6-6 理论板数和操作线方程
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理论塔板数的计算
2、方法： 从塔顶到塔底计算。
精馏段：
xDy1 平 衡 x1操 作 y2 平 衡 x2L xn xq
当xn ＜xq时，q为加料板，因q点为两点操 作线交点，加料板为提馏段一块板，所以精馏 段理论板数为（n-1）块板。
提馏段：（改用提馏段操作线）
xn x1' （加料板下流液相组成）
例、在一常压连续精馏塔内分离苯-甲苯混合 物，已知进料液流量为80kmol/h，料液中苯含 量40%（摩尔分率，下同），泡点进料，塔顶 流出液含苯90%，要求苯回收率不低于90%， 塔顶为全凝器，泡点回流，回流比取2，在操作 条件下，物系的相对挥发度为2.47。
求：分别用逐板计算法和图解法计算所需的 理论板数。
2）以上理论板数是用泡点进料的情况所得，则 xq=xF，如果不是泡点进料，这时xq≠xF，我们要 把两条操作线交点q坐标求出，当x≤xq，即为加 料板。
3）塔顶采用分凝器：
塔顶分凝器相当于第一块理论板（进一个 气相，出一个气相和一个液相）；塔内第一块 板就成为第二块板。
D，yD V, y1
L, xL（2）相平衡方程 Nhomakorabea可写成：
x(y1)y2.47 y1.47 y
解： （1） 根据苯的回收率计算塔顶产品流量：
DFxF0.98 00.43k2m /hol
xD
0.9
由物料恒算计算塔底产品的流量和组成：
W F D 8 0 3 2 4 8 k m o l / h
x W F x F W D x D 8 0 0 .4 4 8 3 2 0 .9 0 .0 6 6 7
其中过q点的梯级为加料板，最后一个梯级 为再沸器。
塔内总共需要（m+n-2）块理论板。
理论板数
图解法虽与逐板计算法的依据相同，但较为简便，且直观，便于对过程进行分析比较，但计算的精确度较差， 尤其是对于相对挥发度较小而所需理论塔板数较多的场合更是如此。
简捷算法
简捷算法
吉利兰(Gilliland)关联图 前面讲到回流比的两个极限：Rmin与全回流，与此对应，回流比为Rmin时所需的理论板数为无穷多，全回 流时所需的理论板数Nmin为最少，实际回流比R在Rmin与无穷大之间．理论板数N在Nmin与无穷多之间。 根据对物系的分离要求，用前述方法很容易计算出Rmin和Nmin，困难在于如何按照选定的回流比R，求算所 需的理论塔板数N。通过对R，N，Rmin和Nmin之间关系的广泛研究，得出表示上述4个参数的相互关联图(图 3.33)，此图称为吉利兰图。图中N与Nmin为不包括再沸器的理论板数。 应用吉利兰图可以简便地计算出精馏所需的理论板数，这种方法称为简捷法。它的另一个优点是也可以用于 多组分精馏的计算。这种方法的误差较大，一般只能对所需理论板数作大致的估计，因为简便，所以在初步设计 或进行粗略估算时常常使用。 简捷法求理论塔板数的步骤 1.根据物系性质及分离要求，求出Rmin，选择合适的R。 2.求出全回流下所需理论板数Nmin。对于接近理想体系的混合物，可以应用芬斯克方程计算。 3.
计算理论塔板数的方法有逐板计算法、图解法和芬斯克公式一吉利兰图的方法有时又称（简捷算法），这几 种方法目前都得到普遍的应用。
计算方法
逐板计算法
图解法
逐板计算法
逐板计算法的依据是气液平衡关系式和操作线方程。该方法是从塔顶或者塔底开始，交替利用平衡关系式和 操作线方程。逐级推算气液相的组成来确定理论塔板数。
理论板数
化工术语
01 介绍
03 简捷算法
目录
简捷算法
简捷算法
吉利兰(Gilliland)关联图 前面讲到回流比的两个极限：Rmin与全回流，与此对应，回流比为Rmin时所需的理论板数为无穷多，全回 流时所需的理论板数Nmin为最少，实际回流比R在Rmin与无穷大之间．理论板数N在Nmin与无穷多之间。 根据对物系的分离要求，用前述方法很容易计算出Rmin和Nmin，困难在于如何按照选定的回流比R，求算所 需的理论塔板数N。通过对R，N，Rmin和Nmin之间关系的广泛研究，得出表示上述4个参数的相互关联图(图 3.33)，此图称为吉利兰图。图中N与Nmin为不包括再沸器的理论板数。 应用吉利兰图可以简便地计算出精馏所需的理论板数，这种方法称为简捷法。它的另一个优点是也可以用于 多组分精馏的计算。这种方法的误差较大，一般只能对所需理论板数作大致的估计，因为简便，所以在初步设计 或进行粗略估算时常常使用。 简捷法求理论塔板数的步骤 1.根据物系性质及分离要求，求出Rmin，选择合适的R。 2.求出全回流下所需理论板数Nmin。对于接近理想体系的混合物，可以应用芬斯克方程计算。 3.
计算理论塔板数的方法有逐板计算法、图解法和芬斯克公式一吉利兰图的方法有时又称（简捷算法），这几 种方法目前都得到普遍的应用。
计算方法
逐板计算法
图解法
逐板计算法
逐板计算法的依据是气液平衡关系式和操作线方程。该方法是从塔顶或者塔底开始，交替利用平衡关系式和 操作线方程。逐级推算气液相的组成来确定理论塔板数。
理论板数
化工术语
01 介绍
03 简捷算法
目录
理论板数的计算
泡点进料，最小回流比： 全塔理论板数
Rmin 1 x D (1 x D ) 1 0.98 2.5( 1 0.98 ) 1.237 1 xF 1 x F 2.5 1 0 . 501 1 0 . 501
R-Rmin 4 1.237 0.553 R1 41
对第二层理论板： y2 K 2 x2
1 2 F, xF
y1 L, xD y1 y2 x1 x2
全凝器
D, xD
R x 第二与第三层之间的气液相 y3 x2 D R1 R1 浓度满足操作关系：
……直至xn≤xq，换操作线方程
yN-2
N-2
m
平衡 作线 平衡 作现 x D y1 相 x1 操 y2 相 x2 操 y2 xn
双组分溶液 略去下标A、B N min
x D 1 xW lg 1 x x D W lg
芬斯克方程
理论板数的简捷算法 在精馏塔设计中，利用 Rmin 和Nmin 估算所需的理论塔板数。 吉利兰 (Gilliland) 关联图 用8个物系，由逐板计算 结果绘制。 精馏条件： 组分数目=2~11
yA xA y x B n1 B n
xA xA yA 离开第 1 块板的汽液平衡为： y 1 x x B 1 B 1 B D yA yA y 1 y B 1 B 2 yA xA 1 2 y x B 1 B 2 yA yA y 1 2 y B B 1 3
yN-2
N-2
Rmin 1 x D (1 x D ) 1 0.98 2.5( 1 0.98 ) 1.237 1 xF 1 x F 2.5 1 0 . 501 1 0 . 501
R-Rmin 4 1.237 0.553 R1 41
对第二层理论板： y2 K 2 x2
1 2 F, xF
y1 L, xD y1 y2 x1 x2
全凝器
D, xD
R x 第二与第三层之间的气液相 y3 x2 D R1 R1 浓度满足操作关系：
……直至xn≤xq，换操作线方程
yN-2
N-2
m
平衡 作线 平衡 作现 x D y1 相 x1 操 y2 相 x2 操 y2 xn
双组分溶液 略去下标A、B N min
x D 1 xW lg 1 x x D W lg
芬斯克方程
理论板数的简捷算法 在精馏塔设计中，利用 Rmin 和Nmin 估算所需的理论塔板数。 吉利兰 (Gilliland) 关联图 用8个物系，由逐板计算 结果绘制。 精馏条件： 组分数目=2~11
yA xA y x B n1 B n
xA xA yA 离开第 1 块板的汽液平衡为： y 1 x x B 1 B 1 B D yA yA y 1 y B 1 B 2 yA xA 1 2 y x B 1 B 2 yA yA y 1 2 y B B 1 3
yN-2
N-2
7-4 理论塔板数的计算、进料热状况参数q
整理，得 F (H m,V H m,F ) L L (H m,V H m,L )
L L Hm,V Hm,F
F
Hm,V Hm,L
令q Hm,V Hm,F Hm,V Hm,L
使原料从进料状况变为 饱和蒸汽的摩尔焓变 原料由饱和液体变为饱 和蒸汽的摩尔焓变
化工原理----精馏
L L Hm,V Hm,F q
作业
化工原理----精馏
x x2 x1 xD 1
化工原理----精馏
讨论（图解法）
♫ 优点：简明清晰，便于分析影响因素 ♫ 缺点：计算不够精确
化工原理----精馏
♫（2）梯级的意义
n-1 Xn-1
n xn
n+1
yn-1 yn yn+1
yn yn+1
Xn+1
xn
Xn-1
梯级跨度越大（操作线与平衡线的偏离程度越大），表 示每块理论板的增浓程度越高，则所需理论板数越少。
F
Hm,V Hm,L
L L qF
由上式和进料板 V V (1 q)F
物料衡算，得
q
液化分数
通式
化工原理----精馏
☼2、各种进料热状况下的q值
♫（1）过冷液体进料 q＞1
LV F
♫（2）饱和液体进料 q =1
LV F
L V
过冷液体进料
L V
饱和液体进料
化工原理----精馏
♫（3）汽液混合进料 0＜q＜1
V
♫（4）饱和蒸汽进料 q=0
F
♫（5）过热蒸汽进料 q＜0
L V
过热蒸汽进料
化工原理----精馏
小结
☼ 1、逐板计算法求理论塔板数 ☼ 2、用图解法求理论塔板数
L L Hm,V Hm,F
F
Hm,V Hm,L
令q Hm,V Hm,F Hm,V Hm,L
使原料从进料状况变为 饱和蒸汽的摩尔焓变 原料由饱和液体变为饱 和蒸汽的摩尔焓变
化工原理----精馏
L L Hm,V Hm,F q
作业
化工原理----精馏
x x2 x1 xD 1
化工原理----精馏
讨论（图解法）
♫ 优点：简明清晰，便于分析影响因素 ♫ 缺点：计算不够精确
化工原理----精馏
♫（2）梯级的意义
n-1 Xn-1
n xn
n+1
yn-1 yn yn+1
yn yn+1
Xn+1
xn
Xn-1
梯级跨度越大（操作线与平衡线的偏离程度越大），表 示每块理论板的增浓程度越高，则所需理论板数越少。
F
Hm,V Hm,L
L L qF
由上式和进料板 V V (1 q)F
物料衡算，得
q
液化分数
通式
化工原理----精馏
☼2、各种进料热状况下的q值
♫（1）过冷液体进料 q＞1
LV F
♫（2）饱和液体进料 q =1
LV F
L V
过冷液体进料
L V
饱和液体进料
化工原理----精馏
♫（3）汽液混合进料 0＜q＜1
V
♫（4）饱和蒸汽进料 q=0
F
♫（5）过热蒸汽进料 q＜0
L V
过热蒸汽进料
化工原理----精馏
小结
☼ 1、逐板计算法求理论塔板数 ☼ 2、用图解法求理论塔板数
理论塔板数的计算
yW与xW不平衡：
yW xW
V
L
yW
W, xW
xW 图6-37 塔底不平衡蒸发器流程图
6.7.3 图解法
应用逐板计算法求精馏塔所需理论板数的 过程，可以在y-x图上用图解法进行。 一、具体求解步骤如下： 1、相平衡曲线：
x y 1 ( 1) x
（6-10）
在直角坐标系中绘出待分离的双组分物系yx图，如图6－38。
xD R 2 0.9 yn 1 xn xn R 1 R 1 2 1 2 1 0.667 xn 0.3
（1 ）
提馏段操作线方程：
L ' L qF L F RD F 2 32 80 144kmol / h
D，yD V, y1
L, xL
D, xD
图6-36 分凝器流程图
因为第一个分凝器实现了一次气液平衡， 理论上相当于一块理论板（进一个气相，出一 个气相和一个液相）。 yD与xL平衡：
y D xD
4）塔底不相当于一块理论板；进入再沸器一个 液相，出一个气相，这在理论上没有实现气-液 平衡，所以不相当于一块理论板。
6.7.
理论塔板数的计算
6.7.1 理论塔板数计算的依据 6.7.2 逐板计算法 6.7.3 图解法 6.7.4 理论板数的简捷计算
本节学习要点： 1、掌握逐板计算法和图解法求理论塔板数。 2、使用逐板计算法和图解法求取理论塔板数， 都要及时更换操作线方程。
6.7.1 理论塔板数计算的依据
F、xF、q、xD、xW、R、（D、W可计算 出来），这些参数是研究理论板的最重要的前 提条件；
D
F xF
xD
0.9 80 0.4 32kmol/ h 0.9
理论塔板数的计算
理论塔板数的计算一、逐板计算法精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： 相平衡方程： 或第一板：第二板：…… 第m 板：第m+1板： (1)11+++=+R x x R R y D n n w m m x R f x R R f y 1111+--++=+nn n x x y )1(1-+=ααnn n y y x )1(--=ααD, V, L, xD F,xx y m m-逐板计算示意图 111)1(y y x --=ααDx y =11112+++=R x x R R y D 222)1(y y x --=αα111+++=-R x x R R y D m m F m m m x y y x ≤--=)1(αα第m 板为进料111)1(+++--=m m m y y x ααw m m x R f x R R f y 1111+--++=+第N 板：在计算过程中, 每使用一次平衡关系, 表示需要一层理论板. 由于一般再沸器相当于一层理论板.结果: 塔内共有理论板N 块, 第N 板为再沸器, 其中精馏段m-1块, 提馏段N-m+1块 (包括再沸器), 第m 板为进料板。
二、图解法图解法求理论板层数的基本原理与逐板计算法的完全相同,只不过是用平衡曲线和操作线分别代替平衡方程和操作线方程,用简便的图解法代替繁杂的计算而已。
1、操作线的作法首先根据相平衡数据, 在直角坐标上绘出待分离混合物的x-y 平衡曲线, 并作出对角线.W NN N x y y x ≤--=)1(ααw N N x R f x R R f y 1111+--++=-在x=xD 处作铅垂线, 与对角线交于点a, 再由精馏段操作线的截距xD /(R+1) 值, 在y 轴上定出点b, 联ab. ab为精馏段操作线.在x=xF 处作铅垂线, 与精馏段操作线ab交于点d.在x=xW 处作铅垂线, 与对角线交于点c, 联cd. cd为提留段操作线.2、求N 的步骤自对角线上a点始, 在平衡线与精馏段操作线间绘出水平线及铅垂线组成的梯级.当梯级跨过两操作线交点d 时, 则改在平衡线与提馏操作线间作梯级, 直至某梯级的垂直线达到或小于xw为止.每一个梯级代表一层理论板. 梯级总数即为所需理论板数.3、梯级含义：如第一梯级:由a点作水平线与平衡线交于点1(y1, x1), 相当于用平衡关系由y1求得x1；再自点1作垂线与精馏段操作线相交, 交点坐标为(y2, x1), 即相当于用操作线关系由x1求得y2。
精馏3_4_5_6
理想溶液，α 变化不大， α =α 1 = α 2 = … = α W = 1W
(
xA xB
)
D
N
1
(
xA xB
)W
2019/11/21
28
以最少理论板数Nmin代替N：
(
x x
A B
)
D
N min
1
(
xA xB
)W
yn = R/(R+1)xn－1+xd/(R+1)=xn－1 ym = L’/(L’－W)xm－1－W/(L’－W)xw=xm－1
全回流时，操作线为对角线，推动力最大， 所需理论板最少，称最少理论板数。
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24 &
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25
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全回流时，同一
截面上相遇气液 两相组成相等。
联立解得：
'
L L IV IF
IV IL
F 2019/11/21
IV、IL、IF分别代表饱
和蒸汽、饱和液体及 进料液的热焓 （kJ/kmol）
9
定义F
LV
(q-1)F
q
IV IF IV IL
L
L'
V
L
F
F显然料L，的q热反V状映态了。进
q 每饱千饱q和含摩和q义蒸>尔1蒸q汽进L＝汽'的料的V提焓'L汽焓馏①F化饱V段为原q=和1F饱料 液液L和液'流体②蒸F的进量的汽焓-料焓q所F 精q量需 =0V~ 1q馏的F 热段L' 量V液' 流量
由q定义及物＝料进衡进算料料可中的推V摩液出' 尔 ：体L汽’量=化L占+热qLF总'，进V' 料V’=量V-的(1-q分)F率
化工原理下1.4 理论板计算(逐板、图解
前提：F、xF, , q ，xD, xW不变
精馏段塔径 设备费
V (R 1)D
冷凝器规模 设备费
冷却剂用量 操作费 总
R V / V (1 q)F
提馏段塔径 再沸器规模
设备费 设备费
费 用
理论板数 加热蒸汽用量 操作费 ？
塔板效率基本不变 实际塔板数 设备费
适宜回流比的选择
费用
(对于全凝器）
x1 (1) y2
x
/ 2
(3) x2(1) y3 xn xF
yW
xm/
W xW
(对于 x1/ xn (2)
y
/ 2
( 3 )
x2/
泡进点料) (2) y3/ xm/ xW
N = n + m – 1 (包括塔釜)2
不同形式冷凝器的区别
采用分凝器有什么作用？
一是为了得到气相产品（在生产流程中常 作为下一个设备的气相进料）；
二是为了除去比塔顶产品沸点低的组分， 此时塔顶产品就应是经分凝器后的液相产品。
此外，采用分凝器还可合理利用热能。
4
2.图解法 二、梯级图解法
梯级图解法又称麦克布—蒂利法，简称M—T法。
1）操作线的作法
5
❖ 精馏段操作线方程特点
yn1 xn
17
(2)最少理论板层数
一、全回流和最小回流比
R 越大 NT 越少
R1 R2
R3
xW
xF
xD
回流比与理论板层数的关系
一、全回流和最小回流比
回流比愈大，完成一定的分离任务所需的理 论板层数愈少。当回流比为无限大，两操作线与 对角线重合，此时，操作线距平衡线最远，气液 两相间的传质推动力最大，因此所需理论板层数
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1、理论板
离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上的液相
组成也可视为均匀的。
2、操作关系
yn+1与xn之间的关系
3、恒摩尔汽化 V1 = V2 = ...... = Vn = V
V1′ = V2′ = ......Vm′ = V ′
2009-11-10
4、恒摩尔溢流
L1 = L2 = ...... = Ln = L
= 120 × 0.8 −100 × 0.6 3 × 120
= 0.1
对原料液组成为xF2的下一股进料，其加料板以下塔段的 操作线方程与无侧线塔的提馏段操作线方程相同
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L′ = L + F1 + F2
V ′ = L′ − W = L + F1 + F2 − W
ym′ +1
=
L + qF L + qF −W
xm′
−
W L + qF
−W
xw
=
L′ V′
xm′
−
W V′
xw
各段操作线交点的轨迹方程分别为：
y = q1 x − xF1 q1 − 1 q1 − 1
y = q2 x − xF 2 q2 −1 q2 −1
2009-11-10
2009-11-10
• 理论板层数为9 • 自塔顶往下的第5层 为原料F1的加料板 •自塔顶往下的第8层为 原料F2的加料板
解： （1）产品量
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xF
=
41/ 78 41/ 78 + 59 / 92
= 0.4504
xD
=
97.5 / 78 97.5 / 78 + 2.5 / 92
=
0.9787
xw
=
1.8 / 78 1.8 / 78 + 98.2 / 92
= 0.0212
M F = 0.4504 × 78 + (1− 0.4504) × 92 = 85.69kg / kmol
2、精馏段操作线方程
2009-11-10
对总物料：
V =L+D
对易挥发组分：
Vyn+1 = Lxn + DxD
yn+1
=
L
L +D
xn
+
L
D +D
xD
=
R R+
1
xn
+
1 R+
1
xD
——精馏段操作线方程
R= L D
——回流比
2009-11-10
3、提馏段操作线方程
2009-11-10
对总物料：
= 0 ~1
L′ = L + qF V ′ = V + (q −1)F
（5）过热蒸汽进料
iF > iV
q<0
L′ = L −V ′′
V = V ′ + F + V ′′
对于饱和液体、汽液混合物及饱和蒸汽三种进料而言，q
值就等于进料中的液相分率。
2009-11-10
（3）q值与提馏段操作线方程
Q
q
=
总结： •塔段数（或操作线数）=塔的进出料数-1 •各段内上升蒸汽摩尔流量及下降液体摩尔流量分 别各自相同 •各段操作线首尾相接 •精馏段及提馏段操作线方程的形式与简单精馏塔 相同 •中间段的操作线方程应通过各段的物料衡算求得
2009-11-10
2009-11-10
分析： 求理论板层数 图解法
操作线 两股进料 三段？
解：
组成为xF1的原料液从塔较上部位的某加料板进入，该加 料板以上塔段的操作线方程式与无侧线塔的精馏段操作线方
程相同。
yn +1
=
R R +1
xn
+
1 R +1
xD
x D
= 0.8 = 0.267
R+1 2+1
c
xW
xF
xD
x
2009-11-10
c）q线方程
Vy = Lx + DxD － V ′y = L′x −Wxw
(V ′ −V ) y = (L′ − L)x − (DxD +Wxw) Q DxD + Wxw = FxF L′ − L = qF V ′ − V = (q −1)F
∴ y = q x − xF q −1 q −1
q = iV − iF = 0 iV − iL
L = L′ V ′ = V − F
（3）对于冷液进料
iF < iL
q = iV − iF iV − iL
>1
L′ = L + F + L′′ V ′ = V − L′′
2009-11-10
（4）汽液混合物进料
iL < iF < iV
q = iV − iF iV − iL
iV − iL
iV − iL
= 1+ iL − iF = 1 + 1775.4 = 1.225
iV − iL
7907.9
L′ = L + qF = 134.5 + 1.225 ×100 = 257kmol / h
V ′ = V + (q −1)F = 179.3 + (1.225 −1)×100= 201.8kmol / h
L1′ = L2′ = ...... = Lm′ = L′
5、恒摩尔流假设的条件
（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，热损失可以忽略。
2009-11-10
二、物料衡算和操作线
1、全塔物料衡算
对总物料：
F = D+W
对于易挥发组分：
第五章 蒸馏
Distillation
第三节 两组分连续精馏的
分析和计算
一、理论板及恒摩尔流 二、物料衡算和操作线 三、理论塔板层数的求法 四、几种特殊情况时理论板数 的求法 五、回流比的影响及其选择 六、理论板数的捷算法 七、实际塔板数、塔板效率 八、精馏装置的热量衡算
2009-11-10
一、理论板及恒摩尔流
FxF = DxD + WxW
2009-11-10
D = xF − xW F xD − xW
W =1− D
F
F
•当塔顶、塔底产品组成xD、xW及产品质量已规定，产品的 采出率D/F和W/F也随之确定，不能再自由选择； •当规定塔顶产品的产率和质量xD，则塔底产品的质量xW及 产率也随之确定而不能自由选择；
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因进料为饱和液体
∴V ′′ = V = (R +1)D, L′′ = L + F1
ys+1
=
L (R
+ F1 + 1) D
xs
+
DxD (R
− F1xF1 + 1) D
D如何求？
全塔物料衡算
总物料： F1 + F2 = D + W
易挥发组分： F1xF1 + F2 xF 2 = DxD + Wxw
(2)上升蒸汽量及回流量
精馏段：L = RD = 3× 44.8= 134.5kmol / h V = L + D = 134.5 + 44.83 = 179.3kmol / h
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(3)47℃进料时V ′、L′
将料液由47℃升温到93℃所需的热量为：
iV − iF = 85.69× 0.4504× (93 − 47) = 1775.4kcal / kmol
L′ − F
L
L′ = L + qF
Q F +V ′ + L = V + L′
V = V ′ − (q −1)F
提馏段操作线方程为：
ym′ +1
=
L + qF L + qF −W
xm′
−
W L + qF
−W
xw
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例：用一连续精馏装置在常压下，分离含苯41%（质 量%，下同）的苯-甲苯溶液。要求塔顶产品中含苯不低于 97.5%，塔底产品中含甲苯不低于98.2%，每小时处理的原 料量为8570kg。操作回流比为3，试计算： （1）塔顶及塔底的产品量； （2）精馏段上升蒸汽量及回流液量； （3）当原料于47℃进塔和蒸汽进塔时，提馏段上升蒸汽 量及回流液量 。 （苯的汽化潜热rA=93kcal/kg，甲苯的汽化潜热rB=87.5
继续加热
iV −iL = [93 + 0.30 × (99.5 − 93)]× 78 × 0.4504 + [0.45× (99.5 − 93)+ 87.5]× 92× (1− 0.4504)
= 3335.7 + 4572.2 = 7907.9kcal / kmol
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q = iV − iF = (iV − iL ) + (iL − iF )
•在规定分离要求时，应使 DxD ≤ FxF
•塔顶产品的组成应满足
xD
≤
FxF D
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塔顶易挥发组分回收率：易挥发组分从塔顶采出的量占全部 进料量中轻组分的百分数。
ηD
=
DxD FxF
×100%
塔底难挥发组分回收率：
ηW
= W (1− xW ) ×100% F (1− xF )