精馏塔的工艺标准计算

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精馏塔的计算

4.3 塔设备设计

4.3.1 概述

在化工、石油化工及炼油中，由于炼油工艺和化工生产工艺过程的不同，以及操作条件的不同，塔设备内部结构形式和材料也不同。塔设备的工艺性能，对整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及“三废”处理和环境保护等各个方面，都用重大的影响。

在石油炼厂和化工生产装置中，塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.93%。塔设备所耗用的钢材料重量在各类工艺设备中所占的比例也较多，例如在年产250万吨常压减压炼油装置中耗用的钢材重量占62.4%，在年产60-120万吨催化裂化装置中占48.9%。因此，塔设备的设计和研究，对石油、化工等工业的发展起着重要的作用。本项目以正丁醇精馏塔的为例进行设计。

4.3.2 塔型的选择

塔主要有板式塔和填料塔两种，它们都可以用作蒸馏和吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，要根据具体情况选择。

a．板式塔。塔内装有一定数量的塔盘，是气液接触和传质的基本构件；属逐级（板）接触的气液传质设备；气体自塔底向上以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，使气液相密切接触而进行传质与传热；两相的组分浓度呈阶梯式变化。

b．填料塔。塔内装有一定高度的填料，是气液接触和传质的基本构件；属微分接触型气液传质设备；液体在填料表面呈膜状自上而下流动；气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相的传质和传热；两相的组分浓度或温度沿塔高连续变化。

4.3.2.1 填料塔与板式塔的比较：

表4-2 填料塔与板式塔的比较

4.3.2.2 塔型选择一般原则：

选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备性能及塔的制造、安装、运转、维修等。

精馏塔的计算

二．吸收分类
组分数目：单组分吸收，多组分吸收。
化学反应：物理吸收，化学吸收。
热效应：等温吸收，非等温吸收。
三．相组成表示
1．比质量分率XW（YW）：混合物中两组分的质量之比。
XW（YW）= GA/GB=αA/αBkgA / kgB
2．比摩尔分率X（Y）：混合物中两组分的摩尔数之比。
X =nA/nB=xA/xB=xA/（1-xA）kmolA / kmolB
所以气体的摩尔分率为yA=pA/P=vA/V；xD
yB=PB/P= vB/V或yB=1-yAF，xF
三．物料衡算（双组分）
对总物料衡算F =D+W
对易挥发组分衡算FxF=DxD+ WxW
式中：W
F——原料液、塔顶产品（馏出液）、塔底产品（釜残液）流量，kmol/hxW
xF、xD、xW——分别为原料液、馏出液、釜残液中易挥发组分的摩尔分率
NA=KL（C*-C）KL液相吸收总系数
吸收过程的总阻力由气膜阻力H /kG与液膜阻力1/kL两部分组成。
对于难溶气体，H值很小，此时，传质阻力集中于液膜中，气膜阻力可以忽略，1/ KL≈1/kL液膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收总推动的绝大部分用于克服液膜阻力，这种情况称为“液膜控制”。
对于液膜控制的吸收过程，如要提高其速率，在选择设备型式及确定操作条件时，应特别注意减小液膜阻力。

精馏塔的工艺计算

精馏塔的计算

对于要完成多组分分离设备的最终设计，必须使用严格算法，但是近似算法可以为严格计算提供合适的迭代变量初值，因此本设计中采用两种方法相结合，并以计算机进行数值求解的方式来确定各级上的温度、压力、流率、气液组成和理论板数。计算过程描述如下：

第一步确定关键组分

塔Ⅰ重关键组分（HK)：四氯化硅（SiCl4）

轻关键组分（LK):三氯氢硅（SiHCl3) 轻组分（LNK)：二氯硅烷（SiH2Cl2)

塔Ⅱ重关键组分（HK)：三氯化硅（SiHCl3）

轻关键组分（LK):二氯硅烷（SiH2Cl2) 重组分（HNK)：四氯化硅（SiCl4)

塔Ⅰ塔顶42℃

SiH2Cl2 1.167397 1.916284 馏出液中SiHCl3质量

含量>=93.946

釜液中SiCl4质量含

量>=94.000

SiHCl315.3096 25.13082

塔釜78℃

SiCl444.44285 72.95299

塔Ⅱ塔顶35℃

SiH2Cl

Ⅰ塔塔顶出料流量Ⅰ塔塔顶出料组成

馏出液中SiH2Cl2质量

含量>=99.600

釜液中SiHCl3质量含

量>=99.500

SiHCl3

塔釜65℃

SiCl4

第三步用FUG简捷计算法求出MESH计算的初始理论板数

组分

塔Ⅰ塔Ⅱ

进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% 进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% SiH2Cl2 1.916284 7.221959 0 7.221959 99.67945 0.374527 SiHCl325.13072 92.62967 0.751706 92.62967 0.320551 99.46612 SiCl472.95299 0.148369 99.24829 0.148369 0 0.159357 Σ100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00

精馏塔主要工艺尺寸计算

一、塔径D

1、精馏段塔径

初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故

m h H L T 34.006.040.0=-=-； 0319.030.28.87792.00015.02

1=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭

⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛v

L S

S V L ρρ 查Smith 关联图得C 20；依2

.02020⎪⎭

⎫

⎝⎛=σC C 校正物系表面张力为m mN /45.21时的C

0720.02045.21071.0202

.02

.020=⎪

⎭

⎫

⎝⎛⨯=⎪

⎭

⎫

⎝⎛=σC C

s m C

u V V L /405.130

.230

.28.8770720.0max =-⨯=-=ρρρ

可取安全系数为，则

s m u u /843.0405.160.060.0max =⨯==

故m u V D S 179.1843

.092.044=⨯⨯==

ππ 按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速。 2、提馏段塔径

初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故

m h H L T 34.006.040.0=-=-； 0782.070.20.96041.00017.02

1=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭

⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛v

L S

V L ρρ 查Smith 关联图得C 20；依2

.02020⎪⎭

⎫

⎝⎛=σC C 校正物系表面张力为m mN /92.19时的C ,即

0679.02092.19068.0202

.02

.020=⎪

⎭

⎫

⎝⎛⨯=⎪

⎭

⎫

⎝⎛=σC C

精馏塔工艺条件及物性数据计算

塔工艺条件及物性数据计算

(一) 操作压强的计算P m

塔顶压强P D=4+101.3=105.3kPa取每层塔板压降△P=1.0kPa 则：进料板压强：P F=105.3+10⨯1.0=113.7kPa

塔釜压强：P w=105.3+9⨯0.7=121.3kPa

精馏段平均操作压强：P m=105.3113.7

+=109.5 kPa

提馏段平均操作压强：P′m = 114.3121.3

+=116.8kPa.

(二) 操作温度的计算

近似取塔顶温度为46.5℃,进料温度为58℃,塔釜温度为76℃

精馏段平均温度

()

46.558

52.25 22

VD F

m t t

精

=℃

提馏段平均温度

()

5876.5

67.25 22

W F

m t t

===

提

℃

(三) 平均摩尔质量计算

塔顶摩尔质量的计算：由xD=y1=0.97查平衡曲线,得x1=0.927

VDm 0.9776(10.97)15484.96/

M kg kmol =⨯+-⨯=

LDm 0.92776(10.927)15475.07/

M kg kmol

=⨯+-⨯=；

进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：y F=0.582 x F=0.388；

VFm 0.58276(10.582)15498.98/

M kg kmol =⨯+-⨯=；

LFm 0.38876(10.388)154123.74/

M kg kmol

=⨯+-⨯=；

塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：x W=0.05 '

x=0.127

VWm 0.05764(10.05)154150.1/

M kg kmol =⨯+-⨯=

精馏塔的设计计算方法

各位尊敬的评委老师、领导、各位同学：

上午好！

这节课我们一起学习一下精馏塔的设计计算方法。

二元连续精馏的工程计算主要涉及两种类型：第一种是设计型，主要是根据分离任务确定设备的主要工艺尺寸；第二种是操作型，主要是根据已知设备条件，确定操作时的工况。对于板式精馏塔具体而言，前者是根据规定的分离要求，选择适宜的操作条件，计算所需理论塔板数，进而求出实际塔板数；而后者是根据已有的设备情况，由已知的操作条件预计分离结果。

设计型命题是本节的重点，连续精馏塔设计型计算的基本步骤是：在规定分离要求后（包括产品流量D、产品组成x D及回收率η等），确定操作条件（包括选定操作压力、进料热状况q及回流比R等），再利用相平衡方程和操作线方程计算所需的理论塔板数。计算理论塔板数有三种方法：逐板计算法、图解法及简捷法。本节就介绍前两种方法。

首先，我们看一下逐板计算法的原理。

该方法假设：塔顶为全凝器，泡点液体回流；塔底为再沸器，间接蒸汽加热；回流比R、进料热状况q和相对挥发度α已知，泡点进料。

从塔顶最上一层塔板（序号为1）上升的蒸汽经全凝器全部冷凝成饱和温度下的液体，因此馏出液和回流液的组成均为y1，且y1=x D。

根据理论塔板的概念，自第一层板下降的液相组成x1与上升的蒸汽组成y1符合平衡关系，所以可根据相平衡方程由y1 求得x1。

从第二层塔板上升的蒸汽组成y2与第一层塔板下降的液体组成x1符合操作关系，故可用根据精馏段操作线方程由 x1求得y2。

按以上方法交替进行计算。

因为在计算过程中，每使用一次相平衡关系，就表示需要一块理论塔板，所以经上述计算得到全塔总理论板数为m块。其中，塔底再

精馏计算公式

精馏线计算公式

1、q线方程就是精馏段操作线方程和提馏段操作线方程交点的轨迹方程，也称为进料方程。

2、精馏段操作线方程：y=(L/V)x+(D/V)xD

提馏段操作线方程：y=(Lˊ/V')x-(W/Vˊ)xW

两线交点的轨迹应同时满足以上两式，将上式代入q=(Lˊ-L)/F，即得q线方程：y=﹛q/（q-1）﹜x-﹛1/（q-1）﹜xF

精馏塔计算公式

（1）物料平衡：进入某装置或设备的物料量必等于排出某装置或设备的物料量与过程累积的量。当无累积量时，即：进料量=排出量。对于精馏塔 F=D+W；体现了塔的生产能力，主要由F、D、W调节。（2）汽液相平衡：是精馏操作的基础；体现了产品的质量及损失情况。由操作条件（T、P）及塔板上汽液接触的情况维持。只有在温度、压力固定时才有确定的汽液平衡组成，

（3）热平衡：是物料平衡和汽液平衡的基础。Q入=Q出+Q损

各层塔板上的热平衡 Q汽化=Q冷凝

影响因素：塔釜加热蒸汽量、塔顶冷凝剂量、物料平衡、汽液平衡。总之三大平衡相互制约，操作中常以物料平衡的变化为主，相应调节热量平衡以维持汽液平衡。

精馏塔的工艺计算

2 精馏塔的工艺计算

2.1精馏塔的物料衡算

2.1.1基础数据（一）生产能力：

10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。（二）进料组成：

乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。（三）分离要求：

馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。 2.1.2物料衡算（清晰分割）

以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。

01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，

表2.1 进料和各组分条件

由《分离工程》P65式3-23得：

,,1LK

i LK W

i HK D LK W

z x

D F

x x =-=--∑ （式2. 1）

2434.13005

.001.01005

.0046875.0015625.08659.226=---+⨯

=D Kmol/h

W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h

编号组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500

总计

226.8659

100

5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h

5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h

精馏塔和塔板的主要工艺尺寸的计算

塔和塔板的主要工艺尺寸的计算

（一）塔径 D 参考下表初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度

H L =0.07m 故： ①精馏段：

H T -h L =0.40-0.07=0.3

220.00231394.3()()()()0.04251.04 3.78s L s V L V ρρ== 查图表 20C =0.078；依公式

0.20.2

2026.06(

)0.078(

)0.0733

C C σ

===；

max

0.078 1.496/u m s ==

，则：

u=0.7⨯u =0.7⨯2.14=1.047m/s 故： 1.265D m =

==；按标准，塔径圆整为1.４m,

则空塔气速为22

44 1.04

0.78/1.3s V u m s D ππ⨯=

==⨯ 塔的横截面积2221.40.63644

T A D m ππ

===

②提馏段：

''22''0.002771574.8

()()()()0.05070.956 5.14s L s V L V ρρ==；查图

20C

0.2

0.222.09()0.0680.069420C C σ⎛⎫

==⨯= ⎪⎝⎭

； max 1.213/u m s

===

，

'0.70.7 1.2130.849/u u m s =⨯=⨯=；

' 1.20D m =

==；为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D '取1.４m

塔的横截面积:''2221.4 1.3274

T A D m ππ

===

空塔气速为22

440.956

精馏塔的工艺计算

2 精馏塔的工艺计算

精馏塔的物料衡算

基础数据（一）生产能力：

10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。（二）进料组成：

乙苯h ；苯 Kmol/h ；甲苯h 。（三）分离要求：

馏出液中乙苯量不大于，釜液中甲苯量不大于。物料衡算（清晰分割）

以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。

01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，

表进料和各组分条件

由《分离工程》P65式3-23得：

,,1LK

i LK W

i HK D LK W

z x

D F

x x =-=--∑ （式2. 1）

2434.13005

.001.01005

.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/h

W=F-D=

0681

.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ω编号组分 i f /kmol/h

i f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯

总计

100

5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d 132434

.001.02434.1333=⨯==D X D d ，5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ω

表2-2 物料衡算表

精馏塔工艺计算

操作条件的确定一、塔顶温度

纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：

C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-

表2-3 物性参数

注：压力单位，温度单位K

编号组分 i f /kmol/h

馏出液i d

精馏塔严格计算模块 radfrac 公式

$精馏塔严格计算模块 radfrac 公式$

精馏塔严格计算模块 radfrac 公式

（最新版）

一、精馏塔的严格计算模块 RadFrac 概述

二、精馏塔的计算方法和公式

三、精馏塔的适用范围和示例

四、结论

正文

一、精馏塔的严格计算模块 RadFrac 概述

精馏塔是一种常用的分离技术，广泛应用于化工、石油、医药等领域。在精馏过程中，需要对塔内流体进行严格的计算，以确保分离效果达到预期。RadFrac 是精馏塔严格计算模块的一种，可以对两相体系、三相体系、窄沸点和宽沸点物系以及液相表现为强非理想性的物系进行精确计算。

二、精馏塔的计算方法和公式

精馏塔的计算方法主要包括物性数据库和计算模块两部分。物性数据库包含了流体的热力学性质、相图和状态方程等数据，用于提供流体的基本特性。计算模块则根据这些数据，运用精馏原理和数学模型进行计算。

精馏塔的计算公式主要包括以下几个方面：

1.物料平衡：计算塔内各组分的摩尔流量和摩尔浓度。

2.热量平衡：计算塔内各组分的热量流入和流出，以及塔内热量分布。

3.动力学平衡：计算塔内各组分的速度和压力分布，以及液相和气相的流速。

4.相平衡：计算塔内各组分的相态变化，以及相图和状态方程。

三、精馏塔的适用范围和示例

RadFrac 模块适用于各种精馏过程，包括普通精馏、吸收、汽提、萃

取精馏、共沸精馏、反应精馏（包括平衡反应精馏、速率控制反应精馏、固定转化率反应精馏和电解质反应精馏）、三相（汽液液）精馏等。下面

以乙苯苯乙烯精馏塔为例，介绍 RadFrac 模块的应用。

进料条件：乙苯和苯乙烯的混合物，进料组成为乙苯 80%，苯乙烯 20%。

精馏塔计算方法

1 设计任务书 (1)

1.1 设计题目………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

1.2 已知条件………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

1.3设计要求…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

2 精馏设计方案选定 (1)

2.1 精馏方式选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

2.2 操作压力的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

2.4 加料方式和加热状态的选择……………………………………………………………………………………………………………………………………………………

2.3 塔板形式的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排……………………………………………………………………………………………………………………………………………

2.6 精馏流程示意图…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

精馏塔工艺工艺设计计算

第三章精馏塔工艺设计计算

塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。

板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。

本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。

3.1 设计依据[6]

3.1.1

板式塔的塔体工艺尺寸计算公式（1）塔的有效高度

T T

H E N Z )1(

-= （3-1）式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。

（2）塔径的计算

V D S

π4=

（3-2）式中 D –––––塔径，m ；

V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/s

u =（0.6~0.8）u max （3-3） V

L C

u ρρρ-=max （3-4）式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3

V ρ–––––气相密度，kg/m 3

C –––––负荷因子，m/s

.02020⎪⎭

⎫

⎝⎛=L C C σ （3-5）

式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s

L σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2

板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计

W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。

塔和塔板主要工艺尺寸计算

精馏段塔和塔板主要工艺计算

（一）、塔径 D

初选板间距 H T =0.40m,取板上液层高度h L =0.06m,所以 H T - h L =0.40-0.06=0.34m (

s s V L )(V

L ρρ)2/1=(45.1003993.0)(94.2.76580)2

/1=0.0456

查Smith 关联图得C 20=0.072

C= C 20(20σ)2.0=0.072(20

62.20)2

.0=0.0724 u max =C

V L ρρρ-=0.072494.294

.2.76580-=1.196 m/s

取安全系数为0.70，则u=0.70u max =0.70×1.196=0.837 m/s

所以 D=

u 4V s π=37

8.014.345

.14⨯⨯=1.485m 按标准，塔径圆整为D=1.6m ，则空塔气速为

V 空=

D 4

V π

6.14

14.345

.1=0.72m/s

（二）、溢流装置

采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。

1、溢流堰长l w

取堰长l w 为0.7D ，即

l w =0.7×1.6=1.12m

2、出口堰高h w

h w =h L -h ow

由l w /D=1.12/1.6=0.7 h L / l w 5

.2=14.37/1.12

.2=10.8 查液体收缩系数计算图

可知E=1.023

h ow =

w h )l L (E 100084.2 =

/2)12

.1.3741(023.1100084.2⨯⨯=0.016m h w =0.06-0.016=0.044m

精馏塔的简洁计算公式

精馏塔是一种用于分离液体混合物的设备，通过不同组分的沸点差异来实现分离。在工程设计和操作中，需要对精馏塔进行计算和分析，以确保其正常运行和达到预期的分离效果。在本文中，我们将介绍精馏塔的简洁计算公式，帮助读者更好地理解和应用这些公式。

1. 精馏塔的传质效率公式。

精馏塔的传质效率是评价其性能的重要指标之一。传质效率通常用塔板数或高

度来表示，其计算公式如下：

N = HETP × (n-1)。

其中，N表示塔板数或塔高度，HETP表示每塔板传质高度，n表示理论板数。

2. 精馏塔的塔板压降公式。

塔板压降是精馏塔运行中需要考虑的重要参数之一。塔板压降的计算公式如下：ΔP = ρ× g × H × (1-ε) + ΔPv。

其中，ΔP表示塔板压降，ρ表示液体密度，g表示重力加速度，H表示塔板

高度，ε表示塔板孔隙率，ΔPv表示气体速度压降。

3. 精馏塔的塔顶温度计算公式。

精馏塔的塔顶温度是其操作中需要重点关注的参数之一。塔顶温度的计算公式

如下：

T = T0 + ΔT。

其中，T表示塔顶温度，T0表示进料温度，ΔT表示塔顶降温。

4. 精馏塔的塔板液体高度计算公式。

塔板液体高度是精馏塔操作中需要实时监测和控制的参数之一。塔板液体高度的计算公式如下：

H = H0 + ΔH。

其中，H表示塔板液体高度，H0表示初始液位高度，ΔH表示液位变化量。

5. 精馏塔的塔板塔顶气体速度计算公式。

塔板塔顶气体速度是精馏塔操作中需要关注的参数之一。塔板塔顶气体速度的计算公式如下：

V = Q / A。

其中，V表示塔板塔顶气体速度，Q表示气体流量，A表示塔板横截面积。

精馏塔设计计算

1精馏塔工艺设计

1.1设计参数

该乙酸乙酯精馏塔设计处理乙酸乙酯和乙酸丁酯混合物的年处理能力为10000吨，进料含乙酸乙酯的质量分数为32％，塔顶产品乙酸乙酯的含量大于95％，釜液中乙酸乙酯的残留量小于4％。

操作条件：塔顶压力为常压，进料温度60℃，回流比为6.5。

1.2物料衡算

根据设计参数中对乙酸乙酯产品产量及产品含量的要求，首先要进行物料衡算，得出塔顶产品和塔釜产品的流量，为了便于计算和区分，用A 代指混合物料中的乙酸乙酯，用B 代指乙酸丁酯。

乙酸乙酯的摩尔质量A M =88.11kg/kmol

乙酸丁酯的摩尔质量B M =116.16kg/kmol

进料含乙酸乙酯的摩尔百分数为

F x =(32/88.11)/(32/88.11+68/116.16)=0.38287

塔顶产品中乙酸乙酯摩尔百分数为

D x =(95/88.11)/(95/88.11+5/116.16)=0.96161

釜液中乙酸乙酯的的摩尔百分数为

W x =(4/88.11)/(4/88.11+96/116.16)=0.05207

原料液平均摩尔质量为

B F A F F M x M x M )1(-+==105.42050kg/kmol （3.1）塔顶产品平均摩尔质量为

B D A D D M x M x M )1(-+==89.18684kg/kmol （3.2）塔釜液体平均摩尔质量为

B W A W W M x M x M )1(-+==114.69944kg/kmol （3.3）设精馏塔平均每年工作300天，每天24小时连续运行，则进料摩尔流量为