四、精馏操作流程

精馏过程可连续操作，也可间歇操作。

精馏装置系统一般都应由精馏塔、塔顶冷凝器、塔底再沸器等相关设备组成，有时还要配原料预热器、产品冷却器、回流用泵等辅助设备。

连续精馏装置流程如图3-15所示。

以板式塔为例，原料液预热至指定的温度后从塔的中段适当位置加入精馏塔，与塔上部下降的液体汇合，然后逐板下流，最后流入塔底，部分液体作为塔底产品，其主要成分为难挥发组分，另一部分液体在再沸器中被加热，产生蒸气，蒸气逐板上升，最后进入塔顶冷凝器中，经冷凝器冷凝为液体，进入回流罐，一部分液体作为塔顶产品，其主要成分为易挥发组分，另一部分回流作为塔中的下降液体。

通常，将原料加入的那层塔板称为加料板。

加料板以上部分，起精制原料中易挥发组分的作用，称为精馏段，塔顶产品称为馏出液。

加料板以下部分（含加料板），起提浓原料中难挥发组分的作用，称为提馏段，从塔釜排出的液体称为塔底产品或釜残液。

第三节精馏计算

一、全塔物料衡算

通过对精馏塔的全塔物料衡算，可以确定馏出液及釜液的流量及组成。

图3-16全塔物料衡算

稳定连续操作的精馏塔作全塔物料衡算，如图3-16，并以单位时间为基准。

总物料衡算：

F=D+W（3-5）

易挥发组分衡算：

FxF=DxD+WxW（3-6）

式中F、D、W——分别为原料、塔顶产品和塔底产品的流量，Kmol/h；

xF、xD、xW——分别为原料、塔顶产品和塔底产品中易挥发组分的摩尔分数。

式（3-5）、（3-6）称为全塔物料衡算式。

应用全塔物料衡算式可确定产品流量及组成。

一般称

×100％为馏出液的采出率，

为易挥发组分的回收率。

【例3-1】每小时将15000kg，含苯40％和含甲苯60％的溶液，在连续精馏塔中进行分离，要求将混合液分离为含苯97％的馏出液和釜残液中含苯不高于2％（以上均为质量百分数）。

操作压力为101.3kPa。

试求馏出液及釜残液的流量及组成，以千摩尔流量及摩尔分数表示。

解：

将质量百分数换算成摩尔分数

原料液平均摩尔质量：

MmF=0.44×78+0.56×92=85.8kmol/h

原料液的摩尔流量：

F=

=175kmol/h

由全塔物料衡算式

F=D+W

FXF=DXD+WXW

代入数据

175=D+W

175×0.44=0.974D+0.0235W

解出：

D=76.7kmol/h

W=98.3kmol/h

想一想

应用全塔物料衡算式进行计算能否用质量流量和质量分数？

应注意什么问题？

二、操作线方程

精馏塔内任意板下降液相组成xn及由其下一层板上升的蒸汽组成yn＋1之间关系称为操作关系。

描述精馏塔内操作关系的方程称为操作线方程。

由于精馏过程既涉及传热又涉及传质，影响因素很多，为了简化精馏过程，得到操作关系，进行恒摩尔假定。

（一）恒摩尔流假定

1．恒摩尔流假定成立的条件

若在精馏塔塔板上气、液两相接触时有nkmol的蒸汽冷凝，相应就有nkmol的液体汽化，这样恒摩尔流的假定才能成立。

为此，必须满足的条件是：

①各组分的摩尔汽化潜热相等；

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，热损失可也忽略。

2．恒摩尔流假定内容

（1）恒摩尔汽化

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：

精馏段V1=V2=V3=…＝V=常数

提馏段V

=V

=V

=…＝V

=常数

但两段的上升蒸汽摩尔流量却不一定相等。

（2）恒摩尔液流

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，在提馏段内也是如此：

精馏段L1=L2=L3=…＝L=常数

提馏段L

=L

=L

=…＝L

=常数

但两段的下降液体摩尔流量不一定相等。

（二）操作线方程

在连续精馏塔中，因原料液不断从塔的中部加入，致使精馏段和提馏段具有不同的操作关系，应分别予以讨论。

1．精馏段操作线方程

对图3-17中虚线范围（包括精馏段的第n十1层板以上塔段及冷凝器）作物料衡算，以单位时间为基准，即

总物料衡算：

V=L+D

易挥发组分衡算：

Vyn+1=Lxn+DxD

式中V——精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h；

L——精馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h；

yn+1——精馏段第n十1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分数；

xn——精馏段第n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分数。

整理：

（3-7）

令回流比R＝L／D并代入上式，得精馏段操作线方程

（3-8）

图3-17精馏段操作线方程推导图3-18精馏塔的操作线

精馏段操作线方程反映了一定操作条件下精馏段内的操作关系，即精馏段内自任意第n层板下降的液相组成xn与其相邻的下一层板（第n+1层板）上升汽相组成yn+1之间的关系。

在稳定操作条件下，精馏段操作线方程为一直线。

斜率为

，截距为

。

由式（3-8）可知，当xn＝xD时，yn+1＝xD，即该点位于y－x图的对角线上，如图3-18中的点a；又当xn＝0时，yn+1＝xD/（R+1），即该点位于y轴上，如图中点b，则直线ab即为精馏段操作线。

2．提馏段操作线

按图3-19虚线范围（包括提馏段第m层板以下塔板及再沸器）作物料衡算，以单位时间为基础，即

总物料衡算：

L’=V’+W

图3-19提馏段操作线方程推导

易挥发组分衡算：

L’x’m=V’y’m+1+WxW

提馏段操作线方程：

（3-9）

式中L’——提馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h；

V’——提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h；

x’m——提馏段第m层板下降液相中易挥发组分的摩尔分数；

y’m+1——提馏段第m+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分数。

提馏段操作线方程反映了一定操作条件下，提馏段内的操作关系。

在稳定操作条件下，提馏段操作线方程为一直线。

斜率为

，截距为

。

由式（3-9）可知，当x

＝xw时，y

，即该点位于y－x图的对角线上，如图中的点c；当

时，

，该点位于y轴上，如图中点g，则直线cg即为提馏段操作线。

由图3-18可见，精馏段操作线和提馏段操作线相交于点d。

应予指出，提馏段内液体摩尔流量

不仅与精馏段液体摩尔流量L的大小有关，而且它还受进料量及进料热状况的影响。

（三）进料状况的影响

1．精馏塔的进料热状况

在生产中，加入精馏塔中的原料可能有以下五种热状态：

（1）冷液体进料t＞t泡。

（2）饱和液体进料t＝t泡

（3）气液混合物进料t泡＜t＜t露

（4）饱和蒸汽进料t＝t露

（5）过热蒸汽进料t＞t露

2．进料热状况对进料板物流的影响

精馏塔内，由于原料的热状态不同，从而使精馏段和提馏段的液体流量L与L

间的关系以及上升蒸汽量V与V

均发生变化。

进料热状况对两段汽液流量变化的影响如图3-20所示。

3．进料热状态参数q

对加料板进行物料衡算及热量衡算