苯—氯苯分離過程板式精餾塔設計

1、 蘇州大學化工單元操作課程設計說明書課題：苯氯苯分離過程板式精餾塔設計學院（部）：材料與化學化工學部專業(yè)：化學工程與工藝年級：2011級指導老師：王文豐老師日期：2013年11月設計者：設計成績：目錄第一章 設計背景31.設計題目32.操作條件33.塔板類型34.工作日35.廠址3第二章 產品與設計方案簡介4第三章 工藝計算及主體設備設計5（一）精餾塔的物料衡算51）原料液及塔頂塔底產品的摩爾分數52）原料液及塔頂塔底產品的平均摩爾質量53）物料衡算5（二）塔板數的確定51）理論板層數NT的求取52）實際板層數的求取7（三）精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算71）精餾段計算7（1)操作壓力計

2、算7（2)操作溫度計算7（3)平均摩爾質量計算8（4)平均密度計算8（5)液體平均表面張力計算9（6)液體平均粘度計算92）提餾段計算9（1)操作壓力計算9（2)操作溫度計算9（3)平均摩爾質量計算10（4)平均密度計算10（5)液體平均表面張力計算10（6) 液體平均粘度計算11（四）精餾塔的塔體工藝尺寸計算111）塔徑的計算11（1）精餾段塔徑的計算11（2）提餾段塔徑的計算112）塔高的計算12（五）塔板主要工藝尺寸計算121）精餾段計算12（1）溢流裝置計算12（2）塔板布置132）提餾段計算14（1）溢流裝置計算14（2）塔板布置15（六）塔板的流體力學驗算151）精餾段計算15（1

3、）塔板壓降15（2）液面落差16（3）液沫夾帶16（4）漏液16（5）液泛172）提餾段計算17（1）塔板壓降17（2）液面落差18（3）液沫夾帶18（4）漏液18（5）液泛18（七）塔板的負荷性能圖191）精餾段計算19（1）漏液線19（2）液沫夾帶線19（3）液相負荷下限線20（4）液相負荷上限線20（5）液泛線212）提餾段計算22（1）漏液線22（2）液沫夾帶線23（3）液相負荷下限線23（4）液相負荷上限線24（5）液泛線24（八）精餾塔接管尺寸計算251）進料管252）釜殘液出料管263）回流液管264）塔頂上升蒸汽管265）塔底上升蒸汽管27（九）計算數據匯總27（十）生產工藝流

4、程圖28（十一）精餾塔設計條件圖29（十二）主要符號說明30（十三）對設計過程的評述和有關問題的討論32（十四）參考書目33第一章 設計背景1.設計題目試設計一座苯氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產純度為99.8%氯苯為3.2萬噸。已知原料液含氯苯38% (質量分數，下同)，塔頂餾出液含氯苯不得高于2%。2.操作條件：塔頂壓力 4kpa（表壓）塔底加熱蒸汽壓力 0.5MPa（表壓）進料熱狀況參數 自選 回流比 自選單板壓降 0.7kpa全塔效率 ET=0.52 3.塔板類型 篩板塔4.工作日 每年300天，每天24小時連續(xù)運行5.建廠地址 天津（當地大氣壓100.48kpa）第二章 產品與設計方案簡介1

5、.設計方案的確定本設計任務為分離苯氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料（即q=1），將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比選取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。由于本設計采用泡點進料，需要設計一再沸器滿足設計要求。工業(yè)上常用的再沸器有下列幾種：內置式再沸器、釜式再沸器、熱虹吸式再沸器以及強制循環(huán)式再沸器。內置式再沸器通常用于直徑小于600mm的蒸餾塔中，不服和本次設計要求。熱虹

6、吸式再沸器利用熱虹吸原理，即再沸器內液體被加熱部分汽化后，汽液混合物密度小于塔內液體密度，使再沸器與塔內產生靜壓差，促使塔底液體被虹吸進入再沸器，在再沸器內汽化后返回塔中，因而不必用泵便可使塔內液體循環(huán)。熱虹吸式再沸器有立式和臥式兩種。但立式安裝時要求精餾塔底部液面與再沸器頂部管板持平，要有固定標高，其循環(huán)速率受流體力學因素制約。因而本次設計中我們選用臥式熱虹吸式再沸器。塔頂全回流冷凝器常采用管殼式換熱器。有臥式、立式、管內或管外冷凝等形式。本設計中我們你采取強制循環(huán)式管殼式換熱器，可減少臺架且便于維修。第三章 工藝計算及主體設備設計（一）精餾塔的物料衡算1)原料液及塔頂.塔底產品的摩爾分數苯

7、的摩爾質量 MA=78.11kg/kmol氯苯的摩爾質量 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）原料液及塔頂塔底產品的平均摩爾分數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)物料衡算塔底產品流量 W=3.2(107)/300/24 /112.56=39.52kmol/h 總物料衡算 F=D+39.52苯物料衡算 F0.702=D0.986=39.520.003聯立解得 F=136.79kmol/h D=97.27kmol/h（二）塔板數的確定1） 理論板層數NT的求取苯氯苯屬于理想物系，可采用圖解法求理論板層數。由手冊查得苯氯苯純組分的飽和蒸汽壓數據，求得相應的物系平衡數據（見下表）表1 苯氯苯汽液平衡平衡數據求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。因為操作泡點進料（q=1），在x-y圖上

9、作x=0.702，交平衡線于點Q（xq,yq），如圖圖1 苯氯苯汽液平衡圖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取操作回流比為 R=2Rmin=20.352=0.704求精餾塔的汽液相負荷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求操作線方程精餾段操作線方程為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提餾段操作線方程為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圖解法求理論板層數采用圖解法求理論板層數，如下圖圖2 圖解法求理論板層數求解結果為總理論板層數為 NT=10（包括再沸器）進料板位置為 NF=42）實際板層數的求取精餾段實際板層數 N精=3/0.52=6提餾段實際板層數 N提=7/0.52=14（三）精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算1）精餾段（1）操作壓力計算塔頂操作壓力 pD

11、=100.48+4=104.48kpa每層塔板壓降 p=0.7kpa進料板壓力 pF=104.48+0.76=108.68kpa精餾段平均壓力 pm=（104.48+108.68）/2=106.58kpa（2）操作溫度計算由表1可作如下圖3，即溫度組成圖圖3 苯氯苯溫度組成圖則塔頂溫度 tD=80.3 進料板溫度 tF=89.8 精餾段平均溫度 tm=（80.3+89.8）/2=85.05（3）平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算由xD=y1=0.986，查平衡曲線得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進料板平均摩爾質量計算由圖解理論板的yF=0.899，則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精餾段平均摩爾質量MVm=（78.59+81.59）/2=80.09kg/kmolMLm=（79.73+89.65）/2=84.69kg/kmol（4）平均密度的計算 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即Vm=Pm MVm /（RTm）=106.5880.09/8.314/（85

13、.05+273.15）=2.87kg/m3液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1/Lm=i/i塔頂液相平均密度計算由tD=80.3，查手冊得A=815.0 kg/m3 B=1042 kg/m3LDm =1/（0.98/815.0+0.02/1042）=818.57 kg/m3進料板液相平均密度計算由tF=89.8，查手冊得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精餾段液相平均密度為Lm =（

14、818.57+879.70）/2=849.14 kg/m3（5）液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即Lm=xii塔頂液體平均表面張力計算由tD=80.3，查手冊得A=21.2 mN /m B=26.0 mN /mLDm=0.98621.2+（1-0.986）26.0=21.267 mN /m進料板液體平均表面張力計算由tF=89.8，查手冊得A=20.0 mN /m B=25.0 mN /mLDm=0.66520.0+（1-0.665）25.0=21.675 mN /m精餾段液相平均表面張力為Lm=（21.267+21.675）/2=21.471 mN /m（6）液體平均粘度計算

15、液相平均粘度依下式計算Lm=xii塔頂液體平均粘度計算由tD=80.3，查手冊得A=0.30mPa/s B=0.34mPa/sLDm=0.9860.30+（1-0.986）0.34解得LDm=0.301 mPa/s進料板液體平均粘度計算由tF=89.8，查手冊得A=0.28mPa/s B=0.31mPa/sLFm=0.6650.28+（1-0.665）0.31解得LDm=0.290 mPa/s精餾段液體平均粘度為Lm=（0.301+0.290）/2=0.2955 mPa/s2）提餾段（1）操作壓力計算塔底操作壓力 pW=100.48+0.714=114.48kpa每層塔板壓降 p=0.7kpa

16、進料板壓力 pF=104.48+0.76=108.68kpa提餾段平均壓力 pm=（114.48+108.68）/2=111.58kpa（2）操作溫度計算由上圖3可得塔底溫度 tW=131.4 進料板溫度 tF=89.8 提餾段平均溫度 tm=（131.4+89.8）/2=110.6（3）平均摩爾質量計算塔底平均摩爾質量計算由xW=0.003，查平衡曲線得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進料板平均摩爾質量計算由圖解理論板的yF=0

17、.899，則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提餾段平均摩爾質量MVm=（112.46+81.59）/2=97.025kg/kmolMLm=（112.08+89.65）/2=100.865kg/kmol（4）平均密度的計算 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即Vm=Pm MVm /（RTm）=111.5897.025/8.314/（110.6+273.15）=3.393kg/m3液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1/Lm=i

18、/i塔底液相平均密度計算A=（0.00378.11）/（0.00378.11+0.997112.56）=0.002由tW=131.4，查手冊得A=749.0 kg/m3 B=983.01 kg/m3LWm =1/（0.002/749.0+（1-0.002）983.01）= 982.40 kg/m3進料板液相平均密度計算由tF=89.8，查手冊得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提餾段液相平

19、均密度為Lm =（982.40 + 879.70）/2=931.05kg/m3（5）液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即Lm=xii塔底液體平均表面張力計算由tW=131.4，查手冊得A=14.8mN /m B= 20.6 mN /mLWm=0.00314.8 +（1-0.003）20.6 = 20.58 mN /m進料板液體平均表面張力計算由tF=89.8，查手冊得A=20.0 mN /m B=25.0 mN /mLDm=0.66520.0+（1-0.665）25.0=21.675 mN /m提餾段液相平均表面張力為Lm=（20.58+21.675）/2=21.13 mN /m

20、（6）液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算Lm=xii塔底液體平均粘度計算由tW=131.4，查手冊得A= 0.17mPa/s B= 0.175mPa/sLWm=0.0030.17 +（1-0.003）0.175 解得LDm=0.175 mPa/s進料板液體平均粘度計算由tF=89.8，查手冊得A=0.28mPa/s B=0.31mPa/sLFm=0.6650.28+（1-0.665）0.31解得LFm=0.290mPa/s精餾段液體平均粘度為Lm=（0.175 +0.290）/2= 0.2325 mPa/s（四） 精餾塔的塔體工藝尺寸計算1） 塔徑的計算（1）精餾段塔徑的計算精餾段的氣液相

21、體積流量為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）計算，其中的C20由圖5-1查取，圖的橫坐標為(LS/ VS) (L/V)1/2=(0.0019/1.282) (849.14/2.87)1/2=0.0255取板間距HT=0.45m，板上層液高度為hL=0.05m，則HT-hL=0.45-0.05=0.40m查116頁圖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取安全系數為0.65，則空塔氣速為u=0.65umax=0.651.46=0.949m/sD=1.311m按標準塔徑圓整后為D=1.4m 。 塔截面積為實際空塔氣速為u=1.282/1.539=0.832m/s（2）提餾段塔徑的計算提餾段的氣液相體積流量為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）計算，其中的C20由圖5-1查取，圖的橫坐標為(LS / VS)

23、 (L/V)1/2=(0.0062/1.32) (931.05/3.393)1/2=0.0778取板間距HT=0.45m，板上層液高度為hL=0.05m，則HT-hL=0.45-0.05=0.40m查116頁圖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取安全系數為0.65，則空塔氣速為u=0.65umax=0.651.354=0.8801 m/sD=1.38m按標準塔徑圓整后為D=1.4m 。 塔截面積為實際空塔氣速為u=1.32/1.539=0.858m/s2） 精餾塔有效高度的計算精

24、餾段有效高度為Z精=（N精-1）HT=（6-1）0.45=2.25m提溜段有效高度為Z提=（N提-1）HT=（14-1）0.45=5.85m在進料板上方開一人孔，其高度為 0.9m 。故精餾塔的有效高度為Z= Z精+Z提+0.8= 8.9 m（五） 塔板主要工藝尺寸的計算1）精餾段（1）溢流裝置計算因塔徑D=1.4，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下。堰長lw取lw=0.8D=0.81.4=1.12m 溢流堰高度hw選用平直堰，堰上液層高度how由式（5-7）計算，即近似取E=1，則取板上清液層高度hL=60mm ，則m 弓形降液管寬度Wd和截面積Af故lw/D=0.8，查圖

25、57的故 依式（5-9）驗算液體在降液管中的停留時間，即故降液管設計合理降液管底隙高度h0取=0.08m/s,則故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度為（2）塔板布置塔板的分塊因D=1400mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔板分為4塊邊緣區(qū)寬度確定取開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積A按式（5-12）計算，即其中故篩孔計算及其排列本例所處里的物系無腐蝕性，可選用的碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為篩孔數目n為開孔率為氣體通過閥孔的氣速為2）提餾段（1）溢流裝置計算因塔徑D=1.4，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下。堰長lw取lw=0.8D=0.81.4=

26、1.12m溢流堰高度hw選用平直堰，堰上液層高度how由式（5-7）計算，即近似取E=1，則取板上清液層高度hL=60mm ，則m 弓形降液管寬度Wd和截面積Af故lw/D=0.8，查圖57的故 依式（5-9）驗算液體在降液管中的停留時間，即故降液管設計合理 降液管底隙高度h0取=0.25m/s,則故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度為（2）塔板布置塔板的分塊因D=1400mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔板分為4塊邊緣區(qū)寬度確定取開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積A按式（5-12）計算，即其中故篩孔計算及其排列本例所處里的物系無腐蝕性，可選用的碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中

27、心距t為篩孔數目n為開孔率為氣體通過閥孔的氣速為（六） 篩板的流體力學驗算1）精餾段（1）塔板壓降干板阻力hc 由式（5-19）計算，即由,查圖510得， =0.772，故 氣體通過液層的阻力h1計算氣體通過液層的阻力h1由式（5-20）計算，即查圖5-11，得液體表面張力的阻力h計算液體表面張力所產生的阻力h由式（5-23）計算，即氣體通過每層塔板的液柱高度hP可按下式計算，即氣體通過每層塔板的壓降為（2）液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。（3）液沫夾帶液沫夾帶量由式（5-24）計算，即故故在本設計中液沫夾帶量e 在允許范圍內。（4）漏液對

28、篩板塔，漏液點氣速u0，min可由式（5-25）計算，即 m/s實際孔速 穩(wěn)定系數為1.5故在本設計中無明顯漏液（5）液泛為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高應服從式（5-32）的關系，即苯氯苯物系屬一般物系，取0.6而板上不設進口堰，hd可由式（5-30）計算，即m故在本設計中不會發(fā)生液泛現象2）提餾段（1）塔板壓降干板阻力hc 由式（5-19）計算，即由,查圖510得， =0.772，故氣體通過液層的阻力h1計算氣體通過液層的阻力h1由式（5-20）計算，即查圖5-11，得液體表面張力的阻力h計算液體表面張力所產生的阻力h由式（5-23）計算，即氣體通過每層塔板的液柱高度hP可按下式計算，即

29、氣體通過每層塔板的壓降為（2）液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。（3）液沫夾帶液沫夾帶量由式（5-24）計算，即故故在本設計中液沫夾帶量e 在允許范圍內。（4）漏液對篩板塔，漏液點氣速u0，min可由式（5-25）計算，即 m/s實際孔速 穩(wěn)定系數為1.5故在本設計中無明顯漏液（5）液泛為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高應服從式（5-32）的關系，即苯氯苯物系屬一般物系，取0.6而板上不設進口堰，hd可由式（5-30）計算，即m故在本設計中不會發(fā)生液泛現象（七）塔板負荷性能圖1）精餾段漏液線由得 =4.40.7720.1010.931整理得在

30、操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表2表2 計算結果/0.00070.00600.01200.01800.0210/0.4880.5470.5890.6210.623由上表數據即可作出漏液線1 液沫夾帶線 以為限，求關系如下故整理得在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表3表3 計算結果/0.00070.00600.01200.01800.0210/3.0672.7402.4882.2762.179由上表數據即可作出液沫夾帶線2 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度=0.005m作為最小液體負荷標準，由式（5-7）得取E=1，則據此可作出與氣體流量無關

31、的垂直液相負荷下限線3 液相負荷上限線以=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，由式（5-9）得故據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4液泛線令忽略，將與，與，與的關系式帶入上式，并整理得式中將有關的數據帶入，得0.03270.242276.60.97故在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表4表4 計算結果/0.00070.00600.01200.01800.0210/2.6762.4732.1511.6191.188由上表數據即可作出液泛線5根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如下圖4所示在負荷性能圖上，作出操作線，該篩板塔的操作上限為液泛控制，下限為漏液

32、控制。由圖可得故操作彈性為圖4 精餾段負荷性能圖2）提餾段漏液線由得 =4.40.7720.1010.9947整理得在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表5表5 計算結果/0.00070.00600.01200.01800.0210/0.5100.5700.6120.6460.660由上表數據即可作出漏液線1液沫夾帶線 以為限，求關系如下故整理得在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表6表6 計算結果/0.00070.00600.01200.01800.0210/3.0672.7402.4882.2762.179由上表數據即可作出液沫夾帶線2 液相負荷下限

33、線對于平直堰，取堰上液層高度=0.005m作為最小液體負荷標準，由式（5-7）得取E=1，則據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3 液相負荷上限線以=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，由式（5-9）得故據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4液泛線令忽略，將與，與，與的關系式帶入上式，并整理得式中將有關的數據帶入，得0.0310.242252.010.96故在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表7表7 計算結果/0.00070.00600.01200.01800.0210/2.752.552.241.751.37由上表數據即可作出液泛線5根據以上各線方程，

34、可作出篩板塔的負荷性能圖，如下圖5所示圖5 提餾段負荷性能圖在負荷性能圖上，作出操作線，該篩板塔的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖可得故操作彈性為（八）精餾塔接管尺寸計算1）進料管進料體積流量取適宜輸送速度 ，故經圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格： 實際管內流速： 2）釜殘液出料管釜殘液出料體積流量取適宜輸送速度 ，故經圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格： 實際管內流速：3）回流液管回流液體積流量取適宜輸送速度 ，故經圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格： 實際管內流速：4）塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽體積流量取適宜輸送速度 ，故經圓整選取熱軋無

35、縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格： 實際管內流速：5）塔底上升蒸汽管塔底上升蒸汽體積流量取適宜輸送速度 ，故經圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格： 實際管內流速：（九）計算數據匯總表8 篩板塔設計計算結果序號項目精餾段提餾段1平均溫度（）85.05110.62平均壓力（kPa）106.58111.583氣相流量（kmol/h）165.75165.754液相流量（kmol/h）68.48205.275實際塔板數6146塔高（m）8.97塔徑（m）148板間距（m）0.459溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長（m）1.1212堰高（m）0.02913板上液層高度（m）0.00

36、614堰上液層高度（m）0.02115降液管底隙高度（m）0.0210.02216安定區(qū)寬度（m）0.00650.00517邊緣區(qū)寬度（m）0.03518開孔區(qū)面積（m2）0.9310.994719篩孔直徑（m）0.0050.00520篩孔數目5749510621孔中心距（m）0.0150.01522開孔率（）10.110.123空塔氣速（m/s）0.8320.85824篩孔氣速（m/s）13.613.1425穩(wěn)定系數2.332.31序號項目精餾段提餾段26每層塔板壓降（Pa）696.39695.027負荷上限液泛控制液泛控制28負荷下限漏液控制漏液控制29液沫夾帶eV（kg液/kg氣）0.0

37、090.01030氣相負荷上限（m3/s）2.5432.29531氣相負荷下限（m3/s）0.4910.53532操作彈性5.184.2933進料管徑（mm）34釜殘液出料管徑（mm）35回流液管徑（mm）36塔頂上升蒸汽管徑（mm）37塔底上升蒸汽管徑（mm）（十）生產工藝流程圖圖6 苯-氯苯精餾工藝流程圖（11） 精餾塔設計條件圖圖7 精餾設計條件圖（十二）主要符號說明英文字母塔板開孔區(qū)面積，降液管截面積，篩孔總面積，塔截面積， 流量系數，量綱為一 計算時的負荷系數，m/s 篩孔直徑，m 塔徑，m 液沫夾帶量，kg（液）/kg（氣） 液流收縮系數，量綱為一 總板效率，量綱為一 重力加速度，9.81 與干板壓降相當的液柱高度，m液柱 與液體流過壓降管的壓降相當的液柱高度，m液柱 塔板上鼓泡層高度，m 板上清液層高度，m 降液管的底隙高度，m 堰上液層高度，m 出口堰高度，m 進口堰高度，m 與克服表面張力