板式精馏塔设计计算
合集下载
- 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)。
2
二、化工原理课程设计的内容
1、课程设计的基本内容 （1）设计方案简介 对给定或选定的工艺流程，主要的设备型式进行简要的论述； （2）主要设备的工艺设计计算 包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备的工艺尺寸 计算及结构设计； （3）典型辅助设备的选型和计算 对典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定； （4）工艺流程简图 以单线图的形式绘制流程图，标出主体设备和辅助设备的物料 流向、物流量、能流量和主要化工参数测量点； （5）主体设备工艺条件图（装配图） 图面上应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表；3
16
物性参数表
温度t ℃
80
90 100 110
120
L(苯) kg/m3
815 803.9 792.5 780.3
L(甲苯) kg/m3 L(苯) mN/m
810 800.2 790.3 780.3 21.27 20.06 18.85 17.66
L(甲苯) mN/m 21.69 20.59 19.94 18.41
此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设 计和制造上提供了方便。 4、多股进料
本次设计宜采用单股进料。
9
5、加热方式的选择
◇加热方式：蒸馏釜的加热方式通常采用பைடு நூலகம்接蒸汽加热，设
置再沸器。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对
挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。
◇加热剂：T＜180℃，常用饱和水蒸气。
精馏塔的设计计算
1
第一节 概述
一、化工原理课程设计的目的和要求
通过课程设计，学生应该注重以下几个能力的训练和培养： 1. 查阅资料，选用公式和搜集数据的能力； 2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合 理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想， 在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力； 3. 迅速准确的进行工程计算的能力； 4. 用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。
m3/s
L＝RD
Ls
LM Lm
3600 Lm
m3/s
提馏段： V＝V ＋(q－1)F L ＝L ＋F
18
第三节 板式塔主要尺寸的计算
板式塔主要尺寸的设计计算： ◇包括塔高 ◇塔径的设计计算 ◇板上液流形式的选择 ◇溢流装置的设计 ◇塔板布置等 设计时，先选取某段塔板（如精馏段、提馏段）条件下的参 数作为设计依据，以此确定塔的尺寸，应尽量保持塔径相同， 以便于加工制造。 由于塔中两相流动情况和传质过程的复杂性，许多参数和塔 板尺寸需根据经验来选取，因此设计过程中不可避免要进行试 差，计算结果也需要工程标准化。
L(苯) m·Pas 0.308 0.279 0.255 0.233
L(甲苯) m·Pas 0.311 0.286 0.284 0.254
768.9 770.0 16.49 17.31 0.215 0.228
17
(三) 气液负荷的计算
精馏段：V＝(R＋1)D kmol/h
Vs
VM Vm
3600 Vm
7
第二节 板式精馏塔的工艺计算
一、设计方案的确定 1、装置流程的确定：
经济方面：充分考虑整个系统的热能利用，降低操作费用。 操作的稳定性：加热蒸汽的压力、进料量、回流液等 2、操作压力的选择：设计压力一般指塔顶压力。 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。
确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，
◇再沸器结构：
小塔可在塔底，形式有夹套式、蛇管式、列管式。
大塔一般在塔外，形式为列管式，有立式和卧式两种。
6、冷却方式
通常在塔顶设置蒸气全部冷凝的全凝器。其为辅助设备，需
进行选型，多采用列管式，水平或垂直放置。
10
二、工艺计算 （一）全塔物料衡算
1、计算原料液、塔顶、塔底浓度 2、平均分子量：（原料液MF、塔顶MD 、塔底MW ） 3、物料衡算求W、D kmol/h 4、塔板数的计算 （1）理论板数的计算：
14
3、平均密度
（1）气相平均密度
Vm
pmM Vm RTm
（2）液相平均密度
1
Lm
ai
i
（3）计算塔顶、塔底、进料处气、液相平均密度；
（4）计算精馏段、提馏段平均密度。
平均密度：Lm (精)=(LD+ LF)/2 Vm (精)=(VD+ VF)/2 Lm (提)=(LW+ LF)/2 Vm (提)=(VW+ VF)/2
作y－x图、t－x－y图； 求最小回流比Rmin、实际回流比R； 图解法求理论板数N。
11
（2）全塔效率ET 可查P145页图11-21确定
或：av =0.1～1.0时， ET 0.49( av )0.245
（3）实际塔板数NP
NP N / ET
分别求精馏段和提馏段所需实际板数
（二）塔的工艺条件及物性数据
15
4、液体平均表面张力
（1）液相平均表面张力 m xii
（2）查塔顶、塔底、进料温度下的液体的表面张力； （3）计算塔顶、塔底、进料处液相平均表面张力； （4）计算精馏段、提馏段平均表面张力。 5、液体平均粘度
（1）液相平均粘度 m xii
（2）查塔顶、塔底、进料温度下的液体的粘度； （3）计算塔顶、塔底、进料处液相平均粘度； （4）计算精馏段、提馏段平均粘度。
◇确定理论塔板数（作图法）、实际板数； ◇确定塔高和塔径。
6
3、塔板设计： ◇设计塔板各主要工艺尺寸 溢流装置、塔板布置、筛孔或浮阀的设计及排列（图）； ◇进行流体力学校核计算； ◇画出塔的负荷性能图。
4、管路及附属设备的设计与选型，如冷凝器、泵等。 5、抄写说明书。 6、绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔装配图。
2、操作温度
塔顶tD ：可由t-x-y图查得塔顶tD 、塔底tW 、进料处tF 。 平均温度：tm(精)=( tD+ tF)/2
tm(提)=( tW+ tF)/2
t/℃
如图：xF=0.5， xw=0.05时， 泡点进料tF=92℃ （露点进料tF=101℃） 塔底 tw=108℃
提馏段平均温度：
tm=( tW+ tF)/2 ＝(92+108)/2＝100 ℃
液流型式选取参考表
液 体 流 量 m3/h U 型流型 单流型 双流型 阶梯流型
<7
<45
<9
<70
<11
<90 90-160
<11
<110 110-200 200-300
<11
<110 110-230 230-350
<11
<110 110-250 250-400
<11
<110 110-250 250-450
③ 计算塔径 D
所需气体流通截面积
A Vs u
A AT Ad
AT
A 1 Ad
AT
A 1 Ad
AT
AT
D
lw
AT
D
Ad
AT：塔截面 Ad：降液管截面
AT
4
D2
4 AT
23
Ad /AT 和 Wd /D
Ad AT
sin
1
lw D
lw D
1
塔板间距 HT，m 0.2-0.3
0.3-0.35
0.35-0.45 0.45-0.6
0.5-0.8
≥00..68
20
2、塔径估算 确定原则： 防止过量液沫夹带液泛 步骤： 先确定最大空塔气速 umax (m/s)；
然后根据经验确定设计气速 u； 最后计算塔径 D。
① 最大空塔气速（液泛气速，课本P.128—129）
2、课程设计组成 （1）设计说明书主要内容：
◇封面（课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间 ）； ◇ 目录； ◇ 设计任务书； ◇ 工艺流程图及设计方案说明； ◇ 设计条件及主要物性参数表； ◇ 工艺设计计算； ◇ 设计结果汇总表； ◇ 辅助设备的设计及选型； ◇ 设计评述及设计者对本设计有关问题的讨论； ◇参考资料。 （2） 工艺流程图及主体设备装配图；
兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。
可考虑取常压操作，塔顶压力为4kPa（表压），
每层塔板压降p≤0.7kPa。
8
3、进料状况的选择 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切
的联系。 在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到
泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较 容易控制，不致受季节气温的影响。
19
一、精馏塔的结构设计
1、塔的有效高度和板间距 已知：实际塔板数 NP ； 选取塔板间距 HT； 有效塔高： Z HT N p 塔体高度＝有效高＋顶部空间＋底部空间＋塔裙座高度
选取塔板间距 HT ： 塔板间距和塔径的经验关系
塔径 D，m
0.3-0.5 0.5-0.8 0.8-1.6 1.6-2.0 2.0-2.4 >2.4
27
② 降液管形式和底隙 降液管：弓形、圆形。 降液管截面积：一般Ad/AT = 0.06 ~ 0.12 ，由lw /D确定(图11-16) Ad/AT 过大，气液两相接触传质区小，生产能力和板效率将较
低； Ad/AT 过小，易产生气泡夹带，引起降液管液泛。 底隙 hb ：应小于hw ，通常在 30 ~ 40 mm。
课本P.129
0.02 0.03 0.04 0.07 0.1
0.2 0.3 0.4
FP VL L VG G
筛板塔气体负荷因子关联图
0.7 1.0
22
② 选取设计气速 u 选取泛点率： u / umax 一般液体， 0.7 ～0.8 易起泡液体， 0.5 ～ 0.6
设计气速 u = 泛点率 ×umax
4
3、注意事项 整个设计是由论述、计算和绘图三部分组成。 ◇论述应该条理清晰，观点明确； ◇计算要求方法正确，误差小于设计要求，计算公式和所用
数据必须注明出处； ◇图表应能简要表达计算的结果。
5
三、化工原理课程设计的步骤
本设计按以下几个阶段进行： 1、根据设计任务和工艺要求，确定设计方案。根据给定任务， 对精馏装置的流程、操作条件、塔板类型等进行论述。 2、蒸馏塔的工艺计算
1、操作压强
塔顶： pD pD表 101 .3 kPa
塔底： pW pD表 101 .3 NP p kPa
进料： pF pD表 101 .3 N（P 精） p kPa
平均压强：pm(精)=( pD+ pF)/2
pm(提)=( pW+ pF)/2
12
液体流经底隙的流速ub =Ls/ (lwhb)， 一般ub = 0.07—0.25m/s。
28
③ 溢流堰（又称出口堰） 作用：维持塔板上一定液层，使液体均匀横向流过。 型式：平直堰、溢流辅堰、三角形齿堰及栅栏堰。 主要尺寸：堰高hw和堰长lw
umax C
L V V
C
C20
L
20
0.2
筛板塔，可查教材Smith图 求 C20 ；
浮阀塔可查数据手册书确定C20 。
21
0.1 0.09
0.07 0.06
C20
0.05 0.04
0.03
0.02
HT=0.6 0.45 0.3
0.15
0.01 0.01
(lw
/
D)2
/
sin 1 lw 的单位取弧度 D
Ad/AT也可由lw/D查图得（教材P.137）
lw/D的确定：
单流型： lW D 0.6 0.8
双流型: lW D 0.5 0.7
说明：计算得到的塔径需圆整。
lw/D
标准直径为：0.4、0.5、0.6、0.7、0.8、1.0、1.2、1.4、1.6、
1.8、2.0（m）……。
直径确定后应重新计算实际气速及泛点率。
24
hb
底隙： hb 堰头液高： h0W 堰高： hW
Wc
Ws
r
x
lW
Wd
25
3、溢流装置设计 ① 溢流型式的选择 依据：塔径 、流量； 型式：单流型、U 形流型、双流型、阶梯流型等。
U型流型
单流型
双流型 26
塔径 m 1.0 1.4 2.0 3.0 4.0 5.0 6.0
110 100 90 80
0
p=101.3kPa
t-y t-x
13
x (y) 1.0
2、平均摩尔质量 （1）由塔顶、塔底、进料处的浓度计算平均摩尔质量； （2）计算精馏段平均摩尔质量MVm (精)、 MLm (精)； （3）计算提馏段平均摩尔质量MVm (提)、 MLm (提)。
如塔顶：y1 = xD =0.966，按气液平衡关系 可查得x1 =0.916 则：MVDm= 0.966×78.11+(1－0.966) ×92.13=78.59 kg/kmol MLDm= 0.916×78.11+(1－0.916) ×92.13=79.29 kg/kmol
二、化工原理课程设计的内容
1、课程设计的基本内容 （1）设计方案简介 对给定或选定的工艺流程，主要的设备型式进行简要的论述； （2）主要设备的工艺设计计算 包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备的工艺尺寸 计算及结构设计； （3）典型辅助设备的选型和计算 对典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定； （4）工艺流程简图 以单线图的形式绘制流程图，标出主体设备和辅助设备的物料 流向、物流量、能流量和主要化工参数测量点； （5）主体设备工艺条件图（装配图） 图面上应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表；3
16
物性参数表
温度t ℃
80
90 100 110
120
L(苯) kg/m3
815 803.9 792.5 780.3
L(甲苯) kg/m3 L(苯) mN/m
810 800.2 790.3 780.3 21.27 20.06 18.85 17.66
L(甲苯) mN/m 21.69 20.59 19.94 18.41
此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设 计和制造上提供了方便。 4、多股进料
本次设计宜采用单股进料。
9
5、加热方式的选择
◇加热方式：蒸馏釜的加热方式通常采用பைடு நூலகம்接蒸汽加热，设
置再沸器。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对
挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。
◇加热剂：T＜180℃，常用饱和水蒸气。
精馏塔的设计计算
1
第一节 概述
一、化工原理课程设计的目的和要求
通过课程设计，学生应该注重以下几个能力的训练和培养： 1. 查阅资料，选用公式和搜集数据的能力； 2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合 理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想， 在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力； 3. 迅速准确的进行工程计算的能力； 4. 用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。
m3/s
L＝RD
Ls
LM Lm
3600 Lm
m3/s
提馏段： V＝V ＋(q－1)F L ＝L ＋F
18
第三节 板式塔主要尺寸的计算
板式塔主要尺寸的设计计算： ◇包括塔高 ◇塔径的设计计算 ◇板上液流形式的选择 ◇溢流装置的设计 ◇塔板布置等 设计时，先选取某段塔板（如精馏段、提馏段）条件下的参 数作为设计依据，以此确定塔的尺寸，应尽量保持塔径相同， 以便于加工制造。 由于塔中两相流动情况和传质过程的复杂性，许多参数和塔 板尺寸需根据经验来选取，因此设计过程中不可避免要进行试 差，计算结果也需要工程标准化。
L(苯) m·Pas 0.308 0.279 0.255 0.233
L(甲苯) m·Pas 0.311 0.286 0.284 0.254
768.9 770.0 16.49 17.31 0.215 0.228
17
(三) 气液负荷的计算
精馏段：V＝(R＋1)D kmol/h
Vs
VM Vm
3600 Vm
7
第二节 板式精馏塔的工艺计算
一、设计方案的确定 1、装置流程的确定：
经济方面：充分考虑整个系统的热能利用，降低操作费用。 操作的稳定性：加热蒸汽的压力、进料量、回流液等 2、操作压力的选择：设计压力一般指塔顶压力。 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。
确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，
◇再沸器结构：
小塔可在塔底，形式有夹套式、蛇管式、列管式。
大塔一般在塔外，形式为列管式，有立式和卧式两种。
6、冷却方式
通常在塔顶设置蒸气全部冷凝的全凝器。其为辅助设备，需
进行选型，多采用列管式，水平或垂直放置。
10
二、工艺计算 （一）全塔物料衡算
1、计算原料液、塔顶、塔底浓度 2、平均分子量：（原料液MF、塔顶MD 、塔底MW ） 3、物料衡算求W、D kmol/h 4、塔板数的计算 （1）理论板数的计算：
14
3、平均密度
（1）气相平均密度
Vm
pmM Vm RTm
（2）液相平均密度
1
Lm
ai
i
（3）计算塔顶、塔底、进料处气、液相平均密度；
（4）计算精馏段、提馏段平均密度。
平均密度：Lm (精)=(LD+ LF)/2 Vm (精)=(VD+ VF)/2 Lm (提)=(LW+ LF)/2 Vm (提)=(VW+ VF)/2
作y－x图、t－x－y图； 求最小回流比Rmin、实际回流比R； 图解法求理论板数N。
11
（2）全塔效率ET 可查P145页图11-21确定
或：av =0.1～1.0时， ET 0.49( av )0.245
（3）实际塔板数NP
NP N / ET
分别求精馏段和提馏段所需实际板数
（二）塔的工艺条件及物性数据
15
4、液体平均表面张力
（1）液相平均表面张力 m xii
（2）查塔顶、塔底、进料温度下的液体的表面张力； （3）计算塔顶、塔底、进料处液相平均表面张力； （4）计算精馏段、提馏段平均表面张力。 5、液体平均粘度
（1）液相平均粘度 m xii
（2）查塔顶、塔底、进料温度下的液体的粘度； （3）计算塔顶、塔底、进料处液相平均粘度； （4）计算精馏段、提馏段平均粘度。
◇确定理论塔板数（作图法）、实际板数； ◇确定塔高和塔径。
6
3、塔板设计： ◇设计塔板各主要工艺尺寸 溢流装置、塔板布置、筛孔或浮阀的设计及排列（图）； ◇进行流体力学校核计算； ◇画出塔的负荷性能图。
4、管路及附属设备的设计与选型，如冷凝器、泵等。 5、抄写说明书。 6、绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔装配图。
2、操作温度
塔顶tD ：可由t-x-y图查得塔顶tD 、塔底tW 、进料处tF 。 平均温度：tm(精)=( tD+ tF)/2
tm(提)=( tW+ tF)/2
t/℃
如图：xF=0.5， xw=0.05时， 泡点进料tF=92℃ （露点进料tF=101℃） 塔底 tw=108℃
提馏段平均温度：
tm=( tW+ tF)/2 ＝(92+108)/2＝100 ℃
液流型式选取参考表
液 体 流 量 m3/h U 型流型 单流型 双流型 阶梯流型
<7
<45
<9
<70
<11
<90 90-160
<11
<110 110-200 200-300
<11
<110 110-230 230-350
<11
<110 110-250 250-400
<11
<110 110-250 250-450
③ 计算塔径 D
所需气体流通截面积
A Vs u
A AT Ad
AT
A 1 Ad
AT
A 1 Ad
AT
AT
D
lw
AT
D
Ad
AT：塔截面 Ad：降液管截面
AT
4
D2
4 AT
23
Ad /AT 和 Wd /D
Ad AT
sin
1
lw D
lw D
1
塔板间距 HT，m 0.2-0.3
0.3-0.35
0.35-0.45 0.45-0.6
0.5-0.8
≥00..68
20
2、塔径估算 确定原则： 防止过量液沫夹带液泛 步骤： 先确定最大空塔气速 umax (m/s)；
然后根据经验确定设计气速 u； 最后计算塔径 D。
① 最大空塔气速（液泛气速，课本P.128—129）
2、课程设计组成 （1）设计说明书主要内容：
◇封面（课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间 ）； ◇ 目录； ◇ 设计任务书； ◇ 工艺流程图及设计方案说明； ◇ 设计条件及主要物性参数表； ◇ 工艺设计计算； ◇ 设计结果汇总表； ◇ 辅助设备的设计及选型； ◇ 设计评述及设计者对本设计有关问题的讨论； ◇参考资料。 （2） 工艺流程图及主体设备装配图；
兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。
可考虑取常压操作，塔顶压力为4kPa（表压），
每层塔板压降p≤0.7kPa。
8
3、进料状况的选择 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切
的联系。 在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到
泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较 容易控制，不致受季节气温的影响。
19
一、精馏塔的结构设计
1、塔的有效高度和板间距 已知：实际塔板数 NP ； 选取塔板间距 HT； 有效塔高： Z HT N p 塔体高度＝有效高＋顶部空间＋底部空间＋塔裙座高度
选取塔板间距 HT ： 塔板间距和塔径的经验关系
塔径 D，m
0.3-0.5 0.5-0.8 0.8-1.6 1.6-2.0 2.0-2.4 >2.4
27
② 降液管形式和底隙 降液管：弓形、圆形。 降液管截面积：一般Ad/AT = 0.06 ~ 0.12 ，由lw /D确定(图11-16) Ad/AT 过大，气液两相接触传质区小，生产能力和板效率将较
低； Ad/AT 过小，易产生气泡夹带，引起降液管液泛。 底隙 hb ：应小于hw ，通常在 30 ~ 40 mm。
课本P.129
0.02 0.03 0.04 0.07 0.1
0.2 0.3 0.4
FP VL L VG G
筛板塔气体负荷因子关联图
0.7 1.0
22
② 选取设计气速 u 选取泛点率： u / umax 一般液体， 0.7 ～0.8 易起泡液体， 0.5 ～ 0.6
设计气速 u = 泛点率 ×umax
4
3、注意事项 整个设计是由论述、计算和绘图三部分组成。 ◇论述应该条理清晰，观点明确； ◇计算要求方法正确，误差小于设计要求，计算公式和所用
数据必须注明出处； ◇图表应能简要表达计算的结果。
5
三、化工原理课程设计的步骤
本设计按以下几个阶段进行： 1、根据设计任务和工艺要求，确定设计方案。根据给定任务， 对精馏装置的流程、操作条件、塔板类型等进行论述。 2、蒸馏塔的工艺计算
1、操作压强
塔顶： pD pD表 101 .3 kPa
塔底： pW pD表 101 .3 NP p kPa
进料： pF pD表 101 .3 N（P 精） p kPa
平均压强：pm(精)=( pD+ pF)/2
pm(提)=( pW+ pF)/2
12
液体流经底隙的流速ub =Ls/ (lwhb)， 一般ub = 0.07—0.25m/s。
28
③ 溢流堰（又称出口堰） 作用：维持塔板上一定液层，使液体均匀横向流过。 型式：平直堰、溢流辅堰、三角形齿堰及栅栏堰。 主要尺寸：堰高hw和堰长lw
umax C
L V V
C
C20
L
20
0.2
筛板塔，可查教材Smith图 求 C20 ；
浮阀塔可查数据手册书确定C20 。
21
0.1 0.09
0.07 0.06
C20
0.05 0.04
0.03
0.02
HT=0.6 0.45 0.3
0.15
0.01 0.01
(lw
/
D)2
/
sin 1 lw 的单位取弧度 D
Ad/AT也可由lw/D查图得（教材P.137）
lw/D的确定：
单流型： lW D 0.6 0.8
双流型: lW D 0.5 0.7
说明：计算得到的塔径需圆整。
lw/D
标准直径为：0.4、0.5、0.6、0.7、0.8、1.0、1.2、1.4、1.6、
1.8、2.0（m）……。
直径确定后应重新计算实际气速及泛点率。
24
hb
底隙： hb 堰头液高： h0W 堰高： hW
Wc
Ws
r
x
lW
Wd
25
3、溢流装置设计 ① 溢流型式的选择 依据：塔径 、流量； 型式：单流型、U 形流型、双流型、阶梯流型等。
U型流型
单流型
双流型 26
塔径 m 1.0 1.4 2.0 3.0 4.0 5.0 6.0
110 100 90 80
0
p=101.3kPa
t-y t-x
13
x (y) 1.0
2、平均摩尔质量 （1）由塔顶、塔底、进料处的浓度计算平均摩尔质量； （2）计算精馏段平均摩尔质量MVm (精)、 MLm (精)； （3）计算提馏段平均摩尔质量MVm (提)、 MLm (提)。
如塔顶：y1 = xD =0.966，按气液平衡关系 可查得x1 =0.916 则：MVDm= 0.966×78.11+(1－0.966) ×92.13=78.59 kg/kmol MLDm= 0.916×78.11+(1－0.916) ×92.13=79.29 kg/kmol