乙醇-水混合液浮阀式精馏塔设计设计浮阀帮助乙醇水浮阀精馏塔精馏塔设计乙醇

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精选资料惠州学院课程设计课程设计名称化工原理课程设计课程设计题目乙醇-水混合液浮阀式精馏塔设计姓名廖银波学号070602211专业化学工程与工艺班级07化工（2）指导教师金真提交日期2010-12-30可修改编辑

1精选资料任务书（一）设计题目：乙醇-水混合液浮阀式精馏塔设计年处理量120000吨料液初温：25℃料液浓度：50%(质量分率)塔顶产品浓度大于：95%(质量分率)塔底釜液含量小于0.3%至1%(质量分率)每天实际生产天数：310天冷却水温度：25℃设备型式：浮阀塔（F1型）（二）操作条件（1）操作压力：常压（2）进料热状态：自选（3）回流比：自选（4）塔底加热：间接蒸汽加热（5）单板压降≤0.7KPa（三）设计内容1设计说明书的内容（1）精馏塔的物料衡算；（2）塔板数的确定；（3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；（4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算；（5）塔板主要工艺尺寸的计算；可修改编辑

2精选资料（1）塔板的流体力学验算；（2）塔板的负荷性能图；（3）塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型（4）精馏塔接管尺寸计算；（5）对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求：（1）确定精馏装置流程，会出流程示意图；（2）绘制精馏塔装置图（3）相关图表（二）参考资料1.性数据的计算与图表2.化工工艺设计手册3.化工过程及设备设计4.化学工程手册5.化工原理目录任务书2目录3前言51．设计简介52．设备选型53．工艺流程确定7可修改编辑

3精选资料4.设计方案8一．设备工艺条件的计算101.精馏塔物料衡算101.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率101.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量101.3物料衡算102.物性参数122.1平均摩尔质量122.2密度132.3混合物粘度142.4表面张力142.5相对挥发度143.理论塔板数的确定153.1回流比153.2操作线方程153.3理论塔板数的确定164.塔结构的计算184.1塔径的计算185.塔主要工艺尺寸的计算205.1溢流装置的计算205.2塔板的布置22二．塔板的流体力学计算241．塔板压降242．液泛计算263．漏液27可修改编辑

4精选资料4．液沫夹带量的计算275．板负荷性能图295.1雾沫夹带线295.2液泛线305.3液相负荷上限315.4漏液线315.5液相负荷下限线31三．塔附件及塔高的计算331．进料管332．回流管333.塔釜出料管334.塔顶蒸气出料管335.塔釜进气管346.冷凝器的选择347．再沸器的选择348．塔高35四.主设备图36五．流程图38六．计算结果总汇39七．符号说明40八．参考文献41可修改编辑

5精选资料前言1．设计简介（1）设计内容蒸馏是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。精馏操作按不同方法进行分类。根据操作方式，可分为连续精馏和间歇精馏。本设计主要研究连续精馏。塔设备是炼油、石油化工、精细化工、生物化工、食品、医药及环保部门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。可修改编辑

6精选资料板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，液体横向流过塔板，而气体垂直穿过液层，气液两相成错流流动，进行传质与传热，但对整个板来说，两相基本上成逆流流动。在正常操作下，气相为分散相，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。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（有时也采用并流向下）流动，汽液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作条件下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作。板式塔的空塔速度较高，因而生产能力较高，本设计目的是分离乙醇-水混合液，处理量大；尽管塔板的流动阻力大，塔板效率不及高效填料塔高，但板式塔的效率稳定，造价低，检修、清理方便，故选板式塔。（2）设计任务年产量：120000吨，液料初温25°C，液料浓度为50%，塔顶产品浓度为95%，塔底釜液含苯量小于1%，每年实际生产310天，冷却水温为25°2．设备选型板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。可修改编辑

7精选资料塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有下列几种。（1）泡罩塔板泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要元件为升气管及泡罩。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩尺寸分为80mm、100mm、150mm三种，可根据塔径的大小选择。通常塔径小于1000mm，选用80mm的泡罩；塔径大于2000mm的，150mm选用的泡罩。泡罩塔板的主要优点是操作弹性较大，液气比范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作稳定可靠。其缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率低。近年来，泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代。在设计中除特殊需要（如分离粘度大、易结焦等物系）外一般不宜选用。（2）筛孔塔板筛孔塔板简称筛板，机构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔径为3~8mm）和打孔筛板（孔径为10~25mm）两类。工业应用以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦等物系）。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降，故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可是筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。（3）浮阀塔板可修改编辑

8精选资料浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可根据气流流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的类型很多，国内常用的有F1型、V4型及T型等，其中以F1行浮阀应用最为普遍。对比其他塔板，具有以下优点：（1）生产能力大。由于浮阀塔板具有较大的开孔率，故生产能力比泡罩塔的答20%~40%，而与筛板塔相近。（2）操作弹性大。由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的负荷波动范围比泡罩塔和筛板塔的都宽。（3）塔板效率高。因上升气体以水平方向吹入液层，故气液接触时间较长而雾沫夹带量小，板效率较高。（4）塔板压降及液面落差较小。因为汽液流过浮阀塔板时所遇到的阻力较小，故气体的压降及板上的液面落差都比泡罩塔板的小。（5）塔的造价低。因构造简单，易于制造，浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60%~80%，而为筛板塔的120%~130%。3．工艺流程确定（1）加料方式可修改编辑

9精选资料加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费。担由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单、安装方便；如采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理复杂，且设备操作费用高。本设计才用泵加料。（2）进料热状况进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，省加热费用。但冷液进料受环境影响较大。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不易受环境温度影响。综合考虑，本设计采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段上升蒸气的摩尔流量相等，故精馏段和提镏段塔径基本相等，制造上较为方便。（3）塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。乙醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高无需进一步冷却。本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器原理。因本设计冷凝与被冷凝流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于即使排出冷凝液。（4）回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔径，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制比较难。如果需要较高的塔处理量或塔板较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装。且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸气采用冷凝冷却器以冷回流流入塔中。由于本设计是小型塔，故采用重力回流。（5）加热方式可修改编辑

10精选资料加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。直接蒸气加热是用蒸气直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸气对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸气加热通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸气与回流下来的冷液进行传质。其优点是使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，缺点是增加加热装置。本设计采用间接蒸气加热。（6）操作压力精馏操作按操作压力可分为常压，加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。但当压力不太低时，对设备的要求较高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏。当常压下无法完成操作时，则采用加压或减压蒸馏。对苯-甲苯系统在常压下挥发度相差较大，容易分离，故本设计采用常压蒸馏。4.设计方案本设计任务为分离乙醇-水的混合物，应采用连续精馏流程，在常压下进行精馏，泡点进料，通过泵将原料液通过原料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，冷凝器在泡点下一部份回流至塔内，其余部分经冷却器冷却后送至储罐，操作回流比取最小回流比的1.5倍，塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。以下是浮阀精馏塔工艺简图可修改编辑

11精选资料一．设备工艺条件的计算可修改编辑

12精选资料1.精馏塔物料衡算1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量水的摩尔质量MB=18.02kg/kmol1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量1.3物料衡算原料处理量F=(120000×1000)/(310×24×25.87)=632.46kmol/h总物料衡算D+W=623.46苯物料衡算623.46×0.281=0.881D+0.00394W可修改编辑

13精选资料联立解得D=196.94kmol/hW=426.52kmol/h乙醇-水t-x-y图温度t/℃乙醇摩尔数(%)温度t/℃乙醇摩尔数(%)液相(x)气相(y)液相(x)气相(y)100008227.356.4499.90.0040.05381.532.7358.2699.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.9695.81.6116.3478.7572.3676.9391.31.4629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.9478.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41利用表中的数据用内插值法可求得,,①：根据示差法，则有解得＝81.93℃②：根据示差法，则有解得＝78.17℃③:根据示差法,则有可修改编辑

14精选资料解得＝99.98℃：根据以上所求的、、，则有精馏段的平均温度：提馏段的平均温度：℃同理可得：：2.物性参数2.1平均摩尔质量①精馏段：②提馏段可修改编辑

15精选资料2.2密度已知混合液体密度：（为质量分率）混合气体密度：（为平均相对分子质量）①精馏段查物性数据表得80.05℃时，代入数据，解得②提馏段查物性数据表得，90.96℃时代入数据得可修改编辑

16精选资料2.3混合物粘度查物性数据表得80.05℃90.96℃①精馏段粘度：②提馏段粘度：2.4表面张力查物性数据表得80.05℃90.96℃①精馏段②提馏段2.5相对挥发度组分饱和蒸汽压/kpa塔顶(tD=78.170C)进料(tF=81.930C)塔顶(tw=99.980C)水43.9751.20101.25乙醇102.58119.34223.48,,可修改编辑

17精选资料①精馏段②提馏段3.理论塔板数的确定3.1回流比由于泡点进料那么取3.2操作线方程（1）精馏段操作线方程：（2）提馏段操作线方程：L=RD=3.09×196.94=608.54kmol/hV=(R+1)D=（3.09+1）×196.94=805.48kmol/hL＇=L+F=919.71+623.46=1232.00kmol/hV＇=V=805.48kmol/h作图可修改编辑

18精选资料3.3理论塔板数的确定采用逐板法求理论塔板数①精馏段第一层的汽相组成可求出x1=0.856，再将x1代入式可求得y2=0.860如此重复计算得可修改编辑

19精选资料故，此精馏段的理论塔板数为6-1=5块提馏段ïîïíì-+=-¢=+xxyxymm)1(10021.053.1'1aa由可得出如此重复计算得可修改编辑

20精选资料则提馏段的理论塔板数为13层①实际塔板数精馏段提馏段所需要的实际塔板数加料板在第11块4.塔结构的计算4.1塔径的计算取板间距HT=0.45m板上液层高度则①精馏段汽液体积流量为可修改编辑

21精选资料C由史密斯关联图查出，横坐标的数值为查得则取安全系数为0.7，则空塔气速按标准圆径取整后D=2.2m可修改编辑

22精选资料则塔截面积为实际空塔气速②提馏段汽液体积流量为C由史密斯关联图查出，横坐标的数值为查得则取安全系数为0.7，则空塔气速按标准圆径取整后D=2.0m则塔截面积为实际空塔气速可修改编辑

23精选资料5.塔主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置的计算因塔径D=2.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。①堰长取②出口堰高度而查图，近似去E=1则有精馏段：取板上清夜高度hL=60mm=0.06m提馏段：可修改编辑

24精选资料验证：因此设计合理③弓形降液管宽度Wd和截面积Af由=0.65查弓形降液管的参数表得=0.075=0.117故Af=0.075=0.753.80=0.285mWd=0.117D=0.1172.2=0.257m依式验算液体在降液管中停留时间，即精馏段的停留时间为提馏段的停留时间为故降液管设计合理。①降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速为0.14m/s，依公式计降液管底隙高度，即精馏段：验算：故设计合理提馏段：可修改编辑

25精选资料验算：>0.025m验算符合要求。选用凹形受液盘，深度=50mm5.2塔板的布置①塔板的分块因D=2.2m,则塔板分3块②边沿宽度的确定由于,，取边沿宽度破沫区宽度③开孔面积计算④阀孔计算及其排列取阀孔功能因子，用式求孔速精馏段：可修改编辑

26精选资料取阀孔的孔径为0.039m,则求每层塔板上的浮阀数，即精馏段：浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心则排间距考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用98m,而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数按重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在9～13范围内塔板开孔率提馏段阀孔排列可修改编辑

27精选资料按，估算排间距考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用96mm,而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数阀孔动能因数变化不大，仍在9～13范围内塔板开孔率对于常压精馏，开孔率在因此以上的计算合理二．塔板的流体力学计算1．塔板压降1.气体通过浮阀塔压降、阻力气体通过阀板压降相当的液柱高度（Ⅰ）①干板压降相当的液柱高度()=)可修改编辑

28精选资料由=得②气流穿过板上液层压降相当的液柱高度取充气系数＝0.5，则①液体表面张力压降相当的液柱高度由于很小，因此忽略不计精馏段：则单板压提馏段：故可修改编辑

29精选资料单板压降2．液泛计算为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，可用计算为已知①精馏段则取，②提馏段可见符合防止淹塔的要求。3．漏液①精馏段取最小F0=5，相应的气相最小负荷为VSMIN可修改编辑

30精选资料①提馏段故全塔无明显漏液现象4．液沫夹带量的计算按公式计算泛点率，即及板上液体流径长度板上液流面积苯和甲苯统按附录取物性系数，又由图4查得泛点负荷系数以上数值代入上两式，得可修改编辑

31精选资料图5精馏段泛点率：泛点率取66.68%提馏段的液泛点率：可修改编辑

32精选资料泛点率取51.10%对于大塔,为避免雾沫夹带,应控制泛点率不超过80%,由以上计算可知,雾沫夹带能够满足的要求。5．板负荷性能图5.1雾沫夹带线精馏段雾沫夹带线1-1，提馏段雾沫夹带线1-2泛点率=据此可作出符合性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：(1)精馏段整理得：由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内取任何两个Ls值，算出Vs。(2)提馏段可修改编辑

33精选资料整理得：精馏段0.00150.00207.877.84提馏段0.00150.00209.789.745.2液泛线精馏段液泛线2-1，提馏段液泛线2-2由此确定液泛线，忽略式中①精馏段可修改编辑

34精选资料整理得：①提馏段整理得：在操作线范围内，任取诺干LS值，算出相应的VS值：精馏段0.00120.00130.00140.001510.8110.8010.7910.78提馏段0.00120.00130.00140.001513.2313.2113.1913.175.3液相负荷上限液相负荷上限线3液体的最大流量应保持降液管中停留的时间不低于3~5s液体降液管内停留时间s以=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则m3/s可修改编辑

35精选资料5.4漏液线精馏段漏液线4-1提馏段漏液线4-2对于F1型重阀，依F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则，①精馏段②提馏段5.5液相负荷下限线液相负荷下限线5取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。取E=1.0，则负荷性能图可修改编辑

36精选资料由塔板的负荷性能图可以看出:①在规定任务的气液负荷下的操作点P1(0.0069,6.27)P2(0.0067,5.79)(设计点),处于适宜操作区内.②精馏段的气相负荷上限由雾沫夹带控制，提馏段的气相负荷上限由液泛控制，操作下限都由漏液控制③由图中知精馏段：气相负荷上限气相负荷下限则操作弹性提馏段：气相负荷上限可修改编辑

37精选资料气相负荷下限则操作弹性三．塔附件及塔高的计算1．进料管本设计采用直管进料，管径计算如下：取uF=1.8m/s，kg/m3m=65.2mm查标准系列选取2．回流管采用直管回流管，取m/s,查表取3.塔釜出料管取m/s，直管出料，查表取4.塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速m/s，则查表取可修改编辑

38精选资料5.塔釜进气管采用直管，取气速m/s，查表取6.冷凝器的选择本设计取·h·k）出料液温度：冷却水温度：逆流操作：由查乙醇的汽化热得又气体流量，塔顶被冷凝量冷凝热量：则传热面积选型：F400Ⅳ-2.5-277．再沸器的选择选用130饱和乙醇蒸气加热，传热系数取·h·k）料液温度：99.98~101，热流体温度：120~120逆流操作：,可修改编辑

39精选资料由查乙醇的汽化热得又气体流量，塔顶被冷凝量换热面积：选用热虹吸式再沸器DNmmPNMPa换热面积m25002.528.38．塔高①塔顶空间高度②塔的底部空间高度①塔立体高度塔的总高度可修改编辑

40精选资料四.主设备图20.59m可修改编辑

41精选资料符号名称指标1操作压力常压2工作介质乙醇、水、水蒸气3塔板类型F1浮阀塔4塔径2.2m5塔高20.59m接管表符号公称尺寸（mm）用途a620塔顶产品出口b68回流液出口c61进料口d614塔釜进气入口f68塔底釜液出口可修改编辑

42精选资料五．流程图E-3E-2E-1P-2P-1E-6E-7E-8E-9E-10E-11E-12E-13V-1V-2V-4V-7V-9V-10V-12V-13V-15V-16V-18E-14E-15V-21V-22V-23V-24E-16P-3P-4P-5P-3P-6P-8P-9P-5P-10P-11P-12P-13P-14P-15P-17P-11P-18P-19P-20P-11P-21P-22P-4P-23P-24P-25P-13P-26P-27P-28P-29P-12P-30P-12V-26V-27P-32P-33P-11P-34P-35P-36P-37P-4P-36P-38P-39P-4P-40P-41V-28V-29P-7V-8P-5V-30V-31P-15V-17P-16V-19V-32P-42P-43P-44PP-46P-47P-48P-49下水道SCCWRDLWLP-50V-33P-52P-53LE-18P-56V-35V-34P-57E-19V-36V-37P-58P-27P-59P-28V-101E-102E-101C-101E-104V-102P102P103V-103E105E103A106TFTLTFLFFTFTP-45PE-5FV-5TP-7PFP-26P-60P-61P-62V-38可修改编辑

43精选资料六．计算结果总汇序号项目符号单位计算结果精馏段提馏段1平均温度℃80.0590.962平均压力Pmkpa104.8116.43平均流量气相Vsm3/s6.275.794液相Lsm3/s0.00690.00675实际塔板数Np块1023塔径Dm2.22.08板间距Hm0.450.459塔板溢流形式--单流型单流型10空塔气速um/s1.651.8411溢流装置溢流管形式弓形弓形12溢流堰长度Lwm1.431.4313溢流堰高度hwm0.04100.041314板上液层高度hLm0.0600.06015堰上液层高度m0.01900.018716安定区宽度Wsm0.070.0717边缘宽度Wcm0.040.0418开孔区面积Aam22.82.819阀孔直径dm0.0390.03920浮阀数个N个46046021阀孔气速u0m/s11.4113.1022阀孔动能因数F0131323开孔率%14.0014.00可修改编辑

44精选资料24孔心距tm0.0750.07525排间距t′m0.080.0826塔板压降ΔPkpa0.70.727液体在降液管内的停留时间ts18.5919.1428底隙高度hom0.03450.033530泛点率，%68.4151.1031液相负荷上限Lsmaxm3/s0.02570.025732液相负荷下限Lsminm3/s0.00120.001233气相负荷下限Vsminm3/s2.402.7134操作弹性3.283.62七．符号说明可修改编辑精选资料A——传热面积，m2；Aa——鼓泡区面积，m2；Af——降液管截面积，m2；Ab——板上液流面积，m2;AT——塔截面积，m2；d0——阀孔直径，m；CF——泛点负荷系数，无纲量；D——塔径，m；ev——液沫夹带量，kg（液）/kg（气）；F——泛点率；F0——阀孔动能因子；g——重力加速度；hc——干板阻力，m；hc——与干板压降相当的液柱高度，m液柱；hd——与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m；hf——塔板上鼓泡层高度，m；hl——与板上液层阻力相当的液柱高度，m；hL——板上清液高度，m；ho——降液管的底隙高度，m；hOW——堰上液层高度，m；hW——出口堰高度，m；hσ——与客观表面张力的压降相当的液柱高度，m；H——板式塔高度，m；Hd——降液管内清液层高度，m；H顶——塔顶空间高度，m；HP——人孔处塔板间距，m；HT——塔板间距，m；可修改编辑

45精选资料HB—塔底部空间高度，m；H裙——裙座高度，m；lW——堰长，m；Vs——气体体积流量，m3/s；Ls——液体体积流量，m3/s；Lw——堰长，m；K——物性系数，无纲量；N——阀孔孔数目；NP——实际塔板数；NT——理论板层数；P——操作压力，Pa；Pm—平均压力，Pa；R——鼓泡区半径，m；t'——浮阀排间距；t——浮阀横排孔心距；u——空塔气速，m/s；uF——泛点气速，m/s；u0——阀孔气速，m/s；uoc——临界阀孔气速；u0,min——漏液点气速，m/s；u'0——液体通过降液管底隙的速度，m/s；Umin——最小液体喷淋密度，m3/(m2h)；Vh——气体体积流量，m3/h；Vs——气体体积流量，m3/s；Wc——边缘无效区宽度，m；Wd——弓形降液管宽度，m；Ws——破沫区宽度，m；x——液相摩尔分数；y——气相摩尔分数；希腊字母——充气系数，无因次；——系数，无纲量；θ——液体在降液管内停留时间，s；μ——粘度，mPas；ρ——密度，kg/m3；σ——表面张力，mN/m；φ——开孔率；下标max——最大的；min——最小的；1——精馏段的；2——提馏段的可修改编辑精选资料八．参考文献1.《化工原理课程设计》王胜国编，大连理工大学出版社，20052.《化工原理课程设计》贾绍义柴诚敬，天津大学出版社，2002可修改编辑

46精选资料3.《化工过程及设备设计》华南理工大学涂伟萍陈佩珍程达芳，化学工业出版社20004．《化工工艺设计手册》第二版国家医药管理局上海医药设计院，化学工业出版社19965.《化工原理》修订版天津大学化工原理教研室，天津科技出版社2006可修改编辑

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