的关系。物料衡算主要解决以下问题：
（1）根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及分离要求（塔顶、塔底产品的浓度）计算出每小时塔顶、塔底的产量；
（2）在加料热状态q和回流比R选定后，分别算出精馏段和提馏段的上升蒸汽量和下降液体量； （3）写出精馏段和提馏段的操作线方程，通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料的流量和组成情况，塔内各段的上升蒸汽量和下降液体量，为计算理论板数以及塔径和塔板结构参数提供依据。 通常，原料量和产量都以kg/h或吨/年来表示，但在理想板计算时均须转换为kmol/h。在设计时，汽液流量又须用m3/s来表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。
2、塔物料衡算
F=D+W FXf=DXD+WXw 则代入数据为64=D+W
64*65%=D*98%+W*2% 解得D=42.09375kmol/h，W=21.90625kmol/h 塔内气、液相流量 精馏段：L=RD,V=L+D 提留段：L’=L+F, V’=V
3.热量衡算
再沸器热流量：qr=V’rv
再沸器加热蒸汽质量流量：Gr=Qr/rR 冷凝器热流量：Qc=Vrv
冷凝器冷却剂的质量流量：Gc=Qc/Cv(t1-t2)
塔板数的计算 相对挥发度
利用试差法求相对挥发度
表压P=1620kpa,则塔顶绝压Ptop=1.62+0.101325=1.721325kpa LnPA’=15.7027-1807.53/316.1-26.15 PA’=12948.48mmHg=1726.373kpa 同理得PB’=10830.29mmHg=1443.921kpa Y A=P-PB’/(PA’-PB’)=0.982 KA=PA’/P=1.002933
XA=y A/KA=0.982/1.002933=0.977
同理得y B=0.02,KB=0.838842,XB=y B/KB=0.024 ∑X=y A/KA+y B/KB=1.000977
∑y-1=1.000977-1=0.000977<0.001,符合要求 故塔顶温度Ttop=316.1K
塔顶挥发度阿a AB=KA/KB=1.002933/0.838842=1.1956
1. 塔底挥发度a’AB
由xn=yn/[a-(a-1)yn]得，xn=0.97618 查资料得表如下：
液相组分质量分数为WA=0.97507，WB=0.02493 塔顶液相密度为471.2535kg/m3 气相密度为28.03kg/m3
设理论塔板数位NT=150，设每块塔板上的压降为100mm液柱。 经计算得latm=21.94mm液柱
塔底压力P=Ptop+NT*100mm=1790.599kpa 设塔底温度为326.0K
由lnPA’=A-B/(T+C)得, lnPA’=15.7027-1807.53/(326.0-26.15) PA’=15908,14mmHg=2120.91kpa 同理得PB’=13385.06mmHg=1784.527kpa 所以XA=P-PB’/PA’-PB’=0.996609, y B=0.976677 所以，塔底温度为326.0K
a AB=KA/KB=1.18447/0.996609=1.1885
a?atop?a/2?1.192057
?
2. 计算回流比R
由相平衡方程ye=a xe/[1+(a-1)xe]和q线方程q=1, 计算得xe=0.65时，ye=0.6888 Rmin=XD-ye/ye-xe=7.496 则R=1.2，Rmin=8.99
3. 计算精馏段操作方程
精馏段操作线方程yn+1=R/R+1*xn+XD/R+1
代入数据得该精馏操作方程为yn+1=0.9000xn+0.0981
4. 计算塔板数
经过模拟计算得 所需理论板数为NT=95 理论进料板位置Nf=44 已知总办效率为ET=0.6 进料板位置Nf/0.6=73
所以实际塔板数为Np=(NT-1)/ET=(95-1)/0.6=155
实际塔板数和初设塔板数150比较接近，故所设值比较合理。
5. 塔径计算
两相流动参数=Ls/Vs*√(p1/pv)=0.2195 设间距Ht=0.45m,查图知C20=0.062
气体负荷因子C=C20（ó/20）{0.2方}=0.0465 液泛气速Uf=C√(p L-pv/pv)=0.1850/s u/Uf=0.64,则u=0.1184m/s 则流道截面积A=Vs/u=1.3849 m2 孔隙率Ad/At=0.10,A/At=1-Ad/At=0.90 则At=1.4096/0.90=1.5632 塔径D=√（4At/
）=1.4m
查表知D=1.4，Ht=0.45,与设的吻合，则合理。