多组分精馏的简捷计算和逐板计算举例
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多组分精馏的简捷计算和逐板计算举例
0.59842 0.000984
w
lg 6.24
1
4.6
塔釜温度17℃，利用气相中的烷烃冷凝提供塔釜中需要的热 量，可以认为是塔顶部分冷凝，塔釜泵厢式循环。
最小回流比：
ibzi 1 q
ib
ib xdi
ib
Rm
1
其中需要注意的问题： zi是题面中的数据；1-q=0.36；采用牛顿迭代法；b组分选 取（i—C40挥发度最小）；采用全塔平均温度-39℃和压力
C10 : yn1 0.3026xn 0.5279
C2 : yn1 0.3026xn 0.1353
C20 : yn1 0.3026xn 0.0204
相 平 衡 方 程 中 的 ib 是 精 馏 段 平 均 温 度 下 的
值： 95 60 77.50C ，（进料温度与塔顶温度的平均值）
⑦逐板计算 相平衡方程与操作线方程交替运用。
精馏段相平衡方程：xi
yi ib yi ib
xi 1
手算 0.005，计算机计算 0.0001
精馏段操作线方程：yn1,i
R R
1
xn,i
1 R
1
xd
,i
R 0.434
yn1,i 0.3026xn,i 0.6974xd,i
H2 : yn1 0.3026xn 8.7175103
⑥确定进料位置 因为是气液相进料，可以采用芬斯克公式计算精馏段塔板数 塔顶温度：-95℃；进料温度：-60℃；塔釜温度：17℃ 从塔顶温度与进料温度相差不大，可以判断精馏段塔板数不 会太多，采用全塔的平均温度计算误差会很大。所以，采用 塔顶温度和进料温度的平均值 95 60 77.50C 来计算。
yi ib
多组分复杂精馏塔的简捷计算
(S + D ) = 59.6
W = 40.4
对于采出板上以上总的采出部分存在以下关系：
d i + si = (S + D )xsdi
xsd 3 ≈ 0.01计算得出的 根据假设的在侧线采出板以上，
d 3 + s3 和 w3
组分 1 2 3
，1和2组分的数据未知？
11.3 47.9 40.8
fi
? ? 40.2
Dxdi + Sxsi = D+S
α ib x sdi ∑ α − θ = 1 + Rmin中 ib
，采
di
6.65 0.35 6× 10 7
-4
x di
0.95 0.05 3× 10
-4
x sdi
0.19 0.8 0.01
（b）q不知道，进料组成和温度已知，采用Partially
Vaporized and Liquefied Equilibrium来求解。
⎛ d 3 + s3 ⎞ ⎛ d 3 + s3 ⎞ ⎛ d1 + s1 ⎞ ⎛ d 2 + s2 ⎞ lg⎜ ⎜ w ⎟ ⎟ − lg⎜ ⎜ w ⎟ ⎟ − lg⎜ ⎟ lg⎜ ⎜ w ⎟ ⎟ ⎜ w ⎟ 1 3 2 3 ⎝ ⎠ ⎠ ⎠= ⎝ ⎝ ⎠ ⎝ lg α 13 lg α 23
(d1 + s1 ) + w1 = 11.3 (d 2 + s 2 ) + w2 = 47.9
解
θ中 = 1.137 ， Rmin中 = 3.5 。 q = 0.24 ，
上段计算得出最小回流比 Rm上 ，中下段计算得出最小回流 比 Rm中，操作的时候究竟用那个作为回流比，既要满足上段 的要求又要满足中段的要求。
化工分离过程(第7讲)(3.2多组分精馏过程分析)
x1
y2 y 1
* TB
1.0 B7
3.2.1 多组分精馏过程分析
精馏是多次简单蒸馏的组合。
精馏塔底部是加热区，
温度最高；塔顶温度最低。
精馏结果，塔顶冷凝收 集的是低沸点组分，高沸 点组分则留在塔底。
8
3.2.1 多组分精馏过程分析
1 从塔的中间O点进料； 2 组分B的液、汽相组 成分别为 x3 和 y3； 3 每层塔板都经历部分 汽化和部分冷凝过程；T
4
3.2.1 多组分精馏过程分析
简单蒸馏以及二组分精馏的原理图 关键组分(Key Components) 清晰分割 多组分精馏过程的复杂性
二组分精馏实例：苯－甲苯 三组分精馏实例：苯(LK)－甲苯(HK)－异丙苯 四组分精馏实例：苯－甲苯(LK)－二甲苯(HK)-异丙苯
多组分精馏与二组分精馏在浓度分布上的区别
22
3.2.1 多组分精馏过程分析
2、关键组分
①若无LNK：HK分别在二段出现两个最高点，LK 表现像LNK。 （图3-7） ②若无HNK：LK分别在二段出现两个最高点，HK 表现像HNK。 （图3-8） ③有LNK、HNK，且都不同时出现在顶、釜时： LK在精馏段出现一个最大值，然后降到所规定的浓度； HK在提馏段出现一个最大值，然后降到所规定的浓度。 （图3-9）
甲苯为LK，二甲苯为HK，两 者的浓度分布曲线变化规律相 同，方向相反。 在 塔 底 处 ， 主 要 分 离 HK 和 HNK，所以此处HK浓度向上 增大；同理，在塔顶处，主要 分离LK和LNK，所以此处LK 浓度向上减小。
图3-9 苯－甲苯(LK)－二甲苯(HK)-异丙 苯液相浓度分布
苯为LNK，在进料板以下浓度 快速减小，最终全部进入塔顶； 异丙苯为HNK，在进料板以上 浓度快速减小，最终全部进入 21 塔釜。
化工原理多组分精馏
化工原理多组分精馏
2021年7月13日星期二
知识要求
1 多组分精馏过程分析 2 最小回流比 3 最少理论塔板数和组分分配 4 实际回流比和理论板数 5 多组分精馏的简捷计算方法
1 多组分精馏的特点和精馏方案的选择
一 多组分精馏原理
R
多组分 混合物 采用
ESA
相际传 质传热
液体多次 部分汽化
蒸汽多次 部分冷凝
dh wh
结合 f i d i wi
di wi
Nm 1 ih
dh wh
解得 di、wi
di
Nm 1 ih
(
dh wh
)
f
i
1
N ih
m
1
( dh ) wh
wi
fi
1
N ih
m
1
( dh ) wh
II、图解法 计算步骤
➢对关键组分
dl wl
Nm 1 lh
dh wh
此式的几何意义是：
lg( d l ) lg d h
)D
/(
xl xh
lg lh
)W
xl xh
D
Nm 1 lh
xl xh
W
Dx D,l Dx D,h
Nm lh
1
WxW ,l WxW ,h
dl dh
Nm 1 lh
wl wh
或
dl wl
Nm 1 lh
dh wh
2）以HK为基准组分，任意组分i的分配规律。
对照：d l wl
Nm 1 lh
W ih1 1 xD,l xw,h
l 1
zi zh xW ,h
D F i1 1 x D,l xW ,h
2021年7月13日星期二
知识要求
1 多组分精馏过程分析 2 最小回流比 3 最少理论塔板数和组分分配 4 实际回流比和理论板数 5 多组分精馏的简捷计算方法
1 多组分精馏的特点和精馏方案的选择
一 多组分精馏原理
R
多组分 混合物 采用
ESA
相际传 质传热
液体多次 部分汽化
蒸汽多次 部分冷凝
dh wh
结合 f i d i wi
di wi
Nm 1 ih
dh wh
解得 di、wi
di
Nm 1 ih
(
dh wh
)
f
i
1
N ih
m
1
( dh ) wh
wi
fi
1
N ih
m
1
( dh ) wh
II、图解法 计算步骤
➢对关键组分
dl wl
Nm 1 lh
dh wh
此式的几何意义是：
lg( d l ) lg d h
)D
/(
xl xh
lg lh
)W
xl xh
D
Nm 1 lh
xl xh
W
Dx D,l Dx D,h
Nm lh
1
WxW ,l WxW ,h
dl dh
Nm 1 lh
wl wh
或
dl wl
Nm 1 lh
dh wh
2）以HK为基准组分，任意组分i的分配规律。
对照：d l wl
Nm 1 lh
W ih1 1 xD,l xw,h
l 1
zi zh xW ,h
D F i1 1 x D,l xW ,h
多组分精馏计算
6.塔顶和塔底组成估算
作用:
⑴为严格计算提供初值.
⑵计算Nm , Rm .
(1) 清晰分割法
假定 : 除了轻重关键组分和中间组分 以外 其它组分均为非分布组分.
di=fi 轻组分(L) bi=0 di=0 重组分(h) bi=fi
(2) 非清晰分割法
除了轻重关键组分和中间组分以外,轻重 组分中也含有分布组分. 适用于相对挥发度差异不大或分离要求 不太高的系统. 假定:实际回流比下各组分在塔顶和塔底 的分布与全回流时相同. 芬斯克方程:
(2-140)
5.进料位置
吉利兰关联式求出的理论板隐含着最佳
进料位置的要求.
⑴ 柯克布兰德经验式
x F ,hk x B ,lk 2 B 0.206 NR [( )( ) ( )] (2-141) NS x F ,lk x B ,hk D
N=NR+NS
⑵ 芬斯克方程 分别求出精馏段和提馏段最少理论板 数. 精: x D ,lk x F ,hk lg[ ] x F ,lk x D ,hk N Rm (2-142) lg( lk ,hk ) R
xij lij
l
i
ij
3) 利用泡点方程计算各板的温度
L
i
l ij
j
1 0
4)并用各板的 作为内层迭代收敛判
lij L j 1
i max
1 10 4
5） 利用Ｈ方程和总物料衡算方程计算各板的 L j 和 V j
H方程
(U j L j )h j (W j V j ) H j V j 1H j 1 L j 1h j 1 Fj hFj Q j 0
2.3精馏计算
化工原理：双组分连续精馏的计算2
化工原理
2、多侧线的精馏塔： 多股加料、多股出料
F1, q1, xF1 1 F2, q2, xF2 2
3
D, xD
1.0
q1
q2
1
2
y
3
0 xW xF2 x xF1 xD 1.0 W, xW
化工原理
化工原理
返回
化工原理
2）提馏段：
x1 xn
y2
L L W
x1
W L W
xW
L qF L qF W
x1
L
W qF
W
xW
即：x1 xn 操 y2 平x2 xm
当 xm xW 时，说明提馏段共 (m 1) 块板（因塔釜再沸器中气液 平衡，相当于一块理论板）。
3）塔内板数：精馏塔总的理论板数为 (m 1) (n 1) m n 2 块。
第五章 精 馏
第五节 双组分连续 精馏的计算
四、理论板数NT的求法： 逐板计算法 图解法 简洁算法
1、逐板计算法： 已知条件：原料液组成、进料状态、回流比R、分离要求、 平衡关系
即已知F、xF、xD、xW、R、q、α，求理论板数NT
原理：利用平衡关系和操作关系，逐板计算。
化工原理
1）精馏段：
塔顶使用全凝器：y1 xD
化工原理
说明：1）平衡线与操作线距离越近，所需理论板数越少；
2）随q增大，NT减少，原因是精馏塔提馏段内回流比 增大，使分离程度提高；
3）适宜的加料板为跨越d点后第一块板，此时NT最小。
y y
y
y
1.0
2
3
4
5
d
6
7
c
0
x
1.0 1
5-4 双组分精馏理论塔板数的计算2010
0 x W
xF
xD 1
结果：精馏段操作线下移，操作线与平衡线距离加大， N T ，但热耗 （以热耗为代价换取N T减少）
小 结
一般而言，在热耗不变的条件下，热量尽可能在塔 底输入，冷量尽可能在塔顶输入，即 “ 热在塔底”、 “冷在塔顶 ”，目的使气相回流及液体回流能经过
全塔而发挥作用。
（2）Rmin的求取
1.0 a
xD ye Rmin Rmin 1 xD xe
q
xD Rmin 1
ye
e
Rmin
xD ye ye xe
0 xW
xe
xF
xD 1.0
式中存在求取ye、xe的问题
因挟点为 q 线与相平衡线交点 坐标，联立二方程求解可得：
xf q ye q 1 xe q 1 xe y e 1 ( 1) xe
L D 物料在塔内循环的操作， W F 0，R D （2）全回流时精、提操作线与对角线重合 L D yn+1 xn xD xn V V
yn +1
L W xn xw xn V V
（3）平衡线与操作线间的距离最大，理论板数最少 （4） N Tmin 的求取
QF QB 定值
1
分析：
0 q 1
q0
q 1
q 1
y
若q值愈小，则Q F ,QB , 那么V ,提馏线斜率 ， 提馏线向平衡线靠近，N T 。
q0
0
xW
xF
xD 1
工业上有时采用热态甚至气态进料，其目的： 不是为了：减少塔板数 而是为了：减少塔釜的加热量，避免塔釜温度过高， 物料产生聚合或者结焦。
多组份精馏的计算
露点温度及平衡液相 组成的计算 （已知P、气相组成yi）
设 t露 xF 由列线图查Ki值
xi= xFi
设 t泡
由列线图查Ki值
计算 K i x i
i 1 n
调 整
计算
n
n
yi
调 整
i 1 K i
t露
No
t泡
No
i 1
K i xi 1
n
i 1 K i
yi
1
Yes 计算结束， t露为所求
二、组分在塔顶和塔底产品中的预分配（目的求Di和Wi） 1. 清晰分割 比轻关键组分还轻的组分全部在塔顶，比重关键组分还重的 组分全部在塔底。 特点：可以用物料衡算求得塔顶、塔底物流的量和组成。 2. 非清晰分割 两关键组分不相邻；
若相邻，但塔底有比轻关键组分还轻的组分，塔顶有比重 关键组分还重的组分 。
二、逐板计算法
方程： 平衡方程
yi ih x i
1 ih 1x i
R R1 x i ,n x Di R1
x i ,m Wx i , W L qF W
操作线方程
y i ,n 1
y ,m 1 i
L qF L qF W
D …… W h
①
Di+Wi=Fi
…… ②
两式联立可以解出Di和Wi，其中式① 是一直线方程
当
当
ih hh
时，
时，
D D log log W i W h
D D log log W i W l
特点：不能只用物料衡算求得塔顶、塔底物流的量和组成， 需要估算。
非清晰分割时Di和Wi的估算方法 假设： ①在任何回流比下操作时，各组分在塔顶和塔底产品中的分配与
第3讲：精馏简捷计算
整理后：
d i bHK lg d HK bi Nm lg i , HK
A,B,C,D A,B,C,D A,B,C,D B,C为关键组分
di d HK lg N m lg i , HK lg bi bHK f i d i bi
得到di，bi后，既可算出D,B，进一步计算xdi，xbi
0.1400
分离要求：xB ,3 0.0225 xD ,4 0.0106 F 983Kmol / h 估算塔顶和塔底的组成和量。 解：轻组分全部塔顶蒸出，重组分全部塔釜出。 所以： 轻组分： d1 f1 983 0.011 10.8 Kmol / h b1 0
d 2 f 2 166.1Kmol / h b2 0
重组分： d5 0 b5 f5 983 0.1205 118.5 Kmol / h d 6 0 b6 f 6 137.6 Kmol / h
20
精馏
精馏简捷计算
关键组分，根据给定分离要求，由物料衡算得到得： D d1 d 2 ( f 3 Bx B ,3 ) Dx D ,4 B F D 983 D
B,C为关键组分
基本假定
B,C,D
轻组分：在塔顶产品中ηL＝1；即 di＝fi，bi＝0； 重组分：在塔釜产品中ηH＝1；即 bi＝fi,，di＝0；
LK、HK组分在塔顶、塔底的浓度按分离要求规定。
塔两端产品的组成和量通过物料衡算就能算得。
17
精馏
精馏简捷计算
例２-５ 脱丁烷塔分离下列混合液
组分 丙烷(1) 0.011 异丁烷(2) 0.169 丁烷(3) 0.446 异戊烷(4) 0.1135 戊烷(5) 0.1205 己烷(6) 0.1400
d i bHK lg d HK bi Nm lg i , HK
A,B,C,D A,B,C,D A,B,C,D B,C为关键组分
di d HK lg N m lg i , HK lg bi bHK f i d i bi
得到di，bi后，既可算出D,B，进一步计算xdi，xbi
0.1400
分离要求：xB ,3 0.0225 xD ,4 0.0106 F 983Kmol / h 估算塔顶和塔底的组成和量。 解：轻组分全部塔顶蒸出，重组分全部塔釜出。 所以： 轻组分： d1 f1 983 0.011 10.8 Kmol / h b1 0
d 2 f 2 166.1Kmol / h b2 0
重组分： d5 0 b5 f5 983 0.1205 118.5 Kmol / h d 6 0 b6 f 6 137.6 Kmol / h
20
精馏
精馏简捷计算
关键组分，根据给定分离要求，由物料衡算得到得： D d1 d 2 ( f 3 Bx B ,3 ) Dx D ,4 B F D 983 D
B,C为关键组分
基本假定
B,C,D
轻组分：在塔顶产品中ηL＝1；即 di＝fi，bi＝0； 重组分：在塔釜产品中ηH＝1；即 bi＝fi,，di＝0；
LK、HK组分在塔顶、塔底的浓度按分离要求规定。
塔两端产品的组成和量通过物料衡算就能算得。
17
精馏
精馏简捷计算
例２-５ 脱丁烷塔分离下列混合液
组分 丙烷(1) 0.011 异丁烷(2) 0.169 丁烷(3) 0.446 异戊烷(4) 0.1135 戊烷(5) 0.1205 己烷(6) 0.1400
连续精馏实际塔板数的计算[要诀]
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图5-13 理论板数图解法示意图之间作直角梯级，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。
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d
xh xl
lg lh
w
lg
0.6120 0.01298
d
0.59842 0.000984
w
lg 6.24
1
4.6
塔釜温度17℃，利用气相中的烷烃冷凝提供塔釜中需要的热 量，可以认为是塔顶部分冷凝，塔釜泵厢式循环。
950C T塔釜 390C 2
T塔釜 170C
考虑全塔的阻力降可以忽略，仍然认为全塔压力为40atm。
在塔釜温度17℃和塔压为40atm的情况下，采用泡点方程
来验证塔釜温度。
ki xi 1 0
组分
H2
C10
C2=
C20
C3=
i—C40
Σ
ki
0
3.9
1.26
0.9
0.34 0.135
顶底分布：
d
w
C10
ห้องสมุดไป่ตู้
585.86
C2=塔顶： dC2 31.72 1 0.98 0.034kmol / h
塔釜： wC2 31.086kmol / h
顶底分布：
d w C2
1.094 103
Ⅱ：工厂常用条件：全塔压40atm，全塔平均温度
最小回流比：
ibzi 1 q
ib
ib xdi
ib
Rm
1
其中需要注意的问题： zi是题面中的数据；1-q=0.36；采用牛顿迭代法；b组分选 取（i—C40挥发度最小）；采用全塔平均温度-39℃和压力
为40atm的相对挥发数据。（注意换算到 ib）
Rmin 0.362
①塔顶为部分冷凝器，即气相出料；部分冷凝器温度-100℃，采
用乙烯作为冷却介质；
②工厂常用条件：全塔压40atm，全塔平均温度-39℃；
③入塔裂解气压力40atm，温度-60℃；
④分离要求：塔釜C2=回收率≥98%；塔釜C10带入量≤0.051kmol/h 。
求解： ①物料预分布（涉及轻重关键组分的选取，物料分割方法： 清晰分割和非清晰分割） ②求解塔顶温度（露点计算） ③求解塔釜温度（泡点计算） ④进料状态（闪蒸：部分气化部分冷凝） ⑤简捷计算理论板数（Nmin、Rmin、R、吉利兰关联图） ⑥进料位置的确定（nmin， Rmin、R、吉利兰关联图） ⑦逐板计算N （相平衡方程和操作线方程）
-39℃，求解，暂且采用工厂常用的条件，后面需要验证。
组分
H2
C10
C2=
C20
C3=
i —C40
ki
32
2.65 0.425 0.33
0.06 0.024
ih
75.3
6.24
1
0.777 0.141 0.0565
从已知的
lg
d w
C10、lg
d w
与 C2
lg C10C2
lg 、 C2C2 作图：
d
w
l
d w h
对数坐标纸
在对应的 根据公式
hh
lh
wi
ih
1
找fid到 对应计的算得到wd
i
di
fi
wi
；
w i
组分
d w i wi di
H2
C10
C2=
C20
－
587 0.0204 0.005
0
1
xwi
0 0.000984 0.59842 0.1975 0.152 0.0511 1
②：求塔顶温度
氢气从塔顶出来，不能被温度-100℃乙烯作为冷却介质的部
分冷凝器冷却下来，C10被冷却后回流到塔中。塔顶没有C3= 、i—C40。 求解塔顶温度采用露点方程计算：
假设温度-95℃，全塔压力仍然为40atm，采用
i—C40
Σ
ki
25
1.49 0.25 0.16 0.31
―
x fi
0.0188 0.252 0.432 0.1465 0.12 0.0411 1.094
y fi
0.4768 0.3786 0.108 0.0234 0.0038 ― 0.9906
⑤简捷计算最少理论板数
Nm
lg
xl xh
xdi 1
ydi 1 0 验证。 ki
组分
H2
C10
C2=
C20
C3=
i— C40
Σ
ki
30
0.81 0.067 0.035
—
—
xdi
0.0125 0.757 0.194 0.0292
—
—
0.9927
③塔釜温度 根据求出塔顶温度-95℃和工厂常用的条件：全塔平均温度39℃，得到一个大概的塔釜温度：
R /R m 1.1 1.15 1.2 1.35 1.5 1.65 1.8 2
xi
ki
zi
1
1
1
来判断。
ki为―60℃，压力为40atm的数据。
假设1 0.3，得出 xi 0.9738 ，采用牛顿迭代法计算得
出 ： 2 0.36 ，得出
xi 1
这样进料的液相分率 e q 0.64 。
组分
H2
C10
C2=
C20
C3=
解：①物料预分布（采用非清晰分割法的图解法） Ⅰ ： 首 先 确 定 轻 重 关 键 组 分 ： C2=： 重 关 键 组 分 （ h）； C10：轻关键组分（l）。
C10 塔顶： dC10 29.93 0.051 29.879kmol / h
塔釜： wC10 0.051kmol / h
ywi
0
0.755 0.178 0.0517 0.0069 0.0069 0.9985
在采用简捷法计算理论板的时候，用到回流比，回流比与进 料状态有关系，下面求解进料状态。 ④进料状态 进料温度―60℃，压力为40atm，塔全压也为40atm，压力 没有发生变化，所以在进料过程中不存在闪蒸过程，用液化 率或者气化率来表示进料状态都可以的。
0
0.051 31.086 10.25
18.3 29.879 0.634 0.05
C3=
i—C40
Σ
0
0
7.9 2.65 51.737
0
0 48.863
xwi
wi wi
ydi
di di
得到：
组分
H2
C10
C2=
C20
C3=
i—C40
Σ
ydi
0.374 0.612 0.01298 0.00102 0
多组分精馏塔的简捷计算和逐板计算举例
组分 fi zi
H2 18.3 0.1815
C10 29.93 0.297
C2= 31.72 0.3145
C20 10.3 0.1023
C3= 7.9 0.0784
i —C40 2.65
0.0263
Σ 100.8kmol/h
1
气液混合为进料，状态不清楚。其他已知的条件：