八精餾裝置的熱量衡算企業(yè)生產(chǎn)實(shí)際教學(xué)案例庫課件

企業(yè)生產(chǎn)實(shí)際教學(xué)案例庫應(yīng)用化工生產(chǎn)技術(shù)專業(yè)（煤化工方向）兩組分連續(xù)精餾的分析和計(jì)算企業(yè)生產(chǎn)實(shí)際教學(xué)案例庫應(yīng)用化工生產(chǎn)技術(shù)專業(yè)兩組分連續(xù)精餾的分1一、理論板的概念及恒摩爾流假設(shè)1、理論板的概念

理論板是指離開塔板的蒸汽和液體呈平衡的塔板。理論板是人為的理想化的塔板。它可以作為衡量實(shí)際塔板分離效果的一個(gè)標(biāo)準(zhǔn)。一、理論板的概念及恒摩爾流假設(shè)1、理論板的概念22、恒摩爾流假定恒摩爾流假設(shè)的條件（1）各組分的摩爾汽化潛熱相等；（2）氣液接觸時(shí)因溫度不同而交換的顯熱可以忽略；（3）塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略。

2、恒摩爾流假定恒摩爾流假設(shè)的條件3（2）恒摩爾液流

（1）恒摩爾氣流

精餾段精餾段提餾段提餾段（2）恒摩爾液流（1）恒摩爾氣流精餾段精餾段提餾段提餾段41、精餾段操作線方程

對總物料：

對易揮發(fā)組分：

三、操作線方程精餾段物料衡算1、精餾段操作線方程對總物料：對易揮發(fā)組分：三、操作線5——回流比

——精餾段操作線方程——回流比——精餾段操作線方程6操作線的作法操作線的作法72、提餾段操作線方程

對總物料：

對易揮發(fā)組分：

提餾段操作線方程：提餾段物料衡算2、提餾段操作線方程對總物料：對易揮發(fā)組分：提餾段操作8操作線的作法操作線的作法9四、進(jìn)料熱狀況的影響和進(jìn)料線方程1、進(jìn)料熱狀況參數(shù)進(jìn)料板的物料衡算及熱量衡算如圖3-18所示的虛線范圍，分別作進(jìn)料板的物料衡算和熱量衡算，以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，即：物料衡算：

熱量衡算：

四、進(jìn)料熱狀況的影響和進(jìn)料線方程1、進(jìn)料熱狀況參數(shù)進(jìn)料板的物10q值稱為進(jìn)料的熱狀況參數(shù)。q值的意義為：每進(jìn)料1kmol·h-1時(shí)，提餾段中的液體流量較精餾段中增大的摩爾流量值。對于泡點(diǎn)、露點(diǎn)、混合進(jìn)料，q值相當(dāng)于進(jìn)料中飽和液相所占的百分比。q值稱為進(jìn)料的熱狀況參數(shù)。q值的意義為：每進(jìn)112、五種進(jìn)料熱狀況進(jìn)料熱狀況對進(jìn)料板上、下各股流的影響（1）飽和液體進(jìn)料；（2）飽和蒸汽進(jìn)料；（3）氣液混合進(jìn)料（4）過熱蒸汽進(jìn)料；（5）冷液進(jìn)料2、五種進(jìn)料熱狀況進(jìn)料熱狀況對進(jìn)料板上、下各股流的影響12（1）飽和液體進(jìn)料（2）飽和蒸汽進(jìn)料

（1）飽和液體進(jìn)料（2）飽和蒸汽進(jìn)料13（3）汽液混合物進(jìn)料

（4）過熱蒸汽進(jìn)料

（3）汽液混合物進(jìn)料（4）過熱蒸汽進(jìn)料14對于飽和液體、汽液混合物及飽和蒸汽三種進(jìn)料而言，q值就等于進(jìn)料中的液相分率。（5）冷液進(jìn)料

對于飽和液體、汽液混合物及飽和蒸汽三種進(jìn)料而言，q值153、q線方程（進(jìn)料方程）（1）進(jìn)料方程因在交點(diǎn)處兩操作線方程中的變量相同，故略去方程式中變量上、下標(biāo)即：將上兩式聯(lián)解，再將全塔的物料衡算式及全塔易揮發(fā)組分的衡算式代入，并整理得：3、q線方程（進(jìn)料方程）（1）進(jìn)料方程因在16進(jìn)料熱狀況對操作線的影響進(jìn)料熱狀況對操作線的影響17（2）進(jìn)料熱狀況對q線及操作線的影響進(jìn)料熱狀況對q線的影響（2）進(jìn)料熱狀況對q線及操作線的影響進(jìn)料熱狀況對q線的影響18依據(jù)的兩個(gè)關(guān)系：（1）氣液平衡關(guān)系（2）操作線方程精餾段：提餾段：五、理論塔板數(shù)的求法依據(jù)的兩個(gè)關(guān)系：五、理論塔板數(shù)的求法191、逐板計(jì)算法塔頂采用全凝器，即：由于離開每層理論板氣液組成互成平衡，因此x1可利用氣液平衡方程求得：從下一層塔板上升蒸汽組成y2與x1符合精餾段操作線關(guān)系，即：逐板計(jì)算法示意圖1、逐板計(jì)算法逐板計(jì)算法示意圖20

同理，如此交替使用平衡方程和精餾段操作線方程重復(fù)計(jì)算，直至計(jì)算到（僅指飽和液體進(jìn)料況）時(shí)，（其它進(jìn)料狀態(tài)，為兩操作線交點(diǎn)處的液相組成）。表示第n層理論板是進(jìn)料板（屬于提餾段），此后，可改用提餾段操作線方程和平衡方程。求提餾段理論板數(shù)，直至計(jì)算到為止。在計(jì)算過程中使用了n次相平衡方程即為求得的理論板數(shù)（包括再沸器在內(nèi)）。

同理，如此交替使用平衡方程和精餾段操作線方程重復(fù)21

應(yīng)注意的問題：

①精餾段所需理論板數(shù)為n-1塊，提餾段所需的理論板數(shù)為m-1(不包括再沸器)。精餾塔所需的理論板數(shù)為n+m-2，（不包括再沸器）。②若為其它進(jìn)料熱狀況，應(yīng)計(jì)算到。（為兩操作線交點(diǎn)下的液相組成）。

222、圖解法

圖解法的基本步驟：①在x-y坐標(biāo)圖上作出平衡曲線和對角線②作精餾段操作線③作進(jìn)料線④作提餾段操作線⑤畫直角梯級圖解法求理論板數(shù)2、圖解法圖解法求理論板數(shù)23圖解過程中當(dāng)某梯級跨過兩操作線交點(diǎn)時(shí)，應(yīng)更換操作線，跨過交點(diǎn)的梯級代表適宜的加料板。逐板法也相同。否則理論塔板數(shù)會增加。3、適宜的進(jìn)料位置圖解法求理論板數(shù)圖解過程中當(dāng)某梯級跨過兩操作線交點(diǎn)時(shí)，應(yīng)更換操作線，24回流比有兩個(gè)極限值，其上限為全回流,下限為最小回流比，操作回流比介于兩個(gè)極限值之間。1、全回流和最小理論板層數(shù)（1）全回流的分析精餾塔塔頂上升蒸氣經(jīng)全凝器冷凝后，冷凝液全部回流到塔內(nèi)，此種回流方式稱為全回流。全回流時(shí)的回流比為：六、回流比的影響及其選擇回流比有兩個(gè)極限值，其上限為全回流,下限為最小25

全回流時(shí)操作線方程式為：操作線和平衡線之間的距離最遠(yuǎn)，說明塔內(nèi)氣、液兩相間的傳質(zhì)推動力最大，對完成同樣的分離任務(wù)，所需的理論板數(shù)為最少。全回流最少理論板數(shù)的圖解全回流時(shí)操作線方程式為：操26（2）最小理論板層數(shù)芬斯克方程:全回流時(shí)因無生產(chǎn)能力，對正常生產(chǎn)無實(shí)際意義，只用于精餾塔的開工階段或?qū)嶒?yàn)研究中。但在精餾操作不正常時(shí)，有時(shí)會臨時(shí)改為全回流操作，便于過程的調(diào)節(jié)和控制。（2）最小理論板層數(shù)芬斯克方程:全回流時(shí)因272、最小回流比（1）最小回流比的概念

對于一定的分離任務(wù)，若逐漸減小回流比，精餾段操作線的截距則隨之不斷增大，兩操作線的位置向平衡線靠近。當(dāng)回流比減小到某一數(shù)值后，兩操作線的交點(diǎn)d落在平衡曲線上時(shí)，相應(yīng)的回流比稱為最小回流比，以表示。最小回流比的確定2、最小回流比最小回流比的確定28①正常相平衡曲線（2）最小回流比的求法精餾段操作線的斜率為：最小回流比為：

為q線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)，可在圖中讀得，也可由q線方程與平衡線方程聯(lián)立確定。最小回流比的確定圖解法①正常相平衡曲線（2）最小回流比的求法精餾段操作線的斜率為29②不正常相平衡曲線d點(diǎn)坐標(biāo)()由圖中讀出。不正常相平衡曲線最小回流比的確定②不正常相平衡曲線d點(diǎn)坐標(biāo)()由圖中讀出。不正常相平衡曲線最30對于相對揮發(fā)度為常量（或取平均值）的理想溶液

圖解法對于相對揮發(fā)度為常量（或取平均值）的理想溶液圖解法31飽和液體進(jìn)料時(shí)

飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)

飽和液體進(jìn)料時(shí)飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)323、適宜回流比的選擇適宜的回流比是指操作費(fèi)用和投資費(fèi)用之和為最低時(shí)的回流比。設(shè)備費(fèi)：曲線1操作費(fèi)用：曲線2總費(fèi)用：曲線3在精餾設(shè)計(jì)計(jì)算中操作回流比常采用經(jīng)驗(yàn)值。根據(jù)生產(chǎn)數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)適宜回流比的數(shù)值范圍可取為：適宜回流比的確定3、適宜回流比的選擇適宜回流比的確定334、理論板數(shù)的捷算法

（1）吉利蘭圖

R、NT、Rmin、Nmin關(guān)系關(guān)聯(lián)圖：吉利蘭圖吉利蘭圖4、理論板數(shù)的捷算法（1）吉利蘭圖R、NT、Rmin34左端：右端：最小回流全回流特點(diǎn)：簡便、快；雙組分、多組分都適用；誤差大，可用N估算，方案的比較。左端：右端：最小回流全回流特點(diǎn)：簡便、快；35（2）簡捷法求理論板數(shù)的步驟根據(jù)物系性質(zhì)及分離要求，求出Rmin，選擇合適的R；求出全回流下所需理論板數(shù)Nmin(圖解法、芬斯克公式)；使用吉利蘭圖，求出所需理論板數(shù)；確定加料位置，可把加料組成看成釜液組成求出理論板數(shù);即為精餾段所需理論板數(shù)，從而可以確定加料位置。

（2）簡捷法求理論板數(shù)的步驟36七、塔高和塔徑的計(jì)算

1、塔高的計(jì)算（1）板式塔有效高度的計(jì)算板式塔的有效高度是指氣、液接觸段的高度。由實(shí)際塔板數(shù)和板間距計(jì)算，即： Z=(NP－1)HT式中： Z--表示板式塔的有效高度，m；HT--表示兩相鄰塔板間的距離，板間距HT為經(jīng)驗(yàn)值,計(jì)算時(shí)可選定。（選定方法可參考有關(guān)書籍）； NP--實(shí)際板數(shù)。七、塔高和塔徑的計(jì)算1、塔高的計(jì)算（1）板式塔有效高度的計(jì)37（2）板效率①全塔效率（總板效率）E

②單板效率--默弗里（Murphree）效率

氣相單板效率

操作線平衡線ynyn-yn+1液相單板效率

（2）板效率①全塔效率（總板效率）E②單板效率--默弗里（382、塔徑的計(jì)算精餾塔的直徑，可由塔內(nèi)上升蒸氣的體積流量及空塔速度求得，即空塔速度是影響精餾操作的重要因素，適宜空塔速度通?？扇∫悍簹馑俚?.6～0.8倍，液泛氣速的確定方法可參考有關(guān)書籍。2、塔徑的計(jì)算精餾塔的直徑，可由塔內(nèi)上升蒸氣39如前所知，由于精餾塔內(nèi)兩段上升蒸氣體積流量Vs可能不同，則兩段Vs及直徑應(yīng)分別計(jì)算。精餾塔上升氣體體積流量可按下式計(jì)算，即若操作壓力較低時(shí)，氣相可視為理想氣體混合物，則應(yīng)予指出，若計(jì)算提餾段上升蒸氣的體積流量，通過計(jì)算，若精餾塔兩段塔徑不相等，為使塔的結(jié)構(gòu)簡化，兩段宜采用相同的塔徑（取兩者中較大的），經(jīng)圓整后作為精餾塔塔徑。如前所知，由于精餾塔內(nèi)兩段上升蒸氣體積流量V40八、精餾裝置的熱量衡算

1、冷凝器的熱量衡算

冷卻介質(zhì)用量

精餾塔的熱量衡算八、精餾裝置的熱量衡算1、冷凝器的熱量衡算冷卻介質(zhì)用量412、再沸器的熱負(fù)荷

進(jìn)入再沸器的熱量：

加熱蒸汽供給的熱量QB；回流液體帶入的熱量L’Ilm

離開再沸器的熱量：再沸器中上升蒸氣帶走的熱量

釜?dú)堃簬ё叩臒崃?/p>

再沸器的熱損失

2、再沸器的熱負(fù)荷再沸器中上升蒸氣帶走的熱量釜?dú)堃簬ё叩?2若近似取

加熱介質(zhì)的消耗量

若用飽和蒸汽加熱，且冷凝液在飽和溫度下排出，則加熱蒸汽消耗量

若近似取加熱介質(zhì)的消耗量若用飽和蒸汽加熱，且冷凝液在飽和43企業(yè)生產(chǎn)實(shí)際教學(xué)案例庫應(yīng)用化工生產(chǎn)技術(shù)專業(yè)（煤化工方向）兩組分連續(xù)精餾的分析和計(jì)算企業(yè)生產(chǎn)實(shí)際教學(xué)案例庫應(yīng)用化工生產(chǎn)技術(shù)專業(yè)兩組分連續(xù)精餾的分44一、理論板的概念及恒摩爾流假設(shè)1、理論板的概念

理論板是指離開塔板的蒸汽和液體呈平衡的塔板。理論板是人為的理想化的塔板。它可以作為衡量實(shí)際塔板分離效果的一個(gè)標(biāo)準(zhǔn)。一、理論板的概念及恒摩爾流假設(shè)1、理論板的概念452、恒摩爾流假定恒摩爾流假設(shè)的條件（1）各組分的摩爾汽化潛熱相等；（2）氣液接觸時(shí)因溫度不同而交換的顯熱可以忽略；（3）塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略。

2、恒摩爾流假定恒摩爾流假設(shè)的條件46（2）恒摩爾液流

（1）恒摩爾氣流

精餾段精餾段提餾段提餾段（2）恒摩爾液流（1）恒摩爾氣流精餾段精餾段提餾段提餾段471、精餾段操作線方程

對總物料：

對易揮發(fā)組分：

三、操作線方程精餾段物料衡算1、精餾段操作線方程對總物料：對易揮發(fā)組分：三、操作線48——回流比

——精餾段操作線方程——回流比——精餾段操作線方程49操作線的作法操作線的作法502、提餾段操作線方程

對總物料：

對易揮發(fā)組分：

提餾段操作線方程：提餾段物料衡算2、提餾段操作線方程對總物料：對易揮發(fā)組分：提餾段操作51操作線的作法操作線的作法52四、進(jìn)料熱狀況的影響和進(jìn)料線方程1、進(jìn)料熱狀況參數(shù)進(jìn)料板的物料衡算及熱量衡算如圖3-18所示的虛線范圍，分別作進(jìn)料板的物料衡算和熱量衡算，以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，即：物料衡算：

熱量衡算：

四、進(jìn)料熱狀況的影響和進(jìn)料線方程1、進(jìn)料熱狀況參數(shù)進(jìn)料板的物53q值稱為進(jìn)料的熱狀況參數(shù)。q值的意義為：每進(jìn)料1kmol·h-1時(shí)，提餾段中的液體流量較精餾段中增大的摩爾流量值。對于泡點(diǎn)、露點(diǎn)、混合進(jìn)料，q值相當(dāng)于進(jìn)料中飽和液相所占的百分比。q值稱為進(jìn)料的熱狀況參數(shù)。q值的意義為：每進(jìn)542、五種進(jìn)料熱狀況進(jìn)料熱狀況對進(jìn)料板上、下各股流的影響（1）飽和液體進(jìn)料；（2）飽和蒸汽進(jìn)料；（3）氣液混合進(jìn)料（4）過熱蒸汽進(jìn)料；（5）冷液進(jìn)料2、五種進(jìn)料熱狀況進(jìn)料熱狀況對進(jìn)料板上、下各股流的影響55（1）飽和液體進(jìn)料（2）飽和蒸汽進(jìn)料

（1）飽和液體進(jìn)料（2）飽和蒸汽進(jìn)料56（3）汽液混合物進(jìn)料

（4）過熱蒸汽進(jìn)料

（3）汽液混合物進(jìn)料（4）過熱蒸汽進(jìn)料57對于飽和液體、汽液混合物及飽和蒸汽三種進(jìn)料而言，q值就等于進(jìn)料中的液相分率。（5）冷液進(jìn)料

對于飽和液體、汽液混合物及飽和蒸汽三種進(jìn)料而言，q值583、q線方程（進(jìn)料方程）（1）進(jìn)料方程因在交點(diǎn)處兩操作線方程中的變量相同，故略去方程式中變量上、下標(biāo)即：將上兩式聯(lián)解，再將全塔的物料衡算式及全塔易揮發(fā)組分的衡算式代入，并整理得：3、q線方程（進(jìn)料方程）（1）進(jìn)料方程因在59進(jìn)料熱狀況對操作線的影響進(jìn)料熱狀況對操作線的影響60（2）進(jìn)料熱狀況對q線及操作線的影響進(jìn)料熱狀況對q線的影響（2）進(jìn)料熱狀況對q線及操作線的影響進(jìn)料熱狀況對q線的影響61依據(jù)的兩個(gè)關(guān)系：（1）氣液平衡關(guān)系（2）操作線方程精餾段：提餾段：五、理論塔板數(shù)的求法依據(jù)的兩個(gè)關(guān)系：五、理論塔板數(shù)的求法621、逐板計(jì)算法塔頂采用全凝器，即：由于離開每層理論板氣液組成互成平衡，因此x1可利用氣液平衡方程求得：從下一層塔板上升蒸汽組成y2與x1符合精餾段操作線關(guān)系，即：逐板計(jì)算法示意圖1、逐板計(jì)算法逐板計(jì)算法示意圖63

同理，如此交替使用平衡方程和精餾段操作線方程重復(fù)計(jì)算，直至計(jì)算到（僅指飽和液體進(jìn)料況）時(shí)，（其它進(jìn)料狀態(tài)，為兩操作線交點(diǎn)處的液相組成）。表示第n層理論板是進(jìn)料板（屬于提餾段），此后，可改用提餾段操作線方程和平衡方程。求提餾段理論板數(shù)，直至計(jì)算到為止。在計(jì)算過程中使用了n次相平衡方程即為求得的理論板數(shù)（包括再沸器在內(nèi)）。

同理，如此交替使用平衡方程和精餾段操作線方程重復(fù)64

應(yīng)注意的問題：

①精餾段所需理論板數(shù)為n-1塊，提餾段所需的理論板數(shù)為m-1(不包括再沸器)。精餾塔所需的理論板數(shù)為n+m-2，（不包括再沸器）。②若為其它進(jìn)料熱狀況，應(yīng)計(jì)算到。（為兩操作線交點(diǎn)下的液相組成）。

652、圖解法

圖解法的基本步驟：①在x-y坐標(biāo)圖上作出平衡曲線和對角線②作精餾段操作線③作進(jìn)料線④作提餾段操作線⑤畫直角梯級圖解法求理論板數(shù)2、圖解法圖解法求理論板數(shù)66圖解過程中當(dāng)某梯級跨過兩操作線交點(diǎn)時(shí)，應(yīng)更換操作線，跨過交點(diǎn)的梯級代表適宜的加料板。逐板法也相同。否則理論塔板數(shù)會增加。3、適宜的進(jìn)料位置圖解法求理論板數(shù)圖解過程中當(dāng)某梯級跨過兩操作線交點(diǎn)時(shí)，應(yīng)更換操作線，67回流比有兩個(gè)極限值，其上限為全回流,下限為最小回流比，操作回流比介于兩個(gè)極限值之間。1、全回流和最小理論板層數(shù)（1）全回流的分析精餾塔塔頂上升蒸氣經(jīng)全凝器冷凝后，冷凝液全部回流到塔內(nèi)，此種回流方式稱為全回流。全回流時(shí)的回流比為：六、回流比的影響及其選擇回流比有兩個(gè)極限值，其上限為全回流,下限為最小68

全回流時(shí)操作線方程式為：操作線和平衡線之間的距離最遠(yuǎn)，說明塔內(nèi)氣、液兩相間的傳質(zhì)推動力最大，對完成同樣的分離任務(wù)，所需的理論板數(shù)為最少。全回流最少理論板數(shù)的圖解全回流時(shí)操作線方程式為：操69（2）最小理論板層數(shù)芬斯克方程:全回流時(shí)因無生產(chǎn)能力，對正常生產(chǎn)無實(shí)際意義，只用于精餾塔的開工階段或?qū)嶒?yàn)研究中。但在精餾操作不正常時(shí)，有時(shí)會臨時(shí)改為全回流操作，便于過程的調(diào)節(jié)和控制。（2）最小理論板層數(shù)芬斯克方程:全回流時(shí)因702、最小回流比（1）最小回流比的概念

對于一定的分離任務(wù)，若逐漸減小回流比，精餾段操作線的截距則隨之不斷增大，兩操作線的位置向平衡線靠近。當(dāng)回流比減小到某一數(shù)值后，兩操作線的交點(diǎn)d落在平衡曲線上時(shí)，相應(yīng)的回流比稱為最小回流比，以表示。最小回流比的確定2、最小回流比最小回流比的確定71①正常相平衡曲線（2）最小回流比的求法精餾段操作線的斜率為：最小回流比為：

為q線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)，可在圖中讀得，也可由q線方程與平衡線方程聯(lián)立確定。最小回流比的確定圖解法①正常相平衡曲線（2）最小回流比的求法精餾段操作線的斜率為72②不正常相平衡曲線d點(diǎn)坐標(biāo)()由圖中讀出。不正常相平衡曲線最小回流比的確定②不正常相平衡曲線d點(diǎn)坐標(biāo)()由圖中讀出。不正常相平衡曲線最73對于相對揮發(fā)度為常量（或取平均值）的理想溶液

圖解法對于相對揮發(fā)度為常量（或取平均值）的理想溶液圖解法74飽和液體進(jìn)料時(shí)

飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)

飽和液體進(jìn)料時(shí)飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)753、適宜回流比的選擇適宜的回流比是指操作費(fèi)用和投資費(fèi)用之和為最低時(shí)的回流比。設(shè)備費(fèi)：曲線1操作費(fèi)用：曲線2總費(fèi)用：曲線3在精餾設(shè)計(jì)計(jì)算中操作回流比常采用經(jīng)驗(yàn)值。根據(jù)生產(chǎn)數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)適宜回流比的數(shù)值范圍可取為：適宜回流比的確定3、適宜回流比的選擇適宜回流比的確定764、理論板數(shù)的捷算法

（1）吉利蘭圖

R、NT、Rmin、Nmin關(guān)系關(guān)聯(lián)圖：吉利蘭圖吉利蘭圖4、理論板數(shù)的捷算法（1）吉利蘭圖R、NT、Rmin77左端：右端：最小回流全回流特點(diǎn)：簡便、快；雙組分、多組分都適用；誤差大，可用N估算，方案的比較。左端：右端：最小回流全回流特點(diǎn)：簡便、快；78（2）簡捷法求理論板數(shù)的步驟根據(jù)物系性質(zhì)及分離要求，求出Rmin，選擇合適的R；求出全回流下所需理論板數(shù)Nmin(圖解法、芬斯克公式)；使用吉利蘭圖，求出所需理論板數(shù)；確定加料位置，可把加料組成看成釜液組成求出理論板數(shù);即為精餾段所需理論板數(shù)，從而可以確定加料位置。

（2）簡捷法求理論板數(shù)的步驟79七、塔高和塔徑的計(jì)算

1、塔高的計(jì)算（1）板式塔有效高度的計(jì)算板式塔的有效高度是指氣、液接觸段的高度