2 间歇精馏和反应精馏
第一章作业(乙酸乙酯生产)
1
作业：乙酸乙酯制备的实验设计
• 通过文献检索乙酸乙酯的生产方法， 了解乙酸乙酯生产的原理和方法
– 查出采用乙醇、乙酸酯化反应生产乙 酸乙酯的反应物、产物的分子式、分 子量、物性（主要为其沸点和共沸情 况），平衡常数等。
– 复习实验室精馏装置的结构和操作方 法。
2
课堂作业：乙酸乙酯制备的实验设计
• 反应精馏分离出的水相主要为水、还有乙醇、少量乙 酸乙酯，进行精馏分离，塔釜为水，塔顶为三元的共 沸物和乙醇与水的二元共沸物，可以循环回下次反应。
12
3
课堂作业：乙酸乙酯生产的实验设计
• 3、针对间歇反应——脱水——间歇精馏流程
– 确定实验研究方法（1.1.2） – 确定间歇反应过程的实验内容（1.1.3） – 选择实验操作的条件：加料方法、催化剂、原料
的配比，取样分析方法，通过计算说明原料配比 选择原因。（1.1.6） – 选择主要实验设备和药品，部分辅助设备选择 （1.2.1） – 设计反应物的分离方法（催化剂的处理、产品如 何分离、原料如何循环利用），分离方法的设计 需要说明原因：比如反应结束后的组成 – 其他：如提出产品的提纯方法、工艺改进思路。
• 采用本流程的损失较小，但转化率不高。同时，为了 能够分离出产品，必须严格控制原料的配比，保证反 应混合物中的乙酸乙酯和乙醇的比例尽量高。
9
3、连续反应——精馏（组）
• 该流程为最接近工业化生产的方法，考 虑连续进行反应，同时采用四塔精馏的 方法，可以直接得到产品。
10
11
4、间歇（反应精馏）——间歇精馏
8பைடு நூலகம்
2、间歇反应——脱水——间歇精馏（组）
• 该方法考虑采用将反应混合物中的水先除去，再精馏 的方法分离得到产物。
精馏----(118页 间歇精馏)
（应为
（ PB0:纯组分B的饱和蒸汽压）
9.2.1 理想物系的气液相平衡
(2)x~t（泡点）关系式
混合液沸腾的条件是各组分的蒸汽压之和等于外 压，即
p p A pB
o
p A x A pB (1 x)
x p pB
o o o
o
PA PB
9.2.1 理想物系的气液相平衡
9.2.1 理想物系的气液相平衡
（5）y~x图
在蒸馏计算中广泛应用的是一定总压下的 y~x图。 o 因 pA / p 1 ，故在任一x下 总是y>x，相平衡曲线y~x 必位于对角线 y=x 上方。 若平衡曲线离对角线越远， 越有利于精馏分离。注 意:y~x曲线上各点对应不 同的温度。x 、y 值越大， 泡、露点温度越低。
9.2.2 非理想物系的气液相平衡
（1）非理想溶液
9.2.2 非理想物系的气液相平衡
（1）非理想溶液
负偏差：aAB>aAA， aAB>aBB ，异分子间的吸引力大，使得 溶液的两个组分的平衡分压都比拉乌尔定律所预计的低，如图9-6b。 负偏差严重时形成具有最高恒沸点的溶液，图9-8氯仿-丙酮溶液就 是这种溶液，其tm＝64.5 ℃，xm＝0.65，也不能用 普通精馏方 法对具有最高恒沸点的恒沸物中的两个组分加以分离 。
相平衡方程
x y 1 ( 1) x
（6）相对挥发度 和相平衡方程
9.2.1 理想物系的气液相平衡
此式表示互成平衡的气液两相组成间的关系，称为相平衡方 程。如能得知 值，便可算出气液两相平衡时易挥发组分浓度
y～x的对应关系。
对理想溶液，将拉乌尔定律带入 的 0 B pB / xB PB
精馏操作
精馏二、精馏1．精馏原理：精馏是分离液体混合物的单元操作过程。
利用液体混合物中各挥发物沸点的差别，经过多次部分气化，多次部分冷凝将互溶的液体混合物分离提纯的单元操作。
其中较易挥发的称为易挥发组分（或轻组分）SiHCL3,31．8℃其中较难挥发的称为难挥发组分（或重组分）SiCL4 , 57．6℃①根据操作流程可分为间歇精馏和连续精馏②根据操作压力可分为加压、常压、减压精馏。
精馏原理:拉乌尔定律P A=P A O X A P B=P B O X B=P B O(1- X A)精馏在精馏塔内进行的精馏过程。
精馏塔是精馏操作的关键设备。
精馏塔一般由塔中部进料，进料口以上称为精馏段，以下称为提留段（含进料板）。
精馏段的作用是浓缩易挥发的组分并回收难挥发的组分，提留段的作用是浓缩难挥发组分并回收易挥发组分。
由塔顶导出的蒸汽经冷凝器冷凝成液体，一部分作为镏出液制成产品，另一部分作为回流液返回第一块塔板。
回流液是使蒸汽部分冷凝的冷却剂，也是稳定蒸馏操作的必要条件；而向塔底蒸馏釜的加热管不断通入蒸汽，则是维持部分汽化的必要条件。
塔内蒸汽由塔釜逐板上升，回流液由塔顶逐板下降，在每块塔板上二者互相接触，进行多次部分汽化和部分冷凝。
上升的蒸汽根据每进行一次部分冷凝易挥发组分含量就增加一次的原理，使易挥发组分逐板增浓；下降的回流液，则在多次部分汽化过程中是难挥发组分逐板增浓。
在塔板数足够多的情况下，塔顶可得到较纯的易挥发组分，塔釜得到较纯的难挥发组分。
综上所述，精馏塔的操作过程中是：由再沸器产生的蒸汽在塔底向塔顶上升，回流液自塔顶向塔底下降，原料液自加料板流入。
在每层塔板上，汽、液两相互相接触，汽相多次部分冷凝，液相多次部分汽化。
这样，易挥发组分逐渐浓集到汽相，难挥发组分逐渐浓集到液相。
最后，将塔顶蒸汽冷凝，得到符合要求的镏出液；将塔底的液体引出，得到相当纯净的残液。
精馏塔效率的计算。
塔效率是精馏塔性能的参数之一。
塔效率是根据塔板数算出的。
2 间歇精馏和反应精馏
二元组分恒回流比操作的计算
在回流比恒定的间歇精馏过程中，釜液组
成xw和馏出组成xd同时降低，因此操作初
期的馏出液组成必须高出平均组成，以保
证馏出液的平均组分符合质量要求。通常， 当釜液组成达到规定值后，即停止精馏操 作。
1.确定理论塔板层数
已知 原料组成xF、馏出液平均组成xDm或最终釜液组成 xwe，选择适宜的回流比后，即可确定理论板层数。 （1）计算最小回流比Rmin和确定适宜回流比R 恒回流比间歇精馏时馏出液组成和釜液具有对 应的关系，计算以操作初态为基准，此时釜液组成 为xF,最初的馏出液组成为xD1（此值高于馏出液平均组成，由
操作参数
上升蒸汽流率
稳定的上升蒸汽流率，才会有稳定的理论塔板数;
在保证精馏塔具有足够理论塔板数的前提下，上升蒸汽
流率愈大，则相同回流比下产品馏出速率愈大，过程操
作时间愈短。
间歇精馏计算
一般包括：
产品量 产品浓度
操作时间
产品收率
特点：（1）动态过程，状态参数随时间持续变化； （2）物料衡算必须用微分方程组，较复杂。 方法：（1）简化算法（设备参数和操作参数的粗略估算时用） （2）严格算法（核算或过程模拟研究时用）
(1) ( 2)
— 产品i的产品量和产品浓度。
P2 x
(2) D2
W，xw——返回塔釜“重蒸”的过度馏分 的总产量和浓度
产品收率的计算
（2）产品收率
一次收率
反映塔设备的分离能力， 不考虑过渡馏分的“重蒸”，称一次收率； 其值随被分离物系相对 挥发度的不同而异，一 考虑过渡馏分的“重蒸”，总收率。 般可达60~80%
V Vh
间歇精馏新研究进展
图2.3 中间罐间歇精馏塔
中间储罐间歇精馏塔的特点在于：
进料点位于塔中间的合适位置，再沸器的持液量要保持最 小
进料点处的持液被循环到中间储罐，因此中间储罐中的液 体浓度接近于进料处的液体浓度
产品或中间馏分可以同时从塔顶和塔底采出，缩短了操作 时间
适用于分离热敏性物料，该塔形吸收了提馏式间歇精馏塔 的特点，塔釜存料量少，物料只在蒸发中受热，而后存于 塔中段的储罐，存料温度低。
1.3间歇精馏的应用
由于间歇精馏具有设备简单、一塔多用、操作灵活的 优点，同时还能根据分离任务以满足高沸点、高纯度、高 凝固点和热敏物料等特殊过程的要求的特点，某些场合宜 采用间歇精馏操作。
例如：精馏的原料液是分批生产得到的，这是分离过 程也要分批进行；在实验室或科研室的精馏操作一般处理 量较少，且原料的品种、组成及分离程度经常变化，则采 用间歇精馏，更为灵活方便；多组分混合液的初步分离， 要求获得不同馏分（组成范围）的产品，这是也可采用间 歇精馏。
多罐间歇精馏塔与传统的间歇精馏塔相比,主要有以下2个特点：
多罐间歇精馏塔一般在全回流的条件进行操作,当所有罐 内的组分纯度都达到要求时,停止操作,所以整个过程操作 简单,不需要进行产品的切换
由于多罐间歇精馏塔操作的多效性,所需能量较少[7]
2.5等压串联双塔操作
等压串联双塔间歇精馏是由两个等压的间歇精馏塔串联集 成的操作过程[13]，能获得相当于两个塔理论板数相加的 分离效率，但各塔塔釜的压力却与串联前一样，均保持串 联以前的值，因而对于难分离物系，特别是沸点差较小的 热敏性物料分离具有独特的优越性。装置见图2.5
新型精馏技术
1 反应精馏反应精馏作为一种新型特殊精馏，因其具有独特的优势而在化学工业中日益受到重视。
由于反应段固体催化剂的选择及装填方式对该工艺起关键作用，故国内外在注重工艺开发的同时，也需要在催化剂及填料上多做研究，以取得更大突破。
目前，反应精馏技术已在多个领域实现了产业化，对某些新领域的开发也取得了一定进展。
随着节能和环保要求日益提高，该技术与先进的计算机模拟软件相结合，在未来几十年将会发挥更大作用，同时会有更好的发展。
1.1 反应精馏技术基本原理反应精馏是在进行反应的同时用精馏方法分离出产物的过程。
其基本原理为；对于可逆反应，当某一产物的挥发度大于反应物时，如果将产物从液相中蒸出，则可破坏原有的平衡，使反应继续向生成物的方向进行，因而可提高单程转化率，在一定程度上变可逆反应为不可逆反应。
1.2 反应精馏技术特点(1) 反应和精馏在同一设备中进行，简化了流程，使设备费和操作费同时下降。
(2) 对于放热反应过程，反应热全部提供为精馏过程所需热量的一部分，节省了能耗。
(3) 对于可逆反应过程中，由于产物的不断分离，可使系统远离平衡状态，增大过程的转化率。
可使最终转化率大大超过平衡转化率，减轻后续分离工序的负荷。
(4) 对于目的产物具有关二次副反应的情形，通过某一反应物的不断分离，从而抑制了副反应，提高了选择性。
(5) 在反应精馏塔内，各反应物的浓度不同于进料浓度。
因此，进料可按反应配比要求，而塔板上造成某种反应物的过量，可使反应后期的反应速度大大提高、同时又达到完全反应；或造成主副反应速率的差异，达到较高的选择性。
这样，对于传统工艺中某些反应物过量从而需要分离回收的情况，能使原料消耗和能量消耗得到较大节省。
(6) 在反应精馏塔内，各组份的浓度分布主要由相对挥发度决定，与进料组成关系不大，因而反应精馏塔可采用低纯度的原料作为进料。
这一特点可使某些系统内循环物流不经分离提纯直接得到利用。
(7) 有时反应物的存在能改变系统各组份的相对挥发度，或绕过其共沸组成，实现沸点相近或具有恒沸组成的混合物之间的完全分离。
第一章间歇精馏和反应精馏
?一个由蒸馏釜和冷凝器构成的简单间
dB yi
歇蒸馏过程。液体混合物在蒸馏釜中
慢慢沸腾，气体在逸出瞬间立即移出，
B xi
由于一般情况下汽相组成与液相组成
不同，故随蒸馏过程的进行，釜中剩余液体的组成连续 变化。与此同时，蒸馏釜的温度，即釜中剩余液体的泡 点温度也连续变化。用于描述间歇蒸馏釜中剩余液体组 成随时间的变化的曲线称之为剩余曲线。曲线指向时间 增长的方向，从较低沸点状态到较高沸点状态。
61.8℃
53.9℃
精馏曲线 剩余曲线
65.5℃
57.6℃
? 该物系有两个二元 最低共沸物，一个二 元最高共沸物和一个
三元鞍形共沸物。
? 有四条精馏边界。
甲醇
64.5℃
55.3 ℃ 丙酮
56.1℃
16
精馏曲线和剩余曲线
? 精馏曲线是在全回流下液相连续变化曲线，但是
对于精馏操作有理论板，每一板上气液平衡时组
? 如果进料组成处于 1 区，通过精馏可得到接近 AB 二元最低共沸物的馏出液和由 A ， C 混合物构成 的釜液；或者塔釜得到纯 C ，而馏出液为 A ， B ，
C 混合物。
8
? 因此，在有蒸馏边界存在情况下，仅靠纯组分的 沸点、共沸点以及规定馏出液 /釜液的物质的量
比难以预测产品的组成。
9
1.1.1 剩余曲线
10
剩余曲线的计算方法
? 已知三元混合物起始组成 x i和操作压力 p
根据：
K ? ? i Pi s P
yi ? Kx
? 可得到 y i
? 用欧拉算法 ，即用向前差商来近似代替导数
算出xi 、yi 在一定步长下变化数值。
? 作图可得该物系剩余曲线。
反应精馏
反应精馏摘要反应精馏是一种将反应过程和精馏过程结合在一起，且在同一个设备内进行的藕合过程。
根据投料操作方式，反应精馏可以分为连续反应精馏和间歇反应精馏。
具有选择性高，能耗低操作费用低、投资少，温度易于控制，回收率高等优点。
反应精馏技术已在醚化、加氢、烷基化、醋化、醋交换、皂化、水解、卤化、胺化、乙酞化、硝化及脱水等反应中得到了应用。
关键字反应精馏精馏反应挥发度Abstract Reaction distillation is a reaction process and distillation process together, and in the same equipment in the coupling process. According to feed operation mode, the reaction distillation can be divided into continuous reaction rectification and intermittent reaction distillation. Selective high，Low energy consumption lower operation cost, less investment, easy temperature control, High efficiency advantages .Reaction distillation technique has set up a file in the etherification, hydrogenation and alkylation, vinegar, exchange, saponification of vinegar, hydrolysis, and halogenating, amination, b exception, nitrification，dehydration and so on reactions applications.Key words reaction distillation distillation reaction volatility前言化工生产中，反应和分离两种操作通常分别在两类单独的设备中进行。
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— 产品i的产品量和产品浓度。
P2 x
(2) D2
W，xw——返回塔釜“重蒸”的过度馏分 的总产量和浓度
产品收率的计算
（2）产品收率
一次收率
反映塔设备的分离能力， 不考虑过渡馏分的“重蒸”，称一次收率； 其值随被分离物系相对 挥发度的不同而异，一 考虑过渡馏分的“重蒸”，总收率。 般可达60~80%
间歇精馏和特殊精馏
郑州大学化工学院周彩荣
意 义
蒸馏技术 在化学工业应用十分广泛
用于间歇精馏（包括间歇共沸精馏和间歇萃取精馏） 的应用涵盖了精细化工产品的分离和溶剂回收；
中药生产中植物挥发油的提取和精制主要采用水蒸 气蒸馏
水蒸气蒸馏能在远低于沸点的温度下实现分离，被 广泛地用于高沸点、热敏性药物和生物活性物质的 提取和分离。
V Vh
馏出液组成恒定时的间歇精馏
1.确定理论塔板层数
由于操作终了时釜液组成xwe最低，所要求的分离程度 最高，故需要的理论板层数应按精馏最终阶段进行计算。
（1）计算最小回流比Rmin和确定适宜回流比R
Rmin xD yWe yWe xWe
R (1.1 ~ 2) Rmin xD — 馏出液组成； xWe — 釜残液组成； yWe — 与xWe 呈平衡的汽相组成，摩 尔分数.
xF dxW F ln xwe x x We D w
式中
We—与釜液组成xwe相对应的釜液量，kmol。
2. 确定操作参数
馏出液平均组成xDm的核算
xD1假设是否合适，应以整个精馏过程所得的xDm是
否满足分离要求为准。当按一批操作物料衡算求得 xDm等于或稍大于规定值时，则上述正确。 与精馏计算相似
适用于难挥发组分为目标产品或难挥发组分为热敏性物
质的情况。
影响分离的主要因素
设备性能，如塔分离效率的高低
操作过程中的控制调节
主要因素：
物性参数（相对挥发度） 设备参数（理论塔板数、持液量） 操作参数（回流比、塔压、蒸发速率）
物性参数
相对挥发度：反映混合物分离的难易程度的物理参数。 Ki yi / xi 对多组分混合物 ij K j yj / xj
2.确定有关操作参数
每批精馏所需的时间 设在 d 时间内，溶液的汽化量为dV,馏出液量为dD，瞬间的回流 比为R，根据恒摩尔流则有：
dV R 1dD
一批操作中任一瞬间前馏出液量D可由物料衡算得到（忽略塔 内持液量），即：
x F xw DF x D xw dV F ( xF xD )
P1 , x
p1
(1) D
P2 , x D
W1 p2
( 2)
F, xF
W1 , x
（1）物料衡算 对二元体系
(1) w
F P P2 1 (1) (2) FxF 1 P x D1 P2 x D1 1
FxF2 P x 1
(1) D2
F , xF 1 , xF 2 — 投料量和投料浓度； Pi , x Di，x Di
适用范围
化学合成药物、天然 药物的分离提纯；非 共沸物溶剂的回收
应用举例
间歇精馏
间歇共沸精馏 间歇萃取精馏 水蒸气蒸馏
抗肿瘤药榄香烯 的分离提纯
乙醇、丁醇、乙 酸乙酯等溶剂的 回收 植物药丁香酚的 提取 天然维生素E的 提取
共沸物溶剂回收
植物挥发油的提取或 挥发油组分间的分离 高沸点、热敏性药物 和生物活性物质的提 取和分离
V
xF xD dD F dxw 2 ( x D xw ) R 1 dxw 2 ( x D xw )
xF
积分上式得到对应釜液组成xw时的汽化总量为：
V dV F ( xD xF )
0
x we
R 1 dxw 2 ( x D xw )
产品收率的计算
间歇精馏过程存在过渡馏分，这部分馏分需要在下一 批加料时返回塔釜“重蒸”。
若A-B间吸引力小于相同分子间A-A和B-B间吸引力时，产生正偏差，
γ i>1,偏差愈大，可能产生共沸点（最低T）
若A-B间吸引力与相同分子间A-A和B-B间吸引力相同时，符合拉乌定律，
γ i=1。
若A-B间吸引力大于相同分子间A-A和B-B间吸引力时，产生负偏差，
γ i<1,偏差愈大，可能产生共沸点（最高T）
总物料衡算 易挥发组分衡算 联立二式
D F W DxD FxF Wx W xDm FxF Wx W F W
2. 确定操作参数
每批精馏所需时间
因回流比恒定，故一批操作的汽化量V可按下式计算
V ( R 1) D
每批精馏所需操作时间
式中：Vh — 汽化速率，kmol / h; 通过塔釜的传热速率及混合液的潜热计算
共沸点：
1
ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ
xA y A
xB y B
间歇共沸精馏
1.便于回收重复使用 ； 乙醇-水（E-W）混合物和足够量的共沸剂（B）一次性加入塔釜，在精 2.共沸剂用量要小，节约能耗； 选择共沸剂 原则 馏前期，首先从塔顶馏出三元共沸物（B-E-W）、二元共沸物（B-E） 3.应易于回收，廉价，低毒，热稳 定性好，腐蚀性小等 和二元共沸物（B-W）的混合物，三种共沸物的比例与塔的分离效率和 回流比有关，在分层器里分相，上层液富含苯回流进塔，下层液富含水 1.共沸精馏阶段； 1.蒸出共沸物 则吸入水接罐。当塔内水蒸净时，塔顶开始馏出无水乙醇，通过阀门切 2.共沸剂回收阶段。 2.蒸出共沸剂 换收入乙醇产品接收罐。当乙醇产品蒸净后，则进行共沸剂回收操作， 3.蒸出产品 即将水接收罐中的苯、乙醇、水混合返回釜中，从塔顶蒸出苯和乙醇的 以苯为共沸剂分离乙醇-水混合物为例 混合物（B-E）并收入苯罐备用。塔釜内最终剩下水，排走后则过程结 束。 苯层（富含苯） 水层（富含水）
设计者假定）
Rmin
xD1 y F y F xF
R (1.1 ~ 2) Rmin
1.确定理论塔板层数
(2) 图解法求理论板层数 在x-y图上，由xD1、xF、R即可图解得出。
2. 确定操作参数
确定操作过程中各瞬间的xD和xw的关系
2. 确定操作参数
确定操作过程中xD或xw与釜液量、馏出液量D间 的关系
(2) 图解法求理论板层数 在x-y图上，由xD、xwe、Re即可图解得出。
2.确定有关操作参数
确定xw和R的关系
因操作开始时，釜液组成
为原料液组成，易挥发组 分含量较高，故操作初期 可采用较小的回流比。 若已知精馏过程某一时刻 下釜液组成xw1，对应的R 可采用视察作图的方法求 得。即先假设一R，然后在 x-y图上图解求理论板层数。 若梯级数与给定的理论板 层数相等，则R即为所求， 否则重设R值，直到满足要 求为止。
xc 1 xB ln 1 x x c B N ln
N — 塔的总理论板数； xB — 平衡时塔釜含量； xc — 平衡时塔顶含量；
— 相对挥发度。
（2）持液量
当间歇精馏塔工作时，除了塔釜内存在被分离物料外， 塔板上（或填料层内）、塔顶冷凝器内以及回流系统 均存在一定量的持液。 间歇精馏是动态过程 ，各点组成随时间持续变化，各 部分持液对组成变化具有阻滞和延缓作用。（这点与 连续精馏不同）
两种基本方式：精馏式（常用），提馏式
产 品
过 渡 馏 分
产 品
精馏式
完整的间歇精馏操作过程：加 料，升温和平衡（全回流）、 产品采出、釜残液排放等.
1
2
提馏式
产 品
中 间 馏 分
产 品
1
2
提馏式间歇精馏：
被分离物料存于与塔顶相连的贮罐中，塔顶冷凝液直接
流入贮料罐，罐中液体由泵输送从塔顶以回流方式进入 塔内，产品从塔底采出。各组分的产品从高到低的顺序 逐一馏出。
xD D e x0 B0
B0为初始投料量，D为产品量，x0 为初始投料含量，xD为产品平均含 量 总收率
当间歇精馏塔经过若干批操作， 每批返回塔釜”重蒸”的过渡馏分趋于 恒定的前提，投入物料仅计入新鲜加料， 成品是计入了返回塔釜“重蒸”的过渡 馏分量的总产出量。综合考虑了塔设备 的分离能力，更接近于实际情况，其值 一般为85~95%
操作参数
回流比
重要参数，直接决定产品纯度、收率、操作时间及过渡馏分
量。
（1）恒定回流比操作
对于每一种产品馏分，只要回流比选择适当，则采出过程中前期得
到的馏出物浓度比规定值高，后期得到的馏出物浓度比规定值高， 后期得到的馏出物浓度比规定值低。
（2）恒塔顶浓度变回流比操作
回流比始终处于变化中，操作难以准确控制。
分子蒸馏
2.1 间歇精馏
定义及特点 间歇精馏是将待分离混合物一次性投料后精 馏获得各纯组分产品的过程。 特点：
（1）可采用单塔分离多组分混合物，获得各纯组分的 产品； （2）一塔多用； （3）适用于特殊场合，如真空、高凝固点、高纯度、 热敏性等； （4）设备简单，操作灵活，投资少。
流程和操作
由于塔内持液，使得沿塔身建立浓度梯度的过程需要一定时间。持
液量越大，开工时间越长。
分离难度加大。（因开始馏出时，塔顶、塔身持液占有浓缩的易挥
发组分，使釜液浓度比无持液情况降低，获得同样纯度产品所需浓 缩倍数增加）
产生“非轮效应”。使过渡馏分分段操作时间加长，过渡馏分量增
加。
操作参数
操作参数
上升蒸汽流率