精馏塔理论塔板数计算
化工实验精馏实验单板效率计算
化工实验精馏实验单板效率计算精馏是一种重要的分离和纯化技术，在化工实验中被广泛应用。
在精馏过程中，通过加热和冷却装置，将混合物中的组分按照其沸点的差异进行分离，从而获得所需纯化的物质。
精馏实验中，板塔效率是评价精馏塔分离性能的重要指标之一、本文将详细介绍精馏实验中板塔效率的计算方法。
板塔效率是指在一定条件下，塔板上产生的蒸馏液与塔板上所存在的组分间的传质情况。
计算板塔效率的方法主要有理论计算和实验计算两种。
理论计算方法是利用传质方程和物料平衡方程，结合扩散系数和溶解度等参数，通过数学模型计算得到。
而实验计算方法则是通过实际进行精馏实验，测量实验数据后，利用实验结果进行计算。
常用的实验计算方法包括：用塔板温度测定法、用馏头和下塔液的成分测定法、用馏液进出口温度比辐射法等。
其中，用塔板温度测定法是最为常用的实验计算方法之一、它基于塔板上蒸馏液和下塔液的物质平衡，通过测量不同塔板上的温度，计算得到塔板效率。
在实验中，首先需要确定实验所使用的精馏塔的塔板数。
其次，对精馏塔进行加热，使混合物开始蒸发。
然后，通过温度计等仪器测量各塔板上的温度，记录数据。
根据实验数据，可以通过下述的计算公式来计算板塔效率：塔板效率=(x进-x出)/(x进-x平衡)其中，x进和x出分别为进塔液和出塔液的组分浓度，x平衡为精馏塔平衡液的组分浓度。
需要注意的是，实验计算方法的精确程度受多种因素的影响，如实验操作技巧、仪器的准确度等。
因此，在进行板塔效率的计算时，需要进行多次实验，取平均值，使结果更加准确。
此外，为了进一步提高实验计算方法的精确性，还可以采用其他辅助手段，如红外光谱和质谱等仪器的应用，以辅助测量组分浓度。
总之，板塔效率的计算是精馏实验中一个重要的步骤，对于评价精馏技术的有效性具有重要意义。
通过实验计算方法，可以有效地获得精馏塔的分离性能，为其进一步优化提供依据。
精馏过程工艺参数的确定(理论塔板数计算)
（不包括塔釜） （包括塔釜）
2、图解法 图解法求理论塔板数的基本原
理与逐板计算法相同，所不同的 是用相平衡曲线和操作线分别代 替相平衡方程和操作线方程。用 图解法求理论塔板层数的具体步 骤如下：
（1）绘相平衡曲线 （2）绘操作线 绘出精馏段 操作线和提馏段操作线
（3）绘直角梯级 从（xD,xD）点开始，在精馏段操作线 与平衡线之间绘水平线与垂直线构成直角梯级，当梯级跨 过两段操作线交点d时，则改在提馏段操作线与平衡线之间 作直角梯级，直至梯级的垂线达到或跨过(xW,xW)点为止。 梯级总数即为所需的理论塔板数（包括塔釜）。
职业教育环境监测与治理技术专业教学资源库《化工单元操作》课程
项目八 蒸馏及设备操作
南京科技职业学院
项目八：精馏及设备操作
任务2：精馏过程工艺参数的确定 ---理论塔板数计算 回流比计算
南京科技职业学院 化学工程系
一、理论塔板数计算
（一）理论塔板概念 若汽液两相能在塔板上充分接触，使离
开塔板的汽液两相温度相等，且组成互为平 衡，则称该塔板为理论塔板。
❖ 试用（1）逐板计算法，（2）图解法分别求出所 需的理论板层数及进料板位置。
（三）实际塔板数确定 全塔效率 在指定的分离条件 下，所需的理论塔板 数NT（不包括塔釜） 与实际塔板数N之比 称为全塔效率，用符
号ET表E示T 。N即NT
实际塔板数：
N NT ET
L
泡罩塔塔板效率关系曲线
y3
xn-1
精馏段操作线方程
yn
yn
相平衡方程求
xn≤ xd
直到xn xd（xd为两段操作线交点坐标x数值）时，说明第n 层板为加 料板，该板应属于提馏段。因此精馏段所需理论板数为n -1块。
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。
精馏塔理论塔板数计算
2 0.398 0.612
0.392 0.612
3 0.392 0.602
精馏塔逐板计算
解除密码：
wulijian2710
塔板编号 xi yi
1 0.952 0.980
2 0.913 0.963
3 0.860 0.938
4 0.795 0.905
5 0.721 0.863
6 0.645 0.817
说明:这里给出了最小Rmin算法,偏差比较大,可以调整 点在平衡线上,回流比最小,记入Rmin计算理
平衡线方程y
精馏段方程yn＋1
画 提馏段方程yn＋1 图 q线方程xq 数 q线方程yq 据
区 精折线
0.000
0.400 0.400 塔板编号 x: y:
0.048 0.048 0.357 0.409 0.456 0.363 0.376 0.376 0.479 0.501
-0.011 0.020 0.020 0.278 0.333
FALSE 0.001 0.003
FALSE -0.004 -0.009
FALSE -0.007 -0.017
FALSE -0.009 -0.022
FALSE -0.010 -0.025
FALSE 0.406 0.619
FALSE -0.001 -0.003
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.012 -0.012 -0.030 -0.030
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.012 -0.012 -0.030 -0.030
FALSE
0.406 0.619
精馏塔塔径与塔高计算
y1 yq Rmin Rmin 1 xP xq
或
xP yq Rmin Rmin 1 xP xq
整理得： 其中 对饱和液进料（xq=xF）：
Rmin xP y F y F xF
Rmin
xP y q yq xq
yq
xq 1 ( 1) xq
5）最小回流比的计算 — 操作参数
根据： y R x 1 x n 1 n P R 1 R 1 其中：R= L / P 当系统处于全回流状态时 R＝∞。 精馏段操作线为y=x（斜率最大、截距为零） 理论塔板数NT=NTmin。 当系统处于R＝Rmin状态（斜率最小、截距 最大）时，精馏段操作线、加料线（q 线）、 相平衡方程线交汇于同一点（x=xq、y=yq ） 理论塔板数NT→∞。即方程满足：
符号意义：
y f x yn 1
y` f x` ym 1
R x xn D R 1 R 1
Wx L` xm W L`W L`W
y f qx y
q 1 x xF q 1 q 1
x y f x y 1 ( 1) x
Z
NT HT ET
其中：Z —板式塔有效高度（传质段），m NT —理论塔板数（不包括塔釜） HT —塔板间距（经验值：见P344表8—2） ET —全塔效率（＜1，实测）
应掌握：1. 全塔操作线绘制 2. 图解法求NT 3. Rmin（图解法、解析法） 4. Z的计算
附二：理论板 数的求解思路
而 实际操作中的回流比： R=(1.1～2) Rmin. R↑：斜率↑、板数↓（分离效率↑） 、设 备造价↓、产品↓。 R↓：则与上述相反
yF
连续精馏理论塔板数的计算
5.3 连续精馏理论塔板数的计算本节重点：理论塔板数的计算。
本节难点：理论塔板数的计算—逐板计算法和图解法；双组分连续精馏塔所需理论板数，可采用逐板计算法和图解法。
5.3.1逐板计算法假设塔顶冷凝器为全凝器，泡点回流，塔釜为间接蒸汽加热，进料为泡点进料如图5－5所示。
因塔顶采用全凝器，即y 1=x D 5－24而离开第1块塔板的x 1与y 1满足平衡关系，因此x 1可由汽液相平衡方程求得。
即111)1(y y x --=αα 5－25第2块塔板上升的蒸汽组成y 2与第1块塔板下降的液体组成x1满足精馏段操作线方程，即Dx R x R R y 11112+++=5－26同理，交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程，直至计算到x n <x q (即精馏段与提馏段操作线的交点)后，再改用相平衡方程和提馏段操作线方程计算提馏段塔板组成，至x w ’<x w 为止。
现将逐板计算过程归纳如下：相平衡方程： x1 x2 x3……x n <x q-------x w ’<x w 操作线方程： x D =y1 y2 y3在此过程中使用了几次相平衡方程即可得到几块理论塔板数（包括塔釜再沸器）。
5.3.2 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。
具体求解步骤如下：1、相平衡曲线 在直角坐标系中绘出待分离的双组分物系y-x 图，如图5－13。
2、精馏段操作线3、提馏段操作线4、画直角梯级 从a 点开始，在精馏段操作线与平衡线之间作水平线及垂直线，当梯级跨过q 点时，则改在提馏段操作线与平衡线之间作直角梯级，直至梯级的水平线达到或跨过b 点为止。
其中过q 点的梯级为加料板，最后一个梯级为再沸器。
最后应注意的是，当某梯级跨越两操作线交点q 时（此梯级为进料板），应及时更换操图5-13 理论板数图解法示意图作线，因为对一定的分离任务，此时所需的理论板数最少，这时的加料板为最佳加料板。
板式精馏塔进料口最佳位置的确定及理论塔板数的求解
板式精馏塔进料口最佳位置的确定及理论塔板数的求解王中麟(南京师范大学,南京,210042)摘要精馏是一种重要的工业单元操作,广泛用于石油、化工、轻工、制药、原子能等工业及生物工程、环境保护工程中。
精馏是一种高投入的操作。
其中塔板数和进料位置对投资、操作费用及产品质量影响重大。
主要讨论五种进料热状态下的进料口最佳位置的确定和精、提馏操作段内理论塔板数的确定。
关键词理论塔板;精馏操作段;提馏操作段;相平衡分类号TQ028. 13The Discussion of Determination about the Best Entrance of Raw Materials and the Number of Theoretical Plates inRectifying Tower/ Wang Zhonglin (Nanjing Normal University , Nanjing 210042 , P. R. China) / / Journal of NortheastForest ry University. - 2004 ,32 (2) . - 91～93Rectification is one kind of important unit - operation of indust ry , which has been used in wide - ranging of indus2t ry , such as oil indust ry , chemical engineering , light indust ry , pharmacy , indust ry of atom , bioengineering and engi2neering of environmental protection. Rectification is a kind of unit - operation that needs high cost . The number of theo2retical plates and ent rance of raw materials can affect the cost of investment and o peration as well as the quality of produc2tion greatly. The determination about the best ent rance of raw materials and the number of theoreticalplates in rectifyingsection and st ripping section with five kinds of heat - states is discussed.Key words Theoretical plate ; Rectifying section ; St ripping section ; Vapour - liquid phase equilibrium精馏在工业生产中是一种重要的,且应用非常广泛的传质单元操作。
7.5.6其它类型精馏塔及理论塔板数的计算
第二段:两股进料之间，其下降液量和上升气量与第一段进料热状态有关
L=RD=1×7.35=7.35kmol/h; V=(R+1)D=2×7.35=14.7kmol/h
饱和液体进料,q1=1。则第二段进料口以上的上升气量和下降液量为
L’=L+q1F1=7.35+10=17.35kmol/h; V’=V-(1-q1)F1=V=14.7kmol/h GLL
对第二股进料口以上作物料衡算
F1xF1 V' y s1 L'xs DxD
其它类型精馏塔理论板数的确定 直接蒸汽加热 当水是重组分时,可将加热蒸汽直接通入塔釜加热。 直接蒸汽加热不影响精馏操作线 由于塔底多了一股蒸汽流，其提 馏段的操作线与间接蒸汽加热过 程不同。其推导如下： 总物料衡算 轻组分衡算
L' S V' W
加热蒸气 S V F, xF L D, xD
V’ L’
F, xF D, xD
Q
W, xW
无回流的回收塔 GLL
其操作线方程与一般精馏塔的提馏段操作线方程相同。
ym 1 L' W ' xm ' xW V V
D V , V' D 1 q F ,
ym 1
冷液进料时
L' qF
提馏段操作线方程为
WxW qF xm D 1 q F D 1 q F
1.0 1
1
D1 xD1
q 2
yD2 y
q 2
1
y
3
F, xF
2 3
D2 xD2 (yD2)
6-2 理论塔板数的计算(简版)
逐 板 法 图 解 法 捷 算 法
23:29:19
6-2 理论塔板数计算 （48）
2
双组分连续精馏塔的计算
理论板 理论板是指离开塔板的蒸汽和液体呈平 衡的塔板，它是人为的理想化的塔板。 理论板可以作为衡量实际塔板分离效果 的一个标准。
23:29:19
6-2 理论塔板数计算 （48）
3
例1 环己烷 80.8℃ 苯 80.1℃ 常压下沸点 糠醛 161.7℃ 苯酚 180℃
环己烷-苯恒沸物 77℃
糠醛能显著降低苯的饱和蒸汽压，而对环己烷影响不明 显，使苯从易挥发组分变为难挥发组分，而且使环己烷-苯的 增大至2以上。
23:29:19
6-2 理论塔板数计算 （48）
22
萃取剂的选择原则：
6-2 理论塔板数计算 （48）
23:29:19
说明： （1）EmV(n)和 EmL(n)不 一定相等， （2）一般情况单板效率 小于 1， 特殊情况它们会 大于 1， 通常出现在塔径 较大的精馏塔中。
16
2．全塔效率E0
又称总板效率，其定义为：
D, xD
理论板数 N E0 实际板数 N e
恒 沸 精 馏 特殊精馏 萃 取 精 馏
23:29:19
6-2 理论塔板数计算 （48）
x
19
1．恒沸精馏
加入的第三组分与原溶液中的一个或者两个组分形成 最低恒沸物，从而形成了“恒沸物－纯组分”的精馏体系， 恒沸物从塔顶蒸出，纯组分从塔底蒸出，这种形式的精馏称 为恒沸精馏，其中所添加的第三组分称为 恒沸剂或者夹带 剂。
ym+1 xm yN-1 xm+1
x N1 1 y N1 2 x N1 2 y N1 3
精馏塔理论板计算
精馏塔理论板计算精馏塔是一种重要的分离设备，广泛应用于石油化工、化学工程、食品工业等领域。
精馏塔的设计和计算涉及多个方面，包括塔型选择、传热、质量传递、能量平衡等等。
下面我们将重点介绍精馏塔的理论板计算。
在精馏过程中，将混合物加热至汽化温度后，引入精馏塔顶部。
混合物在塔内上升时，会发生质量传递与能量转移，使得不同组分在塔内逐渐分离。
在塔内设置一些平行分离表面，称为理论板，用于增加塔内相对运动，增强分离效果。
理论板数的计算是精馏塔设计的一项关键工作。
理论板数决定了塔的高度和尺寸，直接关系到精馏塔的经济性和操作性能。
一般来说，塔板数越多，分离效果越好，但也会增加塔的复杂性和成本。
因此，确定适当的理论板数非常重要。
常用的理论板计算方法有剪切力方法、传质阻力方法和蒸汽平衡法。
其中，剪切力方法是最常用的一种方法。
剪切力方法通过计算流体在理论板上的剪切力来确定塔板数。
该方法的基本原理是，在理论板上，当上升相和下降相的速度逐渐相等时，流体单位质量通过塔板上的剪切应力会阻碍下一板的流体上升，从而形成塔板。
因此，通过剪切力的大小，可以推导出理论板数。
剪切力方法的计算步骤如下：1.确定需要分离的组分物质和混合物的性质参数，包括物质的相对挥发度、密度、粘度等。
2.根据塔板上升流体和下降流体的速度差异，计算剪切力。
剪切力的计算公式为：F=ρL×g×(Ud-Uu)其中，F为塔板上的剪切力，ρL为流体密度，g为重力加速度，Ud 为下降相（液相）速度，Uu为上升相（气相）速度。
3.根据剪切力的大小，选择适当的理论板间距。
根据经验公式或实验数据，可以确定不同剪切力值对应的理论板间距。
4.根据塔高度和理论板间距，计算理论板数。
塔高度H除以理论板间距L，即可得到理论板数N。
需要注意的是，精馏塔的理论板计算还需要考虑一些其他因素，如进料浓度、热力学性质、操作压力等等。
因此，在实际设计中，还需要结合具体情况进行综合考虑和优化。
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
8
0.503 0.679
0.464 0.679
8
0.273 0.416
0.225 0.416
0.675 0.675 0.836
0.760 0.975
0.710 0.710 0.857
0.788 1.045
0.400 1.075
0.400 1.110
9
0.464 0.655
0.437 0.655
9
0.225 0.342
FALSE -0.012 -0.030
FALSE -0.012 -0.030
FALSE -0.012 -0.030
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.011 -0.011 -0.028 -0.028
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
FALSE
-0.001 -0.005 -0.013 -0.013
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.005 -0.008 -0.020 -0.020
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.008 -0.010 -0.024 -0.024
-0.011 -0.012 -0.029 -0.029
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.012 -0.012 -0.029 -0.029
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.012 -0.012 -0.030 -0.030
FALSE 0.406 0.619
Rmin
1[ 1
xD xq
(1 xD 1 xq
)]
0.2 0.1
Rmin= 0.85
1.6333 R/Rmin=
0.0
2.00
0.0 0.1 0.2
X轴
0.000
对角线y＝x
0.000
平衡线方程y
精馏段方程yn＋1
画 提馏段方程yn＋1 图 q线方程xq 数 q线方程yq 据
区 精折线
0.000
0.400 0.400 塔板编号 x:
13
0.054 0.073
0.031 0.073
0.990 0.990 0.996
0.980 1.523
1.000 1.000 1.000
0.986 1.538
0.400 1.390
0.400 1.400
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
14
0.031 0.038
0.016 0.038
12
0.406 0.619
0.406 0.619
12
0.086 0.123
0.054 0.123
0.940 0.940 0.975
0.942 1.429
0.980 0.980 0.992
0.955 1.460
0.400 1.340
0.400 1.380
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
0.400 0.420
0.400 0.420
0.400 0.585
0.400 0.620
0.400 0.655
1
2
3
0.955 0.955
0.896 0.955
0.896 0.927
0.839 0.927
0.839 0.891
1
2
3
0.406 0.619
0.398 0.619
0.398 0.612
0.392 0.612
19 0.291 0.501
20 0.246 0.444
21 0.195 0.373
22 0.146 0.295
23 0.101 0.217
0.885 0.885 0.950
0.898 1.319
0.920 0.920 0.966
0.920 1.374
0.400 1.285
0.400 1.320
FALSE
-0.012 -0.012 -0.030 -0.030
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.012 -0.012 -0.030 -0.030
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.012 -0.012 -0.030 -0.030
0.175 0.342
0.745 0.745 0.877
0.810 1.100
0.780 0.780 0.897
0.832 1.155
0.400 1.145
0.400 1.180
10
0.437 0.638
0.418 0.638
10
0.175 0.262
0.127 0.262
0.815 0.815 0.915
3
4
5
6
0.382 0.602
0.382 0.587
0.367 0.587
0.367 0.563
0.345 0.563
0.345 0.528
0.313 0.528
0.535 0.535 0.738
0.678 0.771
0.570 0.570 0.765
0.700 0.826
0.400 0.935
0.400 0.970
FALSE -0.012 -0.030
FALSE 0.406 0.619
FALSE -0.012 -0.030
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.012 -0.012 -0.030 -0.030
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.012 -0.012 -0.030 -0.030
FALSE 0.001 0.003
FALSE -0.004 -0.009
FALSE -0.007 -0.017
FALSE -0.009 -0.022
FALSE -0.010 -0.025
FALSE 0.406 0.619
FALSE -0.001 -0.003
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.012 -0.012 -0.030 -0.030
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.012 -0.012 -0.030 -0.030
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.012 -0.012 -0.030 -0.030
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.012 -0.012 -0.030 -0.030
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
说明:这里给出了最小Rmin算法,偏差比较大,可以调整 点在平衡线上,回流比最小,记入Rmin计算理
对角线 平衡线 精馏段 提馏段 q线 精折线 提折线
0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0
0.290 0.290 0.500
0.524 0.388
0.325 0.325 0.541
0.854 1.210
0.850 0.850 0.933
0.876 1.264
0.400 1.215
0.400 1.250
11
0.418 0.626
0.406 0.626
11
0.127 0.187
0.086 0.187
16 0.374 0.594
17 0.355 0.574
18 0.327 0.544
0.406 0.619
0.406 0.619
FALSE
-0.012 -0.012 -0.030 -0.030
FALSE 0.406 0.619
FALSE -0.012 -0.030
FALSE 0.406 0.619
FALSE -0.012 -0.030
FALSE
0.406 0.619
0.406 0.619
ａ= 2.45
判断点
精-提线 交点坐标
1.0
R= 1.7
纠正X坐标 x:
0.40 0.9
假定F= 100.00
0.8
y:
0.61
0.7
进
D= 39.58
精馏段塔板数：
11
0.6
料 参
Xf= 0.4
提馏段塔板数：
14
0.5
数
Xd= 0.98
0.4
芬斯克方程最少Nm＝ 8.7
0.3
Xw= 0.02 q= 1
0.546 0.443
0.360 0.360 0.580
0.568 0.497
0.395 0.395 0.615
0.590 0.552
0.430 0.430 0.649
0.612 0.607