乙稀-乙烷体系对筛板塔顶精馏塔及辅助设备设计（处理量：180回流比系数：1.3）

（精馏塔及辅助设备设计） 设计日期： 2008年7月 班 级： 化工0508班 姓 名： 康晓涛 学 号： 200544004 指导老师： 孙力 匡国柱 前言本课程设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案等七章内容。 说明书中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了说明。 由于此次设计时间紧张，设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正。 感谢老师的指导和参阅！目录第一章 概述4 1.1精馏塔41.2再沸器51.3冷凝器5第二章 方案流程简介62.1 精馏装置流程6 2.2 工艺流程62.3设备选用72.4处理能力及产品质量7第三章 精馏塔工艺设计93.1设计条件93.2物料衡算及热量衡算93.3塔板数的计算103.4精馏塔工艺设计143.5溢流装置的设计173.6塔板布置和其余结构尺寸的选取183.7塔板流动性能校核193.8负荷性能图21第四章 再沸器的设计244.1设计任务与设计条件244.2估算设备尺寸254.3传热系数的校核264.4循环流量校核29第五章 辅助设备的设计32第六章 管路设计40第七章 控制方案41第八章 总结42附录一 主要符号说明43附录二 参考文献48附件一 EXCEL 附件二 负荷性能图 第一章 概述 精馏是分离分离液体混合物最常用的一种单元操作，所用设备主体核心设备是精馏塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器。1.精馏塔精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。常规或简单精馏塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精馏段和提馏段两段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。 2.再沸器再沸器是精馏装置的重要附属设备，用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。3.冷凝器 （设计从略） 用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。第二章 方案流程简介1.精馏装置流程 精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。 流程如下： 原料（乙稀和乙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。2.工艺流程1） 物料的储存和运输 精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。2） 必要的检测手段 为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。 另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。3） 调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。3 设备选用 精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。4 处理能力及产品质量处理量： 180kmol/h产品质量：（以乙稀摩尔百分数计）进料：xf65塔顶产品：xD99塔底产品: xw1第三章 精馏塔工艺设计第一节 设计条件1 工艺条件：饱和液体进料进料丙稀含量xf65（摩尔百分数）塔顶丙稀含量 xD99釜液丙稀含量 xw1总板效率为0.6。 2操作条件：1）塔顶操作压力：P=2.5MPa（表压）2）加热剂及加热方法：加热剂水 加热方法间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数：R/Rmin=1.3 3塔板形式：筛板 4处理量：qnfh=180kmol/h5. 安装地点：大连 6塔板设计位置：塔顶第二节 物料衡算及热量衡算一 、 物料衡算QQ qnD + qnW = qnFqnDxD + qnWxW = qnFxF解得： qnD = 117.55kmol/h ; qnW = 62.5kmol/h 塔内气、液相流量：1）精馏段：; ;2）提馏段：; 二 、 热量衡算1）再沸器热流量： 再沸器加热蒸气的质量流量：Gr= Qr/rR2）冷凝器热流量：QC=Vrv冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cv(t2-t1)第三节 塔板数的计算1、塔板计算：(试差法)1) 相对挥发度的计算：塔顶操作压力（绝）：P=2.5MPa+0.101MPa=2.601MPa在-K-图上，运用试差法查得：kA=1.00 ；kB=0.71，t=-17.2C；则顶=kA/kB=1.00/0.71=1.408 ； 假设精馏塔的塔板数是65块，每块板的压降为100mmH2O； p=65*100mmH2O =0.0638Mpa 塔底压力(绝)为P=2.665MPa 在-K-图上，运用试差法查得：kA=1.41 ；kB=1.00，t=5C；则底= kA/kB=1.41/1.00=1.41 ； 平均=（顶+底）/2=1.409 。2）逐板计算过程包括：泡点进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.7235; =3.626; R=1.3Rmin=4.71;3）据得到的R值计算精馏段的操作方程：y1=xD=0.99 =0.8249+0.1734直至xi xf 理论进料位置：第25块板4）由得到的R值计算提馏段的操作方程： 1.0930 -0.0009304直至xn(0.80.9m)，采用分块式塔板，取塔板厚度 整个塔板面积： 受液区和降液区面积： 进出口安全宽度bs=bs=50mm=0.05m 边缘区宽度bc=50mm=0.05m选择塔板为单流型有效传质面积： 其中，求得：筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列开孔率：取筛孔直径筛孔中心距，得筛孔总截面积：筛孔气速：筛孔个数：个 第七节 塔板流动性能校核1）.液沫夹带量的校核 由=0.2495 泛点率0.8 查得=0.0039 =0.003189液体/kg气体 ,故不会发生降液管液泛4）.液体在降液管内停留时间 应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出 液体所夹带气体可以释放, 满足要求。5）.严重漏液校核 =0.0056+0.13（）-=0.0056+0.13*（0.5+0.0307）-0.0005425=0.015549m液柱,稳定系数K=/=2.021.52.0不会发生严重漏液。第八节 塔板性能负荷图1）过量液沫夹带线 令=0.1，代入关系式，得到= 5038.889-109.497Lh2/32） 液相下限线 令，得到=3.095 m3/h3） 严重漏液线 式中：a=15940AoCo=1857.85 b=0.0056+0.13-=0.0115575 c=3.67045所以， =1857.85 *(0.0115575+3.67045 4）液相上限线保证液体在降液管中有一定的停留时间令，则降液管最大流量=49.88 m3/h5）降液管液泛线或，显然为避免降液管发生液泛，应使2.8 基本满足要求第四章 再沸器的设计第一节 设计任务与设计条件1、选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：2.601 Mpa（绝对压力）塔底压力：2.678 Mpa（绝对压力） 2、再沸器壳程与管程的设计条件壳程/加热水 管程/釜液温度/35155.5压力 （绝压）/Mpa0.10132.678冷凝量/（kg/h)65110.75蒸发量（kg/h)19052.19壳程定性温度为=25.=633.5945 kmol/h= =696.0445kmol/h1）壳程流体在定性温度25下的物性数据 热导率 =0.6085w/（mK） 粘度=0.8973mPa*s 密度=997.044kg/ m3 表面张力2）管程流体在5.5、2.678MPa下的物性数据：潜热=285.6kJ/kg 液相热导率=0.0586 w/(mK)液相粘度=0.0586mPas 液相密度=404 kg/ m3液相定压比热容=3.39 kJ/(kgK) 表面张力=2.959 mN/m气相粘度=0.0087mPas 气相密度 =50.4 kg/ m3蒸汽压曲线斜率=1.8110-4 m2*K/kg第二节 估算设备尺寸蒸发质量流量=5.29kg/s用式计算热流量Q=1511473.74w（1） 计算传热温差= （2） 假设传热系数K=600W/(m2K)，则可以用式估算传热面积=142.73m2（3） 拟用传热管规格为382.5mm，管长L=4.5m，则可用式计算传热管数=265.68根，圆整为266根。（4） 若将传热管按正三角形排列，则可以用式b=1.1=17.94 取管心距t=47.5mm,则壳体内径计算壳径=880.67 ，取D=900mm=0.9m L/ D=5 (在46范围内)且取管程进口管直径= 200，出口管直径=380第四节 传热系数的校核1、显热段传热系数 设传热管出口汽化率=0.2则用式计算循环气量为26.461 kg/s1）显热段传热管内表面传热系数 用式， 计算传热管内质量流量所以，=116.37 kg/(m2s)用式计算=雷诺数=65531.42，用=计算普朗特数为= 2.19,0.630%，该再沸器传热面积合适第四节 循环流量的校核1、 循环系统的推动力 当=0.067时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 4.5734用式计算两相流的液相分率= 0.42109用式计算出的两相流平均密度=199.2979kg/m3当=0.2时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 1.4882用式计算两相流的液相分率= 0.25349用式计算的两相流平均密度= 140.034 kg/m3式中值，参照表p98表3-19并根据焊接需要取为1.1，于是计算的循环系统的推动力为= 7190.114Pa2、 循环阻力1）管程进口管阻力的计算 用式计算釜液在管程进口管内的质量流速：=842.719 kg/s用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数：= 2876173.888用式计算进口管长度与局部阻力当量长度 =23.5557m用式计算进口管内流体流动的摩擦系数：= 0.01492用式计算管程进口管阻力= 1544.47 Pa2）传热管显热段阻力的计算 用式计算釜液在传热管内的质量流速：= 116.37 kg/s用式计算釜液在传热管内流动时的雷诺数：=65531.42用式计算进口管内流动的摩擦系数：= 0.02342用式计算传热管显热段阻力= 1.9863Pa3）传热管蒸发段阻力 的计算 汽相流动阻力的计算釜液在传热管内的质量流速= 116.3679 kg/s当=0.133用式计算汽相在传热管内的质量流量：=15.5157 kg/s用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数：=58785.17用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数：=0.02389用式计算传热管内汽相流动阻力=7.4917Pa液相流动阻力的计算用式计算液相在传热管内的质量流速：=100.8522 kg/s用式计算液相在传热管内的流动雷诺数：=56793.89用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数：=0.02404用式计算传热管内汽相流动阻力：=39.74Pa用式计算传热管内两相流动阻力：=300.98Pa ）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力的计算 管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速）：= 116.3679 kg/s用式计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数=1.9543用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力： =65.5039Pa 5）管程出口阻力的计算气体流动阻力的计算用式计算管程出口管中汽、液相总质量流速：=233.4402 kg/s用式计算管程出口管种种汽相质量流速：=46.69 kg/s用式计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和=44.23m用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数：=2036906.03用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数：=0.01529用式计算管程出口管汽相流动阻力：=38.4906 Pa液体流动阻力的计算用式计算管程出口管种种汽相质量流速：=186.7521kg/s 用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数：=1211020.58 用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数：=0.01595用式计算管程出口管汽相流动阻力：=80.1446 Pa用式计算管程出口阻力=903.7000Pa）=计算系统阻力阻力=2816.65Pa循环推动力与循环阻力的比值为=1.023 循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率=0.2基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。第五章 辅助设备的设计第一节 辅助容器的设计容器填充系数取=0.71、进料罐（-10）-10时 乙烯的密度近似取为：420 kg/m3 乙烷的密度近似取为：470 kg/m3压力取为2.64MPa由上面的计算可知： 进料 =65% 则其质量百分数为：=63.4%则 进料质量流量:F=（180*0.65*28.052+180*0.35*30.07）kg/h=5176.8 kg/h进料罐容积，其中为停留时间，取4天，=424=96h则V=5176.8*96/(437.02*0.7) m3=1624.55m3圆整后 取V=1625 m32.回流罐（-17.2） 摩尔流量：质量流量：取L=404 kg/m3 取停留时间为=0.25 h则回流罐的容积15.71 m3 圆整后 取V=16 m33塔顶产品罐取产品停留时间为3天，即=72 h=117.55 kmol/h，所以117.55*28.0523297.51kg/h则塔顶产品罐的容积=839.54m3圆整为840 m34.釜液罐取停留时间为5天，即=120 h=62.45 kmol/h62.45*30.07kg/h=1877.87kg/h则釜液罐的容积=796.83 m3 圆整取797m3第二节 传热设备1. 塔顶冷凝器 压力（绝）：2.601 MPa温度：热物流：乙烯 -17.2 冷物流：液氨 -35-25则=17772.3257*523*1000/3600=2.58W传热温差设传热系数K= 1000W/(m2K) 则传热面积为：2.进料预热器热物料：水： 进口温度：20 出口温度：6冷物流：乙烯、乙烷混合物：进口温度：-10 出口温度：-6(0.65*28.052+0.35*30.07)kg/kmol=28.76kg/kmol则则30 12 设传热系数K=600W/(m2K) 则传热面积为： 塔釜产品温度5.5，塔顶产品温度-17.2，分别加压保存即可，不另设冷凝器。第三节 泵的设计1. 进料泵（两台，一用一备）437.02 kg/m3 粘度=0.056 mPas设流体流速=0.5 m/s 取标准管1024mm所以 实际=(102-2*4)mm=94mm则实际流体流速取=0.2mm，相对粗糙度为/d=0.0021Re=3.67查得=0.023取管路长度为l= 100m局部阻力：弯头：2个，=35 =3.29m 半开口截止阀：2个，=475 =44.65m 文氏管流量计：1个，=12 =1.128m则=）=取原料罐出口高度：=1.5m 进料口高度：=40*0.45+1.5+5+(0.8-0.45)=28m则=27.14 m= 11.74m3/h选取泵的型号为65Y-60B，扬程为 38m ，流量为19.8m3/h2. 回流泵（两台，一用一备）404 kg/m3 粘度=0.0586 mPas设流体流速=0.5 m/s 取标准管684mm所以 实际=(68-2*4)mm=60mm则实际流体流速取=0.2mm，相对粗糙度为/d=0.0033Re=1.76查得=0.027取管路长度为l= 40m局部阻力：弯头：4个，=35 =2.1m 半开口截止阀：2个，=475 =28.5m 文氏管流量计：1个，=12 =0.72m则=）=取塔釜出口高度：=5.3m 进料口高度：=5m则=0.172 m= 4.32m3/h选取泵的型号为65Y-60X2C.3. 釜液泵（两台，一用一备）404 kg/m3 粘度=0.056 mPas设流体流速=0.5 m/s 取标准管1805mm所以 实际=(180-2*5)mm=170mm则实际流体流速取=0.2mm，相对粗糙度为/d=0.0012Re=5.4查得=0.02取管路长度为l=100m局部阻力：弯头：4个，=35 =5.95m 半开口截止阀：2个，=475 =80.75m 文氏管流量计：1个，=12 =2.04m则=）=取回流罐出口高度：=5m 回流液入口高度：=50m则=45.35 m= 35.9m3/h选取泵的型号为80Y-100.第六章 管路设计例：进料管线取料液流速=0.5 m/s 取管子规格：1024mm。其它各处管线类似求得如下：管子名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.51024塔顶蒸气管151144塔顶产品管0.5893.5回流管0.51805釜液流出管0.5684仪表接管/252.5塔底蒸汽回流管151084第七章 控制方案精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。系统控制方案序号位置用途控制参数介质物性(kg/m3)1FIC-01进料流量控制05500kg/h乙烷、乙烯=437.022FIC-02回流定量控制016000kg/h乙烯L=4043PIC-01塔压控制03MPa乙烯V=37.94HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=4045HIC-01釜液面控制02m乙烷L=4046TIC-01釜温控制510乙烷L=404系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形式主要结构参数或性能操作条件1T-101乙烯-乙烷精馏塔筛板塔D=1400mm,Np=80H=46.58m操作温度t=-17.2操作压力P=2.6Mpa2E-101原料预热器操作压力P=2.64Mpa3E-102塔T-101顶冷凝器操作压力P=2.601Mpa4E-103塔T-101再沸器D=0.8m,=266,L=4.5m操作压力P=2.678Mpa5E-104塔顶产品冷却器6E-105塔底产品冷却器7P-101进料泵2台离心泵乙烯、乙烷混合液8P-102釜液泵2台离心泵乙烷液9P-103回流泵2台离心泵乙烯液10P-104塔顶产品泵2台离心泵乙烯液11P-105塔底产品泵2台离心泵乙烷液12V-101原料罐卧式13V-102回流罐卧式14V-103塔顶产品罐立式常压15V-104塔底产品罐立式常压16V-105不合格产品罐立式常压附录二 主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道截面积，m2FLV两相流动参数Ad降液管截面积，m2G质量流量，kg/hA0浮阀塔板阀孔总截面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2降液管内泡沫层高度，mb液体横过塔板流动时的平均宽度，mHT塔板间距，mb塔板上边缘区宽度，mhb降液管底隙，mbd降液管宽度，muf液泛气速，m/sbs塔板上入口安定区宽度，mhd液体流过降液管底隙的阻力（以清液层高度表示），m塔板上出口安定区宽度，mhf塔板阻力（以清液层高度表示），mC计算液泛速度的负荷因子hl塔板上的液层阻力（以清液层高度表示），mC20液体表面张力为20mN/m时的负荷因子hL塔板上清液层高度，mC0孔流系数h0干板阻力（以清液层高度表示），mD塔径，mlW堰长，md0阀孔直径，mM摩尔质量，kg/kmoldp液滴直径，mpf塔板阻力降，N/ m2E液流收缩系数Q热流量，WET塔板效率NT理论塔板数eV单位质量气体夹带的液沫质量Np实际塔板数F0气体的阀孔动能因子，n浮阀个数F1实际泛点率q进料热状态符号意义与单位符号意义与单位R回流比相对挥发度r摩尔汽化潜热，kj/kmol液面落差，mT温度，K（）液体粘度，Past阀孔中心距，m密度，kg/ m3u设计或操作气速，m/s液体的表面张力，mN/mu0阀孔气速，m/s时间，s严重漏液时阀孔气速，m/s降液管中泡沫层的相对密度qnV气相摩尔流量，kmol/h塔板的开孔率气相体积流量，m3/h严重漏液时的干板阻力以清液层高度表示），m气相体积流量，m3/s克服液体表面张力的阻力以清液层高度表示），m qnW釜液摩尔流量，kmol/hhOW堰上方液头高度，mqnF进料摩尔流量，kmol/hhW堰高，mqnD馏出液摩尔流量，kmol/hK传热系数，W/（Km2）x液相组成，摩尔分数k塔板的稳定性系数y气相组成，摩尔分数qnL液相摩尔流量，kmol/hZ0塔的有效高度，mLh液相体积流量，m3/hxF进料组成，摩尔分数Ls液相体积流量，m3/s下 标A,B组分名称max最大c冷凝器，冷却水n塔板序号D馏出液q精、提馏段交点E平衡R再沸器，加热蒸汽F进料s秒L液相V气相min最小W釜液上 标 提馏段附录二 主要参考文献1. 化工单元过程及设备课程设计，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，2002年。2. 化学化工物性数据手册（有机卷），刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。3. 化工物性算图手册，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。4. 石油化工基础数据手册，卢焕章，刘光启、马连湘、刘杰主编,化学工业出版社，1982年。5. 石油化工基础数据手册（续篇），马沛生，化学工业出版社，1993年。6. 石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版社，2002年，7. 化工原理，大连理工大学 编，高等教育出版社，2005年。附件一：塔板计算(一)精馏段塔板计算提馏段塔板计算板数YnXnYn+1板数YnXnYn+11 0.990000 0.985967 0.986725 25 0.718915 0.644788 0.703823 2 0.986725 0.981396 0.982953 26 0.703823 0.627776 0.685229 3 0.982953 0.976148 0.978624 27 0.685229 0.607073 0.662601 4 0.978624 0.970143 0.973671 28 0.662601 0.582252 0.635471 5 0.973671 0.963297 0.968024 29 0.635471 0.553020 0.603521 6 0.968024 0.955527 0.961614 30 0.603521 0.519309 0.566675 7 0.961614 0.946751 0.954375 31 0.566675 0.481363 0.525199 8 0.954375 0.936891 0.946242 32 0.525199 0.439794 0.479764 9 0.946242 0.925884 0.937162 33 0.479764 0.395592 0.431451 10 0.937162 0.913680 0.927094 34 0.431451 0.350052 0.381676 11 0.927094 0.900250 0.916016 35 0.381676 0.304635 0.332036 12 0.916016 0.885597 0.903929 36 0.332036 0.260789 0.284112 13 0.903929 0.869754 0.890860 37 0.284112 0.219765 0.239273 14 0.890860 0.852792 0.876868 38 0.239273 0.182493 0.198534 15 0.876868 0.834826 0.862048 39 0.198534 0.149521 0.162496 16 0.862048 0.816007 0.846524 40 0.162496 0.121037 0.131363 17 0.846524 0.796525 0.830453 41 0.131363 0.096927 0.105011 18 0.830453 0.776600 0.814018 42 0.105011 0.076872 0.083091 19 0.814018 0.756475 0.797416 43 0.083091 0.060429 0.065118 20 0.797416 0.736400 0.780857 44 0.065118 0.047106 0.050557 21 0.780857 0.716626 0.764545 45 0.050557 0.036416 0.038872 22 0.764545 0.697386 0.748673 46 0.038872 0.027903 0.029568 23 0.748673 0.678889 0.733415 47 0.029568 0.021167 0.022205 24 0.733415 0.661310 0.718915 48 0.022205 0.015861 0.016406 25 0.718915 0.644788 0.705285 49 0.016406 0.011700 0.011857 50 0.011857 0.008444 0.008299 附件二：塔板计算(二)精馏段塔板计算提馏段塔板计算板数YnXnYn+1板数YnXnYn+11 0.990000 0.985673 0.986531 25 0.717122 0.637905 0.699817 2 0.986531 0.980731 0.982506 26 0.699817 0.618332 0.678314 3 0.982506 0.975018 0.977852 27 0.678314 0.594377 0.651996 4 0.977852 0.968436 0.972491 28 0.651996 0.565589 0.620371 5 0.972491 0.96