化工原理課程設(shè)計 苯-乙苯浮閥式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計

1、 2007級化學(xué)工程與工藝專業(yè)化工原理課程設(shè)計說明書 題 目：浮閥式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計姓 名：何滔滔班級學(xué)號：0708102-08指導(dǎo)老師：王鋒同組學(xué)生姓名：孫威、李湘、牟立梁完成時間：2010年5月7日化工原理課程設(shè)計評分細(xì)則評審單元評審要素評審內(nèi)涵評審等級檢查方法指導(dǎo)老師評分檢閱老師評分設(shè)計說明書35%格式規(guī)范是否符合規(guī)定的格式要求5-44-33-22-1格式標(biāo)準(zhǔn)內(nèi)容完整設(shè)計任務(wù)書、評分標(biāo)準(zhǔn)、主要設(shè)備計算、作圖、后記、參考文獻(xiàn)、小組成員及承擔(dān)任務(wù)10-88-66-44-1設(shè)計任務(wù)書設(shè)計方案方案是否合理及是否有創(chuàng)新10-88-66-44-1計算記錄工藝計算過 程計算過程是否正確、

2、完整和規(guī)范10-88-66-44-1計算記錄設(shè)計圖紙30%圖面布置 圖紙幅面、比例、標(biāo)題欄、明細(xì)欄是否規(guī)范10-88-66-44-1圖面布置標(biāo)準(zhǔn)標(biāo)注文字、符號、代號標(biāo)注是否清晰、正確10-88-66-44-1標(biāo)注標(biāo)準(zhǔn)與設(shè)計吻合圖紙設(shè)備規(guī)格與計算結(jié)果是否吻合10-88-66-44-1比較圖紙與說明書平時成績20%出勤計算、上機(jī)、手工制圖10-88-66-44-1現(xiàn)場考察衛(wèi)生與紀(jì)律設(shè)計室是否整潔、衛(wèi)生、文明10-88-66-44-1答辯成績15%內(nèi)容表述答辯表述是否清楚5-44-33-22-1現(xiàn)場考察內(nèi)容是否全面5-44-33-22-1回答問題回答問題是否正確5-44-33-22-1總 分綜合成績

3、 成績等級 指導(dǎo)老師 評閱老師 （簽名） （簽名） 年 月 日 年 月 日 說明：評定成績分為優(yōu)秀(90-100),良好(80-89)，中等(70-79)，及格(60-69)和不及格(60)目錄1、 設(shè)計任務(wù)書-(3) 2、 主要設(shè)備設(shè)計計算和說明-(5)1. 課程設(shè)計的目的-(5)2. 課程設(shè)計題目描述和要求-(5)3. 課程設(shè)計報告內(nèi)容-(5)3.1流程示意圖-(5)3.2流程和方案的說明及論證-(6)3.2.1流程的說明-(6)3.2.2方案的說明和論證-(6)3.2.3設(shè)計方案的確定-(7)4. 精餾塔的工藝計算-(8)4.1精餾塔的物料衡算-(8)4.2分段物料衡算 -(8)4.3理

4、論塔板數(shù)NT的計算-(9)4.4實(shí)際塔板數(shù)的計算 -(10)4.5工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算-(10)4.5.1操作壓強(qiáng)Pm-(10)4.5.2操作溫度tm-(11)4.5.3平均摩爾質(zhì)量Mm-(11)4.5.4平均密度m-(11)4.5.4.1 液相密度lm-(11)4.5.4.2 氣相密度m-(12)4.6 液體表面張力m-(12)4.7精餾段氣液負(fù)荷計算-(12)4.8 塔和塔板主要工藝尺寸計算-(12)4.8.1塔徑- (12)4.8.2溢流裝置（設(shè)有進(jìn)口堰）-(14)4.8.3 降液管的寬度Wd與降液管的面積Af-(14)4.8.4降液管底隙高度h0-(15)4.8.5塔板布置及浮閥數(shù)目

5、與排列-(16)4.9 塔板流體力學(xué)計算-(17)4.9.1氣體通過塔板的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?(17)4.9.2 淹塔-(17)4.9.3霧沫夾帶-(18)4.10塔板負(fù)荷性能圖-(18)4.11 輔助設(shè)備-冷凝器的選取-(21)3、 工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表-(21)4、 參考文獻(xiàn)-(24)5、 后記-(25)一、設(shè)計任務(wù)書1 設(shè)計題目 9萬噸浮閥式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計2 工藝條件 生產(chǎn)能力:90000噸/年（料液） 年工作日：300天 原料組成：40%苯，60%甲苯（質(zhì)量分率，下同） 產(chǎn)品組成：餾出液 97%苯，釜液 2%苯 操作壓強(qiáng)：塔頂壓強(qiáng)為常壓 進(jìn)料溫度：泡點(diǎn) 進(jìn)料狀況：泡

6、點(diǎn) 加熱方式：間接蒸汽加熱 回流比：自選3 設(shè)計內(nèi)容 (1)確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖。 (2)工藝參數(shù)的確定 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查找及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效率，實(shí)際塔板數(shù)等。 (3)主要設(shè)備的工藝尺寸計算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。 (4) 流體力學(xué)計算 流體力學(xué)驗(yàn)算，操作符合性能圖及操作彈性等。 (5) 主要附屬設(shè)備設(shè)計計算及選型 塔頂全凝器設(shè)計計算：熱負(fù)荷，載熱體用量，選型及流體力學(xué)計算。 料液泵設(shè)計計算;流程計算及選型。4 設(shè)計結(jié)果總匯5 主要符號說明6 參考文獻(xiàn) 二、主要設(shè)備設(shè)計計算和說明1.課程設(shè)計的目的 化工原理課程設(shè)計是以個綜合性和實(shí)

7、踐性較強(qiáng)的教學(xué)環(huán)節(jié),也是培養(yǎng)學(xué)生獨(dú)立工作的有益實(shí)踐,更是理論聯(lián)系實(shí)際的有效手段.通過課程設(shè)計達(dá)到如下目的: 鞏固化工原理課程學(xué)習(xí)的有關(guān)內(nèi)容，并使它擴(kuò)大化和系統(tǒng)化; 培養(yǎng)學(xué)生計算技能及應(yīng)用所學(xué)理論知識部分分析問題和解決問題的能力； 熟悉化工工藝設(shè)計的基本步驟和方法； 學(xué)習(xí)繪制簡單的工藝流程圖和主體設(shè)備工藝尺寸圖； 訓(xùn)練查閱參考資料及使用圖表、手冊的能力； 通過對“適宜條件”的選擇及對自己設(shè)計成果的評價，初步建立正確的設(shè)計思想，培養(yǎng)從工程技術(shù)觀點(diǎn)出發(fā)考慮和處理工程實(shí)際問題的能力； 學(xué)會編寫設(shè)計說明書。2. 課程設(shè)計題目描述和要求 本設(shè)計采用連續(xù)操作方式。設(shè)計一板式塔，板空上安裝浮閥，具體工藝參數(shù)如

8、下： 生產(chǎn)能力:90000噸/年（料液） 年工作日：300天 原料組成：40%苯，60%甲苯（質(zhì)量分率，下同） 產(chǎn)品組成：餾出液 97%苯，釜液 2%苯 操作壓強(qiáng)：塔頂壓強(qiáng)為常壓 進(jìn)料溫度：泡點(diǎn) 進(jìn)料狀況：泡點(diǎn) 加熱方式：間接蒸汽加熱 回流比：R=23.課程設(shè)計報告內(nèi)容 3.1流程示意圖 冷凝塔塔頂產(chǎn)品冷卻器苯的儲罐苯 回流 原料原料罐原料預(yù)熱器精餾塔 塔釜3.2 流程和方案的說明及論證 3.2.1流程的說明 首先，苯和甲苯的原料混合進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬搅伺蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物

9、，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷凝器中，停留一定的時間然后進(jìn)入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯和甲苯的分離。 3.2.2方案的說明和論證 浮閥塔之所以廣泛應(yīng)用,是由于它具有下列特點(diǎn): 生產(chǎn)能力大,由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大2040，與篩板塔接近。 操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變

10、化，因此位置正常的操作而允許符合波動范圍比篩板塔、泡罩塔都大。 塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故汽液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 氣體壓降及液面落差小，因汽液流過浮閥塔板時阻力較小，是氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 塔的造價低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的5080，但是比篩板塔高2030。 浮閥塔盤的操作原理和發(fā)展浮閥塔的塔板上，按一定中心距開閥孔，閥孔里裝有可以升降的閥片，閥孔的排列方式，應(yīng)使絕大部分液體內(nèi)有氣泡透過，并使相鄰兩閥容易吹開，鼓泡均勻。為此常采用對液流方向成錯排的三角形的排列方式。蒸汽自閥孔上升，頂開閥片，穿過環(huán)形縫隙，以水平方向吹入液層，形

11、成泡沫，浮閥能隨著氣速的增減在相當(dāng)寬的氣速范圍內(nèi)自由升降，以保持穩(wěn)定的操作。但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴。推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展。各種新型填料，高效率塔板不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計浮閥塔比較合適。 3.2.3設(shè)計方案的確定 操作壓力：精餾操作可在常壓，加壓，減壓下進(jìn)行。應(yīng)該根據(jù)處理物料的性能和設(shè)計總原則來確定操作壓力。例如對于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設(shè)計苯和甲苯為一般物料，因此，采用常壓操作。

12、進(jìn)料狀況進(jìn)料狀況有五種：過冷液，飽和液，汽液混合物，飽和氣，過熱氣。但在實(shí)際操作中一般將物料預(yù)熱到泡點(diǎn)或近泡點(diǎn)，才送入塔內(nèi)。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設(shè)計和制造上也較方便。本次設(shè)計采用泡點(diǎn)進(jìn)料，即q=1。 加熱方式精餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式。 冷卻方式塔頂?shù)睦鋮s方式通常用水冷卻，應(yīng)盡量使用循環(huán)水。如果要求的冷卻溫度較低，可考慮用冷卻鹽水來冷卻。 熱能利用精餾過程的特性是重復(fù)進(jìn)行氣化和冷凝。因此，熱效率很低，可采用一些改進(jìn)措施來提高熱效率。因此，根據(jù)上述設(shè)計方案的討論及設(shè)計任務(wù)書的要求，本設(shè)計采用常壓操作，泡點(diǎn)進(jìn)料，直接蒸汽加

13、熱以及水冷的冷卻方式，適當(dāng)考慮熱能利用。4. 精餾塔的工藝計算 4.1 精餾塔的物料衡算 根據(jù)工藝的操作條件可知：料液流量 F=152.6Kmol/h料液含苯摩爾分?jǐn)?shù)Xf =塔頂產(chǎn)品含苯摩爾分?jǐn)?shù)為 xD=0.9744塔底產(chǎn)品含苯摩爾分?jǐn)?shù)為XW =0.0235 由公式：F=D+W 代入數(shù)值解方程組得： 塔頂產(chǎn)品(餾出液)流量 D=60.86 Kmol/h； 塔底產(chǎn)品(釜液)流量 W=81.7Kmol/h 4.2分段物料衡算 lgPa*= 安托尼方程 安托尼方程 泡點(diǎn)方程 根據(jù)xa從化工原理書中查出相應(yīng)的溫度根據(jù)以上三個方程，運(yùn)用試差法可求出 Pa*,Pb* 當(dāng) xa=0.395 時，假設(shè)t=92

14、 Pa*=144.544P，Pb*=57.809P, 當(dāng) xa=0.98 時，假設(shè)t=80.1 Pa*=100.432P，Pb*=38.904P,當(dāng) xa=0.02 時，假設(shè)t=108 Pa*=222.331P，Pb*=93.973P, t=99.0是進(jìn)料口的溫度，t=81.9是塔頂蒸汽需被冷凝到的溫度，t=108是釜液需被加熱的溫度。 根據(jù)衡摩爾流假設(shè)，全塔的流率一致，相對揮發(fā)度也一致。 （t=80.1） 所以平衡方程為最小回流比 Rmin 為 所以 R=1.45Rmin2.00所以精餾段液相摩爾流量 L(Kmol/h)RD260.86=121.7kmol/h精餾段氣相摩爾流量 V(Kmol

15、/h)(R+1)D360.86=202.4 kmol/h所以，精餾段操作線方程 =0.667xn+0.325因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以進(jìn)料熱狀態(tài) q=1 所以，提餾段液相摩爾流量 L(kmol/h)L+qF 提餾段氣相摩爾流量 V(kmol/h)V-(1-q)F 所以，提餾段操作線方程 4.3 理論塔板數(shù)NT的計算（1） 由精餾段和提餾段操作線方程按常規(guī)作圖1（見下頁） 圖 1 理論塔板數(shù) 圖解得NT=（15.5-1）層 ，其中精餾段理論板數(shù)為7層，提留段理論板數(shù)為7.5層 第8層為加料板。 4.4實(shí)際塔板數(shù)的計算 可查得：苯在泡點(diǎn)時的黏度a(mPa.s)0.267， 甲苯在泡點(diǎn)是的黏度b(mPa.s

16、)0.275， 所以：平均黏度av(mPa.s)axf+b(1-xf)0.450.267+(1-0.45)0.275=0.271 所以：總板效率 ET=0.17-0.616lg0.2710.52 實(shí)際精餾段塔板數(shù)為 Ne1=7/0.52=13.4 (14塊) 實(shí)際提餾段塔板數(shù)為 Ne2=7.5/0.52=14.9 (15塊) 實(shí)際板數(shù) Ne=14+15=294.5工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算 4.5.1操作壓強(qiáng)Pm塔頂壓強(qiáng)PD=4+101.3=105.3kpa,取每層塔板的壓強(qiáng)降為p=0.5kpa,則進(jìn)料壓強(qiáng)PF=105.3+140.5=112.3KPa平均操作壓強(qiáng)Pm=108.8kpa4.5.2操

17、作溫度tm根據(jù)操作壓強(qiáng)，依下式試差計算操作溫度：P=P0AxA+P0BxB試差計算結(jié)果tD=81.90C,進(jìn)料板tF=99.00C,則精餾段平均溫度 4.5.3平均摩爾質(zhì)量Mm塔頂 xD=y1=0.974 x1=0.939 MVDm=0.974*78.11+(1-0.974)*92.13=78.47kg/kmol MLDm=0.936P78.11+(1-0.939)*92.13=78. 97kg/kmol進(jìn)料板 yF=0.638 xF=0.419 MVFm=o.638*78.11+(1-0.638)*92.13=83.19kg/kmol MLFm=0.419*78.11+(1-0.419)*9

18、2.13=86.26kg/mol則精餾段平均摩爾質(zhì)量: 4.5.4平均密度m 4.5.4.1液相密度lm依下式 1/lm=aA/LA+aB/LB (a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔頂 LmD=813.01kg/m3 進(jìn)料板，由加料板液相組成，xA=0.419 LmF=792.17 精餾段平均液相密度4.5.4.2 氣相密度mV4.6 液體表面張力m精餾段平均表面張力為：4.7精餾段氣液負(fù)荷計算V=（R+1)D= （2+1）*60.86=202.4kmol/hL=RD=2*60.86=121.72kmol/hLh=12.528m3/h4.8 塔和塔板主要工藝尺寸計算 4.8.1 塔徑D塔徑HT/m0.30.50

19、.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT/mm200300250350300450350600400600表 1 塔徑與塔板距關(guān)系表 據(jù)上表可知：初選板間距HT=0.50m，取板上液層高度hL=0.08m故 HThL=0.500.08=0.42m 查下圖 2 得C20=0.072 圖 2 史密斯關(guān)聯(lián)圖 取安全系數(shù)為0.7，則所以塔徑取1.4m，空塔氣速為1.014m/s4.8.2 溢流裝置lW 取堰長lW為0.7D，即 lW=0.7*1.4=0.98m4.8.3 出口堰高h(yuǎn)W hw=hL-hOW 由lw/D=0.7/1.4=0.5,Lh/lW2.5=12.528/0.72.5=

20、30.56m,查下圖 3得，E=1.076圖 3 液流收縮系數(shù)計算圖則 4.8.3 降液管的寬度Wd與降液管的面積Af由lw/D=0.7/1.4=0.5，查下圖 3 得，Wd/D=0.067,Af/AT=0.033,圖 3 弓形降液管的寬度與面積則計算液體在降液管中停留時間以檢驗(yàn)液管面積，即（大與5s符合要求）4.8.4降液管底隙高度h0取液體通過降液管底隙的流速u0=0.08m/s,計算降液管底隙高度h0即 4.8.5塔板布置及浮閥數(shù)目與排列本設(shè)計塔徑，采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板。以精餾段為例（提留段略）取閥孔動能因子，則孔速為： 每層塔板上浮閥數(shù)目為：塊（采用型浮閥）取邊緣區(qū)寬度

21、，破沫區(qū)寬度計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即： (2-63)其中 (2-64)取孔心距t=75mm,t=0.77mm取排心距及t、=75mm采用等腰三角形叉排，繪制排列圖的浮閥數(shù)N=177功能因數(shù)：，在適宜范圍內(nèi)塔板開孔率4.9 塔板流體力學(xué)計算（以精餾段為例，提留段略） 4.9.1氣體通過塔板的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?可根據(jù)計算 （1）干板阻力 因?yàn)?，?(2)板上充氣液層阻力 取， (3)液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹椋?4.9.2 淹塔為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度，即 (1)單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?(2)液

22、體通過降液管的壓頭損失： (3)板上液層高度：，則取，已選定， 則?？梢姡苑戏乐寡退囊?。4.9.3霧沫夾帶泛點(diǎn)率 泛點(diǎn)率 板上液體流經(jīng)長度： 板上液流面積： 查物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖泛點(diǎn)率泛點(diǎn)率對于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過，由以上計算可知，霧沫夾帶能夠滿足的要求。4.10 塔板負(fù)荷性能圖（1）霧沫夾帶線泛點(diǎn)率據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率計算：整理得：，即 由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個值，算出（見表2）。精餾段0.0020.012.6852.481表 2 霧沫夾帶數(shù)值（2）液泛線 由此確定液泛線，忽略式中 而整理得： 在操作范

23、圍內(nèi)，任取若干個值，算出相應(yīng)的值（見表 3）：精餾段0.0018.1700.0037.140.0046.160.0075.09表 3 液泛線數(shù)據(jù)（3）液相負(fù)荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時間不低于，液體降液管內(nèi)停留時間，以作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則：（4）漏液線對于型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。 （5）液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 取，則 由以上作出塔板負(fù)荷性能圖，由圖 4 看出： 圖 4 塔板負(fù)荷性能圖(1)在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置；(2)塔板的氣相負(fù)荷上限完全由

24、物沫夾帶控制，操作下限由漏液控制；(3)按固定的液氣比，由圖可查出：塔板的氣相負(fù)荷上限氣相負(fù)荷下限所以：操作彈性4.11 輔助設(shè)備-冷凝器的選取(1) 基本物性數(shù)據(jù)的查取 苯的定性溫度=0C 查得苯在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：h=828.6 kg/, , ,根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗(yàn)，選擇冷卻水的溫度升為8，則水的出口溫度為水的定性溫度= 查得水在定性溫度下的物理特性數(shù)據(jù)c=992.3kg/m3,cpc=4.174kJ/(kg 0c)，c=0.633w/(m0c),c=0.6710-3Pas (2) 熱負(fù)荷計算 冷卻水耗量 (3) 確定流體的流經(jīng) 該設(shè)計任務(wù)的熱流體為苯，冷流體為水，為使苯通過殼壁面向空氣中散熱

25、，提高冷卻效果，令苯走殼程，水走管程。 (4) 計算平均溫度按單殼程，雙管程考慮，先求逆流時平均溫度差苯 81.955冷卻水 4335 t 38.9 20計算R和P選K值。估算傳熱面積參照附錄，取K=450W/(m2c)(5) 選熱換器型號 由于流體溫度500C,可選用固定管板式熱換器。由固定管板式熱換器的系類標(biāo)準(zhǔn)，選熱換器型號為:FLb 500-65-25-4主要參數(shù)如下：外殼直徑：400mm 公稱壓力：1.6Mpa 公稱面積：5.6m2管子尺寸：25mm2.5mm 管子數(shù)：30 管長：3000mm管中心距：32mm 管程數(shù)Np：2 管子排列方式：正三角形管程流通面積：0.016m2實(shí)際換熱面積采用此換熱面積的換熱器，要求過程的總傳熱系數(shù)為：三、工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表項目符號單位精餾段數(shù)據(jù)及備注提餾段數(shù)據(jù)及備注塔徑Dm1.4（略）板間距m0.5塔板類型單溢流弓形降液管分塊式空塔氣速um/s1.06堰長m0.98堰高m0.06板上液層高度m0.08降液管底隙高m0.0353浮閥數(shù)N177（略）閥孔氣速m/s7.035浮閥動能因子12孔心距tm0.075排間距m0.080單板壓降Pa592.9降液管內(nèi)清液高度m0.1569泛點(diǎn)率%58.49氣相負(fù)荷上限2