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1、【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流过程工艺与设备课程设计任务书.精品文档.过程工艺与设备课程设计任务书丙烯-丙烷精馏装置设计学生：张帅班级：化精0901学号：200944176 指导教师：王瑶 匡国柱日期：2012年6月前言本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计、和控制方案共七章。说明中对精馏塔和再沸器做了详细的阐述的计算，对于辅助设备也做了正确的说明。鉴于设计者经验有限，本设计中还有较多的不足之处，望老师给与指正。感谢老师的知道和参阅！目录第一章 概述-03第二章 流程简介-04第三章 精馏塔设计工艺-05第四章 再沸器的设计-14第五章 辅助设
2、备的设计-22第六章 管路设计-28第七章 控制方案-30第八章 设计心得及总结-32附录一 主要符号说明-33 附录二 参考文献-36第一章 ：概述精馏是分离过程中最重要的单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔、再沸器、冷凝器。一、 精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，
3、塔顶最低，塔底最高。本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点是效率较高取消了结构复杂的上升管和泡罩。当气体负荷较低时，浮阀的开度较小，漏夜量不多；气体负荷较高时，开度较大，阻力又不至于增加较大，所以这种塔板操作弹性较大，阻力比泡罩塔板大为减小，生产能力比其大。缺点是使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。所以塔板和浮阀一般采用不锈钢材料。二、 再沸器 作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸再沸器特点：1、循环推动力：釜液和
4、换热器传热管气液混合物的密度差。 2、结构紧凑、占地面积小、传热系数高。3、壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。4、塔釜提供气液分离空间和缓冲区。三、冷凝器（设计略）用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。第二章 ：方案流程简介1、 精馏装置流程 精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜
5、中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。2、 工艺流程 1）物料的储存和运输 精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。 2）必要的检测手段 为了方便解决操作中的问题，需在
6、流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。 另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。 3）调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。3、 设备选用精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。4、 处理能力及产品质量处理量：60kmol/h产品质量（以丙烯摩尔百分数计）进料：塔顶丙烯含量：塔底丙烯含量：第三章 ：精馏塔设计 -丙烯丙烷精馏装置设计第一节 、工艺条件1、 工艺条件：进料：丙烯含量，饱和液体进料（q=1） 塔顶：丙烯含量 塔底：丙
7、烯含量2、 操作条件：塔顶压力：1.62MPa（表压） 塔底加热剂：水蒸气 塔顶冷却剂：循环冷却水 加热方法：间壁式加热3、 塔板形式：浮阀塔4、 处理量：5、 安装地点：大连6、 设计位置：塔底第二节 、物料衡算及热衡算1、 全塔物料衡算联立上述方程，其中解得2、 塔内气液相流量精馏段：气相V=(R+1)*D 液相L=R*D提馏段：气相 液相3、 热量衡算冷凝器热负荷：冷却剂用量：再沸器热负荷：加热剂用量：第三节 、塔板数计算1、 相对挥发度计算塔顶压力为，查P-K-T图，得，则假设实际塔板数为140块，每块塔板的压降为,则塔底压力为1.88MPa，设塔底温度为53，查图知，则，故2、 理论
8、板数计算平衡线方程，q线方程x=0.65联立上式解得，即可求得最小回流比，回流比精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：用Excel编程逐板计算运行结果如下：XnYnX10.977108Y1=XD0.98X20.974003Y20.977278X30.970677Y30.97436X40.967118Y40.971235X50.963313Y50.967891X60.959249Y60.964315X70.954913Y70.960496X80.950293Y80.956422X90.945376Y90.95208X100.940149Y100.94746X110.934601Y110.94254
9、8X120.928721Y120.937335X130.922499Y130.931809X140.915926Y140.925963X150.908995Y150.919786X160.901699Y160.913272X170.894033Y170.906416X180.885997Y180.899213X190.87759Y190.891662X200.868815Y200.883762X210.859677Y210.875516X220.850185Y220.866929X230.840349Y230.858008X240.830184Y240.848766X250.819708Y25
10、0.839214X260.808941Y260.829369X270.797907Y270.819252X280.786633Y280.808883X290.775149Y290.798289X300.763485Y300.787497X310.751677Y310.776537X320.73976Y320.765441X330.727772Y330.754243X340.715751Y340.742978X350.703735Y350.731681X360.691763Y360.72039X370.679873Y370.70914X380.668102Y380.697967X390.6564
11、85Y390.686905X400.645056Y400.675989X410.634972Y410.666329X420.624139Y420.655922X430.612536Y430.644742X440.60015Y440.632769X450.586973Y450.619986X460.573007Y460.606388X470.558262Y470.591974X480.542759Y480.576758X490.52653Y490.560759X500.509618Y500.54401X510.492077Y510.526556X520.473973Y520.508454X530
12、.455384Y530.489771X540.436394Y540.470587X550.417099Y550.45099X560.397599Y560.431077X570.378Y570.410953X580.358408Y580.390727X590.338932Y590.370508X600.319675Y600.350408X610.300738Y610.330536X620.282215Y620.310993X630.264189Y630.291876X640.246736Y640.273274X650.229921Y650.255263X660.213795Y660.237909
13、X670.198401Y670.221268X680.183769Y680.205381X690.169918Y690.190281X700.156857Y700.175987X710.144586Y710.162508X720.133097Y720.149844X730.122375Y730.137987X740.112398Y740.126922X750.103142Y750.116626X760.094575Y760.107073X770.086666Y770.098232X780.07938Y780.09007X790.072682Y790.082551X800.066536Y800.
14、075639X810.060907Y810.069297X820.055759Y820.063487X830.051057Y830.058174X840.046769Y840.053322X850.042863Y850.048897X860.039309Y860.044866X870.036078Y870.041198X880.033144Y880.037864X890.030482Y890.034836X900.028067Y900.032088X910.02588Y910.029597X920.023899Y920.027339X930.022106Y930.025294X940.0204
15、83Y940.023444X950.019017Y950.02177由结果可以看出理论塔板数，进料位置，实际塔板数，实际进料位置3、 气液相流量计算由已知数据可计算精馏段提馏段气液相流量精馏段气液相流量：提馏段气液相流量：第四节 、精馏塔工艺设计定性条件为塔底温度，压力恒定液相密度（326.1K，1.88MPa）表面张力（326.1K，1.88MPa）丙烯431.04.10丙烷432.04.33气相密度（326.1K，1.88MPa）表面张力（326.1K，1.88MPa）丙烯27.0丙烷27.5液相密度气相密度表面张力1、 塔径的计算假设塔板间距计算两相流动参数：查费克关联图 由公式求气体负
16、荷因子泛点气速取泛点率 求得 所需气体流通截面积选取，由此可求计算塔径因塔径需圆整，故取塔径D=1.8m,与合乎经验关系。由D=1.8m计算如下数据塔截面积气体流通截面积，实际操作气速泛点率合乎0.60.8范围，且较为接近初始设定值0.7.2、 塔高的估算由理论塔板数（含塔釜），可求得，实际精馏段67块，提馏段90块，塔板间距0.45m。所以有效塔高10个人孔，每个0.8m，裙座取5m，塔顶空间取1.5m，釜液上方气液分离高度去1.8m，设釜液停留时间为0.5h，排除釜液流量，故釜液高度，液面板取0.7m总塔高h=70.2+10x（0.8-0.45）+5+1.5+0.41+（0.7-0.45）
17、=80.86m3、 溢流装置设计降液管（弓形）由，查表可知可求得由查表知，故E近似为1堰上方液头高度取溢流堰底隙，堰高4、 塔板分布入口和出口安定区，边缘区，F1型浮阀，等腰三角形排列，孔心距75mm，取阀孔动能因子。对单流型弓形降液管塔板有故筛板有效传质面积阀孔气速阀孔数开孔率第五节 、塔板的校核1、 液沫夹带量校核：验证泛点率，查表， 故2、 阻力校核1） 干板阻力联立 解得则 2） 液层阻力碳氢化合物取为0.453） 克服液体表面张力阻力总阻力3、 降液管液泛校核降液管阻力不起泡液体，故取0.6由此4、 液体在降液管时间校核5、 严重漏夜校核严重漏夜点气速稳定系数第六节 、塔板性能负荷图
18、1、 过量液沫夹带线2、 液相下限规定3、 严重漏液线4、 液相上限线5、 降液管液泛线做负荷性能图操作点为, ,可见操作点在图中，处于图形中间靠右位置，故基本满足要求 。max135082.4min26020.0操作弹性5.204.12第四章 ：再沸器的设计第一节 、设计条件与工艺条件1、选择一个再沸器，其壳层为一个标准大气压下100的饱和水蒸汽，管程走釜液，看做是纯丙烷，再沸器与管程的设计条件壳程管程温度/10053压力（绝压）/MPa0.1011.88蒸发量/（kg/h）28742.12塔底压力P=1720+ Nphf =1720+1570.12124329.81103=1801KPa2
19、、 物性参数1） 管程流体（丙烷）在53，1.801MPa下的悟性参数潜热，液相热导率，液相粘度液相密度，液相定压比热容，表面张力，气相粘度，气相密度，蒸气压曲线斜率2） 壳程凝液在恒温100下物性潜热，热导率，粘度，密度第二节 、估算设备尺寸1、 计算传热速率根据公式，2、 计算传热温差3、 假定传热系数有机液体与水蒸气传热系数在5701140，假定K=6504、 估算传热面积5、 拟定传热管规格为，管长L=4500mm，则可得管数6、 若排列按正三角形排列故，同时取进口管内径，出口管内径第三节 、传热能力核算1、 显热段传热系数计算（）1） 设传热管出口气含率则循环量2） 计算显热段管内传
20、热膜系数（）计算雷诺数普朗克常数计算3） 壳程冷凝传热膜系数（）蒸汽冷凝液质量流量计算传热管外单位润湿周边上凝噎的质量流量计算冷凝液膜的4） 污垢热阻及关闭热阻沸腾侧，冷凝侧，管壁热阻取用碳钢在此温度下，故5） 计算显热段传热系数（）2、蒸发段传热系数的计算1） 传热管内釜液质量流量当时，计算Martinelli参数计算，由以及查图得，再计算，再查表得2） 计算泡核沸腾压抑因数计算泡核沸腾表面传热系数3） 计算液体单独存在为基准的对流表面传热系数4）计算沸腾表面传热系数计算对流沸腾因子计算两相对流表面传热系数故沸腾传热膜系数故3、 显热段及蒸发段长度计算显热段与传热管长度L的比值可求4、 平均
21、传热系数5、 面积裕度计算实际需要传热面积面积裕度该传热器面积合适。第四节 、循环流量校核1、计算循环推动力当，计算Martinell参数计算两相流的液相分率，计算处的两相流平均密度当，计算Martinell参数计算两相流的平均密度根据公式，计算处循环推动力2、 循环阻力的计算1） 管程进口管阻力的计算计算釜液在管程进口管内的质量流速计算釜液在进口管内的流动雷诺数进口管长度与局部阻力当量长度之和计算进口管内流体流动摩擦系数故2） 传热管显热段阻力3） 传热管蒸发段阻力a. 气相阻力的计算计算气相在传热管内质量流速计算传热管内汽相流动阻力 b.液相阻力的计算故计算传热管内两相流动阻力4） 管内动
22、量变化产生的阻力管内因动量变化引起的阻力系数M5） 管程出口管气液相流速a.气相阻力的计算b.液相流动阻力的计算6） 计算系统阻力7）循环推动力略大于循环阻力，说明假设的基本正确，因此再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。第五章 ：辅助设备的计算第一节 、辅助设备容器填充系数1、 进料罐（常温储存）温度20，压力取1.62MPa，丙烯密度，丙烷密度丙烯质量分率则进料质量流量取停留时间为4天，即t=96h进料罐容积圆整之后取2、 回流罐丙烯密度为质量流量体积流量停留时间取10min则回流罐容积V圆整去3、 塔顶产品罐质量流量体积流量停留时间取5天，t=120h则产品罐的容积取5424、 釜液罐
23、取停留时间为5天，即120h，釜液密度为445kg/ m3，质量流量责釜液罐的容积圆整取第二节 、传热设备1、 进料预热器用60水为热源，出口约为40走壳程；料液由20加热至42，走管程，逆流传热。传热温差 管程液体流率： 60*（44*0.35+42*0.65）=2562kg/h管程液体焓变：H=(2.696*0.35+2.794*0.65)*(42-20)=60.71kJ/kg传热速率：Q= m*H=256260.71/3600=43.21kw壳程水焓变：H=4.174*20=83.48kJ/kg壳程水流率：q=3600*Q/H=1863.4kg/h假设传热系数：K=500w/(m2K)则
24、传热面积：圆整后取A=5m2 2、 塔顶冷凝器拟用0水为冷却剂，出口温度为30走壳程；管程温度为42传热温差管程流率：=39.375*(15.59+1)*42=27435.7kg/h取潜热r=275kJ/kg传热速率：Q=2095.8kw壳程取焓变：H=4.174*30=125.22kJ/kg则壳程流率：=3600*Q/H=kg/h假设传热系数：K=700w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=24m23、 塔顶产品冷凝器拟用0水为冷却剂，出口温度为20走壳程。管程温度由42降至20管程流率：1653.75kg/h ; 焓变： 2.794*(42-20)=61.47kJ/kg则传热速率：Q=
25、61.47*1653.75/3600=28.24kw壳程焓变：H=4.191*20=83.82kJ/kg则壳程流率：=Q/H=28.24*3600/83.82=1212.88kg/h假设传热系数：K=500w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=10m24、 釜液冷却器拟用0水为冷却剂，出口温度为20，走壳程；管程温度由53降到25，走壳层。管程流率：20.275*44=892.1kg/h丙烷液体焓变：H =2.78*28=77.84kJ/kg传热速率：Q=892.1*77.84/3600=19.29kw壳程取焓变：H=83.82kJ/kg则壳程流率：=Q/H=19.29*3600/83.82
26、=828.49kg/h假设传热系数：K=500 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=2m2第三节 、泵的设计1、 进料泵（两台，一台备用）液体流速：u=0.5m/s,液体密度：选703.0，do=0.064m=64mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.003125查得：=0.026取管路长度：L =120m 取90度弯管2个（2*40d），其中吸入管装吸滤筐和底阀=7，一个90度弯头；排出管中截止阀一个=15d，一个90度弯头，进入突然缩小=0.5，文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981Mpa。取，储液罐压力为1.62MPa(表压)p=1.62+0.001050*70-1.6
27、2=0.0735MPa则选取泵的型号：AY 扬程：30650m 流量：2.5600m3 /h2、回流泵（两台，一台备用）实际液体流速：u=0.5m/s，液体密度：选2196,管路直径：d=0.207m液体粘度 取=0.2，相对粗糙度：/d=0.00097,查得：=0.0195取管路长度：l=120m 取90度弯管4个，其中吸入管装吸滤筐和底阀=7,排出管中截止阀一个=15d，进入突然缩小=0.5，文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981MPa取，p忽略不计。则选取泵的型号：Y 扬程：60603m 流量：6.25500m3 /h3、 釜液泵（两台，一台备用）实际液体流速：u=0.5m/s选45
28、2.5，管路直径：d=0.040m液体密度： 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.005查得：=0.03取管路长度：l=60m取90度弯管2个（2*40d），其中吸入管装吸滤筐和底阀=7，一个90度弯头；排出管中截止阀一个=15d，一个90度弯头，进入突然缩小=0.5，文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981MPa取，则该处泵扬程为负值，说明正常工作时无须使用该泵，但在非正常工作或者停止工作时，需使用该泵，不可忽略。第六章 ：管路设计1、进料管线取料液流速：u=0.5m/s 体积流量V=0.00138则取管子规格703的管材。其内径为0.064 m实际流速为2、塔顶蒸汽管：取原料流速：
29、u=12m/s 体积流量：V=532.3则取管子规格1404.5 . 其内径为0.131m，其实际流速为3、塔顶产品管取原料流速u=0.4m/s，其体积流量：V=3.16则取管子规格603. 其内径为0.054 m，其实际流速为4.、回流管取原料流速：u=0.9m/s 体积流量：V=49.3则取管子规格1524.5 . 其内径为0.143m，其实际流速为5、釜液流出管取原料流速：u=0.3m/s 体积流量：V=2.03则取管子规格573 其内径为0.051 m实际流速为。6、仪表接管选管规格：323 .7、塔底蒸汽回流管取原料流速：u=10m/s 体积流量：V=1045.2则，取，内径为0.1
30、99m，实际气速为所求各管线的结果如下：名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.43703顶蒸气管10.981404.5顶产品管0.38603回流管0.851524.5釜液流出管0.28573仪表接管/323塔底蒸气回流管9.3421910第七章 ：控制方案精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。将控制方案列于下表序号位置用途控制参数介质物性L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h丙烷丙稀 =514.32FIC-02回流定量
31、控制01500kg/h丙稀L=5233PIC-01塔压控制02MPa丙稀V=27.54HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=5235HIC-01釜液面控制03m丙烷L=4456TIC-01釜温控制4060丙烷L=445系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形式主要结构参数或性能操作条件1T-101丙烯精馏塔浮阀塔D=1800mmNp=157H=80.86m操作温度t=53.0操作压力P=1801kPa2E-101原料预热器管壳式换热器q=2562 kg/hA=5m2Tc1=20 Tc2=42Th1=60Th2=403E-102塔T-101顶冷凝器管壳式换热器q=27435.7kg/hA
32、=24m2Tc1=0 Tc2=30Th1=Th2=424E-103塔T-101再沸器立式热虹吸式D=0.8m=14438*2.5*4500mmP=1801kPaTc=53Tb=1005E-104塔顶产品冷却器管壳式换热器q=1653.75 kg/hA=10m2Tc1=0 Tc2=20Th1=42Th2=206P-101进料泵2台离心泵He=67.3mQ=5。79m3/h丙烯、丙烷混合液7P-102釜液泵2台离心泵He=-2.06mQ=2.26 m3/h丙烷液8P-103回流泵2台离心泵He=102.19mQ=14.13m3/h丙烯液9P-104塔顶产品泵2台离心泵丙烯液10P-105塔底产品泵
33、2台离心泵丙烷液11V-101原料中间罐卧式丙烯、丙烷混合液12V-102回流罐卧式V=12m3丙烯液13V-103塔顶产品罐立式542m3常压14V-104塔底产品罐立式245m3常压15V-105不合格产品罐立式常压第八章 ：设计心得及总结两周的课程设计时间久这么匆匆走过，回想起来，虽然过程很艰辛，很痛苦，但是过程却有着深刻的意义。不管是查物性参数，带入公式进行核算，都会出现一些难以选择，进退两难的情况出现，我想这对我们不仅是一个考验，更是一种锻炼，问题总是在我们努力的过程中得到解决。虽然在核算的过程中因为有些参数一开始就选取错误而导致的结果错误，但是我觉得这也是我们课程设计的目的之一，这
34、也是我们在今后学习生活中所需要经历到的，只有坚持不懈，问题才能解决，我们才能够真正的掌握一些新的知识和方法。虽然这次课程设计过程很艰辛，但我发现我对于化工原理的一些知识也有了更新的认识，对于一些理论知识与实践之间的关系也有了充分的了解。而且，通过这次设计，我也对于一些软件的应用有了深一步的了解，比如Excel的函数应用，autoCAD的画图部分，Word的函数功能等等。总之通过这次设计，丰富了我各方面的知识，同时也让我们知道了做科研工作需要的不仅仅是书本上的知识。希望老师们可以提出我的设计中的缺点和不足，使我能不断的提高和进步。附录一：主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道
35、截面积 m2E液流收缩系数Aa塔板上有效传质区面积 m2ev单位质量气体夹带的液沫质量Ad降液管截面积 m2F0气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)F1实际泛点率Ao板孔总截面积 m2Nt理论塔板数AT塔截面积 m2Np实际塔板数b液体横过塔板流动时的平均宽度 mn浮阀个数bc塔板上边缘宽度 mp系统总压力 kPa组分分压 kPabd降液管宽度 m-pf塔板阻力降 N/ m2bs塔板上入口安定区宽度 m热负荷 w(kw)bs塔板上出口安定区宽度 mqnD馏出液摩尔流量 kmol/hC计算液泛速度的负荷因子qnF进料摩尔流量 kmol/hC20液体表面张力20mN/m时的负荷因子 qm质量
36、流量 kmol/hCo孔流系数qnL液相摩尔流量 kmol/hD塔径 mqnv气相摩尔流量 kmol/hdo筛孔直径 mqnW釜液摩尔流量 kmol/hET塔板效率液流收缩系数qn Lh液相体积流量 m3 /hqnLs液相体积流量 m3 /sh克服液体表面张力的阻力 mqnVh气相体积流量 m3 /hhow堰上方液头高度 mqnVs气相体积流量 m3 /shw堰高 mR回流比K相平衡常数r摩尔汽化潜热 kJ/kmolk塔板的稳定性系数T热力学温度 Klw堰长 mt摄氏温度 M摩尔质量 kg/kmolFLV两相流动参数密度 kg/m3 f汽化分数液体表面张力 mN/mHd气相摩尔焓 kJ/kmol时间 sHd降液管内清液层高度 m降液管中泡沫层的相对密度 Hf降液管内泡沫层高度 m筛板的开孔率HT塔板间距 mB液沫夹带分数，浮阀固定底边尺寸mhb降液管底隙 mu设计或操作气速 m/shd液体流过降液管底隙的阻力mua通过有效传质区的气速 m/shf塔板阻力（以清液层高度表示 m）uf液泛气速 m/sht塔板上的液层阻力（以清液层高度表示 ）muo筛孔气速 m/sho干板阻力 （以清液层高度表示）mzf进料的摩尔分数ho严重漏液时的干板阻力m相对挥发度uo严重漏液时相应的阀孔气速 m/s塔板上液层的充气系数x液相摩