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1、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 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
2、） 塔底加热：间接蒸汽加热（5） 单板压降0.7 KPa（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；（6） 塔板的流体力学验算；（7） 塔板的负荷性能图；（8） 塔顶全凝器设计计算：热负荷， 载热体用量， 选型（9） 精馏塔接管尺寸计算；（10） 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（四） 参考资料1. 性数据的计算与图表2. 化工工艺设计手册3.
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74. 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
4、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274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 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
5、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。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
6、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25C，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252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
7、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。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
8、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38mm）和打孔筛板（孔径为1025mm）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，
9、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 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：
10、（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）加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料
11、。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
12、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
13、、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，
14、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
15、。以下是浮阀精馏塔工艺简图一设备工艺条件的计算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=(1200001000)/(3102425.87)=632.46kmol/h总物料衡算 D+W=623.46苯物料衡算 623.460.281=0.881D+0.00394W联立解得 D=196.94kmol/h W=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)10000
16、8227.356.4499.90.0040.05381.532.7358.2699.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.9695.81.6116.3478.75 72.3676.9391.31.4629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.47
17、9.8281.8385.212.6447.9478.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41利用表中的数据用内插值法可求得 , , ：根据示差法，则有 解得 81.93：根据示差法，则有解得 78.17:根据示差法,则有解得 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 精馏段： 提馏段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） 精馏段 查物性数据表得80.05时， 代入数据，解得
18、提馏段 查物性数据表得，90.96时 代入数据得2.3混合物粘度查物性数据表得80.05 90.96 精馏段粘度：提馏段粘度：2.4表面张力查物性数据表得80.05 90.96 精馏段提馏段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, , 精馏段提馏段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=3.09196.94=608.54kmol/hV=(R+1
19、)D=（3.09+1）196.94=805.48kmol/h L=L+F=919.71+623.46=1232.00kmol/hV=V=805.48kmol/h作图3.3理论塔板数的确定采用逐板法求理论塔板数 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 故，此精馏段的理论塔板数为6-1=5块提馏段-+=-=+xxyxymm)1(10021.053.11aa由可得出如此重复计算得 则提馏段的理论塔板数为13层 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
20、度 则精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=2.2m则塔截面积为实际空塔气速 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 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。 堰长取出口堰高度 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：验证：因此设计合理 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
21、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。 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：验算：0.025m验算符合要求。 选用凹形受液盘，深度=50mm 5.2塔板的布置 塔板的分块因D=2.2m,则塔板分3块 边沿宽度的确定由于,， 取边沿宽度 破沫区宽度 开孔面积计算 阀孔计算及其排列取阀孔功能因子，用式求孔速 精馏段： 取阀孔的孔径为0.03
22、9m,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913范围内塔板开孔率 提馏段 阀孔排列按，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913范围内塔板开孔率 对于常压精馏，开孔率在 因此以上
23、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 （）干板压降相当的液柱高度() =)由=得 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 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 精馏段 则 取 ， 提馏段 可见符合防止淹塔的要求。3漏液精馏段取最小F0=5，相应的气相最小负荷为VSMIN 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
24、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，得图5精馏段泛点率：泛点率取66.68%提馏段的液泛点率：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
25、-1 ，提馏段液泛线2-2由此确定液泛线，忽略式中 精馏段 整理得： 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35 s 液体降液管内停留时间 s 以=5 s作为液体在降液管内停留时间的下限，则 m3/s5.4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
26、， 精馏段 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，则负荷性能图由塔板的负荷性能图可以看出: 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. 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 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 =1.8 m/s
27、， kg/m3 m = 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 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hk）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：F400-2.5-277再沸器的选择 选用130饱和乙醇蒸气加热，传热系数取hk） 料液温度：99.98101，热流体温度：120120 逆流操作： , 由 查乙醇的汽化热得又气体流量， 塔顶被冷
28、凝量换热面积： 选用热虹吸式再沸器DN mmPN MPa换热面积 m25002.528.38塔高 塔顶空间高度塔的底部空间高度 塔立体高度塔的总高度四.主设备图20.59m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-
29、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-5
30、3LE-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
31、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m0.0190 0.018716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%14.0014.0024孔心距tm0.0750.07525排间距tm0.080.0826塔板压降Pkp
32、a0.70.727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Ls maxm3/s0.02570.025732液相负荷下限Ls minm3/s0.00120.001233气相负荷下限Vs minm3/s2.402.7134操作弹性3.283.62七符号说明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；h
33、c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；h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；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；
34、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；u0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；液体在降液管内停留时间，s；粘度，mPas；密度， kg/m3；表面张力，mN/m；开孔率；下标max最大的；min最小的；1精馏段的；2提馏段的八参考文献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，20023.化工过程及
