物料衡算培训课件

第五章物料衡算

质量守恒定律是自然界的普通规律，物料的平衡与计算是这一规律在化工计算中的具体应用。

在工艺设计中，流程设计和物料衡算是最先开展的项目，在流程设计初步定型后，就需进行物料衡算来确定各种原料、中间产品及产物的数量。

根据物料衡算的结果，才能计算各个设备的尺寸和公用工程物料的需求量，从而完成流程设计的定量工作。

可以说物料衡算是能量衡算及其它工艺计算和设备计算的基础。一

物料衡算的基本步骤1.收集数据原始数据要严格依据现场实测数据，当某些数据不能精确测定或无法查到时，可在工程设计计算所允许的范围内借用、推算或假定。2.画出流程示意图针对要衡算的过程，画出示意流程图，将所有原始数据标注在图的相应部位。3.确定衡算系统和衡算方法对化学反应，给出反应方程式，方程式中注明计量关系，注明各反应物料的状态条件和反应转化率、选择性，计算生成物的组成与数量。4.选择合适的计算基准5.列出物料衡算式，用数学方法求解对组成较复杂的物料，列出输入输出物料表。将未知量用代数符号表示。6.将计算结果列成输入输出物料表。7.结论与验算为了更好地说明连续生产过程的物料衡算，我们以一实例来说明：丙烯直接氧化法制丙酮年产500吨丙酮装置的物料衡算。（此例仅以说明方法，所用数据并不反映实际生产情况）一、根据工艺流程图画物料流程示意图：(见下页)二、写出化学反应方程式：丙烯直接氧化合成丙酮的总反应式为：CH3—CH=CH2+1/2O2Pdcl2,Cucl2

O

║

CH3—C—CH3+69kcal/mol二连续过程的物料衡算1、羰化塔2、羰化分离器3、闪蒸塔4、酸水缸5、氧化塔6、气液分离器7、缓冲罐8、氧化吸收塔9、尾气冷凝器10、羰化吸收塔11、初馏塔12、塔顶冷凝器13、气液分离器14、排醛塔15、塔顶冷凝器16、气液分离器17、丙醛冷凝器18、精馏塔19、塔顶冷凝器20、气液分离器21、丙醛计量槽22、成品贮槽23、丙醛贮槽24、粗丙酮贮槽25、进料泵26、进料泵27、吸收液槽28、进料泵29、吸收液贮槽30、水泵31、催化剂循环压缩机三、确定计算任务：

在生产任务已定的前提下，根据消耗定额和工艺指标可以求得羰化工序各项进料量，然后按流程顺序从前往后计算。

四、收集数据：1、全装置工艺数据；(1)、生产规模：年产500吨100%丙酮；(2)、生产时间：年工作时数7200h；(3)、反应塔空时产率：350~500g/l*h;(4)、选择性：95%以上；(5)、氧转化率：50~60%；(6)、氯化钯生产能力：30~40g/g*h(7)、丙烯单程转化率：95~99%。2、工艺操作条件及控制指标：(1)氧化塔：

塔底压力：11.5atm(表压)

塔顶压力：9.5atm(表压)

塔底温度：105℃塔顶温度：100℃(2)羰化塔：

塔底压力：9atm(表压)塔顶压力：8atm(表压)塔底温度：107℃塔顶温度：103℃丙烯量(100%，kg/h)/催化剂循环量(M3/h)=4.4~3.44(3)闪蒸塔：压力：0.3~0.5atm(表压)塔顶温度：90℃塔底温度：105℃(4)氧化吸收塔：

出口压力：40mmHg

吸收液温度：27℃

丙酮吸收率：80%(5)羰化吸收塔：

出口压力：40mmHg吸收液温度：27℃吸收液浓度：10%(Wt%)要求吸收率：95%(6)初馏塔：塔顶温度：60℃冷凝凝液液出出口口温温度度：：50℃塔底底温温度度：：101℃进料料温温度度：：吸吸收收液液进进料料：：25℃闪蒸蒸塔塔顶顶气气进进料料：：60℃回流流比比：：5塔底底、、顶顶的的浓浓度度要要求求：：见见计计算算部部分分塔顶顶压压力力：：0.2~0.3atm(表压压)塔底底压压力力：：0.3~0.4atm(表压压)(7)排醛醛塔塔：：塔顶顶压压力力：：0.1~0.2atm(表压压)塔底底压压力力：：0.2atm(表压压)塔顶顶温温度度：：55℃塔底底温温度度：：60℃进料料温温度度：：58℃塔顶顶冷冷凝凝液液出出口口温温度度：：52℃(8)精馏馏塔塔：：塔顶顶压压力力：：0.05~0.1atm(表压压)塔底底压压力力：：0.1~0.15atm(表压压)塔顶顶温温度度：：57℃塔底底温温度度：：100℃进料料温温度度：：59℃冷凝凝液液出出口口温温度度：：50℃五、、计计算算基基准准：：此过过程程属属于于连连续续操操作作过过程程，，有有化化学学反反应应发发生生，，故故选选kg/h作为为基基准准。。六、、计计算算：：1、羰羰化化塔塔：：(1)进气气丙酮酮产产量量：：500吨/年(纯)每天天产产量量：：500/300=1.666t/d=1666kg/d每时时产产量量：：1666/24=69.45kg/h=1.195kmol/h根据据中中试试数数据据：：丙丙烯烯转转化化率率：：95%选择择性性：：95%收率率：：94%总收收率率：：85%需纯纯丙丙烯烯：：1.195/0.85=1.41kmol/h=59.2kg/h采用用巴巴陵陵公公司司的的丙丙烯烯原原料料：：丙丙烯烯为为95%(wt%)丙烷烷为为5%(wt%)故需需粗粗丙丙烯烯：：59.2/0.95=62.3kg/h(2)出料料：：丙烯烯转转化化：：1.41*95%=1.34kmol/h其中中：：丙丙酮酮1.34*0.95=1.273kmol/h=73.9kg/h副产产物物1.34*0.05=0.067kmol/h=3.88kg/h副产产物物分分析析结结果果：：丙丙醛醛0.017kmol/h氯丙丙酮酮0.05kmol/h未反反应应气气体体：：丙丙烯烯0.07kmol/h=2.94kg/h丙烷烷0.071kmol/h=3.12kg/h(3)催化化剂剂需需要要量量和和循循环环量量：：根据据中中试试数数据据，，取取时时空空率率：：400g/lh所以以羰羰化化塔塔需需催催化化剂剂的的量量：：73.9*1000/400=184.5L=0.1845立方方米米=0.185立方方米米催化化剂剂循循环环量量：：取丙丙烯烯流流量量：：催催化化剂剂循循环环量量=3.44得催化剂循环环量：62.3/3.44=18.11立方米/h2、闪蒸塔：(1)进料：丙酮1.273kmol/h副产物：0.067kmol/h未反应气：0.141kmol/h催化剂循环量量：18立方米/h酸水：100kg/h(由中试数据放放大所得)(2)塔底出料：催催化剂：18立方米/h丙酮：0.076kmol/h(由中试，约6%丙酮从塔底带带出)(3)塔顶出料：丙丙酮：1.273——0.076=1.197kmol/h副产物：0.067kmol/h酸水：100kg/h3、初馏塔：物物料流程如下下图：(1)进料：根据各各方面的要求求，进料的两两种物料的基基础数据如下下表：

组成

闪蒸塔顶气(F1)

吸收液(F2)

进料Kmol/hmol%Kmol/hmol%Kmol/hmol%

丙酮1.19717.20.1743.361.37111.3

丙醛0.0170.250.0170.330.0340.3

氯丙酮0.050.740.050.4

未反应气0.1412.030.1411.2

水5.5580.005.0096.3010.5586.80

合计6.955100.005.191100.0012.146100.00要求：釜液丙丙酮Xw=0,氯丙酮全部进进入釜液顶冷凝丙酮XP=0.7,丙醛冷凝率50%丙酮冷凝率91.3%所以未凝气：：G=0.034*0.5+0.141+1.37*0.087=0.277kmol/h其中丙酮量为为：1.37*(100-91.3)%=0.119kmol/h未冷凝气中丙丙酮的浓度：：XG丙酮=0.119/0.277=43.1%F*XF丙酮=W*FW丙酮+P*XP丙酮+G*XG丙酮1.371=0.7P+0.277*0.431P=1.79kmol/h(2)出料：

组成

塔顶凝液P

塔顶未凝气G

塔釜液W

共计Kmol/h

mol%Kmol/hmol%Kmol/hmol%

丙酮1.253700.11943.11.372

丙醛0.01710.0176.20.034

未反应气0.14150.70.141

氯丙酮0.050.50.05

水0.522910.0399.510.55

共计1.791000.27710010.0810012.1464、初馏塔顶冷冷凝器：设回流比R=5(1)塔顶上升蒸气气量：V=L+P+G=6P+G=6*1.79+0.277=11kmol/h其中：丙酮：7.637kmol/h,69.3%(mol%)丙醛：0.119kmol/h,1.1(mol%)水：3.12kmol/h,28.4(mol%)未反应气：0.141kmol/h,1.2(mol%)(2)回流液量：丙酮：1.253*5=6.265kmol/h丙醛：0.017*5=0.085kmol/h水：0.52*5=2.6kmol/h合计：8.95kmol/h(3)P,G及其组成前面面已算出5、氧化塔：转化1mol丙烯需0.5mol氧；所以需氧：1.34*0.5=0.67kmol/h按中试氧转化化率60%需进空气量：：0.67/(0.6*0.2)=5.58kmol/h带入丙酮量：：(催化剂带入)0.076kmol/h(闪蒸塔)出料空气量：：5.58-0.67=4.91kmol/h出料丙酮量：：0.076kmol/h6、尾气吸收塔塔：(1)进入氧化吸收收塔气体(设氧化液中丙丙酮经氧化分分离器后全部部进入气相)丙酮：0.076kmol/h=4.4kg/h空气：4.91kmol/h物料流程图如如下：(2)要求氧化吸收收塔吸收率80%(wt%)(根据工艺综合合考虑及中试试数据)丙酮：(4.4-4.4*80%)=0.88kg/h=0.0152kmol/h空气：4.91kmol/h(3)进入羰化吸收收塔气体：丙酮：0.1197kmol/h=6.95kg/h丙醛：0.017kmol/h未反应气：0.141kmol/h(4)要求羰化吸收收塔吸收率95%，且丙醛全部部被吸收，所所以吸收塔尾尾气：丙酮：6.95-6.95*95%=0.348kg/h=0.006kmol/h未反应气：0.141kmol/h(5)羰化吸收液：：其中含丙酮酮量：4.4*0.8+6.95*0.95=10.12kg/h=0.174kmol/h因为要求羰化化吸收液中丙丙酮浓度为10%，所以吸收液液量为：L3=10.12/0.1=101.2kg/h其中：丙醛：：0.017kmol/h=0.986kg/h丙酮：10.12kg/h=0.174kmol/h水：101.2-10.12-0.986=90.1kg/h(6)氧化吸收塔用用清水量：L1=90.1kg/h(7)氧化吸收液(羰化吸收剂)L2：L2=90.1+3.52=93.62kg/h其中丙酮：3.52/93.62=3.76%(wt%)7、排醛塔：先先画物料流程程图：(1)进料来自初馏馏塔顶凝液:(组成如下)丙酮：1.253kmol/h70mol%丙醛：0.017kmol/h1mol%水：0.52kmol/h29mol%___________________________________合计：1.79kmol/h100mol%(2)出料：要求：：a、全部水进入入釜液；b、塔顶出料中中丙酮浓度为为30%(wt%);c、冷凝液全回回流。ⅰ、塔顶未凝气气：丙醛：0.017kmol/h70mol%丙酮：0.017*0.3/0.7=0.0073kmol/h30mol%合计：0.0243kmol/h100mol%ⅱ、塔釜液：：水：0.052kmol/h29.5mol%丙酮：1.253-0.0073=1.2457kmol/h70.5mol%合计：1.766kmol/h100mol%8、排醛塔顶顶冷凝器：：(1)最小回流比比与实际回回流比：塔进料中丙丙酮的重量量组成：XF，丙酮=1.253*58/[(1.253+0.017)*58+0.52*18]=0.876我们将其简简化处理，，即将三元元组分当做做二元组分分(怱略丙醛)，查图(石油化工技技术参考资资料有机化化工原料物物理性质)，得进料温温度(沸点进料)为t=59℃，由此条件件下查图得得丙醛饱和和蒸汽压为为1.45atm。进料中丙醛醛的分子组组成：Xf丙醛=0.01所以与之平平衡的气相相组成为：：YF，丙醛=P丙醛*XF，丙醛/P=1.45*0.01/1=0.0145馏出液分子子组成：XG，丙醛=0.7因此：R=(XG-YF)/(YF-XF)=(0.7-0.0145)/(0.0145-0.01)=152.4取B=2R实际=152.4*2=305(2)回流量：L=305G=305*0.0243=7.4115kmol/h设回流液中中丙酮含量量为40%，丙醛60%则：丙酮：：7.4115*40%=2.965kmol/h丙醛：7.4115*60%=4.445kmol/h(3)塔顶上升蒸蒸汽：V=L+G=7.4115+0.0243=7.436kmol/h其中：丙酮酮：0.0073+2.956=2.972kmol/h占40%丙醛：0.017+4.445=4.462kmol/h占60%9、精馏塔：：以排醛塔塔的釜液作作为本塔的的进料：要求：a、塔顶丙酮酮浓度97mol%;b、塔釜丙酮酮浓度小于于2mol%.(1)进料：同排排醛塔釜液液。(2)出料：对丙丙酮进行物物料衡算：：F*XF，丙酮=(F-P)X，丙酮+P*XP，丙酮得：XF，丙酮=0.705,XW,丙酮=0.02XP,丙酮=0.971.757*0.705=(1.757—P)*0.02+P*0.97解得：P=1.265kmol/hW=F—P=1.757—1.265=0.492kmol/h精馏塔数据据平衡表如如下：组成

进料

出料

釜液

塔顶产品Kmol/hmol%Kmol/hmol%Kmol/hmol%

丙酮1.23970.50.012.01.22997

水0.51829.50.482980.0363

合计1.7521000.4921001.26510010、精馏塔顶顶冷凝器：：(1)最小回流比比，实际回回流比：进料重量百百分组成：：X丙酮=1.239*58/(1.239*58+0.518*18)=0.885查丙酮水溶溶液的沸点点图，得沸沸点t=58.5℃，即进料状状态为P=1，t=58.5℃,查58℃时丙酮的饱饱和蒸汽压压P丙酮=1.08atm故与X丙酮成平衡关系系的气相组组成为：YF，丙酮=P丙酮*XF，丙酮/P=1.08*0.705/1=0.761Rmin=(XP—YF)/(YF—XD)=(0.97-0.761)/(0.761-0.705)=3.74取B=1.5R实际=Rmin*B=3.74*1.5=5.6(2)回流量：L=5.6P=5.6*1.265=7.1kmol/h其中：丙酮酮：1.229*5.6=6.9kmol/h水：0.036*5.6=0.2kmol/h(3)塔顶上升蒸蒸汽量：V=P+L=1.265+7.1=8.365kmol/h其中：丙酮酮：1.229*6.6=8.111kmol/h水：0.036*6.6=0.254kmol/h由于初馏塔塔的塔顶未未冷凝气(G)去羰化吸收收塔，作为为吸收的气气相原料，，而吸收液液又返回初初馏塔作为为初馏塔的的第二进料料(F2)，因此在物物衡中，必必须将初馏馏塔和羰化化吸收塔一一并考虑进进行物衡，，才能求得得这两个设设备的各自自进出物料料。(1)物料流程：：见下图：：（2）根据初馏馏塔和羰化化塔的工艺艺要求和条条件，对丙丙酮进行物物料衡算：：对整个初馏馏及羰化吸吸收系统进进行丙酮物物料衡算：：1.197+0.0608=0.7P+G4,丙酮对初馏塔进进行物衡：：（1.197+F2,丙酮）＊0.913=0.7P根据羰化吸吸收塔对气气体中丙酮酮吸收率为为95%则：G4，丙酮＝（1.197+F2,丙酮)(1－0.913)(1——0.95)将上三式联联解得：F2，丙酮＝0.174kmol/h=10.12kg/hP=1.79kmol/hG4，丙酮＝0.006kmol/h初馏塔顶未未冷凝气含含丙酮量：：G丙酮＝0.174+0.006-0.0608=0.119kmol/h(3)对丙醛进行行物衡：对整个初馏馏和羰化吸吸收系统进进行物衡：：0.017=P丙醛即初馏塔的的馏出液P中含丙醛醛0.017kmol/h,即0.986kh/h以初馏塔塔为对象象物衡：：（0.017+F2，丙醛）＊0.50=P丙醛F2，丙醛＝P丙醛＝0.017kmol/h=0.986kg/h初馏塔顶顶未凝气气中丙醛醛含量为为：G丙醛＝（0.017+F2,丙醛）＊0.50=0.017kmol/h(4)对水进行行物衡：：L3中的含水水量(即F2中的含水水量)10.12/[(F2,水*18)+0.986+10.12]=10%解得F2，水=5.0kmol/h初馏塔馏馏出液量量为1.97kmol/h其中：丙丙酮：1.79*0.7=1.253kmol/h丙醛：0.017kmol/h水：P水kmol/h所以：P水=1.79—1.253—0.017=0.52kmol/h以初馏塔塔为对象象进行水水的平衡衡得：釜液中水水：5.55+5.0—0.52=10.03kmol/h(5)未反应气气全部从从羰化吸吸收塔顶顶跑出故：G4，气=0.141kmol/h(6)氯丙酮全全部进入入釜液，，即釜液液中含氯氯丙酮：：0.05kmol/h将上述数数据整理理即得前前面的初初馏塔物物衡表与与羰化吸吸收塔的的物料数数据。11、校核、、整理计计算结果果(略)12、绘制物物料流程程图(略)对于间歇歇过程的的物料衡衡算，必必须注意意设备整整个工作作周期的的操作顺顺序和每每项操作作的时间间，必须须把所有有操作作作为时间间平衡的的单独一一项加以以记载，，并对每每项操作作的时间间进行分分析，寻寻找提高高生产效效率的因因素。现以设计计年产30000吨聚氯乙乙烯车间间(采用悬浮浮聚合生生产方法法)的物料衡衡算为例例，对间间歇过程程的物料料衡算方方法加以以说明。。先看工工艺流程程：三间歇歇过程的物料衡衡算间歇过程程的物料料衡算相相比之下下比较简简单。在在计算时时要建立立时间平平衡关系系，即设设备与设设备之间间处理物物料的台台时数（（台数与与操作小小时）要要平衡，，才不致致于造成成设备之之间生产产能力大大小相差差悬殊的的不合理理状况。。有时因因化工单单元过程程的影响响因素不不同，以以及间歇歇过程和和连续过过程同时时并用，，进行时时间平衡衡时需要要考虑不不均衡系系数。聚合用水水自软水水计量槽槽(R301)加至聚合合釜(F301)，分散剂剂随之进进入釜内内。单体体由氯乙乙烯计量量槽(R302)加入聚合合釜，同同时将助助剂带入入。搅拌拌升温进进行聚合合反应。。待反应应结束，，借釜内内残余压压力将悬悬浮液压压至沉降降槽(F302)。回收氯氯乙烯气气体，同同时加定定量液碱碱，升温温吹风以以破坏分分散剂、、低分子子物等。。经碱处处理后的的悬浮液液靠位差差流入离离心机(J301)脱去大部部分水，，并喷入入70℃℃软水洗涤涤。含水水约20%的湿树脂脂经湿料料贮斗(R303)和搅拌龙龙(J303)送至气流流干燥器器(J304)中。空气气过滤后后由鼓风风机(J305)吸入，送送至散热热片(M301)预热之后后进入气气流干燥燥器。树树脂随热热风吹上上，被干干燥至含含水5%左右。又又经旋风风分离器器(J307)加至沸腾腾干燥器器(J308)内被热风风干燥至至含水0.3%,再由文丘丘里加料料器送到到冷风管管(J311)冷却。随随后经旋旋风分离离器(J312)分离加至至滚动筛筛(J313)和振动筛筛(J314)筛去粗料料进行包包装过秤秤送至仓仓庫。一、画流流程示意意图：以简化的的方框流流程图表表示，略略去了与与计算无无关的化化工过程程与设备备并将已已知数和和未知数数标明二、化学学反应式式：nCH2=CHCl→-[CH2---CH]n---22900kcal/kmol|Cl三、确定定计算任任务：聚合与沉沉析均属属于间歇歇操作，，需要建建立时间间平衡。。由设计计任务和和生产现现场可知知生产规规模、生生产时间间、消耗耗定额、、各步骤骤损失以以及聚合合配方等等工艺操操作条件件。可以以顺利按按流程展展开计算算，并按按间歇过过程与连连续过程程分别确确定基准准依次计计算。四、收集集数据：：1、生产规规模：年年产PVC树脂3000吨2、生产时时间：8000h3、消耗定定额：1.064tVC/tPVC4、损耗分分配：聚合车间间总收率率94%，总损耗耗为6%。根据生生产统计计数字，，各步骤骤的损失失分配如如下(以聚合釜釜内反应应生成的的聚合物物为准)聚合部分分：粘壁壁、泄漏漏、泡沬沬夹带损损失占1%沉析部分分：破坏坏低聚物物及吹风风降温损损失占1%离心部分分：母液中带带走损失失占0.5%干燥部分分：飞扬扬、旋风风分离损损失2%筛分包装装部分：：飞扬、、旋风分分离及不不合格物物损失1.5%5、聚合配配方：经经xj-2型为准，，按13.5立方米釜釜计量软水：6800kg(6.8立方米)VC：5000kg(5.5立方米)ABIN：2.5kgABVN:2.2kg明胶：8kgNa2HCO3：1kgNa2S：250g聚合釜：：加水：15分搅搅拌：10分加VC：15分升升温温：20分反应：8小时出出料：30分清釜置换换等：70分共计：10小时40分取操作周周期为11小时沉析槽:排气、加加料、回回收：1小时升升温：：1小时保温：0.5小时冷冷却：0.5小时出料：6小时共计：9小时取操作周周期为9小时7、生产统统计数字字平均每釜产量量为4243kg(PVC)8、操作条件与与控制指标：：聚合温度：51±0.5度出料压力：6kgf/cm2转化率：90%沉析温度75℃，操作规定加加42%液碱7L，加碱量0.05—0.1%(母液内含NaOH量)离心：为了提提高产品质量量，用60~75℃热水洗涤，用用水量取2000kg，离心后湿料料含水约20%。9、原料、助剂剂和产品规格格(略)10、物化常数(略)五、确定计算算基准：间歇过程以kg/釜为基准，连连续过程以kg/h为基准。六、计算：1、聚合釜拟选用13.5立方米聚合釜釜(1)进料按配方(2)出料生成PVC量：5000kg*90%=4500kg损失PVC量：4500kg*1%=45kg向沉析槽出料量：4500kg—45kg=4455kg未反应VC量：5000kg-4500kg=500kg聚合釜二次出出料用水量：：200kg/釜(按规定)计算结果整理理成表：聚合釜物料平平衡表物料名称进料kg出料kg物料名称进料kg出料kgVC5000500水68007000明胶88二次用水200ABIN2.52.5PVC4455ABVN2.22.2损失PVC45Na2S0.250.25合计10213.9510213.95NaHCO3112、沉析槽：拟选用19立方米沉析槽，进料除聚聚合釜来料外外，尚需加液液碱和通入直直接蒸汽。按按工艺条件规规定加42%NaOH溶液7L，重量为1.45*7=10.15kg其中含：纯NaOH10.15*42%=4.26kg水：10.15——4.26=5.89kg假定未反应的的VC液体全部在沉沉析槽内气化返回回气柜予以回回收。碱处理理时，通直接接蒸气升温所所立生冷凝水水量可由热量量衡算求得。。设备及物料升升温需热量计计算表名称重量t初

℃t终

℃△t℃比热CKcal/kg℃热量kcal设备32902075550.1221700水7024.15075251175600PVC44555075250.4246800VC5005075256331500合计275600注：明胶及碱碱液等助剂所所占比例甚微微并入水中取取热损失为10%，每个沉析槽在每次操作作中需通入蒸蒸气量W为：W=275600*1.1/576=526kg沉析槽物料平衡表表

名称

进料kg

出料kgPVC44554410

水70007531.89

蒸汽冷凝水526

液碱、其中含水5.89明胶、ABIN、ABVN、Na2SNaHCO313.9513.95

未反应VC500

气化回收VC500NaOH4.264.26

损失PVC45

合计12505.112505.1注：举例时为为简化计算而而未考虑单体体损失，在实实际生产中是是有损失的，，应予以考虑虑。3、离心脱水从这一步操作作开始转入连连续操作过程程，计算基准准相应转换为为kg/h,根据全年的生生产任务和生生产时间求出出每小时PVC产量为：30000吨/8000h=3.75吨/h产品中含水0.3%，折合绝干树树脂量为：3750kg/h*0.997=3739kg/h考虑到各步损损失后，离心心机进料中应应含有绝干树树脂量为：3739*0.98/0.94=3898kg/h按沉析槽出料的组成成，以3898kg/h为基准求出离离心机进料中中其它各组分分相应的量水：7531.89*3898/4410=