化工原理精馏塔设计课程设计-甲醇－水浮阀精馏塔设计

化工与制药学院课程设计说明书《课程设计》综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目李恒化工02甲醇一水浮阀精馏塔设计指导教师评语设计情况权重分值权重分值1、计算和绘图能力1、回答问题能力2、综合运用专业知识能力2、表述能力(逻辑性、条理性)3、运用计算机能力和外语能力4、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况(文字能力、整洁度)5指导教师签名：学科部主任签名：课程设计任务书一、课题名称二、课题条件(文献资料、指导力量)1.大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，19944.王国胜.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，20056.上海医药设计院.化工工艺设计手册(上、下).化学工业出版社，19867.阮奇，叶长,黄诗煌.化工原理优化设计与解题指南.北京：化学工业出版8.化工设备技术全书编辑委员会.化工设备全书—塔设备设计.上海：上海科学技术出版社，198810.李功祥，陈兰英，崔英德.常用化工单元设备设计.广州：华南理工大学出版11.童景山，李敬.流体热物理性质的计算.北京：清华大学出版社，198212.马沛生.化工数据.北京：中国石化出版社，200313.靳士兰，邢凤兰.化工制图.北京：国防工业出版社，200614.朱有庭，曲文海，于浦义.化工设备设计手册(上、下册).北京：化学工业出版指导教师陈老师已从事多年的化工原理教学，指导了多届学生的课程三、设计任务(含实验、分析、计算、绘图、论述等内容)3计算精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数。5浮阀塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板6塔板的流体力学性能校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔(手孔),支座，封头，塔高等。9塔的附属设备选型，包括塔顶冷凝器，原料预热器的换热面积与泵的选型(视情况而10精馏塔各接管尺寸的确定。13编写设计说明书。15英语要求：撰写英文摘要。16设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。四、设计所需技术参数在一常压操作的连续板式精馏塔(自选塔板类型)内分离含水混合物系，(见具体见分组任务),直接蒸汽加热。生产能力和产品的质量要求见下组分离体系别原料含数)处理能力含量(质分数)11甲醇-水0.45830000.980.02浮阀板操作条件：①塔顶压力：4kPa(表压);②进料热工作日：每年300天，每天24小时。2.设计所需基础数据五、设计说明书内容顺序说明2目录(标出页码)5按设计任务7结语包括设计评述、建议等8参考文献6设计小结及答辩教研室主任签名：杜治平I本文旨在设计一个连续型浮阀精馏塔来分离甲醇-水二元混合物，要求年处理量为83000吨，原料中甲醇质量分数为45%,塔顶产品甲醇质量分数为98%,塔釜中甲醇的质量分数为2%。以及一系列绘图，得到了该浮阀塔工艺尺寸：理论板数9.5块，实际板数21块，回流比为1.44,塔径为1.6米，每块塔板开孔数为218图，分别得出操作弹性为3.0和3.04。满足设计要求。关键词：浮阀板甲醇-水精馏塔distillationcolumntoseparatethemixtureofmethanol-water.wehavetosatisfyannualhandlingcamaterialsinthemethanolcontentof45percent,TheannualⅡcontentof98percent,thebottomproductinthemethanolcThroughthematerialbalancetheentiretower,towerprocesssize,wegetavarietyofparameters:thenumberoftheoretic9.5,thenumberofpracticalplatesis21,thenumberoftherefluxopeningsfor218,andBythecheckingofhydromechanics,itpindexarereasonable.Intheload-performancediagram,weobtainthattheelasticityis3.0and3.3 IAbstract I 5 5 5 6第2章设计方案的确定 72.1塔设计原则 72.2装置流程的确定 7 8 92.5进料状态的选择 92.6冷却方式的选择 9 92.8回流比的选择 2.9工艺流程 第3章精馏塔的工艺设计 3.1全塔物料衡算 3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 3.1.3物料衡算进料处理量 3.1.4物料衡算 3.2实际回流比 3.2.1最小回流比及实际回流比确定 3.2.2操作线方程 3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 3.5.1操作压力计算 3.5.2操作温度计算 3.5.3平均摩尔质量计算 3.5.4平均密度计算 3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 23.6.1塔径计算 223.6.2精馏塔有效高度计算 24第4章塔板工艺尺寸计算 4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算 244.1.1溢流装置计算 244.1.2塔板设计 4.2提馏段塔板工艺尺寸设计 2744.2.1溢流装置计算 274.2.2塔板设计 29 4.3.2提馏段 4.4塔板的负荷性能图 4.4.1精馏段 4.4.2提馏段 41第5章板式塔的结构 45.1塔体结构 445.1.1筒体 45.1.2封头 5.1.3塔顶空间 5.1.4塔釜高度 45.1.5人孔 5.1.7塔总体高度 第6章精馏装置附属设备 46 46 47第7章接管尺寸的确定 7.1蒸汽接管 487.1.1塔顶蒸汽管 7.2液流管 497.2.1回流管 7.2.2进料管 7.2.3塔釜出料管 7.2.4塔釜进气管 第8章设计结果汇总 第9章设计小结及体会 参考文献 545精馏过程的基础是混合液组分间挥发度的差异，而塔内的气、液“回流”则是沿塔高不断进行气、液传质实现精馏的必要条件。沿塔流动的气、液相每经过一块塔板都将发生一次气相的部分冷凝和液相的部分气化，气、液相组成随之发生一次改变，使气相中轻组分得到一次增浓，液相中重组分得到一次增浓。其结果最终可在塔顶得到轻组分含量很高的蒸气相 (馏出液)产品，而在塔底得到重组分含量很高的釜液产品，从而实现混合液体的高纯度分离。利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分(轻组分)不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制。其精馏塔如图3-1所示。原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提留段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。1.2板式塔作用原理板式塔是在圆柱形壳体内按一定间距水平设置若干层塔板，液体靠重力作用自上而下流经各层板后从塔底排出，各层塔板上保持有一定厚度的流动液层；气体则在压强差的推动力下，自塔底向上依次穿过各塔板上的液层上升至塔顶排出。气、液在塔内逐板接触进行质、热交换，故两相的组成沿塔高呈阶跃式变化。板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内沿塔高装有若干层塔板，液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层；气体则靠压强差6与填料塔相比，板式塔具有压降较大；空塔气速较大；较稳定，效率较浮阀塔是板式塔的一种，是在泡罩塔和筛孔塔的基础上发展形成的。自20世纪50年代问世后，迅速在石油化工行业得到推广，至今仍为应用最广的塔板后，再将阀腿的底脚旋转90,用以限制浮阀开度同时防止阀片被气体吹走。阀态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故),塔板效率较高，生产能力较大。浮阀主要有V型和T型两种，特点是：生产能力比泡罩塔约大20%～40%;气体两个极限负荷比为5～6,操作弹性大；板效率比泡罩塔高10%～15%;雾沫7第2章设计方案的确定2.1塔设计原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济(1)满足工艺和操作的要求(2)保证生产安全(3)满足符合经济要求(4)技术先进，环保(5)高产低耗2.2装置流程的确定中冷却介质将热量带走。工业生产中多应用连续蒸馏，具有生产能力大，8本次设计是通过对筛板塔和浮阀塔的计算和生产能力，塔板效率，操作效率，操作弹性，压力降，以及操作和造价等多方面的比较选择了浮阀塔。浮阀塔是板式塔的一种，是在泡罩塔和筛孔塔的基础上发展形成的。自20世纪50年代问世后，迅速在石油化工行业得到推广，至今仍为应用最广的塔板结构。在塔板上按一定方式开有若干个阀孔，将浮阀本身带有的几根阀腿插入阀孔后，再将阀腿的底脚旋转90,用以限制浮阀开度同时防止阀片被气体吹走。阀片周边有几个冲出的略向下弯的定距片，静止时，浮阀靠定距片与塔板点接触坐落在阀孔上，可避免停工后阀片与板面间的粘连。操作时，由阀孔上升的气流经阀片与塔板间隙沿水平方向进入液层，可增加气液两相的接触时间；浮阀的开度随气量变化，在低气量时，开度较小，气体仍能以足够的气速通过缝隙，可避免漏液现象的发生；在高气量时，阀片自动浮动，开度较大，使气速不致过大，从而可避免过量液沫夹带现象浮阀的阀片可以浮动，随着气体负荷的变化而调节其开启度，因此，浮阀塔的操作弹性大，特别是在低负荷时，仍能保持正常操作。浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故),塔板效率较高，生产能力较大。塔结构简单，制造费用便宜，并能适应常用的物料状况，是化工、炼油行业中使用最广泛的塔型之一。因此，浮阀塔具有性能稳定、操作弹性大、塔板效率高的优点。浮阀主要有V型和T型两种，特点是：生产能力比泡罩塔约大20%～40%;气体两个极限负荷比为5～6,操作弹性大；板效率比泡罩塔高10%～15%;雾沫夹带少，液面梯度小；结构难于泡罩塔与筛板塔之间；对物料的适应性较好等，通量大、放大效应小，常用于初浓段的重水生产过程。9(2)能用水将馏出物冷却，在常压下实现甲醇和水的分离。2.5进料状态的选择q>1;饱和液体(泡点):q=1;气、液混合物：0<q<1;饱和蒸气(露点):q=0;过热蒸气：q<0。本设计采用饱和液体(泡点)进料，原因在于：(1)为使精馏段和提馏段保持相同的塔径，便于制造。(2)保持塔的操作稳定。塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。本设计物系是甲醇和水，故选择直接蒸汽加热。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。为了是塔设备合操作费用实现最优化组合，一般经验值R=(1.1～2.0)Rmin;本设计选择了若干个R值，采用计算机编程和逐板计算法求出理论板数N。作出N(R+1)～R曲线，从中找出适宜的操作回流比。工艺流程见工艺流程图。第3章精馏塔的工艺设计3.1全塔物料衡算3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量M,=x×Ma+(1-x;)×Mb=22.43kg/kmolMa=xa×Ma+(1-xa)×Mb=31.55kg/kmolMw=x×Ma+(1-xw)×M,=18.13.1.3物料衡算进料处理量F=83000吨/年总物料衡算(直接蒸汽加热):F+S=D+W轻组分(甲醇)衡算：Fxp=Dxp+WxwW=RD+qF=1.44×159.29+513.94=743.3S=(R+1)D=2.44×159.29=388.67k3.2实际回流比由数据手册查的甲醇-水的t-x-y数据如下：表3.1常压下的甲醇-水的t-x-y数据组成温度组成XtyXty0011y=540.41x^6-1845.4x^5+2514.5x^4-1764.9x^3y=35.206x^4-62.258x^3+21.814x^2-30.363x+100.根据101.325KPa下，甲醇-水的汽液平衡组成关系绘出甲醇-水x-y图，甲Nmin=6。0系列1图3.2相平衡线与q线图表3.2回流比与理论板数关系表比值RN3.2.2操作线方程(2)提馏段操作线方程：3.2.3汽、液相热负荷计算(1)精馏段：V=(R+1)D=388.668kmol/h(2)提馏段：V=V+(1-q)F=388.668kmol/h3.3理论塔板数确定通过Excel程序，根据相平衡线和精馏段和提馏段段操作线方程做Excel程序，直到与板块的液体组成小于0.011为止，可得：理论板9.48块。加料板为第7块理论板。精馏段理论板6.034块提馏段理论板3.446块(由程序可以得到每一块理论板上甲醇汽液组成)如下：表3.3每块板的气液组成Xy10023456789113.4实际塔板数确定Er=0.49(aμ₂)-Q²45式中：a——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度μL——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPas表3.4各板相对挥发度表αα(1)精馏段：在图3.1中查的，该温度下甲醇在液相组成为x₁=0.588;HB₁=0.318mpa·s;塔板效率：ET₁=0.49(a₁μL)-0.245=0.494故精馏段实际塔板数为13块。(2)提馏段：在图3.1中查的，该温度下甲醇在液相组成为x₂=0.0969;HB₂=0.180mpa·s;HL₂=HA₂x₂+μB₂(1-x₂)=实际塔板数：Np=Npi+Np₂=13+8=21块，加料板位于第14块。3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算3.5.1操作压力计算塔顶操作压力：PD=101.3+4=105.3kPa;进料板的压力：P=105.3+0.7×13=1塔底的压力：Pw=105.3+0.7×21=120kpa(1)精馏段平均压力：(2)提馏段平均压力：3.5.2操作温度计算塔顶温度：tp=64.864℃;进料板的温度：tp塔底的温度：t=97.913℃(1)精馏段平均温度：(2)提馏段平均温度：查图3.1可得，当精馏段温度为tm时，x=0.588,y=0.8233.5.3平均摩尔质量计算Mu=xa*Ma+(1-xa)*M₆=31.54Mva=ya*Ma+(1-ya)*M₆=31.86Mu=xg*Ma+(1-xf)*Mb=22.429kg/kmolMv=y*Ma+(1-ys)*M₆=27.466MLw=xw*Ma+(1-xw)*Mb=18.164Mvw=yw*Ma+(1-yw)*M,=19.040(1)精馏段平均摩尔质量：(2)提馏段平均摩尔质量：3.5.4平均密度计算气相平均密度计算：由理想气体状态方程，即精馏段提馏段液相平均密度计算：注：α——为该物质的质量分数塔顶平均密度计算：由塔顶温度tp=64.864℃,查手册得PA=757.0kg/m³,质量分数：αD=0.98进料板平均密度计算：由进料温度t,=77.709℃,查手册得PA=742.0kg/m³,PB=972.90kg/m³质量分数：(1)精馏段平均密度：(2)提馏段平均密度：提馏段平均密度计算：由提馏段平均温度tm₂=87.811℃,查手册得PA=729.7kg/m³,PB=966.42kg/m³3.5.5液体平均表面张力图t汽化热密度热容厘米有内插法得，当精馏段温度为tm,x=0.588,y=0.823时σA=16.031mN/mσB=63.93mN/m当提馏段温度为tm2,x=0.097,y=0.415时3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.6.1塔径计算(1)精馏段精馏段的气、液相体积流率为：,取H┐=0.4m,板上清液高度h₁=0.06m,则H-h=0.34查史密斯关联图得C₂₀=0.072取安全系数为0.7,则空塔气速为：按标准塔径圆整后为：D=1.6m实际空塔气速：(2)提馏段提馏段的气、液相体积流率为：取H₁=0.4m,板上清液高度h₁=0.09m,则HT-h=0.31查史密斯关联图得C₂0=0.062取安全系数为0.7,则空塔气速为：按标准塔径圆整后为：D=1.6m实际空塔气速：3.6.2精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为：在进料板、塔顶、塔底各开一人孔，其高度为0.8m,故精馏塔的有效高度为：第4章塔板工艺尺寸计算4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算4.1.1溢流装置计算因塔径D=1.6m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下：取l=0.6D=0.96m由h=h-hw,根据经验取E=1,堰上液层高度：h=h-h₀=0.06-0.011=0.4.1.1.3弓形降液管宽度Wa和截面积AA.=0.055A┐=0.055×2.011=04.1.1.4降液管底隙高度h₀取u₀=0.08m/s,则h-h₀=0.049-0.027=0.04.1.2塔板设计4.1.2.1塔板分块因为D=1600mm,故塔板采用分块式，且分三块。4.1.2.2边缘区宽度确定4.1.2.3鼓泡区面积的计算鼓泡区面积A。计算：x=D/2-(wa+w₅)=1.6/2-(0.173+0.07)r=D/2-w.=1.6/2-0.05=浮阀的形式有很多种，采用F₁型重阀，直径均d₀=0.0039m阀孔数目浮阀按等腰三角形排列取三角形底边为：90mm排列后，实际孔数为218个图4-1.塔板结构图4.2提馏段塔板工艺尺寸设计4.2.1溢流装置计算因塔径D=1.6m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下：4.2.1.1堰长1取1=0.6D=0.96m4.2.1.2溢流堰高度h由h=h-hw,堰上液层高度：h=h-h₀=0.09-0.0183=0.04.2.1.3弓形降液管宽度Wa和截面积A由1/D=0.60查弓形降液管参数图得：A.=0.055A₁=0.055×2.011=0wd=0.108D=0.108×1.6=0.4.2.1.4降液管底隙高度h₀取u₀=0.08m/s,则h-h₀=0.0717-0.057=0.01故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度h'=104.2.2塔板设计4.2.2.1塔板分块4.2.2.2边缘区宽度确定取w,=w,'=0.07m,w.=0.05m4.2.2.3鼓泡区面积的计算x=D/2-(Wa+w₅)=1.6/2-(0.173+0.07r=D/2-w.=1.6/2-0.05=4.2.2.4筛孔计算及其排列浮阀的形式有很多种，采用F₁型重阀，直径均d₀=0.0039m阀孔数目浮阀按等腰三角形排列取三角形底边为：90mm排列后，实际孔数为218个图4-2.塔板结构图开孔率为：4.3.1精馏段4.3.1.1塔板压降核算h.=5.34×pv/p₁×(u²/2g)=5.34×1.1337/802.4095×(10.81²/(2×9.81))=4.3.1.2液沫夹带表2-13物性系数K,物性系数K.物性系数K.多泡沫系统(如胺及乙二肢吸收塔)氟化物(如BF,,氟利品)严重发泡系统(如甲乙酮装置)形成稳定泡沫的系统(如碱再生塔)LL77图2-27泛点负荷系数图4-3.泛点负荷系数图ZL=D-2Wd=1.6-2×0.173Ab=Ar-A,=2.01-2×0.111=查浮阀塔版泛点负荷图，CF=0.095或取F₀=5时，漏液点气速：实际气速为：稳定系数：降液管清液层高度Ha=0.06+1.637×10⁻³+0.0749=0.136537m液柱为了防止淹塔，应使Ha/φ≤(H+hw)取φ=0.5故不会发生降液管液泛，不会淹塔。停留时间：计算液体在降液管内的流速：(ua)mx=7.98×10⁻³Ks√4.3.2提馏段4.3.2.1塔板压降核算(1)干板阻力h(2)塔板充气液层的h,阻力气体通过每层的压力降为：4.3.2.2液沫夹带表4-2.物性系数K表2-13物性系数K,物性系数K.物性系数K,多泡沫系统(如胶及乙二肢吸收塔)氯化物(如BF,,氟利品)严重发泡系统(如甲乙酮装置)形成稳定泡沫的系统(如碱再生塔)板距板距L0图4-4.泛点负荷系数图ZL=D-2Wd=1.6-2×0.173查浮阀塔版泛点负荷图，C=0.095或4.3.2.3漏液取F₀=5时，漏液点气速：实际气速为：稳定系数：4.3.2.4降液管内液面高度，液泛校核Ha/φ≤(HT+hw)4.3.2.5液体在降液管内的停留时间及流速(ua)max=7.98×10⁻³Ks4.4塔板的负荷性能图4.4.1精馏段φ(H+hw)=hL+h+he+hi+ho+△hv.2=26.63-66414.46Ls²65432100.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0070.0080.0090.0.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0070.0080.0090.)图4-5.精馏段负荷性能图由图得到Vs,max=3.6m³/s,Vs,min=1.2m³/s操作弹性为：4.4.2提馏段4.4.2.1过量雾沫夹带线：φ(H+hw)=0.5(0.4+0.0 0■液相负荷下限一线性(操作线)由图得到Vs,max=4.1m³/s,Vs,min=1.第5章板式塔的结构5.1塔体结构5.1.1筒体壁厚选6mm,所用材质为A35.1.2封头封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径Dn=1600mm,曲面高度400mm,自《常用化工单元设备设计》附表1(A)椭圆封头尺寸与质量(JB/T4729-94))。5.1.3塔顶空间Ls=4.354×10⁻³m³/sh/D=2:1装填系数取0.5体积Vw=Lw/0.5=2.09/0.5=4塔釜高度h=2d=2.772m塔中共21块板，设置8个人孔，塔顶，进料板，塔釜各设一个人孔，从下往上第4块和第5块板之间设一块，第13块和第14块板之间设一块，第17块和第18块板之间设一块，每个孔直径为500mm,人孔处的板间距取800mm,塔顶，塔釜和进料板各设一人孔，裙座上再开2个人孔，直径为80一般采用圆筒形。由于裙座内径>800mm,故裙座壁厚取16mm裙座高度取4.0m(H₂=4.0m),此角螺栓直径取M305.1.7塔总体高度H=H有效+Hp+HB+H₁+H₂=11.2+0.8+2.772+0.44+4.0=第6章精馏装置附属设备6.1回流冷凝器冷凝器的选择：强制循环式冷凝器，冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。已知xb=0.965查t-y数据得露点温度为65.65℃。以循环水为冷却介质，冷却水入口温度取为25℃,冷却水出口温度取35℃。冷凝器的热负荷=388.6676×(0.965×32.04×1098.1)+(1-0.965)×(8式中：V——塔顶上升蒸汽摩尔流率，kmol/hQc——冷凝器的热负荷，kJ/h传热平均温差：从化工原理课程设计书查换热器设计一章的内容或化工工艺设计手册查冷所需传热面积为6.2原料预热器采用泵送原料，原料的初温为t₁=25℃,经原料预热器预热到泡点温度后送入精馏塔。据x值查t-x数据得泡点温度为t₂=t,=77.70916°C以T=140℃的饱和蒸汽加热。原料定性温度为：t=(t₁+t₂)/2=(25+93.504)=51.35℃。查物性参数表，51.35℃下甲醇的平均热容为cpA=2.681kJ/(kg:K),水的平均热容为原料吸收的热量=0.315×32.04×2.681+0.685×18.01×4.172=78.528kJ/传热平均温差：第7章接管尺寸的确定7.1.1塔顶蒸汽管Mm=31.86kg/kmolP₁=757.0kg/m³P₂=980.37kg/m³XD=0.9657.2.1回流管取uR=0.3m/s7.2.2进料管取u=1.5m/sF=513.94kmol/hM=22.429kg/kmolPF7.2.3塔釜出料管V=Mm·V=19.04×388.6676=7400.23L=ML·L=18.164×743.32=1349流出量Wz=L+V=20898.921kg/h公称直径D=100mm7.2.4塔釜进气管查钢管规格表取φ=420×1.1mmd=400mm第8章设计结果汇总符号平均压力实际塔板数有效段高度ZmDmHm降液管形式弓形mm板上液层高度m堰上液层高度m降液管底隙高度m安定区宽度mm开孔区面积浮阀直径dm孔数目n个rmα%阀孔临界气速u阀孔