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1、精选优质文档-倾情为你奉上吉林化工学院化 工 原 理 课 程 设 计题目 苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔设计 教 学 院 化工与材料工程学院 专业班级 高分子材料与工程 学生姓名 岳明园 学生学号 指导教师 张振坤 2010年6月 22日 课程设计任务书1、设计题目：苯-甲苯二元物系筛板精馏塔设计 设计一筛板精馏塔用于分离苯和甲苯的混合物2、工艺操作条件(1) 加料量为: 65kmol/h (2) 加料状态： 泡点进料 (3) 分离要求： 进料组成 xf=0.5 馏出液组成 xd=0.98 釜液组成 xw=0.03(4) 操作压力： 常 压3、设计要求 1. 摘要2. 绪论3.流程的确定和说明4.
2、工艺计算5.精馏塔的设计计算6.精馏塔的附属设备7.设计结果列表8.参考文献9.结束语（一）精馏工艺过程流程图（二）精馏塔流程图（三）精馏塔塔体结构图4、设计日期 ：2009年6月10日 至 年6月22日目 录附录 39专心-专注-专业AbstractThis course is designed separation of benzene - toluene of the dual system, through the sieve distillation column, condenser design, so that we have a preliminary design of t
3、he basic chemical principles and methods. The design of the distillation unit, including distillation column, condenser and other equipment. Top condensate installations in the whole condensate, used to precisely control reflux ratio; bottom with indirect steam heating, so as to provide adequate hea
4、t. 绪 论1.精馏塔概述精馏塔（fractionating column）是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。关于各种类型塔板的介绍主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；网孔塔板；垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。泡罩塔板泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区别于其它塔板的主要结构特征。这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、液泛气速低、生产能力小。 浮阀塔板 浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔
5、上访设置了浮阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高，降低了压降。筛孔塔板 筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要的，目前已成为应用最为广泛的一种板型。舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔喷出的气流方向近于水平，产生的液滴几乎不具有向上的初速度。同时从舌孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动，降低了板上液层厚度和塔板压降。 网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。垂直浮阀 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为100-200mm的大圆孔，孔上设置
6、圆柱形泡罩，泡罩下缘于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度为零，液沫夹带量很小。 多降液管塔板 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。林德浮阀 林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量的导向斜孔，并在塔板入口处设置鼓泡促进装置。无溢流塔板 无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平板，无降液管，结构简单，造价低廉。2.仪器的选用筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。它的结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板和大孔径筛板
7、两类。工业上以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离难度大、易结焦的物系）。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，传质效率较高。合理的设计和适当的操作能满足要求的操作弹性，而且效率高。 筛板塔制造维修方便，相同条件下生产能力比泡罩塔高10%15%，板效率亦约高10%15%，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。精馏框架简图第 1 章 设 计 方 案1.1 装置流程的确定 蒸馏装置包括精馏塔，原
8、料预热器，蒸馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设。按过程按操作方式的不同，分为联组整流和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。 蒸馏通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输入，由冷凝器中的冷却质 将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可以将原料预热，又可以节约冷却质。 另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以
9、用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。 塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。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，此次分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。 总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。1.2 操作压力的选择 蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般地，除热明性物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都能采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏
10、出物冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。甲苯和苯在常压下就能够分离出来，所以本实验在常压下操作就可以。1.3 进料状况的选择 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，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。1.4 加热方式的选择 加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，
11、故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下来的冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增加加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。 1.5 回流比的选择 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较。如果需要较高的塔顶处理或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不已安装，检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷
12、凝器冷却以冷回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比却最小回流比的2倍。第 2 章 工 艺 计 算 2.1 基础数据 汽液平衡时，t,x,y 数据 表1 苯甲苯汽液平衡数据 苯的摩尔分数温度苯的摩尔分数温度液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.00
13、1.0080.22.2 物料恒算 已知 F=65kmol/h, xF=0.50, xD=0.98, xW=0.03 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 2. 物料衡算原料处理量原料液 ： 总物料 ： 易挥发组分： 联立求解得 ： 3. 塔顶、塔釜产品质量流量塔顶产品质量流量塔釜产品质量流量：4. 物料衡算结果 表2 物料衡算结果表进料塔顶出料塔底出料平均摩尔质量/(kg/kmol)85.12 78.3991.71 摩尔分数/ %0.500.980.03摩尔流量/(kmol/h)7034.6335.37 5. 塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：t VD 、t LD 、t F 、t W利用表中数据
14、 由内插法可求得 ：塔顶 ： 塔釜 ： 进料 ： 精馏段平均温度 ： 提留段平均温度： 6. 操作压力 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料压力 精馏段平均压力 7. 平均相对挥发度 取x-y曲线上两端下温度的平均值 查气-液平衡数据表 t=106.1时， t=81.2时， 所以 8. 回流比的确定 由苯甲苯物系的汽液平衡数据可绘出x-y图，如图 在图中对角线上，自F点（0.50，0.50）作垂线FP即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为： yP=0.713, xP=0.50故最小回流比Rmin=1.25 取操作会回流比R=2Rmin=21.25=2.50 2.3热量恒算 1. 加热介质的选
15、择常用的介质有饱和水蒸汽和烟道气。饱和水是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸汽冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气 温可达1001000，适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难。本设计采用300kPa的饱和水蒸气作为加热物质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。2. 冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为1025。如需要冷却到较低温度，则采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。3. 热量恒算(1) 冷凝器的热负荷 QC =(R+1)D(I
16、VD-ILD)式中 IVD塔顶上升蒸汽的焓； ILD塔底馏出液的焓。又 IVD-ILD=xDHV苯 +（1-xD）HV甲苯 式中 HV苯 苯的蒸发潜热；HV甲苯 甲苯的蒸发潜热。蒸发潜热的计算：蒸发潜热与温度的关系 HV2=HV1 式中 Tr对比温度表 3 沸点下蒸发潜热列表 沸点/k蒸发潜热HV/(kJ/kg)TC/K苯353.3394562.1甲苯383.3360591.7 81.15时，苯 ： Tr2=0.630 Tr1 =0.629蒸发潜热 HV苯=394=393.596 kJ/kg同理甲苯： Tr2= =0.599 Tr1=0.649蒸发潜热 HV甲苯=360=378.687 kJ/
17、kg QC =(R+1)D(IVD-ILD)=(2.5+1)2714.68393.298=3.74kJ/h (2) 冷却水消耗量 WC=式中 WC冷却水消耗量，kg/hCpc冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg/)t1、t2冷却介质在冷凝器进出口处的前往温度，所以 =25次温度下冷却水的比热容Cpc=4.25 kJ/(kg/)WC=8.8kg/h 2.4 理论塔板数的计算（1）精馏塔的气、液相负荷 （2）求操作线方程精馏端操作线方程 提馏端操作线方程（3） 用逐板法计算理论层板数 =2.62，则相平衡方程 由 联立得两操作线交点的横坐标为 先交替使用相平衡方程与精馏端操作线方程 第5块板
18、为加料板以下交替使用相平衡方程与提馏端操作线方程 总理论板数为9，精馏段理论板数为4，第5块为进料板（4） 实际板层数的求取 精留段实际板层数 ：N精=4/0.52=7.78提留段实际板层数 ：N提=5/0.52=9.610第 3 章 板式塔主要工艺尺寸的计算3.1 塔的工艺条件及物性数据计算苯和甲苯物性数据 表4 液相密度温度t,8090100110120A,kg/m3815800.2792.5780.3768.9B,kg/m3810803.9790.3780.3770.0表5 液体的表面张力温度t,8090100110120A,mN/m21.2720.0618.8517.6616.49B,
19、mN/m21.6920.5919.9418.4117.31表6 液体的粘度L温度t,8090100110120LA mPa0.3080.2790.2550.2330.215LB mPa0.3110.2860.2640.2540.228表7 液体气化热温度t,8090100110120A,kJ/kg394.1386.9379.3371.5363.2B,kJ/kg379.9373.8367.6361.2354.63.1.1塔顶条件下的流量及物理性参数 xD=0.98 , xD=0.976 , D =34.63 kmol/h(1) 气体平均相对分子质量 =M苯xD+M甲苯（1-xD）=78.110.
20、98+92.14(1-0.98) =78.39 kmol/h(2) 液相相对分子质量 =78.39 kg/mol (3) 气相密度VD=kg/m3(4) 液相密度TLD=80.60 , 查表=815 kg/m3 ，=810 kg/m3 用内插法算得 解得 ： =814.88 kg/m3 (5) 液相粘度 查表6可得 ：tLD =80.60 时 苯 =0.308 mPas , 甲苯 =0.311 mPas LD =苯xD +甲苯（1- xD）=0.3080.98+0.311（1-0.98） =0.308 mPas (6) 塔顶出料的质量流量 D =D =34.6378.39 =2714.646
21、kg/h 表 8 塔顶数据结果表符号 数值78.3978.392.698814.880.30834.632714.6463.1.2塔釜条件下的流量及物性参数 xw=0.03 , xw=0.026 , W=35.37 kmol/h (1)液相平均相对分子质量 = =91.72 kg/kmol (2)气相密度 tw=110.58= = =2.195 kg/m3 (3)液相密度 tw=110.58 用内插法得 ： =780.3 kg/m3 （4）塔釜出料的质量的流量 W= =35.3791.719=3244.1 kg/m3 （5）液相粘度 tw=110.58 ， 甲苯=0.254 mPasLW=甲苯
22、=0.254 mPas表 9 塔釜数据结果表符号 数值91.72 91.72 2.195780.3 0.254 35.373244.1 3.1.3进料条件下的流量及物性参数 F=70 kmol/h , xF=0.50 , xF=0.46 由内插法可得： =73.4 %=0.734 (1) 气相平均相对分子质量 =0.73478.11+（1-0.734）92.14 =81.84 kg/kmol(2)液相平均相对分子质量 =0.578.11+（1-0.5）92.14 =85.125 kg/kmol(3)气相密度=2.735 kg/m3(4)液相密度tF=91.79 时 ，=800.2 kg/m3
23、, =803.9 kg/m3用内插法可求出：=802.19 kg/m3 (5) 液相粘度tF=91.79时，苯= 0.279 mPas ，甲苯=0.286 mPasLF=xF苯+(1- xF) 甲苯=0.50.279+（1-0.5）0.286 =0.283 mPas（6）进料质量流量 F= FM =7085.125=5958.75 kg/h表10 进料数据结果表符号数值 81.84 85.1252.735802.19 0.2835958.75 70 3.1.4 精馏段的流量及物性参数（1）气相平均相对分子质量 =80.12 kg/kmol (2) 液相平均相对分子质量 = 81.76 kg/k
24、mol （3）气相密度 =2.717 kg/kmol （4） 液相密度 =808.56 kg/m3 (5) 液相粘度= 0.296 mPas (6) 气相流量 摩尔流量 V精=（R+1）D =(2.5+1) 34.63=212.21 kmol/h 质量流量 V精= 121.2180.12=9711.35 kg/h （7） 液相流量 摩尔流量 L精= RD =2.534.63=86.58 kmol/h 质量流量 L精=86.5881.76=7078.78 kg/h 表 11 精馏段数据结果表序号 数值 80.1281.762.717808.56121.219711.3586.587078.783
25、.1.5提镏段流量及物性参数(1) 气相平均相对分子质量 86.78 kg/mol(2) 液相平均相对分子质量 88.43kg/mol (3) 液相密度 791.25kg/m3(4) 气相密度 2.465 kg/m3(5) 液相粘度=0.269 mPas(6) 气相流量摩尔流量 因为 V精=V提-（q-1）F 所以 V提= V精+（q-1）F= V精=121.21 kmol/h 式中 q=1 (泡点进料) 质量流量 =10568.07 kg/m3(7) 液相流量摩尔流量 L提 =L精+qF= L精+F=86.58+70=156.58 mol/h质量流量 L提 = =156.5888.43=13
26、846.37 kg/h 表 12 提馏段数据结果表 序号 数值86.7888.432.465791.250.269 121.2110568.07156.5813846.3 3.1.6液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即：塔顶液相平均表面张力的计算：由，查表得进料板液相平均表面张力的计算：由 ，查表得精馏段液相平均表面张力的计算：3.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.2.1.塔径的计算精馏段的气液相体积流率为取板间距HT=0.40m, 板上液层高度hL=0.05m, 则查史密斯关联图得C20=0.046取安全系数为0.8，则空塔气速为按标准塔径圆整后D=1.4m 。精馏段塔截面积为实
27、际空塔气速为3.2.2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8米故精馏塔的有效高度为3.3.塔板的工艺尺寸计算3.3.1.溢流装置计算塔径 D=1.4米可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。（1）堰长 lW 5（2）溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW ,选用平直堰，堰上液层高度 由弗朗西斯公式计算，近似取E=1则则取板上清液层高度hL=80mm ,故 hW=hL-hOW=0.08-0.0134=0.0666m （3）弓形降液管宽度 和截面积由 故 依式 验算液体在降液管中的停留时间,故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取u0=0.0
28、8 m/s 则 故降液管底隙高度设计合理 。选用凹形受液盘，深度3.3.2.塔板布置（1）塔的分块因，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为4块表 13 塔板分块数 塔径,mm 8001200140016001800200022002400塔板分块数 3456（1） 边缘区宽度确定 ，WC=0.04m （3）开孔区面积计算故（4）筛孔计算及其排列本设计选用碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取空中心t为 筛孔的正三角形排列筛孔数目 开孔率为 气体通过筛孔的气速 3.4.筛板的流体力学验算3.4.1.塔板压降（1）干板阻力计算筛板开孔率% ， 干板阻力由式计算由，查干筛孔的流量系数图得 干筛孔的流
29、量系数故 （2）气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力可由式 ： 计算查充气系数关联图得充气系数关联图 故 （3）液体表面张力的阻力计算气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算，即气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）3.4.2.液面落差对于的筛板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影响。本设计的,故液面落差可忽略不计。3.4.3.液沫夹带液沫夹带量由式计算故故本设计液沫夹带量在允许范围内3.4.4.漏液对于筛板,漏液点气速 可由式：计算实际孔速 稳定系数为 3.4.5.液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高度 应服从式 的关系苯-甲苯物系属一般物系,取 则而故在本设计中不会发生液泛现象.3
30、.5.塔板负荷性能图3.5.1.漏液线由 得 ： 整理得 在操作范围内,任取几个 值,依上式计算 值结果列于表中0.00150.00450.00700.00900.7750.8140.8390.856由上表数据即可作出漏液线13.5.2.液沫夹带线以 为限,求 关系如下:由 故整理得在操作范围内,任取几个 值, 依上式计算 值结果列于表中0.0010.00450.00700.00901.9151.6721.5111.397由上表数据即可作出液沫夹带线2 3.5.3.液相负荷下限对于平直堰,取堰上液层高度 作为最小液体负荷标准.由式取E=1,则由此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.3.5
31、.4.液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限,由式 故由此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限43.5.5.液泛线令由;联立得忽略,将 与 , 与, 与 的关系带入上式,并整理得式中， 及有关的数据代入得：故 在操作范围内,任取几个值,依上式计算结果列于表中0.00150.00450.00700.00902.8592.7052.5852.487由上表数据即可作出液泛线53.5.6.负荷性能图及操作弹性根据以上各线方程,可做出筛板塔的负荷性能图如图所示在负荷性能图上,作出操作点 , 连接 ,即作出操作线.由图可知 故操作弹性为：3.6 板式塔的结构 3.6.1 塔体结构(1)塔顶空间
32、 指塔内最上层塔极与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为(1.52.0)HT。若需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶间距。 (2)塔底空间 指塔内最下层培板到塔底间距。其值由如下因素决定： 塔底储液空间依储存液量停留 38 min(易结焦物料可缩短停留时间)而定；再沸器的安装方式及安装高度； 塔底液面至最下层塔板之间要留有12m的间距。 (3)人孔 对于D1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔68层塔板设一人孔。人孔直径一般为450 mm600mm，其伸出塔体的筒体长为200250 mm，人孔中心距操作平台约8001200
33、mm。设人孔处的板间距应等于或大于600mm。 (4)塔高 板式塔的塔高如图所示。可按下式计算，即 H=(n-nF-nP-1)HT+nFHF+nPHP+HD+HB+H1+H2 式中 H塔高，m； n实际塔板数； nF进料板数； HF进料板处板间距，m； np人孔数； HB塔底空间高度，m； HP设人孔处的板间距，m； HD塔顶空间高度，m； H1封头高度，m； H2裙座高度m。 3.6.2 塔板结构塔板按结构特点，大致可分为整块式和分块式两类塔板。塔径小于800mm时，一般采用整块式；当直径大于900 mm时，人已能在塔内进行装拆，常用分块式塔板。由于刚度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块通
34、过人孔送入塔内。当塔径在800 mm900mm之间时，两种型式均可采用，视具体情况而定。塔径超过800 mm时，对于单溢流型塔板，塔板分块数如表3-3所示，其常用的分块方法如下图所示。 塔板分块数 塔径,mm 8001200140016001800200022002400塔板分块数 3456 （塔板分为三块） （塔板分为四块） （塔板分为五块） （塔板分为六块） 单溢流型塔板分块板示意图 本章主要符号说明符号意义SI组分的量Kmol组分的量Kmol塔顶产品流率Kmol/s总板效率X液相组分中摩尔分率Y气相组分中摩尔分率相对挥发度粘度PasF原料进量或流率Kmol/sL下降液体流率Kmol/sN
35、理论塔板数P系统的总压PaR汽化潜热KJ/KmolT温度KV上升蒸气流率Kmol/sW蒸馏釜的液体量Kmolhc与干板压强降相当的液柱高度mhd液体流出降液管的压头损失mhL板上液层高度mWc边缘区高度mWd弓形降压管宽度mWs破沫区宽度mZ塔的有效段高度m0板上液层无孔系数液体在降液管内停留时间sL液体密度Kg/m3V气体密度Kg/m3液体表面张力dyn/cmWd降液管宽度m密度Kg/m3Aa基板鼓泡区面积m2Af总降压管截面积m2AT基截面积m2C气相负荷参数C20液体表面张力为dny.cm-1 时的气相负荷参数Cf泛点负荷系数d0筛板直径mD塔径mF0筛孔动能因数g重力加速度m2/sh0降液管底隙高度mhp与单板压降相当的液层高度mhW出口堰高mh与克服表面张力压强降相当的液柱高度mhd降液管压强降相当液柱高度mHT板间距mLW堰长mLh塔内液体流量m3/hLs塔内液体流量m3/sN一层塔板上的筛孔总数U空塔气速m/sU0筛板气速m/sVh塔内气体流量m3/hVs塔内气体流量m3/s