F1浮阀精馏塔的设计(3万吨)(共41页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上化工原理课 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：3、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 专心-专注-专业目录化工原理1.5苯-甲苯的摩尔定比容.41.6苯-甲苯的汽化潜热.51.7苯-甲苯汽液平衡数据.5 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

2、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，

3、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

4、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

5、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

6、数如下：原料苯的组成： 0.4原料处理量：3万t/a 产品要求（m/m） ：xD = 0.998， xW=0.012、 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：0.7kPa 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 7200 h3、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

7、 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，2002 3、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1.1

8、 组分的饱和蒸汽压表11.1组分的饱和蒸汽压（kpa） 温度 /80.284.188.092.096.0100.0104108110.4苯101.33113.59127.59143.72160.52179.19199.32221.19233.05甲苯39.9944.450.657.665.6674.5383.3393.93101.31.2 组分的液相密度1.3 组分的表面张力表11.3组分的表面张力（mN/m）温度8090100110120苯mN/m21.2720.6618.8517.6616.49甲苯mN/m21.6920.5919.9418.4117.311.4 液体粘度表11.4液体粘度

9、温度 8090100110120苯mPa.s0.3080.2790.2550.2330.215甲苯mPa.s0.3110.2860.2640.2540.2281.5苯-甲苯的摩尔定比热容表11.5苯-甲苯的摩尔定比热容 温度 /050100150苯kJ/（kmol.k）72.789.7104.8118.1甲苯 kJ/（kmol.k）93.3113.3131.0146.61.6苯-甲苯的汽化潜热表11.6苯-甲苯的汽化潜热温度 /20406080100120苯 kJ/kg431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯 kJ/kg412.7402.1391.0379.4367.1

10、354.21.7苯-甲苯汽液平衡数据表21.7 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y110.560.000.0090.1155.075.5109.911.002.5088.8060.079.1108.793.07.1187.6365.082.5107.615.011.286.5270.085.7105.0510.020.885.4475.088.5102.7920.037.284.4080.091.298.8425.044.283.3385.093.697.1330.050.782.2590.095.995.5835.056.681.1195.098

11、.094.0940.061.980.6697.098.892.6945.066.780.2199.099.6191.4050.071.380.01100.0100.0第2章 设计方案的确定2.1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1.22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

12、，选用板式浮阀塔。2.2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

13、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3.1 精馏塔的物料衡算3.1.1料液塔顶及塔底产品的摩尔分率 已知 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 MB=78.14Kg/kmol 原料液组成XF (摩尔分数，下同)XF=(0.4 /78.11)/(0.4 /78.11+0.6/92.14)=0.440 塔顶组成 XD= 0.998 塔底组成 XW= 0.013.1.2平均摩尔质量MF=78.110.440+92.140.54=85.69Kg/kmolMD=78.110.99+92.140.01=78.138Kg/kmolMw=78.110.02

14、35+92.140.9765=1.974kg/kmol3.1.3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：F0=3107/30024=4166.67kg/h，取F0= kg/h进料液：F=4166.47/91.974=45.303kmol/h全塔物料衡算：F XF=D XD+W XW解得：D=19.438kmol/h W=25.592kmol/h3.2 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：3.2.1苯和甲苯物系相对挥发度a与温度的关系 3.2.2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

15、图可知,塔顶的温度为98，塔底的温度为110，则： 所以相平衡方程： 求最小回流比 以知泡点进料q=1 , ， =0.282； 故有： 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1.2-3.0 倍，故取实际操作的回流比为最小回流比的2.6倍，即： 精馏塔的精馏段和提馏段的气、液相负荷。 精馏段： 液相流量： L=RD=2.30419.438=44.785kmol/h 气相流量： V=(R+1)D=(2.304+1)19.438=64.223kmol/h 提馏段：液相流量： L=L+F=44.785+45.303=90.088kmol/h 气相流量： V=V=64.223kmo

16、l/h 求操作线方程 精馏段方程： 提馏段方程： 进料方程：X=0.463.2.3 用逐板计算法求理论塔板数：表3.2 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0.980.953第2块塔板0.9590.907第3块塔板0.9210.829第4块塔板0.8590.717第5块塔板0.7700.582第6块塔板0.6620.443第7块塔板0.5550.342第8块塔板0.4690.2690.282进料第9块塔板0.4010.218第10块塔板0.3230.165第11块塔板0.2430.118 第12块塔板0.1680.078 第13块塔板0.1090.0

17、49 第14块塔板0.0630.027 第15块塔板0.0390.0130.0130.02 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）。3.2.4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： =（0.248+0.261）/2=0.255mPas 全塔效率估算3: =0.49(2.4020.255) =55% 实际塔板数 精馏段： 提馏段：（不包括再沸器） 实际塔板数为Np=16+14=30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4.1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97.7456 80

18、.435 109.35 精馏段 ： 提馏段 ：4.2平均摩尔质量 （1）精馏段：tm =89.09 由苯-甲苯汽液平衡数据表内差法可得=58.893% =78.303% （2）提馏段：tn =103.55 由内差法可得=16.637% =31.685% 4.3平均密度4.3.1气相密度 由气体理想状态方程可计算得， 精馏段： 提馏段：4.3.2液相平均密度 液相平均密度依下式计算，即： （1）精馏段液相平均密度： 由,由内差法得： =0.548 =0.452 （2） 提馏段液相平均密度 由，查表1.2得： =0.145 =0.865 4.3.3气、液相体积流率 （1）精馏段的汽、液相体积留率为

19、 汽相体积流率： 液相体积留率： （2）提馏段的汽、液相体积留率为： 汽相体积留率： 液相体积留率： 第5章 塔体及塔板主要工艺尺寸的计算5.1 塔径 5.1.1 气、液相密度 已知塔顶温度T=80.435 第一块板X苯=0.98 X甲苯=0.02 5.1.2气、液相体积流率 精馏段的气、液相体积流率为：已知D=4.368m3/h L=F=16.003m3/h V=L+D=20.371m3/h 5.1.3空塔气速 根据文献塔板间距取HT =0.3m，板上液层高度hL = 0.03m，则： HT-hL=0.27m 用Smith法求取允许的空塔气速，式中，C20可由史密斯关联图得,横标的数值为：

20、FP= (LS/Vs)(L/G)0.5 =(5.068*10-4/0.1823) * (813.88/2.692)0.5 =0.0424 查Smith通用关联图得C20 =0.06又已知=-0.1196T+30.826 T=80.435。c 所以=21.20 负荷因子C=C20(/20)0.2=0.069 =0.069(813.88-2.692)/2.6920.5=1.20m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为 u=0.7=0.71.20=0.84m/s5.1.4塔径 精馏段的塔径D=(4VS/ u)0.5=0.499m 圆整取D=0.5m塔截面积： 校准系数： 符合要求5.2 溢流装置5.

21、2.1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Lw=(0.6-0.8)D，系数取0.8，则溢流堰长 （2），取平直堰， 液流收缩，故， 则E=1.00 堰上液流高度用弗朗西斯（Francis)公式计算 5.2.2 弓形降液管宽度和液体在降液管内的停留时间 根据,差得弓形降液管的参数 则 液体在降液管内的停留时间 （中度发泡系统） 5.2.3降液管的底隙高度一般不宜小于20-25mm，以免太小使得塔板筛孔被铁屑堵塞或因安装偏差使液体流动不畅从而引起液泛。 为液体通过降液管底部时的流速通常取值0.05-0.4m/s，一般取0.4m/s。本公式中

22、取值为0.05m/s则 5.3 塔板布置5.3.1塔板布置 塔板分布 塔板采用分块式，分为3块板。 边缘区宽度与安定区宽度 边缘区宽度：对于塔径2.5m以下的取 安定区宽度：外堰安定区一般取70-100mm 5.3.2开孔区面积 式中： 5.4 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，且取。故孔心距。每层塔板的开孔数（孔）每层塔板的开孔面积每层塔板的开孔率（应在，故满足要求）气体通过筛孔的孔速表5.1 浮阀塔塔设计数据汇总项目精馏段提馏段塔的有效高度m6.135.38实际塔板数1513塔径m0.50.5板间距m0.30.3溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形堰长m0

23、.400.40降液管底隙高度m0.03250.020浮阀孔径m0.0390.039浮阀数目188188开孔率%10.110.1气相负荷上限m3/s1.91.85气相负荷下限m3/s0.680.67操作弹性2.792.76第6章 塔板的流体力学验算6.1 气体通过筛板压降的验算 6.1.1 气体通过干板的压降 干板压降 -筛孔气速 -筛孔气体流量系数 -气相，液相密度 -筛孔面积，开孔区面积 因为数值极小趋近与零，故式中孔流系数 由查得出6.1.2 气体通过液层的阻力 动能因数 查表得有效液层阻力6.1.3 气体克服液体表面张力产生的压降 6.1.4 气体通过筛板的压降（单板压降）和 （ 满足单

24、板压降小于0.7Kpa的工艺要求）6.2 雾沫夹带量的验算 有效塔截面气体速度 =0.0336kg液/kg气0.1kg液/kg气 式中：，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。6.3漏液的验算 漏液点的气速 筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏），使 塔满足有较大的弹性。6.4 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 -泡沫层相对密度：易起泡 介于0.3-0.4 一般物质 =0.5 不易起泡 介于0.6-0.7 由于，所以 -液相流量 -底部堰长 取0.5 即满足，故不会产生液泛。第7章 塔板负荷性能图7.1 液沫夹带线 由 式中， 7.2 液泛线 7.3 液相负荷上限线液体的

25、最大流量应保证降液管中停留时间不低于3-5s，液体降液管内停留时间 介于3-5s。以作为液体降液管内停留时间的下限，则：7.4 漏液线 由 可得： 7.5 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，该线为气相流量无关的竖直线。 7.6操作线与操作弹性 精馏段操作液气比 馏段操作液气比 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。7.7作图由以上线作图如下，图1 精馏段负荷性能图 图2 提馏段负荷性能图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：提馏段气相负荷上限：，气相负荷下限：所以精馏段的操作弹性= ，

26、提馏段操作弹性= 表1 精馏塔的设计计算结果汇总一览表项目符号单位计算结果精馏段提馏段平均压力Kpa109.5117.2平均温度89.65 114.05平均流量气相m/s0.3980.413液相m/s0.0.00222实际塔板数块1513板间距mm300300塔段的有效高度ZM6.135.38塔径DM0.50.5空塔气速ums0.840.84塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管形式弓形弓形堰长M0.400.40堰高M0.0030.003溢流堰宽度M底隙高度M0.02180.0458板上清液层高度M0.030.03孔径mm55孔间距tmm1515孔数n个154 154开孔面积0.00370.0

27、037筛孔气速m/s51.54151.541塔板压降Kpa5.65.6液体降液管停留时间S55降液管内清液层高度M0.1420.142雾沫夹带eVkg液/kg气0.10.1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m/s0.680.67气相最大负荷m/s1.9 1.85操作弹性2.792.76第8章 塔的附属设备及选型8.1 接管8.1.1 进料管 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u=1.6m/s ，=97.7456C 故 取的热扎无缝钢管8.1.2 回流管 采用直管回流管，取 m/s 故取的热扎无缝钢管8.1

28、.3 塔釜出料管 取 m/s,直管出料=109.35， ， 故取的热扎无缝钢管8.1.4 塔顶蒸汽出料管 直管出气，取出口气速：u=30m/s,提馏段： 故取 的热扎无缝钢管8.1.5 塔釜进气管 采用直管，取气速u=30m/s, 故取 的热扎无缝钢管8.2 塔总体高度的计算8.2.1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，一般取1.0-1.5m，取塔顶部空间高度为1.0m。8.2.2 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5 min，取塔底高度为1.21m。8.2.3 塔的封头及裙底 塔的封头取标准型封

29、头a/b=2，a=0.25,b=0.125，则H封=0.125m塔的裙底取H裙=0.81m。8.2.4塔的总有效高度Z=H有效= H+（N-2-S）HT+SHT+HF+HB8.2.5塔总体高度 H有效+H封+H裙=11.51+0.125+0.81=12.445m8.2.6塔的人孔在查询文献的基础上，可知人孔直径一般为450-550mm,凡设有人孔的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8-10块塔板开一个人孔，则人孔数S=3. 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

30、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，

31、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

32、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

33、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,9.81m/ 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； h