⑦故进料热状况参数q=1+Cp(tS-tF)/rF=1.0303
⑧所以q线方程为:y=q/(q-1)*x- XF/(q-1)=33.98x-5.21 ⑨同理可以求出其他进料量下的q线方程
当进料量q=7.1 L/h时 q线方程 ：y=37.54x-5.68 当进料量q=13.2 L/h时 q线方程 ：y=39.15x-6.26 当进料量q=16.1 L/h时 q线方程 ：y=40.74x-6.34
3.4.4 提馏段操作线方程
表11. 提馏段操作线方程的确定
进料量q/L/h 7.1 9.9 13.2 16.1 比重1 温度 比重2 质量分数W 摩尔分数XW 0.9635 0.9640 0.9575 0.9590 27.80 28.10 27.90 27.95 0.9628 0.9634 0.9566 0.9581 0.2302 0.2272 0.2620 0.2543 0.1048 0.1032 0.1220 0.1177 实际qw /L/h 6.6746 7.0610 7.8956 10.4152 进料量q/L/h 7.1 9.9 13.2 16.1 实际回流量qL/L/h 3.08 3.14 3.13 3.13 进料热状况参数q 1.0272 1.0303 1.0263 1.0251 提馏段的液体流量q L/L/h 10.37 13.34 16.68 19.64 数据计算过程举例:
以进料量为9.9，R=1.9时为例，同在全回流条件下的塔顶产品摩尔分数计算，
①塔釜产品比重：dW=(0.964+0.964)/2=0.964，
温度：T=(28.0+28.0)/2=28.0℃
②则转换为在30℃下的比重：
塔釜产品:dW′=0.964-(28.0-30) ×(_0.000445)=0.9634 ③转化为质量分数:
塔釜产品:WW=0.977+3.54734*0.9634-4.48986*0.9634^2=0.0.2272 ④转化为摩尔分数:
塔釜产品:XW=(0.2272/46)/(0.2272/46+（1-0.2272）/18)=0.1032
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⑤提馏段下流的液体量qL实际′= qL实际+ q*qF=3.14+1.0303*9.9=13.34L/h ⑥由表3知:塔釜出料1：体积V=37ml,出料时间t=18.89s 塔釜出料2：体积V=35.8ml,出料时间t=17.82s 塔釜流量qW1=V/t=(37/18.89)*3.6=7.0513L/h qW2=V/t=(35.8/17.82)*3.6 =7.2323L/h qW= (qW1+ qW2 )/2=7.1418L/h ⑦故提镏段操作线方程为:
y= qL实际′/(qL实际′-qW)X - qWXw/(qL实际'-qW)
=13.34/(13.34-7.1418)X-7.1418*0.1032/(13.34-13.34) =2.1245X-0.1160
⑧同理可以求出其他进料量下的提镏段操作线方程
当进料量q=7.1 L/h时 提镏段操作线方程 ：ym+1=2.8041xm-0.1890 当进料量q=13.2 L/h时 提镏段操作线方程 ：ym+1=1.899xm-0.1097 当进料量q=16.1 L/h时 提镏段操作线方程 ：ym+1=2.130xm-0.1330
综上所述，可得下表：
进料量q/L/h 项目 XD XF XW 精馏段操作线方程 q线方程 提馏段操作线方程
q1=7.1 0.791 0.1555 0.1048 y=0.6471x+0.2792 y=37.54x-5.68 ym+1=2.8041xm-0.1890 q2=9.9 0.7864 0.158 0.1032 y=0.6512x+0.2743 y=33.98x-5.21 ym+1=2.1245xm-0.1160 13.2 0.7697 0.164 0.122 y=0.6512x+0.2685 y=39.15x-6.26 16.1 0.784 0.1596 0.1177 y=0.6512x+0.2735 y=40.74x-6.34 ym+1=1.899xm-0.1097 ym+1=2.130xm-0.1330 3.4.5 图解法确定部分回流条件下不同进料量的等板高度及理论塔板数
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图1.不同进料量q=7.1L/h理论塔板数的确定
由上图可知，回流比R1=1.8，q=7.1L/h时，理论塔板数NT=10,则等板高度HEPT=2/10=0.20m
图2.不同进料量q=9.9L/h理论塔板数的确定
由上图可知，回流比R=1.9，q=9.9L/h时，理论塔板数NT=9，则等板高度HEPT=2/9=0.2222m
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图3.不同进料量q=13.2L/h理论塔板数的确定
由上图可知，回流比R=1.9,q=13.2L/h时，理论塔板数NT=8，则等板高度HEPT=2/9=0.25m
图4.不同进料量q=16.1L/h理论塔板数的确定
由上图可知，回流比R=1.9,q=16.1L/h时，理论塔板数NT=9，则等板高度HEPT=2/9=0.2222m
4.实验结果与讨论
根据实验结果，回流比R1=1.8，q=7.1L/h时，理论塔板数NT=10,则等板
高度HEPT=2/10=0.20m，回流比R2=1.9，q=9.9L/h时，理论塔板数NT=9，则等板高度HEPT=2/9=0.22m，回流比R=1.9，q=13.2L/h时，理论塔板数NT=8，
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则等板高度HEPT=2/9=0.25m，回流比R=1.9,q=16.2L/h时，理论塔板数NT=9，则等板高度HEPT=2/9=0.22m。塔板数没有一个固定的变化趋势，进料量的变化对精馏段没有影响，对提馏段有一定的影响，随着q值得加大，使得进料板上升的蒸汽量和下降的液体量发生变化，从而影响到理论塔板数，实验过程中的回流比几乎相同，则进料温度越低，所需的理论塔板数越少。进料温度约低，气化率越低，塔顶易挥发组分的组成就越高，分离效果越好，反之，分离效果越差，此时要提高分离效果，就要增加塔板层数。进料热状况参数明显影响着提馏段的操作线的斜率和截距的绝对值变小，q=7.1、9.9、13.2L/h的提馏段的方程符合以上结论，而第四个进料量与理论偏差较大，变化趋势与实际不符，而且变化量不明显，其原因可能是由于回流时的不稳定，流量计读数的误差，进出平衡的不稳定，操作时间的随意性未等回流稳定后再读数、取样等多方面的原因。进料量对q线也有一定的影响，进料量变动范围不超过塔顶冷凝器和加热釜的负荷范围时，只要调节及时得当，对塔顶温度和塔釜温度不会有显著的影响，而只影响塔内上升蒸汽速度的变化。进料量增加，蒸汽上升的速度增加，一般对传质是有利的，在蒸汽上升速度接近液泛速度时，传质效果为最好。若进料量再增加，蒸汽上升速度超过液泛速度时，则严重的雾沫夹带会破坏塔的正常操作。进料量减少，蒸汽上升速度降低，对传质是不利的，蒸汽速度降低容易造成漏液，降低精馏效果。因此，低负荷操作时，可适当的增大回流比，提高塔内上升蒸汽的速度，以提高传质效果。然而，在较大的回流比下，能耗、操作费用、设备费用增大。所以综合考虑，进料量应控制在合适的范围内，使其蒸汽上升速度接近液泛速度，达到最好的传质效果。
5.思考题
1．什么全回流，它是在什么情况下使用？
答：全回流是精馏塔中气相组分完全用于回流到精馏塔中，而无进料和出料的操作状态。在精馏塔的开车和塔板效率的测定以及理论研究中使用。 2、影响精馏塔操作稳定的因素有哪些？如何确定精馏塔操作已达稳定？ 答：影响因素有回流量，冷凝水的流量，精馏塔的进出平衡是否稳定等，当塔内各塔板的浓度不在变化时，则可证明塔已稳定。 3．试分析实验结果成功或失败的原因，提出改进意见。
答：本实验没有达到预期的结果，随着进料量的增大，实验所需的理论塔
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板数并没有明显的减少的趋势，其可能的原因是进料量的变化间距不够大，导致结果没有明显的变化趋势，还有可能是在实验过程中在控制进出平衡时，没有控制好，进料量没有办法始终稳定在一个固定的值，一直会有波动，导致出料量也必须一直跟着调节，这过程耗费的时间比较长，对结果也有一定的影响。在做不同进料量的影响时，实验中可以试着让进料量的变化量大一些，但是最大值不要太大，否则可能会出现精馏段塔干，还有在实验过程中要及时的补足物料，以免影响进出平衡，减小实验误差。
6.参考文献：
[1] 柴诚敬等编.化工原理(下册)[M].北京:高等教育出版社
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