苯-甲苯精馏分离板式塔设计
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塔截面积 =1.539
实际空塔气速为 0.781m/s
（2）精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度 =（ -1） =（17-1）×0.4=6.4m
提馏段有效高度 =（ -1） =（21-1）×0.4=8m
在进料板上方开1个人孔，高度为0.8m，塔顶处开一人孔，
精馏塔的效高度为Z= + +0.8=15.2m
则 =0.0722 =0.111 ， =0.124D=0.174m
操作周期7920小时/年
进料组成46%（苯）（质量分率，下同）
塔顶产品组成≥98%（苯）
塔底产品组成≤1.0%（苯）
回流比，自选
单板压降≤700Pa
2.操作条件
操作压力塔顶为常压
进料热状态进料温度20℃
加热蒸汽0.25Mpa(表压)
3.设备型式筛板塔
4.厂址河北省
三、设计内容
1.设计方案的选择及流程说明
在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。
筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔——筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。
由 =80.54℃查表5得
=812.4 ， =807.6
= =812.32
进料板液相平均密度计算
由 =91.79℃查表5得
=796.5 ， =794.9
进料板质量分率 = =0.477
=795.66
精馏段液相平均密度计算
=（ + ）/2=（812.32+795.66）/2=803.99
塔底液相平均密度计算
㏒ = ㏒ +（1- ）㏒ =0.930㏒（0.303）+（1-0.930）㏒（0.307）
得 =0.302mPa s
进料板液相平均黏度计算
由 =91.79℃查表6得
=0.264mPa s， =0.273mPa s
㏒ = ㏒ +（1- ）㏒ =0.530㏒（0.264）+（1-0.530）㏒（0.273）
40.0
116.9
46.0
135.5
54.0
155.7
63.3
179.2
74.3
204.2
86.0
240.0
表3常温下苯—甲苯气液平衡数据
来自百度文库温度
80.1
85
90
95
100
105
110.6
液相中苯的摩尔率
汽相中苯的摩尔率
1.000
1.000
0.780
0.900
0.581
0.777
0.412
0.630
0.258
最小回流比
取操作回流比
2.4精馏段和提馏段操作线方程
2.4.1求精馏塔的气液相负荷
L=RD=100.71Kmol/h
V=(R+1)D=167.85Kmol/h
=L+qF=281.09Kmol/h
=V=167.85Kmol/h
2.4.2求操作线方程
精馏段:y=
提馏段 - 1.308
2.5
由苯——甲苯气液平衡线x-y图，进料板NF=10，精馏段9块，提馏段11块。
相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高10%—15%，板效率亦约高10%—15%，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。流程参见附图：
2
2.1
2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
=（ + ）/2=（78.35+82.02）/2=80.19kg/Kmol
=（ + ）/2=（79.09+87.19）/2=83.14kg/kmol
（4）塔底平均摩尔质量计算
=0.024， =0.004
=0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.80kg/Kmol
=0.004×78.11+（1-0.004）×92.13=92.08kg/Kmol
关键词：笨 甲苯 精馏筛板塔
1
本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
2.塔的工艺计算
3.主要设备工艺尺寸设计
（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定
（2）塔板的流体力学校核
（3）塔板的负荷性能图
（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定
4.辅助设备选型与计算
5.设计结果汇总
6.工艺流程图及精馏工艺条件图
7.设计评述
摘要：本设计采用筛板塔分离苯和甲苯，通过图解理论板法计算得出理论板数为21块，回流比为1.5，算出塔板效率0.54，实际板数为39块，进料位置为第18块，在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，全塔高19.975米，每层筛孔数目为5739。通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。
=0.078，则C= =0.078×( =0.0783
=0.0783 =1.313m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7 =0.7×1.313=0.9191 m/s
按表准塔径圆整后为D=1.4m
塔截面积
实际空塔气速为 0.843m/s
提馏段塔径的计算
= = =1.202
= = =0.00869
= - =0.06-0.0297=0.0303m
弓形降液管宽度 和截面积
精馏段：
由 =0.66，查弓形降液管参数图得 =0.0722， =0.124
则 =0.0722 =0.111 ， =0.124D=0.174m
验算液体在降液管中停留时间
= =17.284s﹥3～5s
故降液管设计合理
提馏段：
由 =0.66，查弓形降液管参数图得 =0.0722， =0.124
0.456
0.130
0.262
0
0
表4纯组分的表面张力
温度
80
90
100
110
120
苯，mN/m
甲苯，Mn/m
21.2
21.7
20
20.6
18.8
19.5
17.5
18.4
16.2
17.3
表5组分的液相密度
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯,kg/
甲苯,kg/
814
809
805
801
791
791
778
苯的摩尔质量 =78.11kg/mol甲苯的摩尔质量 =92.13kg/mol
F=
原料组成：
塔顶组成：
塔底组成：
2.1.2
2.
F=133.32kmol/h
总物料衡算F=W+D133.32kmol/h=W+D
苯物料衡算 133.32koml/h 0.501=D 0.983+W 0.012
联立得D=67.14kmol/hW=66.1kmol/h
=0.263mPa s
提馏段液相平均黏度计算
=（ + ）/2=（0.263+0.269）/2=0.266mPa s
3.2
3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算
（1）塔径的计算
精馏段塔径的计算
气、液相体积流率
= =1.298
= =0.00289
由 ，式中C= ， 由史密斯关联图查取，图的横坐标为
取板间距 =0.4m，板上液层高度 =0.06m，则 - =0.4-0.06=0.34m，由史密斯关联图查得
q线方程
根据公式：
进料状况下的平均温度： =（91.79+20）/2=55.89℃
进料板的温度：
q线方程：
2.3 最小回流比的确定
图1 苯甲苯气液平衡X-Y图
2.求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点d（0.501，0.501）作斜率为3.8的直线为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为
表1苯和甲苯的物理性质
项目
分子式
分子量M
沸点（℃）
临界温度tC（℃）
临界压强PC（kPa）
苯A
甲苯B
C6H6
C6H5—CH3
78.11
92.13
80.1
110.6
288.5
318.57
6833.4
4107.7
表2苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度
80.1
85
90
95
100
105
110.6
, kPa
，kPa
101.33
得 =0.269mPa s
精馏段液相平均黏度计算
=（ + ）/2=（0.302+0.269）/2=0.285mPa s
塔底液相平均黏度计算
由 =100.99℃查表6得
=0.250mPa s， =0.263mPa s
㏒ = ㏒ +（1- ） =0.004㏒（0.250）+（1-0.004）㏒（0.263）
= +（1- ） =0.004×17.9654+（1-0.004）×18.7938=18.790mN/m
提馏段液相平均表面张力计算
=（ + ）/2=（19.769+18.790）/2=19.280mN/m
3.1.6液体平均黏度计算
依式㏒ 计算
塔顶液相平均黏度计算
由 =80.54℃查表4得
=0.303mPa s， =0.307mPa s
2.
（1）全塔效率
查表2数据利用拉乌尔定律计算
=2.541
=2.327
=2.43
查表6得 =0.272m 0.279m
平均粘度由公式，得:
全塔效率ET=0.49 54%
（2）实际板数的求取
精馏段实际板数:NT=9/0.54=16.6≈17
提馏段实际板数:NT=11/0.54=20.3≈21（包括再沸器）
由 ，式中C= ， 由史密斯关联图 查取，图的横坐标为
0.112
- =0.4-0.06=0.34m，由史密斯关联图查得 =0.069
C= =0.069× =0.0677
=1.034m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7 =0.7×1.034=0.724m/s
D= =1.45m
为和精馏段塔径保持一致，圆整后取为1.4m。
河西学院
Hexi University
化工原理课程设计
题目:苯-甲苯精馏分离板式塔设计
学院:化学化工学院
专业:化学工程与工艺
学号:**********
*****
********
2016年11月20日
化工原理课程设计任务书
一、设计题目
苯-甲苯精馏分离板式塔设计
二、设计任务及操作条件
1.设计任务
生产能力（进料量）85000吨/年
（4）精馏段平均压力
（5）塔底操作压力
（6）提馏段平均压力
3.1.2操作温度
利用表3中的数据可求
：
=80.54
109.99
精馏段平均温度：
提馏段平均温度：
3.1.3平均摩尔质量计算
（1）塔顶平均摩尔质量计算
= =0.983， =0.930
=0.983×78.11+（1-0.983）×92.13=78.35kg/Kmol
3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算
（1）溢流装置计算
塔径D=1.4m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘
堰长
取 =0.66D=0.66×1.4=0.924m
堰高
选用平直堰，堰上液层高度 计算如下
，取 ，
=0.0143
精馏段：
= - =0.06-0.0143=0.0457m
提馏段：
= =0.0297m
由 =106.42℃查表5得
=782.654 ， =783.938
塔底质量分率 =0.0204
提馏段液相平均密度计算
3.1.5液体平均表面张力计算
依式 计算
塔顶液相平均表面张力计算
由 =80.54℃查表4得
=20.984mN/m， =21.502mN/m
= +（1- ） =21.020mN/m
进料板液相平均表面张力计算
780
763
768
表6液体粘度µ
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯（mP .s）
甲苯（mP .s）
0.308
0.311
0.279
0.286
0.255
0.264
0.233
0.254
0.215
0.228
3
3.1物性数据计算
3.1.1操作压力计算
（1）塔顶操作压力
（2）每层塔板压降 P=0.7Kpa
（3）进料板压力
（5）提馏段平均摩尔质量计算
=（ + ）/2=（91.80+82.02）/2=86.91kg/Kmol
=（ + ）/2=（92.08+87.19）/2=89.635kg/Kmol
3.1.4平均密度计算
（1）气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算
= =2.88
= =3.37
（2）液相平均密度计算
塔顶液相平均密度计算
由 =91.79℃查表4得
=19.628mN/m， =19.929mN/m
= +（1- ） =19.769mN/m
精馏段液相平均表面张力计算
=（ + ）/2=（19.769+21.020）/2=20.395mN/m
塔底液相平均表面张力计算
由 =109.99℃查表4得
=17.9654mN/m， =18.7938mN/m
=0.930×78.11+（1-0.930）×92.13=79.09kg/Kmol
（2）进料板平均摩尔质量计算
0.721 =0.530
=0.721×78.11+（1-0.721）×92.13=82.02kg/Kmol
=0.530×78.11+（1-0.530）×92.13=87.19kg/Kmol
（3）精馏段平均摩尔质量计算
实际空塔气速为 0.781m/s
（2）精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度 =（ -1） =（17-1）×0.4=6.4m
提馏段有效高度 =（ -1） =（21-1）×0.4=8m
在进料板上方开1个人孔，高度为0.8m，塔顶处开一人孔，
精馏塔的效高度为Z= + +0.8=15.2m
则 =0.0722 =0.111 ， =0.124D=0.174m
操作周期7920小时/年
进料组成46%（苯）（质量分率，下同）
塔顶产品组成≥98%（苯）
塔底产品组成≤1.0%（苯）
回流比，自选
单板压降≤700Pa
2.操作条件
操作压力塔顶为常压
进料热状态进料温度20℃
加热蒸汽0.25Mpa(表压)
3.设备型式筛板塔
4.厂址河北省
三、设计内容
1.设计方案的选择及流程说明
在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。
筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔——筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。
由 =80.54℃查表5得
=812.4 ， =807.6
= =812.32
进料板液相平均密度计算
由 =91.79℃查表5得
=796.5 ， =794.9
进料板质量分率 = =0.477
=795.66
精馏段液相平均密度计算
=（ + ）/2=（812.32+795.66）/2=803.99
塔底液相平均密度计算
㏒ = ㏒ +（1- ）㏒ =0.930㏒（0.303）+（1-0.930）㏒（0.307）
得 =0.302mPa s
进料板液相平均黏度计算
由 =91.79℃查表6得
=0.264mPa s， =0.273mPa s
㏒ = ㏒ +（1- ）㏒ =0.530㏒（0.264）+（1-0.530）㏒（0.273）
40.0
116.9
46.0
135.5
54.0
155.7
63.3
179.2
74.3
204.2
86.0
240.0
表3常温下苯—甲苯气液平衡数据
来自百度文库温度
80.1
85
90
95
100
105
110.6
液相中苯的摩尔率
汽相中苯的摩尔率
1.000
1.000
0.780
0.900
0.581
0.777
0.412
0.630
0.258
最小回流比
取操作回流比
2.4精馏段和提馏段操作线方程
2.4.1求精馏塔的气液相负荷
L=RD=100.71Kmol/h
V=(R+1)D=167.85Kmol/h
=L+qF=281.09Kmol/h
=V=167.85Kmol/h
2.4.2求操作线方程
精馏段:y=
提馏段 - 1.308
2.5
由苯——甲苯气液平衡线x-y图，进料板NF=10，精馏段9块，提馏段11块。
相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高10%—15%，板效率亦约高10%—15%，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。流程参见附图：
2
2.1
2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
=（ + ）/2=（78.35+82.02）/2=80.19kg/Kmol
=（ + ）/2=（79.09+87.19）/2=83.14kg/kmol
（4）塔底平均摩尔质量计算
=0.024， =0.004
=0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.80kg/Kmol
=0.004×78.11+（1-0.004）×92.13=92.08kg/Kmol
关键词：笨 甲苯 精馏筛板塔
1
本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
2.塔的工艺计算
3.主要设备工艺尺寸设计
（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定
（2）塔板的流体力学校核
（3）塔板的负荷性能图
（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定
4.辅助设备选型与计算
5.设计结果汇总
6.工艺流程图及精馏工艺条件图
7.设计评述
摘要：本设计采用筛板塔分离苯和甲苯，通过图解理论板法计算得出理论板数为21块，回流比为1.5，算出塔板效率0.54，实际板数为39块，进料位置为第18块，在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，全塔高19.975米，每层筛孔数目为5739。通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。
=0.078，则C= =0.078×( =0.0783
=0.0783 =1.313m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7 =0.7×1.313=0.9191 m/s
按表准塔径圆整后为D=1.4m
塔截面积
实际空塔气速为 0.843m/s
提馏段塔径的计算
= = =1.202
= = =0.00869
= - =0.06-0.0297=0.0303m
弓形降液管宽度 和截面积
精馏段：
由 =0.66，查弓形降液管参数图得 =0.0722， =0.124
则 =0.0722 =0.111 ， =0.124D=0.174m
验算液体在降液管中停留时间
= =17.284s﹥3～5s
故降液管设计合理
提馏段：
由 =0.66，查弓形降液管参数图得 =0.0722， =0.124
0.456
0.130
0.262
0
0
表4纯组分的表面张力
温度
80
90
100
110
120
苯，mN/m
甲苯，Mn/m
21.2
21.7
20
20.6
18.8
19.5
17.5
18.4
16.2
17.3
表5组分的液相密度
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯,kg/
甲苯,kg/
814
809
805
801
791
791
778
苯的摩尔质量 =78.11kg/mol甲苯的摩尔质量 =92.13kg/mol
F=
原料组成：
塔顶组成：
塔底组成：
2.1.2
2.
F=133.32kmol/h
总物料衡算F=W+D133.32kmol/h=W+D
苯物料衡算 133.32koml/h 0.501=D 0.983+W 0.012
联立得D=67.14kmol/hW=66.1kmol/h
=0.263mPa s
提馏段液相平均黏度计算
=（ + ）/2=（0.263+0.269）/2=0.266mPa s
3.2
3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算
（1）塔径的计算
精馏段塔径的计算
气、液相体积流率
= =1.298
= =0.00289
由 ，式中C= ， 由史密斯关联图查取，图的横坐标为
取板间距 =0.4m，板上液层高度 =0.06m，则 - =0.4-0.06=0.34m，由史密斯关联图查得
q线方程
根据公式：
进料状况下的平均温度： =（91.79+20）/2=55.89℃
进料板的温度：
q线方程：
2.3 最小回流比的确定
图1 苯甲苯气液平衡X-Y图
2.求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点d（0.501，0.501）作斜率为3.8的直线为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为
表1苯和甲苯的物理性质
项目
分子式
分子量M
沸点（℃）
临界温度tC（℃）
临界压强PC（kPa）
苯A
甲苯B
C6H6
C6H5—CH3
78.11
92.13
80.1
110.6
288.5
318.57
6833.4
4107.7
表2苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度
80.1
85
90
95
100
105
110.6
, kPa
，kPa
101.33
得 =0.269mPa s
精馏段液相平均黏度计算
=（ + ）/2=（0.302+0.269）/2=0.285mPa s
塔底液相平均黏度计算
由 =100.99℃查表6得
=0.250mPa s， =0.263mPa s
㏒ = ㏒ +（1- ） =0.004㏒（0.250）+（1-0.004）㏒（0.263）
= +（1- ） =0.004×17.9654+（1-0.004）×18.7938=18.790mN/m
提馏段液相平均表面张力计算
=（ + ）/2=（19.769+18.790）/2=19.280mN/m
3.1.6液体平均黏度计算
依式㏒ 计算
塔顶液相平均黏度计算
由 =80.54℃查表4得
=0.303mPa s， =0.307mPa s
2.
（1）全塔效率
查表2数据利用拉乌尔定律计算
=2.541
=2.327
=2.43
查表6得 =0.272m 0.279m
平均粘度由公式，得:
全塔效率ET=0.49 54%
（2）实际板数的求取
精馏段实际板数:NT=9/0.54=16.6≈17
提馏段实际板数:NT=11/0.54=20.3≈21（包括再沸器）
由 ，式中C= ， 由史密斯关联图 查取，图的横坐标为
0.112
- =0.4-0.06=0.34m，由史密斯关联图查得 =0.069
C= =0.069× =0.0677
=1.034m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7 =0.7×1.034=0.724m/s
D= =1.45m
为和精馏段塔径保持一致，圆整后取为1.4m。
河西学院
Hexi University
化工原理课程设计
题目:苯-甲苯精馏分离板式塔设计
学院:化学化工学院
专业:化学工程与工艺
学号:**********
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2016年11月20日
化工原理课程设计任务书
一、设计题目
苯-甲苯精馏分离板式塔设计
二、设计任务及操作条件
1.设计任务
生产能力（进料量）85000吨/年
（4）精馏段平均压力
（5）塔底操作压力
（6）提馏段平均压力
3.1.2操作温度
利用表3中的数据可求
：
=80.54
109.99
精馏段平均温度：
提馏段平均温度：
3.1.3平均摩尔质量计算
（1）塔顶平均摩尔质量计算
= =0.983， =0.930
=0.983×78.11+（1-0.983）×92.13=78.35kg/Kmol
3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算
（1）溢流装置计算
塔径D=1.4m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘
堰长
取 =0.66D=0.66×1.4=0.924m
堰高
选用平直堰，堰上液层高度 计算如下
，取 ，
=0.0143
精馏段：
= - =0.06-0.0143=0.0457m
提馏段：
= =0.0297m
由 =106.42℃查表5得
=782.654 ， =783.938
塔底质量分率 =0.0204
提馏段液相平均密度计算
3.1.5液体平均表面张力计算
依式 计算
塔顶液相平均表面张力计算
由 =80.54℃查表4得
=20.984mN/m， =21.502mN/m
= +（1- ） =21.020mN/m
进料板液相平均表面张力计算
780
763
768
表6液体粘度µ
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯（mP .s）
甲苯（mP .s）
0.308
0.311
0.279
0.286
0.255
0.264
0.233
0.254
0.215
0.228
3
3.1物性数据计算
3.1.1操作压力计算
（1）塔顶操作压力
（2）每层塔板压降 P=0.7Kpa
（3）进料板压力
（5）提馏段平均摩尔质量计算
=（ + ）/2=（91.80+82.02）/2=86.91kg/Kmol
=（ + ）/2=（92.08+87.19）/2=89.635kg/Kmol
3.1.4平均密度计算
（1）气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算
= =2.88
= =3.37
（2）液相平均密度计算
塔顶液相平均密度计算
由 =91.79℃查表4得
=19.628mN/m， =19.929mN/m
= +（1- ） =19.769mN/m
精馏段液相平均表面张力计算
=（ + ）/2=（19.769+21.020）/2=20.395mN/m
塔底液相平均表面张力计算
由 =109.99℃查表4得
=17.9654mN/m， =18.7938mN/m
=0.930×78.11+（1-0.930）×92.13=79.09kg/Kmol
（2）进料板平均摩尔质量计算
0.721 =0.530
=0.721×78.11+（1-0.721）×92.13=82.02kg/Kmol
=0.530×78.11+（1-0.530）×92.13=87.19kg/Kmol
（3）精馏段平均摩尔质量计算