1、大連理工大學化工原理課程設計 制藥0610班 200645008（篩板精餾塔及輔助設備設計） 設計日期： 2009年6月25日 班 級： 制藥06100 姓 名： 賈紅梅 學 號： 200645008 指導老師：潘艷秋 賀高紅目 錄1概述11.1任務書11.2 精餾過程工藝 11.3設備概述22精餾塔的設計 32.1 設計條件32.2設備的選擇32.3物料衡算及熱量衡算32.4塔板數的計算42.5精餾塔工藝設計計算62.6 塔板的校核102.7負荷性能圖 123再沸器 143.1物性數據 143.2 估算設備尺寸143.3 傳熱系數效核153.4循環流量效核 194輔助設備 244.1輔助容器

2、的設計 244.2傳熱設備的設計泵的設計 254.3泵的設計 264.4管路設計 285設計心得及總結 28參考文獻29附表30一概述1.1任務書處理量：210koml/h產品質量：（以乙烯摩爾質量計）進料 65% ，塔頂產品 99% 塔底產品<1%。*設計條件1.工藝條件：飽和液體進料， 進料乙烯含量=65%（摩爾分數，下同）塔頂乙烯含量=99%釜液乙烯含量1%，總板效率為0.62.操作條件塔頂壓力2.5MPa（表壓）加熱劑及加熱方式：加熱劑：熱水；加熱方式：間壁換熱冷卻劑：循環冷卻水回流比系數：R/Rmin=1.3塔板形式：浮筏處理量：210 kmol/h，安轉地點：大連塔板位置：塔

3、頂*1.2 精餾過程工藝 精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工、石油、輕工等工業中，常常有許多液相和氣象混合物需要分離或提純，例如石油煉制、石油化工生產中原料混合物及合成產品很合物的分離、所用容積的回收等1。精餾過程在能量劑驅動下，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發度不同，使易揮發組分由液相向氣相轉移，難揮發組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的分離。該過程是同時傳熱、傳質的過程。為實現精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設備、儀表。1.2.1.精餾裝置精餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、副業冷卻器和產品冷卻器

4、等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將預熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程時應考慮余熱的利用2。1.2.2.其它設備因為精餾裝置必須在實彈的位置設置一定數量不同容積的原料儲罐，泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而保證精餾裝置能連續穩定的運行。1.2.3設定檢測裝置為了隨時了解操作情況及各設備的運行狀況，及時地發現操作中存在問題并采取相應的措施予以解決，需在流程中的適當位置設置必要的測量儀表，以及時獲取壓力，溫度等各項參數，從而間接了解運行情況。另外。常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期檢

5、修各設備及檢查裝置的運行情況。1.2.4設定調節裝置由于實際生產過程中各種狀態參數都不是定值，都會或多或少隨著時間有所波動，應在適當位置設置一定數量的閥門進行調節，以保證達到生產要求，有時還可以根據需求設置雙調節，即自動調節和手動調節兩種調節方式并可以根據需要隨時進行切換。1.3設備概述1.3.1精餾塔精餾塔是一圓形筒體，塔內裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設有進料板。本設計為浮筏塔，它已廣泛的應用于精餾、吸收、解吸等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮筏，可以根據氣體或液體的大小上下浮動、自動調節。浮筏有盤式、條式多種，一般多采用盤式，其中F-1型浮筏結構較簡單、節省材料，制造方

6、便，性能良好，故在生產中應用較普遍。本設計采用的即為F-1型重筏。盤式浮筏塔的主要優點是生產能力大，炒作彈性較大，分離效率較高，塔板結構較泡罩塔簡單2。1.3.2再沸器再沸器的作用是將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內氣液兩相間接觸傳質得以進行。本設計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內的載熱體供熱。它的特點主要有，利用循環推動力，結構緊湊、占地面積小、傳熱系數高。缺點是殼程不能機械清洗，不適宜高粘度或臟的傳熱介質。需要塔釜提供氣液分離空間和緩沖區。二、精餾塔工藝設計2.1 設計條件飽和液體進料進料含乙烯含量=65%(摩爾百

7、分數,下同)塔頂乙烯含量=99% , 釜液乙烯含量1% , 總板效率為0.6操作條件： 塔頂操作壓力P=2.5Mpa(表壓)回流比系數 =1.3塔板形式:篩板處理量:210安裝地點:大連塔板設計位置：塔頂塔頂溫度的確定2.2設備的選擇采用浮筏塔，F-1型浮筏；立式熱虹吸式再沸器2.3 物料衡算及熱量衡算2.3.1.物料衡算 F=D+W 解得 D=137.1 F= W=72.9塔內氣，液相流量：精餾段：L=RD V=(R+1)D提留段： 2.3.2熱量衡算再沸器熱流量 再沸器加熱蒸汽的質量流量 冷凝器熱流量 冷凝器冷卻劑的質量流量 2.4 塔板數的計算2.4.1相對揮發度的確定設溫度為 =16由

8、Depriester K圖3查得=1.0 ；=0.7又因為：所以：=0.99；=0.01故：=0.99；=0.014 +=1.004|1.004-1|=0.004，所選溫度基本符合！所以：=1.43 2.4.2理論塔板數的估算設塔板數為44塊，由經驗可知每一塊塔板之間的壓差是100mm。則= 44=2644KPa設=4，查圖3得；=1.49；=1.00+=0.9967|0.9967-1|=0.0033，所選溫度基本符合!則 =1.49平均 =1.46由公式得：=3.78 ；所以=1.3=4.91又因為=23.32求得后由吉利蘭圖4查得進而得到=43.76，與前面假設相符，因此確定理論塔板數為4

9、4。2.4.3逐板計算求理論塔板數精餾段,提餾段方程線為精餾段: =0.8308+0.1675提餾段: =1.0899-0.0009相平衡方程 =通過C語言程序#include<stdio.h>main()int m,n; float X100=0,0.99,Y100=0,0.99; float Xq=0.650,Xw=0.010; for(n=1;n<100;n+) Yn+1=0.8308*Xn+0.1675; Xn+1=Yn+1/(1.46-0.46*Yn+1); printf("Y%d=%f",n,Yn+1); printf(" X%d=%

10、fn",n,Xn+1); if(Xn+1<Xq) break; printf("Nj=%dn",n+1); m=n+1,Xm=Xn+1; for(m=n+1;m<100;m+) Ym+1=1.0899*Xm-0.0009; Xm+1=Ym+1/(1.46-0.46*Ym+1); printf("Y%d=%f",m,Ym+1); printf(" X%d=%fn",m,Xm+1); if(Xm+1<Xw) break; printf("Nt=%dn",m); 或用excel逐板計算得到結果

11、如下：由此確定進料口為第20塊板，理論塔板數為40塊，與估算值差不多。又因為塔板效率為=0.6。所以實際進料在第20/0.6=34塊。實際塔板數=66塊。yxyx10.990.985467210.6720330.58393820.9862260.980016220.6355340.54428330.9816980.973502230.5923130.49877540.9762850.96575240.5427150.44839550.9698450.956576250.4878060.39478960.9622230.945788260.4293810.34010870.9532610.933

12、197270.3697840.28667680.94280.918629280.3115480.23661590.9306970.901944290.2569870.191526100.9168350.883053300.2078440.152335110.901140.861943310.165130.11931120.8836020.838696320.1291360.092201130.8642890.813504330.0995890.070422140.8433590.786675340.0758520.053226150.821070.758629350.0571110.03983

13、4160.7977690.729872360.0425150.029515170.7738770.700965370.0312680.02163180.7498620.672484380.0226740.015642190.7261990.644967390.0161480.011117200.702050.617427400.0112170.007712.5精餾塔參數設計計算2.5.1物性參數取塔頂溫度=-16，壓力=2601KPa下查得各個物性參數3、5：1、乙烷氣相密度=38； 液相密度 =435.84；液相表面張力=5.366mN/m ；=30.07；2、乙烯氣相密度 =36； 液相密

14、度 =402.8；液相表面張力=2.571mN/m ；=28.05 ； 3、按塔頂塔板氣液相組成計算混合物物性氣相密度 =36.0； 液相密度 =403.1；液相表面張力 =2.599mN/m ； =28.07 ；氣相流量=810.26=22744.0=631.8液相流量 =673.16=18895.6=46.882.5.2塔徑的設計氣液流動參數為： =0.248初選塔板間距=0.50m6，=80mm，則=0.42m；由史密斯關聯圖7可查得=0.065氣體負荷因子=0.043液泛氣速=0.138m/s取泛點率為0.75，操作氣速和所需的氣體流道截面積為=0.104m/s； A=1.688選取單

15、流型，弓型降液管塔板，并取=0.10，則0.90故塔板截面積=1.876 ；塔徑 =1.546m按塔設備系列標準圓整，取實際塔徑D=1.6m對照表7，所取塔徑及液流型式合適。相應地，所取塔板的有關尺寸為：塔板截面積=2.01 降液管截面積=0.10=0.201氣體流道截面積 =1.809并可求得：實際操作氣速 =0.097；泛點率=0.70所以 =0.50，塔徑為1.6m ，符合經驗關系式。2.5.3塔高的估算實際塔板數為66塊，則有效塔高 =34.98m；設釜液在釜內停留時間為5min，由上述數據知=46.88，則釜液的高度為=0.523m，取整為600mm；將進料所在板的板間距增至900m

16、m；每15塊塔板開一個人孔，板間距增至800mm，共開S=4個孔；塔頂端及釜液上方的氣液分離空間高度均取=1.5m；裙座取5m。則塔總高為：=+5=41.5m2.5.4降液管尺寸由以上設計結果得塔徑：D=1.6m ；=0.10 查表8得=0.732，=0.159故堰長：=1.171m 降液管寬度：=0.2544m降液管面積：=0.2072.5.5溢流堰溢流堰尺寸取堰高=80mm；底隙=50mm7；因為=46.88所以=23.7，近似取液流收縮系數E=1計算堰上方液頭高度： =30.8mm > 6mm堰高：h溢流強度： =35.6取=35mm。則降液管底隙液體流速=0.318m/s ，在規

17、定范圍內。2.5.6塔板布置選取F型浮閥，重型，閥孔直徑=0.039m初取閥孔動能因子=116，計算閥孔氣速：=1.833m/s； 浮閥個數n=80塔板的開孔率：=0.048以三角形錯流形式排列浮筏，取進、出口安定區寬度75mm，取邊緣區寬度=50mm所以=0.471m ； =0.75m則有效傳質面積： =1.314 取孔間距：t=3.5=0.1365m，取整得t=125mm按t=125mm進行布孔，實際的排筏數n=80。實際筏孔氣速：=1.837m/s。動能因子：=11.004則篩板開孔系數：=0.0883，符合要求。開孔所占面積： A=0.096m 塔板開孔率 =0.048<0.1

18、符合要求2.6 塔板的流動性能校核2.6.1液沫夾帶量校核 =1.596 ；m 取K=1.0 查圖7得=0.125由=0.372；=0.280<0.80.82 均符合條件，不會產生液沫夾帶。2.6.2塔板阻力的核對（1）干板阻力臨界空速： =因閥空氣速大于其臨界閥孔氣速，故應在浮閥全開狀態下計算干板阻力 =0.0815m。（2）塔板清夜層阻力h=0.5 =0.04m（3）克服液體表面張力阻力=7.56由以上三項阻力之和求塔板阻力h=0.1222m單板壓降為=482.7Pa，在允許范圍內。2.6.3降液管液泛校核由, 取=0 =0.01544m液柱 則 =0.217m取降液管中泡沫層的相對

19、密度=0.362m <=0.5492m故不會產生降液管液泛。2.6.4液體在降液管中的停留時間=7.95s> 5s 滿足要求。2.6.5嚴重漏夜校核 取F=5，則=0.833穩定系數=2.24>1.5 故滿足穩定性要求，不會發生嚴重漏液各項校核均滿足要求,故所設計的篩板可用，但并非適宜。2.7 負荷性能圖2.7.1過量液沫夾帶線=1.596 m 取，=0.8由公式得 V2.7.2液相下限線令=0.006 得 =3.60 2.7.3嚴重漏液線 由 和 得=2882.7.4液相上限線=5和 得2.7.5降液管液泛線由公式得：V= 由圖知，最大氣體流量為：=975.2，最小氣體流量

20、為：=288所以操作彈性為：=3.386。第三章 再沸器的設計3.1物性數據3.1.1管程流體4.0下的物性數據5：氣相熱導率：=15.91 mW/(m·K)；液相熱導率：=96.23mW/(m·K)液相粘度： =0.058 mPa·s 氣相粘度： =0.00817mPa·s液相密度： =389.8 Kg/ 氣相密度： =30Kg/潛熱：=287.4KJ/Kg ； 液相比熱容 ：=3.407KJ/(Kg·K) 蒸汽壓曲線斜率：1.452 表面張力：=2.845mN/m 3.1.2水在26時的物性數據9：密度： =976.8Kg/ 比熱：=4.1

21、78KJ/Kg熱導率： =0.609W/(m·K) 粘度：=0.891mPa·s3.2尺寸設計3.2.1熱流量QQ= KW3.2.2傳熱溫差設進口水溫為37，出口水溫度為25=26.983.2.3傳熱面積假設傳熱系數K=350 則估算傳熱面積為 =159.75 3.2.4傳熱管數設管子規格為：，管長L=4500，則計算傳熱管數為：452 根3.2.5殼徑內徑D將傳熱管按正三角形排列，且取t=50 mm10，則b=1.1=23.39因為是單管換熱器,所以殼徑內徑D為：=1182 mm； 圓整到D=1200mm管程進口管取 =150mm 出口管徑取 =250mm3.3傳熱系數校

22、核3.3.1顯熱段傳熱系數 因為的范圍在0.20.3，所以設傳熱管出口汽化率=0.23，則計算循環流量 ：=22.82kg/s1、顯熱段傳熱管內表面傳熱系數 傳熱管內質量流速G為： （） 雷諾數為： Re=普朗特數為：=2.0535 所以顯熱段傳熱管內表面傳熱系數： 2、管外冷凝表面傳熱系數熱水的質量流量： =27.78Kg/s當量直徑：=0.08532 m設折流板間距B=0.5 m，故=8864.97 =6.11 0.6<Pr<160管外冷凝表面傳熱系數=取=1所以=696.913、污垢熱阻及管壁熱阻假設： 管內污垢熱阻： 管外污垢熱阻： 管壁的材質選用鋼材，則=45 W/(m&

23、#183;K) 所以，管壁熱阻 4、計算顯熱段傳熱系數平均直徑：22.5 mm，則有=304.473.3.2蒸發段傳熱系數1、計算傳熱管內的釜液的質量流量 =3600G=取x=0.23時 =0.913，查圖得 =0.8 當0.184 =1.411故=0.7088 由及1/再查圖11得 =1.0 查得 =0.92、泡核沸騰表面傳熱系數= 3、液體單獨存在為基準的對流表面傳熱系數 =782.43 =2616.49 4、沸騰表面傳熱系數 =5971.40計算沸騰傳熱系數 =468.16 3.3.3顯熱段和蒸發段的長度 顯熱段的長度與傳熱管總長的比值為：所以 =0.056m =4.44m3.3.4 平

24、均傳熱系數 =468.02 實際需要的傳熱面積為 ：119.46 3.3.5傳熱面積裕度H =（159.75-119.46）/119.46=33.72 % > 20%3.4 循環流量效核3.4.1循環系統的推動力 當時 Lockhat-Martinell參數 =3.47兩相流的液相分率為： =0.3742兩相平均密度： =168.35 Kg/當x=0.23時 =1.095兩相流的相分率 ： =0.2182兩相流平均密度 113.13Kg/參照設計書123-37表 并根據焊接需要取m，于是計算循環系統的推動力3.4.2循環阻力1、管程進口管阻力釜液在管程進口管內的質量流速為 = =1292

25、.05 釜液在進口管內的流動雷諾數 ： =進口管長度與局部阻力當量長度 ： =12.78 m進口管內流體流動的摩擦系數 =0.01477故計算管程進口管阻力為 =2695.68 Pa2、 傳熱管顯熱段阻力 釜液在傳熱管內的質量流速為 ： =160.79 釜液在傳熱管內流動時的雷諾數： =455445.24進口管內液體流動的摩擦系數 ： =0.022415傳熱管顯熱段阻力： =2.225 Pa3、傳熱管蒸發段阻力 A、汽相流動阻力的計算 =160.79汽相在傳熱管內的質量流速： =24.65 汽相在傳熱管內的流動雷諾數： =60345.1傳熱管內汽相流動的摩擦系數 =0.02377傳熱管內汽相流

26、動阻力： =44.71PaB、液相流動阻力的計算 液相在傳熱管內的質量流速為 ： =160.79.7-24.65=136.14 液相在傳熱管內的流動雷諾數： =46943.64傳熱管內液相流動的摩擦系數 =0.02493傳熱管內液相流動阻力 ： =131.69 Pa傳熱管內兩相流動阻力 =1273.22Pa4、蒸發段管程內因動量變化引起的阻力 管程內流體的質量流速=160.79蒸發段管內因動量變化引起的阻力系數M =2.0507 蒸發段管程內因動量變化引起的阻力：=136.02 Pa5、管程出口阻力 A、氣相流動阻力的計算管程出口管中汽,液相總質量流速： =465.14管程出口管中汽相質量流速

27、： =106.98 管程出口管的長度與局部阻力的當量長度之和 =29.32m管程出口管中汽相流動雷諾數： =管程出口管汽相流動的摩擦系數 =0.01479管程出口汽相流動阻力：=276.43PaB、液相流動阻力的計算管程出口管中液相質量流速 =465.14-106.98=358.16 管程出口管中液相流動雷諾數： =管程出口管中液相流動的摩擦系數： =0.01479管程出口液相流動阻力 =301.52 Pa管程出口管中兩相流動阻力 =4620.33Pa系統阻力 =+=8727.47 Pa循環推動力與循環阻力的比值為=0.0257 在0.010.05之間，符合要求。第四章 輔助設備的設計4.1輔

28、助容器的設計4.1.1進料罐（低溫貯料）查得2.6MPa，0時的物理性質13乙烯： =346 kg/m3 乙烷： =402 kg/m3又因為進料=0.65， =365.6，M=28.76，求得進料質量流量F=6039.6 取停留時間為4天，填充系數k=0.7則進料罐容積2265 ，圓整后取2500m3 4.1.2回流罐由前述條件知=403.1；液相回流量=810.26=22744.0=62.42取停留時間為=0.5 h，填充系數k=0.7所以=28.21 =40.3 ，圓整后取40 4.1.3餾出產品罐取產品停留時間為5天，即=120 h；填充系數k=0.7D=137.1，所以=9.54=16

29、36.6 圓整為1800 4.1.4釜液罐取停留時間為5天，即=120 h；填充系數k=0.7W=72.9 = 5.42 V=930.3 圓整取10004.2傳熱設備的設計4.2.1.進料冷卻器與塔頂冷凝器的集成，但采用臥式殼柱冷凝器 入口 出口塔頂產品溫度/K 256.5 263.2進料溫度/K 273.2 263.4傳熱溫差 K平均摩爾質量 =28.78 管柱液體流率 F=210=21028.78=6043.8傳熱速率 =83.37 假設傳熱系數K=850 則傳熱面積為=11.34 圓整后 A=124.2.2.釜液冷卻器 塔頂產品與進料熱交換后,繼續冷卻塔釜 入口 出口 塔頂產品溫度/K

30、263.2 273.2 塔釜產品溫度/K 278.5 273.2傳熱溫差=7.4 K管柱液體流率F=72.85=2186.1傳熱速率 =11.42假設傳熱系數 K=850 則傳熱面積為 =1.764 圓整后 A=2 4.3泵的設計4.3.1.進料泵（兩臺，一用一備）設流速為u=2.0，又因為F=6039.6 =15.02所以0.052m采用60×4的管材，其內徑為0.052m，則實際流速為u=1.97流體密度 =365.6；粘度=0.091mPa·s 取=0.2；相對粗糙度為/d=0.003； 查得12=0.026取管路長度為l= 80，取90度彎管4個=0.75，截止閥1

31、個 =7，文氏管流量計 1 個。則=5.81m 取=20m 則=26.1 m = 15.02m3/h選取泵的型號為50F-404.3.2.回流泵（兩臺，一用一備）設流速為u=1.5，又因為F=62.42所以0.121m采用133×6的管材，其內徑為0.121m，則實際流速為u=1.51流體密度 =403.1；粘度=0.091mPa·s 取=0.2；相對粗糙度為/d=0.0016； 查得12=0.0225去管路長度為l=100m ，取90度彎管 4 個 =0.75，截止閥 1 個 =7，文氏管流量計 1 個。則=5.6m 取=32 m則=38.1m =62.42m3/h選取泵

32、的型號為100F-92A.4.3.3.釜液泵（兩臺，一用一備）設流速為u=1.5，又因為F=5.42所以0.036m采用45×2.5的管材，其內徑為0.040m，則實際流速為u=1.20流體密度 =435.84；粘度=0.088mPa·s 取=0.2；相對粗糙度為/d=0.0049； 查得12= 0.03去管路長度為l=30 m ，取90度彎管 4 個 =0.75，截止閥 1 個 =7，文氏管流量計 1 個。則=5.71m 取= 7.5m則=1.7m =5.42m3/h選取泵的型號為40F-26A.這里揚程為負值，說明工作時不需要開釜液泵 ，但非正常工作或停止工作時，需用該

33、泵，不可忽略。4.4管路設計進料管線取料液流速 u=2.0 m/s ，則d=0.052m/s，取60×4的管路。其他各處管線類似求得。管子名稱管內液體流速（m/s）管線規格（mm）進料管2.060×4塔頂蒸氣管14109×10塔頂產品管1.562×3回流管1.5133×6釜液流出管1.553×4.5儀表接管0.545×2.5塔底蒸汽回流管14105×6第五章總 結通過這次課程設計，使我對學過的化工原理課程又有了一個新的認識。我感到自己在課程學習的時候掌握的知識還太少，只從書本上了解一些原理是遠遠不夠的。在整個設計過

34、程當中，我感到每一個微小的細節都是十分重要的，其間需要查閱大量的數據，看許多參考書，但是有時候還是覺得有許多問題存在得不到解決。由此可見，完成一個好的設計并非易事。作為一個設計者，說要掌握的知識有很多很多。想要成為一個能夠設計出合格工藝流程的設計者，還要有多方面的素質。不僅僅要有豐富的知識，還要有科學嚴謹的態度，實事求是的精神。雖然我最后完成了設計，但是我依然覺得有許多地方值得改進。總之，這次課程設計完成后，我發現我對于化工原理知識的了解上升到了一個新的層面，同時也感覺到化工原理是一門應用性很強，與生產實際涼席十分緊密的學科。同時它又是一門十分深奧，有重要社會價值的學科。我深深地感到，通過這次

35、課程設計，我各個方面的知識有了很大的豐富，我受益匪淺。參考文獻：1 化工原理（下冊），大連理工大學，高等教育出版社，20022化工原理課程設計，柴誠敬等，天津科學技術出版社，19943 化工物性算圖手冊，劉光啟等，化學工業出版社，2002年。4化工單元過程及設備課程設計，匡國柱等，化學工業出版社，2002年。5化學化工物性數據手冊（有機卷）劉光啟等，化學化工出版社，2002。6塔設備，路秀林等，化學工業出版社，2004。7常用化工單元設備設計，李功樣等，華南理工大學出版社，2003。8化學工程手冊第13篇，蕭成基等，化學工業出版社，1979。9化工原理（上冊），大連理工大學，高等教育出版社，2

36、002。10化工裝置的工藝設計，路德維希，化學工業出版社，1993。11 化工單元過程及設備課程設計，匡國柱等，化學工業出版社，2002。12基礎化學工程（上冊），上海科學技術出版社，1978。13石油化工基礎數據手冊，盧煥章，化學工業出版社，1982年。附：主要符號說明符號意義與單位符號意義與單位A塔板上方氣體通道截面積，m2FLV兩相流動參數Ad降液管截面積，m2G質量流量，kg/hA0浮閥塔板閥孔總截面積，m2Hd降液管內清液層高度，mAT塔截面積，m2降液管內泡沫層高度，mb液體橫過塔板流動時的平均寬度，mHT塔板間距，mb塔板上邊緣區寬度，mhb降液管底隙，mbd降液管寬度，muf液

37、泛氣速，m/sbs塔板上入口安定區寬度，mhd液體流過降液管底隙的阻力（以清液層高度表示），m塔板上出口安定區寬度，mhf塔板阻力（以清液層高度表示），mC計算液泛速度的負荷因子hl塔板上的液層阻力（以清液層高度表示），mC20液體表面張力為20mN/m時的負荷因子hL塔板上清液層高度，mC0孔流系數h0干板阻力（以清液層高度表示），mD塔徑，mlW堰長，md0閥孔直徑，mM摩爾質量，kg/kmoldp液滴直徑，mpf塔板阻力降，N/ m2E液流收縮系數Q熱流量，WET塔板效率NT理論塔板數eV單位質量氣體夾帶的液沫質量Np實際塔板數F0氣體的閥孔動能因子，n浮閥個數F1實際泛點率q進料熱狀態R回流比相對揮發度r摩爾汽化潛熱，kj/kmol液面落差，mT溫度，K（）液體粘度，Pa·st閥孔中心距，m密度，kg/ m3u設計或操作氣速，m/s液體的表面張力，mN/mu0閥孔氣速，m/s時間，s嚴重漏液時閥孔氣速，m/s降液管中泡沫層的相對密度qnV氣相摩爾流量，kmol/h塔板的開孔率氣相體積流量，m3/h嚴重漏液時的干板阻力以清液層高度表示），m氣相體積流量，m3/s克服液體表面張力的阻力以清液層高度表示），mqnW釜液摩爾流量，kmol/hhOW堰上方液頭高度，mqnF進