苯—氯苯分离过程板式精馏塔设计

1、 苏州大学化工单元操作课程设计说明书课题：苯氯苯分离过程板式精馏塔设计学院（部）：材料与化学化工学部专业：化学工程与工艺年级：2011级指导老师：王文丰老师日期：2013年11月设计者：设计成绩：目录第一章 设计背景31.设计题目32.操作条件33.塔板类型34.工作日35.厂址3第二章 产品与设计方案简介4第三章 工艺计算及主体设备设计5（一）精馏塔的物料衡算51）原料液及塔顶塔底产品的摩尔分数52）原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量53）物料衡算5（二）塔板数的确定51）理论板层数NT的求取52）实际板层数的求取7（三）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算71）精馏段计算7（1)操作压力计

2、算7（2)操作温度计算7（3)平均摩尔质量计算8（4)平均密度计算8（5)液体平均表面张力计算9（6)液体平均粘度计算92）提馏段计算9（1)操作压力计算9（2)操作温度计算9（3)平均摩尔质量计算10（4)平均密度计算10（5)液体平均表面张力计算10（6) 液体平均粘度计算11（四）精馏塔的塔体工艺尺寸计算111）塔径的计算11（1）精馏段塔径的计算11（2）提馏段塔径的计算112）塔高的计算12（五）塔板主要工艺尺寸计算121）精馏段计算12（1）溢流装置计算12（2）塔板布置132）提馏段计算14（1）溢流装置计算14（2）塔板布置15（六）塔板的流体力学验算151）精馏段计算15（1

3、）塔板压降15（2）液面落差16（3）液沫夹带16（4）漏液16（5）液泛172）提馏段计算17（1）塔板压降17（2）液面落差18（3）液沫夹带18（4）漏液18（5）液泛18（七）塔板的负荷性能图191）精馏段计算19（1）漏液线19（2）液沫夹带线19（3）液相负荷下限线20（4）液相负荷上限线20（5）液泛线212）提馏段计算22（1）漏液线22（2）液沫夹带线23（3）液相负荷下限线23（4）液相负荷上限线24（5）液泛线24（八）精馏塔接管尺寸计算251）进料管252）釜残液出料管263）回流液管264）塔顶上升蒸汽管265）塔底上升蒸汽管27（九）计算数据汇总27（十）生产工艺流

4、程图28（十一）精馏塔设计条件图29（十二）主要符号说明30（十三）对设计过程的评述和有关问题的讨论32（十四）参考书目33第一章 设计背景1.设计题目试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%氯苯为3.2万吨。已知原料液含氯苯38% (质量分数，下同)，塔顶馏出液含氯苯不得高于2%。2.操作条件：塔顶压力 4kpa（表压）塔底加热蒸汽压力 0.5MPa（表压）进料热状况参数 自选 回流比 自选单板压降 0.7kpa全塔效率 ET=0.52 3.塔板类型 筛板塔4.工作日 每年300天，每天24小时连续运行5.建厂地址 天津（当地大气压100.48kpa）第二章 产品与设计方案简介1

5、.设计方案的确定本设计任务为分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料（即q=1），将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比选取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。由于本设计采用泡点进料，需要设计一再沸器满足设计要求。工业上常用的再沸器有下列几种：内置式再沸器、釜式再沸器、热虹吸式再沸器以及强制循环式再沸器。内置式再沸器通常用于直径小于600mm的蒸馏塔中，不服和本次设计要求。热虹

6、吸式再沸器利用热虹吸原理，即再沸器内液体被加热部分汽化后，汽液混合物密度小于塔内液体密度，使再沸器与塔内产生静压差，促使塔底液体被虹吸进入再沸器，在再沸器内汽化后返回塔中，因而不必用泵便可使塔内液体循环。热虹吸式再沸器有立式和卧式两种。但立式安装时要求精馏塔底部液面与再沸器顶部管板持平，要有固定标高，其循环速率受流体力学因素制约。因而本次设计中我们选用卧式热虹吸式再沸器。塔顶全回流冷凝器常采用管壳式换热器。有卧式、立式、管内或管外冷凝等形式。本设计中我们你采取强制循环式管壳式换热器，可减少台架且便于维修。第三章 工艺计算及主体设备设计（一）精馏塔的物料衡算1)原料液及塔顶.塔底产品的摩尔分数苯

7、的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol氯苯的摩尔质量 MB=112.56kg/kmolXF=(0.62/78.11)/(0.62/78.11+0.38/112.56)=0.702XD=(0.98/78.11)/(0.98/78.11+0.02/112.56)=0.986XW=(0.002/78.11)/(0.002/78.11+0.998/112.56)=0.0032）原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔分数MF=0.70278.11+（1-0.702）112.56=88.38kg/kmolMD=0.98678.11+（1-0.986）112.56=78.59kg/kmolMW=0.00378.

8、11+（1-0.003）112.56=112.46kg/kmol3)物料衡算塔底产品流量 W=3.2(107)/300/24 /112.56=39.52kmol/h 总物料衡算 F=D+39.52苯物料衡算 F0.702=D0.986=39.520.003联立解得 F=136.79kmol/h D=97.27kmol/h（二）塔板数的确定1） 理论板层数NT的求取苯氯苯属于理想物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得苯氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据，求得相应的物系平衡数据（见下表）表1 苯氯苯汽液平衡平衡数据求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。因为操作泡点进料（q=1），在x-y图上

9、作x=0.702，交平衡线于点Q（xq,yq），如图图1 苯氯苯汽液平衡图xq=0.702 yq=0.912故最小回流比Rmin=（xD- yq）/（yq - xq）=（0.986-0.912）/（0.912-0.702）=0.352取操作回流比为 R=2Rmin=20.352=0.704求精馏塔的汽液相负荷L=RD=0.70497.27=68.48 kmol/hV=(R+1)D=(0.701+1) 97.27=165.75 kmol/hL=L+F=68.48 +136.79=205.27 kmol/hV=V=165.75 kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为y =（L/D）x+（D/V

10、）xD=（68.48/165.75）x+（97.27/165.75）0.986即y=0.413x+0.58提馏段操作线方程为y=(L/V)x-(W/V)xW=(205.27/165.75) x-(39.52/165.75)0.003即y=1.24 x-0.00072图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如下图图2 图解法求理论板层数求解结果为总理论板层数为 NT=10（包括再沸器）进料板位置为 NF=42）实际板层数的求取精馏段实际板层数 N精=3/0.52=6提馏段实际板层数 N提=7/0.52=14（三）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1）精馏段（1）操作压力计算塔顶操作压力 pD

11、=100.48+4=104.48kpa每层塔板压降 p=0.7kpa进料板压力 pF=104.48+0.76=108.68kpa精馏段平均压力 pm=（104.48+108.68）/2=106.58kpa（2）操作温度计算由表1可作如下图3，即温度组成图图3 苯氯苯温度组成图则塔顶温度 tD=80.3 进料板温度 tF=89.8 精馏段平均温度 tm=（80.3+89.8）/2=85.05（3）平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.986，查平衡曲线得x1=0.953MVDm=0.98678.11+（1-0.986）112.56=78.59kg/kmolMLDm =0.9537

12、8.11+（1-0.953）112.56=79.73kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板的yF=0.899，则xF=0.665MVFm=0.89978.11+（1-0.899）112.56=81.59kg/kmolMLFm=0.66578.11+（1-0.665）112.56=89.65kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm=（78.59+81.59）/2=80.09kg/kmolMLm=（79.73+89.65）/2=84.69kg/kmol（4）平均密度的计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即Vm=Pm MVm /（RTm）=106.5880.09/8.314/（85

13、.05+273.15）=2.87kg/m3液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/Lm=i/i塔顶液相平均密度计算由tD=80.3，查手册得A=815.0 kg/m3 B=1042 kg/m3LDm =1/（0.98/815.0+0.02/1042）=818.57 kg/m3进料板液相平均密度计算由tF=89.8，查手册得A=795.0 kg/m3 B=1030.73 kg/m3A=（0.66578.11）/（0.66578.11+0.335112.56）=0.579LFm =1/（0.579/795.0+0.421/1030.73）=879.70kg/m3精馏段液相平均密度为Lm =（

14、818.57+879.70）/2=849.14 kg/m3（5）液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm=xii塔顶液体平均表面张力计算由tD=80.3，查手册得A=21.2 mN /m B=26.0 mN /mLDm=0.98621.2+（1-0.986）26.0=21.267 mN /m进料板液体平均表面张力计算由tF=89.8，查手册得A=20.0 mN /m B=25.0 mN /mLDm=0.66520.0+（1-0.665）25.0=21.675 mN /m精馏段液相平均表面张力为Lm=（21.267+21.675）/2=21.471 mN /m（6）液体平均粘度计算

15、液相平均粘度依下式计算Lm=xii塔顶液体平均粘度计算由tD=80.3，查手册得A=0.30mPa/s B=0.34mPa/sLDm=0.9860.30+（1-0.986）0.34解得LDm=0.301 mPa/s进料板液体平均粘度计算由tF=89.8，查手册得A=0.28mPa/s B=0.31mPa/sLFm=0.6650.28+（1-0.665）0.31解得LDm=0.290 mPa/s精馏段液体平均粘度为Lm=（0.301+0.290）/2=0.2955 mPa/s2）提馏段（1）操作压力计算塔底操作压力 pW=100.48+0.714=114.48kpa每层塔板压降 p=0.7kpa

16、进料板压力 pF=104.48+0.76=108.68kpa提馏段平均压力 pm=（114.48+108.68）/2=111.58kpa（2）操作温度计算由上图3可得塔底温度 tW=131.4 进料板温度 tF=89.8 提馏段平均温度 tm=（131.4+89.8）/2=110.6（3）平均摩尔质量计算塔底平均摩尔质量计算由xW=0.003，查平衡曲线得yW=0.014MVDm=0.00378.11+（1-0.003）112.56=112.46kg/kmolMLDm =0.01478.11+（1-0.014）112.56=112.08kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板的yF=0

17、.899，则xF=0.665MVFm=0.89978.11+（1-0.899）112.56=81.59kg/kmolMLFm=0.66578.11+（1-0.665）112.56=89.65kg/kmol提馏段平均摩尔质量MVm=（112.46+81.59）/2=97.025kg/kmolMLm=（112.08+89.65）/2=100.865kg/kmol（4）平均密度的计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即Vm=Pm MVm /（RTm）=111.5897.025/8.314/（110.6+273.15）=3.393kg/m3液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/Lm=i

18、/i塔底液相平均密度计算A=（0.00378.11）/（0.00378.11+0.997112.56）=0.002由tW=131.4，查手册得A=749.0 kg/m3 B=983.01 kg/m3LWm =1/（0.002/749.0+（1-0.002）983.01）= 982.40 kg/m3进料板液相平均密度计算由tF=89.8，查手册得A=795.0 kg/m3 B= 1030.73 kg/m3A=（0.66578.11）/（0.66578.11+0.335112.56）=0.579LFm =1/（0.579/795.0+0.421/1030.73）=879.70kg/m3提馏段液相平

19、均密度为Lm =（982.40 + 879.70）/2=931.05kg/m3（5）液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm=xii塔底液体平均表面张力计算由tW=131.4，查手册得A=14.8mN /m B= 20.6 mN /mLWm=0.00314.8 +（1-0.003）20.6 = 20.58 mN /m进料板液体平均表面张力计算由tF=89.8，查手册得A=20.0 mN /m B=25.0 mN /mLDm=0.66520.0+（1-0.665）25.0=21.675 mN /m提馏段液相平均表面张力为Lm=（20.58+21.675）/2=21.13 mN /m

20、（6）液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算Lm=xii塔底液体平均粘度计算由tW=131.4，查手册得A= 0.17mPa/s B= 0.175mPa/sLWm=0.0030.17 +（1-0.003）0.175 解得LDm=0.175 mPa/s进料板液体平均粘度计算由tF=89.8，查手册得A=0.28mPa/s B=0.31mPa/sLFm=0.6650.28+（1-0.665）0.31解得LFm=0.290mPa/s精馏段液体平均粘度为Lm=（0.175 +0.290）/2= 0.2325 mPa/s（四） 精馏塔的塔体工艺尺寸计算1） 塔径的计算（1）精馏段塔径的计算精馏段的气液相

21、体积流量为VS=VMVm/(3600Vm)=165.7580.09/（36002.87）=1.28 m3/sLS=LMLm/(3600Lm)=68.4884.69/（3600849.14）=0.0019 m3/s式中C由式（5-5）计算，其中的C20由图5-1查取，图的横坐标为(LS/ VS) (L/V)1/2=(0.0019/1.282) (849.14/2.87)1/2=0.0255取板间距HT=0.45m，板上层液高度为hL=0.05m，则HT-hL=0.45-0.05=0.40m查116页图51得，C20=0.084C= C20(L/20)0.2= 0.084 (21.471/20)0

22、.2=0.085umax=0.085=1.46m/s取安全系数为0.65，则空塔气速为u=0.65umax=0.651.46=0.949m/sD=1.311m按标准塔径圆整后为D=1.4m 。 塔截面积为实际空塔气速为u=1.282/1.539=0.832m/s（2）提馏段塔径的计算提馏段的气液相体积流量为VS=VMVm/(3600Vm)=165.7597.025/（36003.393）=1.32m3/sLS=LMLm/(3600Lm)=205.27100.865/（3600931.05）=0.0062m3/s式中C由式（5-5）计算，其中的C20由图5-1查取，图的横坐标为(LS / VS)

23、 (L/V)1/2=(0.0062/1.32) (931.05/3.393)1/2=0.0778取板间距HT=0.45m，板上层液高度为hL=0.05m，则HT-hL=0.45-0.05=0.40m查116页图51得，C20=0.081 C= C20(L/20)0.2=0.081(21.13/20)0.2=0.0819umax=0.0819=1.354m/s取安全系数为0.65，则空塔气速为u=0.65umax=0.651.354=0.8801 m/sD=1.38m按标准塔径圆整后为D=1.4m 。 塔截面积为实际空塔气速为u=1.32/1.539=0.858m/s2） 精馏塔有效高度的计算精

24、馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（6-1）0.45=2.25m提溜段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（14-1）0.45=5.85m在进料板上方开一人孔，其高度为 0.9m 。故精馏塔的有效高度为Z= Z精+Z提+0.8= 8.9 m（五） 塔板主要工艺尺寸的计算1）精馏段（1）溢流装置计算因塔径D=1.4，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下。堰长lw取lw=0.8D=0.81.4=1.12m 溢流堰高度hw选用平直堰，堰上液层高度how由式（5-7）计算，即近似取E=1，则取板上清液层高度hL=60mm ，则m 弓形降液管宽度Wd和截面积Af故lw/D=0.8，查图

25、57的故 依式（5-9）验算液体在降液管中的停留时间，即故降液管设计合理降液管底隙高度h0取=0.08m/s,则故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度为（2）塔板布置塔板的分块因D=1400mm，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔板分为4块边缘区宽度确定取开孔区面积计算开孔区面积A按式（5-12）计算，即其中故筛孔计算及其排列本例所处里的物系无腐蚀性，可选用的碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为开孔率为气体通过阀孔的气速为2）提馏段（1）溢流装置计算因塔径D=1.4，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下。堰长lw取lw=0.8D=0.81.4=

26、1.12m溢流堰高度hw选用平直堰，堰上液层高度how由式（5-7）计算，即近似取E=1，则取板上清液层高度hL=60mm ，则m 弓形降液管宽度Wd和截面积Af故lw/D=0.8，查图57的故 依式（5-9）验算液体在降液管中的停留时间，即故降液管设计合理 降液管底隙高度h0取=0.25m/s,则故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度为（2）塔板布置塔板的分块因D=1400mm，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔板分为4块边缘区宽度确定取开孔区面积计算开孔区面积A按式（5-12）计算，即其中故筛孔计算及其排列本例所处里的物系无腐蚀性，可选用的碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中

27、心距t为筛孔数目n为开孔率为气体通过阀孔的气速为（六） 筛板的流体力学验算1）精馏段（1）塔板压降干板阻力hc 由式（5-19）计算，即由,查图510得， =0.772，故 气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由式（5-20）计算，即查图5-11，得液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力h由式（5-23）计算，即气体通过每层塔板的液柱高度hP可按下式计算，即气体通过每层塔板的压降为（2）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。（3）液沫夹带液沫夹带量由式（5-24）计算，即故故在本设计中液沫夹带量e 在允许范围内。（4）漏液对

28、筛板塔，漏液点气速u0，min可由式（5-25）计算，即 m/s实际孔速 稳定系数为1.5故在本设计中无明显漏液（5）液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从式（5-32）的关系，即苯氯苯物系属一般物系，取0.6而板上不设进口堰，hd可由式（5-30）计算，即m故在本设计中不会发生液泛现象2）提馏段（1）塔板压降干板阻力hc 由式（5-19）计算，即由,查图510得， =0.772，故气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由式（5-20）计算，即查图5-11，得液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力h由式（5-23）计算，即气体通过每层塔板的液柱高度hP可按下式计算，即

29、气体通过每层塔板的压降为（2）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。（3）液沫夹带液沫夹带量由式（5-24）计算，即故故在本设计中液沫夹带量e 在允许范围内。（4）漏液对筛板塔，漏液点气速u0，min可由式（5-25）计算，即 m/s实际孔速 稳定系数为1.5故在本设计中无明显漏液（5）液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从式（5-32）的关系，即苯氯苯物系属一般物系，取0.6而板上不设进口堰，hd可由式（5-30）计算，即m故在本设计中不会发生液泛现象（七）塔板负荷性能图1）精馏段漏液线由得 =4.40.7720.1010.931整理得在

30、操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表2表2 计算结果/0.00070.00600.01200.01800.0210/0.4880.5470.5890.6210.623由上表数据即可作出漏液线1 液沫夹带线 以为限，求关系如下故整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表3表3 计算结果/0.00070.00600.01200.01800.0210/3.0672.7402.4882.2762.179由上表数据即可作出液沫夹带线2 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.005m作为最小液体负荷标准，由式（5-7）得取E=1，则据此可作出与气体流量无关

31、的垂直液相负荷下限线3 液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式（5-9）得故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4液泛线令忽略，将与，与，与的关系式带入上式，并整理得式中将有关的数据带入，得0.03270.242276.60.97故在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表4表4 计算结果/0.00070.00600.01200.01800.0210/2.6762.4732.1511.6191.188由上表数据即可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图4所示在负荷性能图上，作出操作线，该筛板塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液

32、控制。由图可得故操作弹性为图4 精馏段负荷性能图2）提馏段漏液线由得 =4.40.7720.1010.9947整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表5表5 计算结果/0.00070.00600.01200.01800.0210/0.5100.5700.6120.6460.660由上表数据即可作出漏液线1液沫夹带线 以为限，求关系如下故整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表6表6 计算结果/0.00070.00600.01200.01800.0210/3.0672.7402.4882.2762.179由上表数据即可作出液沫夹带线2 液相负荷下限

33、线对于平直堰，取堰上液层高度=0.005m作为最小液体负荷标准，由式（5-7）得取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式（5-9）得故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4液泛线令忽略，将与，与，与的关系式带入上式，并整理得式中将有关的数据带入，得0.0310.242252.010.96故在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表7表7 计算结果/0.00070.00600.01200.01800.0210/2.752.552.241.751.37由上表数据即可作出液泛线5根据以上各线方程，

34、可作出筛板塔的负荷性能图，如下图5所示图5 提馏段负荷性能图在负荷性能图上，作出操作线，该筛板塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图可得故操作弹性为（八）精馏塔接管尺寸计算1）进料管进料体积流量取适宜输送速度 ，故经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格： 实际管内流速： 2）釜残液出料管釜残液出料体积流量取适宜输送速度 ，故经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格： 实际管内流速：3）回流液管回流液体积流量取适宜输送速度 ，故经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格： 实际管内流速：4）塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽体积流量取适宜输送速度 ，故经圆整选取热轧无

35、缝钢管（GB8163-87），规格： 实际管内流速：5）塔底上升蒸汽管塔底上升蒸汽体积流量取适宜输送速度 ，故经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格： 实际管内流速：（九）计算数据汇总表8 筛板塔设计计算结果序号项目精馏段提馏段1平均温度（）85.05110.62平均压力（kPa）106.58111.583气相流量（kmol/h）165.75165.754液相流量（kmol/h）68.48205.275实际塔板数6146塔高（m）8.97塔径（m）148板间距（m）0.459溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长（m）1.1212堰高（m）0.02913板上液层高度（m）0.00

36、614堰上液层高度（m）0.02115降液管底隙高度（m）0.0210.02216安定区宽度（m）0.00650.00517边缘区宽度（m）0.03518开孔区面积（m2）0.9310.994719筛孔直径（m）0.0050.00520筛孔数目5749510621孔中心距（m）0.0150.01522开孔率（）10.110.123空塔气速（m/s）0.8320.85824筛孔气速（m/s）13.613.1425稳定系数2.332.31序号项目精馏段提馏段26每层塔板压降（Pa）696.39695.027负荷上限液泛控制液泛控制28负荷下限漏液控制漏液控制29液沫夹带eV（kg液/kg气）0.0

37、090.01030气相负荷上限（m3/s）2.5432.29531气相负荷下限（m3/s）0.4910.53532操作弹性5.184.2933进料管径（mm）34釜残液出料管径（mm）35回流液管径（mm）36塔顶上升蒸汽管径（mm）37塔底上升蒸汽管径（mm）（十）生产工艺流程图图6 苯-氯苯精馏工艺流程图（11） 精馏塔设计条件图图7 精馏设计条件图（十二）主要符号说明英文字母塔板开孔区面积，降液管截面积，筛孔总面积，塔截面积， 流量系数，量纲为一 计算时的负荷系数，m/s 筛孔直径，m 塔径，m 液沫夹带量，kg（液）/kg（气） 液流收缩系数，量纲为一 总板效率，量纲为一 重力加速度，9.81 与干板压降相当的液柱高度，m液柱 与液体流过压降管的压降相当的液柱高度，m液柱 塔板上鼓泡层高度，m 板上清液层高度，m 降液管的底隙高度，m 堰上液层高度，m 出口堰高度，m 进口堰高度，m 与克服表面张力