乙醇_水精馏塔设计说明

1、H人孔处塔板间距mTH塔板间距mTl堰长mWLs液体体积流量m3/sN阀孔数目P操作压力KPaP-压力降KPaPp-气体通过每层筛的压降KPaNT理论板层数u空塔气速m/sV 气体体积流量m3/ssW边缘无效区宽度mcWd弓形降液管宽度mdW破沫区宽度ms希腊字母0液体在降液管内停留的时间su粘度mPa.sP密度kg/m3。表面张力N/m©开孔率无因次X'质量分率无因次下标Max最大的Min最小的L液相的V 气相的m精馏段n提馏段D塔顶F进料板W塔釜符号说明：英文字母Aa塔板的开孔区面积，m2Af降液管的截面积,m2AT塔的截面积mTC负荷因子无因次C表面张力为20mN/m的

2、负荷因子20d阀孔直径oD塔径e液沫夹带量kg液/kg气VET总板效率TR回流比R最小回流比minM平均摩尔质量kg/kmolt平均温度°Cmg重力加速度9.81m/s2F阀孔气相动能因子kgi/2/(s.mi/2)hl进口堰与降液管间的水平距离mhc与干板压降相当的液柱高度mchf塔板上鼓层高度mhL板上清液层高度mh1与板上液层阻力相当的液注高度mho降液管底隙高度mhow堰上液层高度mowh溢流堰高度mWhP与克服表面张力的压降相当的液注高度mH浮阀塔高度mHB塔底空间高度mHd降液管内清液层高度mdHD塔顶空间高度mHF进料板处塔板间距mF一、概述乙醇水是工业上最常见的溶剂，

3、也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇'水体系的精馏设备是非常重要的。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元

4、操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。1.1 设计依据本设计依据于教科书理论及查阅教参文献为设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。1.2 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。1.3 设计任务及要求原料：乙醇水溶液年产量50000吨乙醇含量：42%（质量分数）料液初温：45°C设计要求：塔顶乙醇含量为90%（质量分数）塔釜乙醇含量不大于0.5%（质量分数）物性附表：表一：乙醇水汽液平衡数据摩尔分数X摩尔分数yT/C摩尔分数X摩尔分数yT/C0.000.00100

5、0.26080.01900.170095.50.32730.07210.389189.00.39650.09660.437586.70.50790.12380.470485.30.51980.16610.508984.10.57320.23370.544582.70.6763表二：塔板间距与塔径的关系塔径D/m4.0板间距ht2003002503503004503506004006001.4方案选择塔型选择：根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为6944kg/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低

6、生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。操作压力：由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压其中塔顶压强为：OkPa（表压）饱和蒸汽压力：0.25MPa（表压）进料状态：虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料加热方式：精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分，水由

7、塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。1.5 厂址厂址位于宁夏地区宁夏地区大气压为：二、工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数原料液的摩尔组成：nCHCH：OHn+nCHCHOHHO322同理可得：X=0.7788原料液的平均摩尔质量mCHCHfH/(MCHCHOH32MCH3CH2OHX=0.0016Wm1-m424258CHCH2OH+CH3CH2OH)=/(+)=0.2207M464618H2O.专业.整理

8、.M=XM+(1-X)M二0.2207x46+(1-0.2207)x18二24.18kg/kmolFFCH3CH2OHFH2O同理可得：M=39.81kg/KmolM=18.04kg/KmolDW45°C下，原料液中：P=971Kg/m3,p=735Kg/m3H2OCH3CH2OH由相平衡方程式y=ax1+(a1)x可得a=y(x1)x(y1)由此可查得塔顶、塔底混合物的沸点，详见表三表三：原料液、馏出液与釜液的流量与温度名称料液（X）F馏出液（X）D釜液（X）WX/%42900.4X（摩尔分数）0.22070.77880.0016摩尔质量（Kg/Kmol）24.1839.8118.

9、04沸点温度t/C82.9778.6299.622.1相对挥发度的计算及操作回流比的确定2.1.1相对挥发度的计算根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得（表一）：y=x1y=0.5376,XFxW因此可以求得：=0.7788,x=0.7427（塔顶第一块板）D1=0.2207F=0.0016,y=0.0143（塔釜）Wa=1.219,a=4.105,a=9.0531FW全塔的相对平均挥发度：a=Jaaa=J1.219x4.105x9.053=3.56m1FW2.2.2最小回流比及操作回流比的确定当进料为饱和液体时：R=-笃-mina-1xmFa（1-x）10.77883.56x（1-0.7788）

10、1-0.5376mD-=0.71-y3.5610.2207F，则R=0.241.4optminR=(1.22)Ropt取R=1.12.3 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算2.3.1以年工作日为300天，每天开车24h计算，进料量F=詐并=漪曲h由全塔的物料衡算方程可写出：V+F=D+W,y=000Vy+F=D+W00XFXDXWW=L=L+qF=RD+qF,q=1（泡点）则可得：D=80.6kmol/h,W=375.9kmol/h,V=169.3kmol/h02.3.2全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：由汽液平衡数据查得组成X=0.2207的乙醇一水溶液泡点温度为82.97&#

11、176;C，在平均温F度(82.97+45)/2=64C下，由附录查得乙醇与水的相关物性如下：乙醇的汽化潜热：rA=1000kJ/kg水的汽化潜热：r=2499kJ/kgB则可得平均汽化潜热：r=rx+rx=1000x0.2207+2499x(10.2207)=2168kJ/kgAABB精馏段：V=(R+1)D则塔顶蒸汽全部冷凝为泡点液体时，冷凝液的热负荷为Q=Vr=(R+1)Dr=(1.1+1)x80.6x39.81x2168=1.4608x107kJ/hC取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为20°C和30°C则平均温度下的比热C=4.182kJ/kg。c，于是冷凝水

12、用量可求得：QW二cCC(t-t)211.4608x1074.182x(30-20)二349306kg/h2.3.3 热能利用以釜残液对预热原料，则将原料加热至泡点所需的热量Q可记为：F8297+45Q=WC(t-1),其中t=63.98C，在进出预热器的平均温度以及FFFF2F1Fm2t二63.98C的情况下可以查得比热C=4.188kJ/kg°C,所以：50000x103Q=f300x24Fmx4.188x(82.97-45)=1.104x106kJ/h釜残液放出的热量：Q=wC(t-1)WWW1W299.62+55_那么平均温度t=77.3CWm2查其比热为C=4.19kJ/k

13、g°C，因此WQ=422.54x18.04x4.19x(99.62-55)=1.425x106kJ/hW可知，Q>Q，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点WF2.4 理论塔板层数的确定由上述计算可知x=0.2207,x=0.778&x=0.0016;R=1.1,q=1.FDW按平衡数据可得平衡曲线如图所示，在对角线上找到a点，该点横坐标为x=0.7788。Dx0.7788由精馏段操作曲线截距万牛=0.371，找出b点，连接ab即为精馏段操作曲线;R+11.1+1以对角线上f点(x=0.2207)为起点，因为q=l,所以作x=0.2207与ab的交点为d,FF由x=0.

14、0016在对角线上确定点c,连接c、d两点可得提馏段操作线，从a点起在平衡W线与操作线之间作阶梯，求出总理论板数，由图可知所需总理论板数为19块，第15块板加料，精馏段需板14块板，提馏段需5块板。2.5 全塔效率的估算用奥康奈尔法(O'conenell)对全塔效率进行估算：a=、.aaa=冒'1.219x4.105x9.053=3.56m1FW全塔的平均温度：t+1+1t=-DFWm378.43+82.97+99.623=87°C在温度tm=0.326mPS，卩=0.388mPSa乙醇a因为='X-匕所以可得:r=0.2207x0.388+(10.2207)

15、x0.326=0.339mPSLFa全塔液体的平均粘度：r=(r+r+r)/3=(0.339+0.388+0.326)/3=0.351LmLFLDLW全塔效率E=0.49(qr)-0.245=0.49x(3.56x0.351)-0245=46.4%TL2.6 实际塔板数NPN=N=-!=41块(含塔釜)pE0.464T其中，精馏段的塔板数为：14/0.464=32三、精馏段的工艺条件3.1 操作压力塔顶操作压力P=P=101.325kPaD表每层塔板压降AP=0.7kPa塔釜操作压降P=P+0.7x41=101.325+0.7x41=130.025kPaWD进料板压降P=P+0.7x32=10

16、1.325+0.7x32=123.725kPaFD精馏段平均压降P=(P+P)/2=(101.325+123.725)/2=112.525kPamDF提馏段平均压降P=(P+P)/2=(123.725+130.025)/2=126.875kPanFW3.2 操作温度由乙醇-水体系的相平衡数据可以得到：塔顶温度t=78.43CD进料板温度t=82.97CF塔釜温度t=99.62CW精馏段平均温度t=(78.43+82.97)/2=80.7Cm提馏段平均温度t=（82.97+99.62）/2=91.29°Cn233.05+38.79M=35.92kg/kmolVm气相平均摩尔质量：2=1

17、8.4+33.05=25.73kg/kmol气相平均摩尔质量：MVn3.3 平均摩尔质量及平均密度位置进料板塔顶（第一块板）质量分数x, =0.42Fy,=0.748Fy,=x,=0.91Dx,=0.8811摩尔分数x=0.2207Fy=0.5376Fy=x=0.77881Dx=0.74271摩尔质量（kg/kmol）M=24.18LfM=33.05VFM=39.81LDM=38.79VD液相平均摩尔质量：3.3.1平均摩尔质量精馏段整理精馏段的已知数据列于下表，由表可得：M=24.18+39.81=31.99kg/kmolLm位置进料板塔釜质量分数x, =0.42Fy,=0.748Fx, =

18、0.004Wy,=0.0357W摩尔分数x=0.2207Fy=0.5376Fx=0.0016Wy=0.0143W摩尔质量（kg/kmol）M=24.18LfM=33.05VFM=18.04LWM=18.4VW液相平均摩尔质量：同理可得提馏段M=18.0424.18=21.11kg/kmolLn3.3.2 平均密度精馏段1）在平均温度下查得：p=971.3kg/m3,p=734kg/m3水乙醇x,1-x,Lm-+Lm-pp乙醇水1液相平均密度为：=pLm其中，平均质量分数x,=Lm0.42+0.881c=0.6512所以，p=802kg/m3Lm（2）气相平均密度由理想气体状态方程计算，即PM1

19、12.525x35.92/pmVm=1.37kg/m3VmRt8.314x（80.7+273.15）m同理可得提馏段p901kg/m3LnPM126.875x25.73pVn1.08kg/m3vnrt8.314x（91.29+273.15）n3.3.3 液体平均表面张力的计算（1）塔顶液相平均表面张力的计算当乙醇的质量分数为90%时，查得图乙醇-水混合液的表面张力（25°C）可得G25.aX10-3"/m，且乙醇的临界温度为243C，水的临界温度为374-2C，则混合液体的临界温度为：T工xT0.7788x243+0.2212x374.2271.8CmCDiiC将混合液体的

20、临界温度代入可得/TT278.1-78.43xtD-25C(mCDD-)1.2()1.20.7523N/mT-T278.1-25mCD25C解得：c0.1678N/mtD（2）进料板液相平均表面张力的计算当乙醇的质量分数为42%时，查得图乙醇-水混合液的表面张力（25C）可得c26.5x10-3N/m，且乙醇的临界温度为243C，水的临界温度为374.2C，则混合25C液体的临界温度为：T工xT0.2207x243+0.7793x374.2345.2CmCFiiC将混合液体的临界温度代入可得c（T-T）（345.2-82.9707q69“/宀（mCF）1.2（）1.20.7869N/mcT-T

21、345.2-2525CmCF25C解得：c0.2085N/mtF（3）塔釜液相平均表面张力的计算当乙醇的质量分数为0.5%时，查得图乙醇-水混合液的表面张力（25C）可得"25.二613X10-3N/m，且乙醇的临界温度为243°C,水的临界温度为374.2°C,则混合液体的临界温度为：T=2xT=0.0016x243+0.9984x374.2二373.9CmCWiiC将混合液体的临界温度代入可得tW25CmCW25C(393.9-99.62393.9-25)1.2=0.7625N/m解得：atw=04674N/m所以，精馏段液相平均表面张力：a=(0.1678+

22、0.2085)/2=18.82x10-3N/mLm提馏段液相平均表面张力：a=(0.2085+0.4674)/2=33.79x10-3N/mLn四、塔体工艺尺寸计算4.1 塔径的计算4.1.1 精馏段、提馏段的气液相负荷精馏段的汽液相负荷：L=RD=1.1x80.6=88.66kmol/hLM88.66x31.99L=Lm=3.54m3/h=0.00098m3/smpLmV =(R+1)D=(1.1+1)x80.6=169.26kmol/h“VM169.26x35.92.38,V =vm=4438m3/h=1.233m3/smpLn提馏段的汽液相负荷：8021.37L=L+qF=RD+F=1.

23、1x80.6+287.2=375.86kmol/hLM375.86x21.11_7_._/L=Ln=8.81m3/h=0.00245m3/snp901LnV=V一(1-q)F=V=169.26kmol/h,q=1vVMV=VnnpVn169.26X25.73=4032m3/h=1.120m3/s1.08塔径计算（1）由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，取两段的塔径相等，根据以上计算结果可得：V+V1.233+1.120汽塔的平均蒸汽流量：V=m2n=-=1.176m3/sL+L0.00098+0.00245汽塔的平均液相流量：L=m2n=-=0.0017m3/s汽塔的气相平均密

24、度汽塔的液相平均密度P=£vm±£vnv21.37+1.082=1.23kg/m3PLP+PLmLn2802+9012=851kg/m32）由上可知功能参数：P0.0017851l=()=0.038P1.1761.23V查史密斯关联图得：C20=O'073,则可得:q1882C=C()0.2=0.073()0.2=0.072200.0220Pp8511.23u=Clv=0.072x=1.89m/smaxP1.23丫Vu=0.7x1.89=1.323m/s:4x1.176'3.14x1.323=1.064m根据他镜系列尺寸圆整为D=1200mm由此可

25、由塔板间距与塔径的关系表选择塔板间距Ht=045m此时，精馏段的上升蒸汽速度为：4Vm4x1.233u=1.091m/sm兀D23.14x1.22提馏段的上升蒸汽速度：4V4x1.120u=l=0.991m/sn兀D23.14x1.224.2塔高的计算精馏塔的塔体总高度（不包括裙座和封头）由下式决定H=H+（N2S）H+SH'+H+HDPTTFB式中：H=0.8（塔顶空间，m）DH=2（塔底空间,m）BH=0.45（塔板间距,m）TH'=0.6（开有人孔的塔板间距，m）TH=0.6（进料板高度，m）FN=41（实际塔板数，m）PS=3（人孔数目/不告扩塔顶空间和塔底空间的人孔，

26、m）所以，H=0.8+(4123)x0.45+3x0.6+0.6+2=21.4m4.2塔板工艺尺寸的计算4.2.1溢流装置计算因本设计塔径D=1200mm，则可选用单溢流型分块式塔板，各项计算如下:(1)堰长lW取l=0.66D=0.66x1.2=0.792mW(2)溢流堰高度hW有hW=hL-hOW，选用平直堰。堰上层流高度how由下式计算可得:hOW2.8410002.841000x1x(0.0017x36000.792)2/3=0.011m取板上液层高度=0.06m,则=h-h=0.06-0.011=0.049mWLOW(3) 弓形降液管宽度Wd和截面积Af,由*=0.66查弓形降液管的

27、宽度与面积关系图可得：=0.0722,巳=0.124，其中兀3.14A=D2=x1.22=1.13m2则可得T44A=0.0722A=0.0722x1.13=0.0816m2fTW=0.124D=0.124x1.2=0.1488md验算：AH0.0816x0.45液体在精馏段降液管内的停留时间：e=_T=37.5s>5smLm0.00098AH0.0816x0.45液体在提馏段降液管内的停留时间：e=_T=15s>5snLn0.00245由此可知降液管设计合理。(4)降液管底隙高度hoL©Slu'Wo取u'=0.08m/s，则:oLlu'Wo0.0

28、0170.792x0.08=0.027mhh=0.0490.027=0.022m>0.006mWo由此可知降液管底隙高度设计合理。4.2.2 塔板布置及浮阀数目与排列本实验采用F重阀，重量为33g，孔径为39mm。(1)浮阀数目取阀动能因数F=11，F则由式U=可得气体通过阀孔时的速度VPVF11二二9.92m/sVPJ1.23V因此浮阀数目N二4Vs兀d204x1.1763.14x0.0392x9.92oo取边缘区宽度W=0.06m，破沫区宽度W=0.07m。CS(2)排列由上述可得：D1.2R=-W=-0.04=0.54m2c2D1.2x=-(W+W)=-(0.1488+0.07)=

29、0.3812m2dS2A=2x/R2-x2+R2sin-1()6180oR则：A=20.3812xj0.542-0.38122+厶x0.542sin-1()=0.74m26180o0.56浮阀排列方式采用等腰三角形，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距，即：t'=£=074=0.0987m=98.7mmNt100x0.075考虑到塔径的直径较大且各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用99mm，而应该小于此值，故选取t'=70mm=0.07m按t=75mm,t'=70mm以等腰三角形叉排法方式作图(见附图)，

30、阀数116个，其中，通道板上可排阀孔44个，弓形板可排阀孔14个。校核：气体通过阀孔时的实际速度：0o4Vs-兀d2N4x1.1763.14x0.0392x116=8.49m/s实际动能因数：F=8.49x近迈3=9.42(在912之间)开孔率：阀孔面积塔截面积x100%=x100%=3.14x0.0392x1164x1.13=12.3%开孔率在10%14%之间，满足要求。五、流体力学验算5.1气体通过浮阀塔版的压降h二h+h+hpc1b5.1.1 干板阻力二(73.1)1/1.825二(uoc浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为：)1/1.825=9.38m/s1.23因u<u，则

31、有:oocu0.1758.490.175h二19.9o二19.9x二0.034mcp851L5.1.2板上充气液层阻力取板上液层充气程度因数£=0.5，那么:h=£h=0.5x0.06=0.03m1L5.1.3 克服表面张力所造成的阻力因本设计采用浮阀塔，其张力引起的阻力很小，可忽略不计，因此，气体流经一层浮阀塔版的压降所相当的液柱高度为:h=h+h=0.034+0.03=0.064mPC1单板压降AP=hpg=0.064x851x9.81=534.3PaPPL5.2淹塔为例防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度H(H+h)，H可dTWd用下式计算，即:H=h+h+

32、hdPLd(1)与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp-0064m(2)液体通过降液管的压头损失hd，因不设置进口堰，所以可按下式计算:h二0.153(厶)2二0.153x(0.0017)2二0.000967mdlh0.792x0.027Wo(3)板上液层高度h取h二0.06m，则有：1LH=h+h+h=0.064+0.000967+0.06=0.125mdPLd取校正系数0=0.5,H=0.45,h=0.049,则可得:TW0(H+h)=0.5x(0.45+0.049)=0.249mTW可见化<°（h+伫），符合防止淹塔的要求。5.3雾沫夹带泛点率F1VSPv+1.36LZP

33、-PSLLVx100%VKCAFb板上液体流经长度=D-2W=1.2-2x0.1488=0.9024md板上液流面积=A一2A=1.13一2x0.0816=0.9668m2,水和乙醇可按Tf正常系统按物性系数表查得K=1.0,又由泛点负荷图查得负荷系数C=0.11&则可得:F1.176xF=11.23+1.36x0.0017x0.9024851一1.23x100%=41.1%1.0x0.118x0.9668因F=41.1%<80%，所以雾沫夹带在允许范围内。1六、塔板负荷性能图6.1 雾沫夹带线V+1.36LZS*p-psL取泛点率为80%代入泛点率计算式F=LV有:1KCA1.

34、23FbVJ一二一+1.36x0.9024xL1x0.118x0.96680.8=吧851一1.23S整理可得：V=2.4026-32.3LSS雾沫夹带线数据雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个乂值，按上式算出相应的乙值列于表中:L(m3/s)s0.00080.0012V(m3/s)s2.382.366.2液泛线液泛线方程最终简化为：aV=b-cL2-dL2/3SSS其中：a=1-91x105xN?=1-91x105x85=0-0276Lb=©H+1-e)h二0.5x0.45+(0.5-1-1.5)x0.06二0.165TW二334.60.1530.153c=12h20.7922

35、x0.0272Wod二(1+e)E(0.667)丄二(1+0.5)x1x0.667x-二1.169l2/30.7922/3所以，此方程为：V2二5.8912123.2L42.363SSSLSmaxAHf50.0816x0.455=0.00734m2/s在操作范围内任取若干个乂值，依上式算出相应的£值列于表中。液泛线数据L(m3/s)S0.00060.00090.00180.0024V(m3/s)S5.585.495.225.066.3液相负荷上限线取9=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则:6.4 漏液线对于F型重阀，依F=u苗=5计算，则有:1ooV兀5兀5V=d2N.=-x0

36、.0392x100x=0.538m2/sSmin4o:p41.23V6.5 液相负荷下限线取堰上液层高度h=0.006m作为液相负荷下限条件，依照OW=0.006计算可得：2.843600LESmin2/310001L=(°.006x10°°)3/2smin2.84x1=0.000676m3/s丄=(O'006x1000)3/2x四36002.84x136006.6 操作线性能负荷图由以上各线的方程式，可画出塔的操作性能负荷图，见附图。根据生产任务规定的汽液负荷，可知操作点P(0.0017,1.176)在正常的操作范围内，连接0P作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制，由图可得:V=2.18m3/s,V=0.49m3/sSmaxSmin所以，塔的操作弹性为：2.18/0.49=4.45有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表X表X浮阀塔工艺设计计算结果项目塔径D,m数值及说明1.2备注板间距H,mT0.4塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速U,m/s1.323溢流堰长度l,mW0.792溢流堰高度h,mW0.049板上液层高度h,mL0.06降液管底隙咼度h，mo0.027浮阀数N，个116等腰三角形叉排阀孔气速u,m/so8.49阀孔动能因数F9.4