f1浮阀精馏塔的设计(3万吨)

化工原理课程设计题目F1浮阀精馏塔的设计教学院化学与化工学院专业应用化工技术学号201430820103、05、12、25班级2014级（1）班学生姓名陈冰冰、陈行龙、韩林强、苑振国指导教师胡艳辉2016年6月13日目录化工原理课程设计任务书1第1章基础数据311组分的饱和蒸汽压312组分的液相密度413组分的表面张力414液体粘度415苯甲苯的摩尔定比容416苯甲苯的汽化潜热517苯甲苯汽液平衡数据5第2章设计方案的确定621概述622工艺流程及说明6第3章物料衡算及塔板数的确定731精馏塔的物料衡算732理论塔板数的求取7第4章塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算1041各种定性温度1042平均摩尔质量1043平均密度10第5章塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1351塔径1352溢流装置1453塔板布置1554开孔数和开孔率16第6章塔板上的流体力学验算1861气体通过筛板压降的验算1862雾沫夹带量的验算1963漏液的验算1964液泛的验算19第7章塔板负荷性能图2171液沫夹带线2172液泛线2173液相负荷上限线2274漏液线2275液相负荷下限线2276操作线与操作弹性2377作图23第8章塔的附属设备选型2681接管2682塔总体高度的计算27结束语29参考文献30符号说明31对设计过程的评述和有关问题的讨论32绪论1精馏及精馏流程精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的1获得馏出液塔顶的产品；2将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等；3脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备叫做精馏塔。精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔顶上部下降的回流液体汇合后逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却后被送出作为塔顶产品。根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。2精馏的分类按操作方式可分为间歇式和连续式，工业上大多数精馏过程都是采用连续稳定的操作过程中的精馏操作大多数是分离多组分溶液。多组分精馏的特点1能保证产品质量，满足工艺要求，生产能力大；2流程短，设备投资费用少；3耗能量低，收率高，操作费用低；4操作管理方便。3精馏操作的特点从上述对精馏过程的简单介绍可知，常见的精馏塔的两端分别为汽化成分的冷凝和液体的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，精馏操作又有如下特点1沸点升高精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。2物料的工艺特性精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。3节约能源精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。4塔板的类型与选择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，常用的错流式塔板有泡罩塔板、筛孔塔板和浮阀塔板。我们应用的是浮阀塔板，因为它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。它具有结构简单，制造方便，造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降故操作弹性大，因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。化工原理课程设计任务书一、课程设计题目F1型浮阀精馏塔的设计二、设计要求1、设计一座苯甲苯连续精馏塔，具体工艺参数如下原料苯的组成04原料处理量3万T/A产品要求（M/M）XD0998，XW0012、操作条件塔顶压力4KPA进料热状况泡点进料回流比自选单板压降07KPA全塔效率ET52加热方式间接蒸气加热冷凝方式全凝器，泡点回流年操作时数300天/每天24小时连续工作7200H3、塔板类型浮阀塔板（F1重阀）三、设计内容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、塔板工艺尺寸计算6、塔板的流体力学验算7、塔板的负荷性能图8、精馏塔接管尺寸计算9、绘制带控制点的生产工艺流程图2号图纸10、对设计过程的评述和有关问题的讨论四、设计说明书1、封面2、目录3、绪论4、工艺流程5、设备及操作条件6、塔工艺和设备设计计算7、塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算8、设计结果概览9、附录10、主要符号说明11、参考文献12、附图五、参考书目1、上海化学工业设计院，化工工艺设计手册2、贾绍义，柴诚敬化工原理课程设计M,天津天津大学出版社，20023、童景山流体的热物理性质M，中国石化出版社，19964、夏清，陈常贵化工原理M，天津大学出版社，20055、李功样，陈兰英，崔英德常用化工单元设备设计M，华南理工大学出版社，2003第1章基础数据11组分的饱和蒸汽压表111组分的饱和蒸汽压（KPA）IP温度/C80284188092096010001041081104苯101331135912759143721605217919199322211923305甲苯39994445065766566745383339393101312组分的液相密度13组分的表面张力表113组分的表面张力（MN/M）温度8090100110120苯MN/M21272066188517661649甲苯MN/M2169205919941841173114液体粘度表114液体粘度SMPA温度8090100110120苯MPAS03080279025502330215甲苯MPAS0311028602640254022815苯甲苯的摩尔定比热容表115苯甲苯的摩尔定比热容温度/C050100150苯KJ/（KMOLK）72789710481181甲苯KJ/（KMOLK）93311331310146616苯甲苯的汽化潜热表116苯甲苯的汽化潜热温度/C20406080100120苯KJ/KG431142004077394137933632甲苯KJ/KG41274021391037943671354217苯甲苯汽液平衡数据表217苯甲苯汽液平衡数据平衡温度T液相苯X气相苯Y平衡温度T液相苯X气相苯Y1105600000090115507551099110025088806007911087930711876365082510761501128652700857105051002088544750885102792003728440800912988425044283338509369713300507822590095995583505668111950980940940061980669709889269450667802199099619140500713800110001000第2章设计方案的确定21概述本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于该二元均相混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过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，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的122倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。本设计的目的是分离苯甲苯二元均相混合物，选用板式浮阀塔。22工艺流程确定及说明（1）塔板类型精馏塔的塔板类型有三种泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，操作弹性大，汽液接触时间长，因此塔板效率高。本设计采用板式浮阀塔。（2）加料方式本精馏塔加料选择泵直接加料，结构简单，安装方便，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。（3）进料状况本精馏塔选择泡点进料。4塔顶冷凝方式苯与甲苯不反应，且容易冷凝，故本精馏塔塔顶选择全凝器，用水冷凝。5回流方式本设计处理量大，所需塔板数多，塔较高，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。6进料状况加热方式可分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。本设计采用间接蒸汽加热（135），更有优势。第3章物料衡算及塔板数的确定31精馏塔的物料衡算311料液塔顶及塔底产品的摩尔分率已知苯的摩尔质量KMOLGMA/178甲苯的摩尔质量MB7814KG/KMOL原料液组成XF摩尔分数，下同XF04/7811/04/781106/92140440塔顶组成XD0998塔底组成XW001312平均摩尔质量MF7811044092140548569KG/KMOLMD7811099921400178138KG/KMOLMW7811002359214097651974KG/KMOL313料液及塔顶底产品的物料衡算依题给条件年处理量为3万吨/A,操作时间为7200H，有F03107/30024416667KG/H，取F0KG/H进料液F416647/9197445303KMOL/H全塔物料衡算DWFXFDXDWXW解得D19438KMOL/HW25592KMOL/H32理论塔板数的求取苯甲苯物系属于理想物系，可采用逐板计算法求取，步骤如下TN321苯和甲苯物系相对挥发度A与温度的关系322确定操作的回流比R及操作线方程相平衡常数的（相对挥发度）确定由图可知,塔顶的温度为98，塔底的温度为110，则452D36W02所以相平衡方程X41Y求最小回流比MINR以知泡点进料Q1,，0282；故有850EYEX5361249MINEDXY考虑到精馏段操作线离平衡线较近，由于通常回流比取最小回流比的1230倍，故取实际操作的回流比为最小回流比的26倍，即45361026MINR精馏塔的精馏段和提馏段的气、液相负荷。精馏段液相流量LRD23041943844785KMOL/H气相流量VR1D230411943864223KMOL/H提馏段液相流量LLF447854530390088KMOL/H气相流量VV64223KMOL/H求操作线方程精馏段方程302697011NDNNXRXY提馏段方程04797101MWMMXVXQFLY进料方程X046323用逐板计算法求理论塔板数表32逐板计算法算得气液相摩尔分数汇总表塔板气相摩尔分数X液相摩尔分数Y备注第1块塔板0980953第2块塔板09590907第3块塔板09210829第4块塔板08590717第5块塔板07700582第6块塔板06620443第7块塔板05550342第8块塔板046902690282进料第9块塔板04010218第10块塔板03230165第11块塔板02430118第12块塔板01680078第13块塔板01090049第14块塔板00630027第15块塔板003900130013002理论板数为15块，其中精馏段8块，提馏段7块（不包括再沸器）。324实际塔板数由液体粘度表1可知，精馏段和提馏段粘度的平均值为（02480261）/20255MPASL全塔效率估算304924020255550245049TLE实际塔板数521TPN精馏段提馏段（不包681TPE14527“2TPEN括再沸器）实际塔板数为NP161430块（不包括再沸器）第4章塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算41各种定性温度由苯甲苯汽液平衡数据表中的数据，采用内插法计算一下温度液相温度得977456FT80435D10935WT精馏段CM0982/4350769提馏段TN142平均摩尔质量（1）精馏段TM8909由苯甲苯汽液平衡数据表内差法可得588931X78303YKG/MOL15283978017830,MVM742559L（2）提馏段TN10355由内差法可得1663731685X2YKOLGVM/681396801783160MML724443平均密度431气相密度由气体理想状态方程可计算得，精馏段3/702153098314MKGRTMPMVVD提馏段3/967TNVVW432液相平均密度液相平均密度依下式计算，即BALLMA1（1）精馏段液相平均密度由,由内差法得CT0983/4KG苯3/9801MKG甲苯054817A892AX04521B3,KG/M2800981452MLDBAMLDA甲苯苯（2）提馏段液相平均密度由，查表12得CTN51033/678KG苯3/5678KG甲苯01451A92AX08651B3/92785678014MKGALFMBALFM甲苯苯433气、液相体积流率（1）精馏段的汽、液相体积留率为汽相体积流率SMVMMS/18230736584210液相体积留率SLMS/1068528036413034（2）提馏段的汽、液相体积留率为汽相体积留率HKMOLFQV/842101SMSVM/9736728403液相体积留率HKMOLQFL/45301472SSLM/1729836503第5章塔体及塔板主要工艺尺寸的计算51塔径511气、液相密度已知塔顶温度T80435第一块板X苯098X甲苯002048,9201甲苯苯YXAYKMOLMG/G27甲苯甲苯苯苯LXL/18甲苯甲苯苯苯321211/G3/XMXG3/69KGRTPML512气、液相体积流率精馏段的气、液相体积流率为已知D4368M3/HLF16003M3/HVLD20371M3/HSMVMMS/182076584210LS/63334513空塔气速根据文献塔板间距取HT03M，板上液层高度HL003M，则HT3HL027M用SMITH法求取允许的空塔气速，式中，C20可由3MAXU3MAXUGL史密斯关联图得,横标的数值为3FPLS/VSL/G055068104/0182381388/26920500424查SMITH通用关联图得C20006又已知01196T30826T80435。C所以2120负荷因子CC20/200200690069813882692/269205120M/SMAXUGLC取安全系数为07，则空塔气速为U0707120084M/SMAX514塔径精馏段的塔径D4VS/U050499M圆整取D05M塔截面积SAVUMDTGT/8370196432校准系数符合要求52溢流装置521溢流形式采用单溢流型的弓形降液管，平形受液盘，平顶方形溢流堰。且不没进口内堰。（1）单溢流LW0608D，系数取08，则溢流堰长M408508DLW（2），取平直堰，OWH液流收缩，故，则E100堰上液流高度用弗朗西斯（FRANCIS公式计算OWH3MLEHWOW02740611084210842323HO7522弓形降液管宽度和液体在降液管内的停留时间DW根据,差得弓形降液管的参数DL/350DMDD08102TFA2221965785MAT则0TFA液体在降液管内的停留时间（中度发泡系统）SLHSTF56704312523降液管的底隙高度H2一般不宜小于2025MM，以免太小使得塔板筛孔被铁屑堵塞或因安装0H偏差使液体流动不畅从而引起液泛。2/0ULWS2为液体通过降液管底部时的流速通常取值00504M/S，一般取/04M/S。本公式中取值为005M/S/0U则MMLHWS2502054/053塔板布置531塔板布置塔板分布塔板采用分块式，分为3块板。MD80边缘区宽度与安定区宽度CWS边缘区宽度对于塔径25M以下的取MWC052安定区宽度外堰安定区一般取70100MMMWS0752532开孔区面积AA32122122M037095SIN0809595SINRXXRA式中M7/SDWDXM20520CR54开孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，M5ODM3且取。故孔心距。03/ODT153T每层塔板的开孔数（孔）24150371823/AAN每层塔板的开孔面积220MAO每层塔板的开孔率（应在，故满2139720DT15足要求）气体通过筛孔的孔速2M/S4037/19/OSOAVU表51浮阀塔塔设计数据汇总项目精馏段提馏段塔的有效高度M613538实际塔板数1513塔径M0505板间距M0303溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形堰长M040040降液管底隙高度M003250020浮阀孔径M00390039浮阀数目188188开孔率101101气相负荷上限M3/S19185气相负荷下限M3/S068067操作弹性279276第6章塔板的流体力学验算61气体通过筛板压降的验算611气体通过干板的压降CH3ECFH干板压降220015ALGCAUH筛孔气速筛孔气体流量系数气相，液相密度0UCLG,筛孔面积，开孔区面积AA,0因为数值极小趋近与零，故式中孔流系数201ALGCUH0251由查得出OC673/5DO80OCM712032541012LGOCUH612气体通过液层的阻力2动能因数1768247025410GUF查表得有效液层阻力38EH613气体克服液体表面张力产生的压降H2MDHL30109506873912484614气体通过筛板的压降（单板压降）和FHFP2M742ECFH07KPA058PA3258081903FLGP（满足单板压降小于07KPA的工艺要求）62雾沫夹带量的验算有效塔截面气体速度2SMAVUFTSA/83502650439要求）192137057223FTAVHHE00336KG液/KG气01KG液/KG气式中，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹MHLF150625带。63漏液的验算漏液点的气速OMU2M/S51890923/687109061305624/3GLLOOMHCU筛板的稳定性系数（不会产生过545189OMUK量液漏），使塔满足有较大的弹性。64液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度WTDHH泡沫层相对密度易起泡介于03044一般物质05不易起泡介于0607由于，所以DLFDHHM10521024015301530432HLHWSD液相流量底部堰长SLWL取05M1420520679504DLFDHHDWTHO33即满足，故不会产生液泛。TDHH第7章塔板负荷性能图71液沫夹带线由23N05FTLVHHUE式中，21M017026019SSFTSNVVAVU3223332071859气/液101802347855LVKGEVELHHSVSSVSOWLF72液泛线DOWFWTHHH323233214061084084SSWSOWLLLEH22208698730151SSLGCVCUH32327150910SSOWELLHH232864SSECFV2320659010151530SWSDLLHLH3223879632SSSSLV40941750V73液相负荷上限线液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35S，液体降液管内停留时间介于35S。以作为液体降液管内停留时间的下限，则STFLHAS5SMAHFTS/106033MAX,74漏液线由0MIN,IN,332I,09268711502631056784AVULSOSO32153SOWLLH可得MIN,0IN,UVS322M7851SL75液相负荷下限线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06OWH线为气相流量无关的竖直线。SMLHSSOW/10764513MIN,3276操作线与操作弹性精馏段操作液气比861350/182/SLV馏段操作液气比04790将精馏段与提馏段的各条性能曲线画于坐标系中，如下图所示，由图可知，各操作点均在有效范围内。77作图由以上线作图如下，图1精馏段负荷性能图精馏段负荷性能图0051152253354000050010015LSM3/SVSM3/S雾沫夹带线漏液线液泛线液相负荷上限液相负荷下限线性液相负荷下限线性雾沫夹带线线性液泛线线性漏液线线性液相负荷上限图2提馏段负荷性能图提馏段负荷性能图0051152253354000050010015LSM3/SVSM3/S雾沫夹带线漏液线液泛线液相负荷上限液相负荷下限线性液相负荷下限线性液泛线线性漏液线线性液相负荷上限线性雾沫夹带线由塔板负荷性能图可看出精馏段气相负荷上限，气相负荷下限3,19/SMAXVS3,068/SMINVMS提馏段气相负荷上限，气相负荷下限3,85/SAXMS3,067/SMINVMS所以精馏段的操作弹性，提馏段操作弹性19270681852760表1精馏塔的设计计算结果汇总一览表第8章塔的附属设备及选型计算结果项目符号单位精馏段提馏段平均压力MPKPA10951172平均温度T896511405气相SVM/S03980413平均流量液相LM/S0000874000222实际塔板数PN块1513板间距THMM300300塔段的有效高度ZM613538塔径DM0505空塔气速UMS084084塔板液流形式单流型单流型溢流管形式弓形弓形堰长M040040堰高M00030003溢流堰宽度M溢流装置底隙高度M0021800458板上清液层高度LHM003003孔径0DMM55孔间距TMM1515孔数N个154154开孔面积0A0003700037筛孔气速UM/S5154151541塔板压降FHKPA5656液体降液管停留时间S55降液管内清液层高度DHM01420142雾沫夹带EVKG液/KG气0101负荷上限液泛控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最小负荷MAXSM/S068067气相最大负荷M/S19185操作弹性27927681接管811进料管6进料管的要求很多，有直管进料管、弯管进料管、丁型进料管。本设计采用直管进料管，管径如下取U16M/S，977456CTF3/975MKGF049257956018,FFFSML3M/S故取的热扎无缝钢管MUDFS14,7812回流管采用直管回流管，取M/S2RMULDRDSW017914305684,故取的热扎无缝钢管M5327813塔釜出料管取M/S,直管出料10935，61WUTW3/9278MKGLWMULDMWWM0291614370143985故取的热扎无缝钢管52814塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速U30M/S,提馏段3/702MKGVDMSVMSM/1870236584103MUVDS08793142故取的热扎无缝钢管M0815塔釜进气管采用直管，取气速U30M/S,HKMOLFQDRV/84211/UDSMVWM08763146095734/3故取的热扎无缝钢管182塔总体高度的计算8821塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度H是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，一般D取1015M，取塔顶部空间高度为10M。822塔的底部空间高度塔的底部空间高度HB是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5MIN，取塔底高度为121M。823塔的封头及裙底塔的封头取标准型封头A/B2，A025,B0125，则H封0125M塔的裙底取H裙081M。824塔的总有效高度ZH有效H（N2S）HTSHTHFHBDM510216030281825塔总体高度H有效H封H裙1151012508112445M826塔的人孔在查询文献的基础上，可知人孔直径一般为450550MM,凡设有人孔的5上下两塔板间的间距应该等于或大于600MM，可取600MM。苯甲苯物系属于易清洗物料，则每隔810块塔板开一个人孔，则人孔数S3结束语经过几周的努力，课程设计终于完成了。在此，我再次对那些在课程设计过程中帮助过我的所有老师和同学们表示深深的感谢。作为一名化工专业的学生，我觉得能做这样的课程设计是十分有意义的。在已度过的两年大学生活里我们大多数接触的是专业基础课。我们在课堂上掌握的仅仅是专业基础课的理论面，如何去面对现实中的各种化工设备的机械设计如何把我们所学到的专业基础理论知识用到实践中去呢我想做类似的大作业就为我们提供了良好的实践平台。在做本次课程设计的过程中，我感触最深的当属查阅了很多次设计书和指导书。为了让自己的设计更加完善，更加符合工程标准，一次次翻阅机械设计书是十分必要的，同时也是必不可少的。我们做的是课程设计，而不是艺术家的设计。艺术家可以抛开实际，尽情在幻想的世界里翱翔，我们是工程师，一切都要有据可依有理可寻，不切实际的构想永远只能是构想，永远无法升级为设计。通过本次课程设计，提高了我们分析问题，解决问题，理论联系实际，独立思考问题等能力。本次课程设计的结果是全组成员很多天同心协力的结果。不同的分工使得我们遇到不同的困境，然而在小组成员积极的探讨之下，我们解决了一个又一个的问题。这次的课程设计不仅使我们加深了对化工原理课程中的一些精馏知识的理解，懂得了学以致用，同时，在查阅资料的同时也丰富了课外知识，为以后的毕业设计和工作打下了坚实的基础。在这个过程中，我学到了很多知识如ORIGIN作图、查阅文献资料、WORD排版、CAD制图等，这对我们的以后的发展更为有益，比如为即将面临的毕业论文、考研或毕业后的工作打下坚实的基础。对于那些在设计过程中帮助过我的所有老师和同学，我再一次的表示真挚的感谢。谢谢参考文献1国家医药管理局上海医药设计院，化工工艺设计手册（第二版），化学工业出版社，20022李功样，陈兰英，崔英德常用化工单元设备设计M，华南理工大学出版社，20033贾绍义，柴诚敬化工原理课程设计M,天津天津大学出版社，20024童景山流体的热物理性质M，中国石化出版社，19965李功样，陈兰英，崔英德常用化工单元设备设计M，华南理工大学出版社，20036夏清，陈常贵化工原理M，天津大学出版社，20057谭天恩、窦梅等编化工原理（第四版）上下册北京化学工业出版社20068王瑶，张晓冬化工单元过程及设备课程设计M，化学工业出版社，20139刘俊吉，周亚平等编物理化学上册天津大学物理化学教研室北京高等教育出版社，2009符号说明AA塔板开孔区面积,M2；AF降液管截面积,M2；A0筛孔总面积,M2；AT塔截面积,M2；C0流量系数,无因次；C计算UMAX时的负荷系数,M/SCS气相负荷因子,M/S；D填料直径,MD0筛孔直径,M；D塔径,M；EV液体夹带量,KG（液）/KG（气）；ET总板效率,无因次；F气相动能因子,KG1/2/SM1/2）；F0筛孔气相动能因子，KG1/2/SM1/2；G重力加速度,981M/S2；H填料层分段高度,M；H1进口堰与降液管间的水平距离,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；HF塔板上鼓泡层高度,M；H1与板上液层阻力相当的液柱高度,M；HL板上清液层高度,M；H0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,W进口堰高度,M；H与阻力表面张力的压降相当的液柱高度；H板式塔高度,M；HD降液管内清液层高度,M；HD塔顶空间高度,M；HF进料板处塔板间距,M；HP人孔处塔板间距,M；HT塔板间距,M；LW堰长,M；LH液体体积流量,M3/H；LS液体体积流量,M