食品工程原理课程设计报告

1、食品工程原理课程设计填料吸收塔的设计姓名:学号:班级:word.目录、设计任务书3二、第一章:流程的确定和说明一1.加料式三、第二章:第一节:第二节:2.3.4.5.6.进料式冷凝式回流式加热式加热器精徭塔的设计计算操作条件与基础数据一精锚塔工艺计算一专业资料51、物料衡算 2、热量衡算3、理论塔板数计算10第三节：精憎塔主要数据计算101、精锚塔设计的主要依据和条件102、塔径设计计算123、填料层高度计算15四、第三章：附属设备及主要附件的选型计算17第_节：冷凝器17第二节：再沸器18第三节：塔其他构件18】、接管的计算与选择】82、液体分布器203、除沬器214、液体再分布器215、填

2、料支撑板选择226、塔底设计227、他的顶部空间高度22第四节：精1：留塔高度计算23五、第五章：结束语24六、参考文献24食品工程原理课程设计任务书一、设计题目：埴料精憎塔设计二、设计任务：苯与甲苯埴料精憎塔设计三、设计条件进料组 成苯甲苯分离要 求塔顶苯含量0.96 塔底0.02完成日 期2010年1月4日进料状 态25 C四、设计的容和要求序 号设计容要求1工艺计算物料衡算，热量衡算，回流比，理论塔板数等2结构设计塔高，塔径，溢流装萱及塔板布直，接口管的尺 寸等3流体力学验算塔板负荷性能图4冷凝器的传热面积和冷却介质的 用量计算5再沸器的传热面积和加热介质的 用重计算6计算机辅助设计绘制

3、负荷性能图7编写设计说明书目录，设计任务书，设计计算及结果，流程图， 参考资料等第一章流程的确定和说明一确定设计案的原则确定设计案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到 技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须 具体考虑如下几点：(1) 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定， 这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。 其次所定的设计案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定围进行调节，必要时传热量 也可进行调整。因此，在必要的位直

4、上要装責调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热 面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要老虑必需装萱的仪表(如 温度计、压强计，流量计等)及其装萱的位直，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正 常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。(2) 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸憎过程中如能适当地利 用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口 温度的高低，一面影响到冷却水用量,另面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设 备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产

5、成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加 热式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面老虑，力求总费用尽可能低 一些。而且，应结合具体条件，选择最佳案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要； 在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。(3) 保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如， 塔是指定在常压下操作的，塔压力过大或塔骤冷而产生直空，都会使塔受到破坏，因而需要 安全装萱。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作 较多的老虑，对第二个

6、原则只作定性的老虑，而对第三个原则只要求作一般的老虑。二、加料式加料分两种式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流 量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制进料式，泵加料易受温度影响， 流量不太稳定，流速也忽大忽小，影响传质效率。靠重力的流动式可省去一大笔费用。本次 加料可选泵加料，泵和自动调节装萱派和控制进料。三、进料状态进料式一般有冷夜进料、泡点进料、气液混合物进料、露点进料、加热蒸汽进料等。冷夜进料对分离有利，但会增加操作费用。泡点进料对塔操作便，不受季节气温影响。泡点进料基于恒摩尔流，假定精催段和提留段上升蒸汽量相等，精镭段和提留段塔径基 本相等。

7、由于泡点进料时塔的制造比较便，而其他进料式对设备的要求高，设计起来难度相对加 大，所以采用泡点进料。四、冷凝式选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝， 且本次分离式为了分离苯和甲苯，旦制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。五、回流式宜采用重力回流，对于小型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。优点：回流冷凝器无需支撑结构；缺点：回流控制较难安装，但强制回流需要用泵，安装费用、电耗费用大，故不用强制 回流，塔顶上升蒸气采用冷凝冷却器以冷凝回流入塔。六、加热式采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的芻出夜组成及回收 率时，利用直接蒸气加热时，所需理

8、论塔板数比用间接蒸气是要多一些，若待分离的混合液 为水溶液，且水是难挥发组分，釜液近于纯水，这时可采用直接加热式。由于本次分离的是 苯-甲苯混合液，故采用间接加热。七、加热器选用管壳式换热器。只有在工艺物料的特征性或工艺条件特殊事槽老虑选用其他型式。例如， 热敏性物料加热多采用降膜式或者波纹管式换热器或者换热器流路均匀、加热效率高的加热 器。第二章精馆塔的设计计算第1节操作条件与基础数据一、操作压力精憎操作按操作压力可分为常压精錮、加压精镭和减压精憎。一般采用常压精憎，压力 对挥发度的影响不大。在常压下不能进行分离或达不到分离要求时，采用加压精憎；对于热 敏性物质采用减压精憎。当压力较高时，对

9、塔顶冷凝器有利，对塔底加热不利，同时压力升高，相对挥发度降低, 管径减小，壁厚增加。本次设计选用常压101.325kP。作为操作压力。二、气液平衡关系及平衡数据表1常压下苯-甲苯的气液平衡与温度关系温度110.106.102.98.9592.89.86.84.82.81.80.2t/r61262148432气相萊021.237.050.61.71.78.85.91.95.97.100.y/(mol% )080934790液相苯08; .820.030.39.48.59.70.80.90.95.100.x/(mol% )079203300注：植自化工手册P174三、 回流比通常/?二（2） R聞

10、，此设计去取7?二12尺聞第2节精馆塔工艺计算-物料衡算1. 物流示意图（略）2. 物料衡算已知：二4000kg/h x 7 =0.43 xF 二0.96 x 中二0.02 M 差=78.1 lkg/kmoLM 甲苯二92.14kg/kmoL进料液、憎出液、釜残液的摩尔分数分别为0.437W0.43 , 0.57苯上=7831 十 9Z14 =0.47090.967MI0.96 _ 0.04xo =7831 + 9234 =0.96590.027KT10.020.98xh =7W +9234 =0.0235进料液平均相对分子质量：販f= M甦疋+ M甲笨(1-Xr) =78.11 *0.470

11、9+92.14*( 1 -0.4709)=85.53kg/kmol400085.53=46.77kmol/h据物料衡算程、F = D + WFXf =DXd + W Xw代入数据46.76 = D + W46.76 x 0.4708 = 0.9568D + 0.0235VVD = 22.20kmol/h = 1.5246 x 22.20 = 33.84612nW/L = L + q F = 33.84612 + 46.76 = 80.60612kmol / hy/=U = (R+l)D = 2.52 x 22.20 = 55.944/?3 物料衡算结果表2物料衡算结果（）物料流量(kmol/h

12、)组成进料F46.77苯 0.4709甲苯0.5291塔顶产品D22.20苯 0.9659甲苯0.0341塔底残液w24.57苯 0.0235甲苯0.9765表3物料衡算结果（b）物料物流(kmol/h)精憎段上升蒸汽量V55.944提镭段上升蒸汽量V55.944精憎段下降液体流量L33.74提留段下降液体流重L*80.514 塔板效率计算(1)精憎段“/=工召“ a 0306mPasEn = 0.49 (aplA )，245 = 0.49 x (2.488 x 0.310)245 =0.523(2)提馆段/2 =工者“a 0.246沪d sEJ2 = 0.49( 2)245 =0.49x(2

13、.47x0.266)245 =0.552二.热量衡算1 热流示意图(略)2加热介质的选择选用饱和水蒸气压，温度1409,工程大气压为3.69atmo原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸汽压力 越高，冷凝温差越大，管程数相应减小，但蒸汽压力不宜太高。3冷凝剂的选择选冷却水，冷却水为深井水温度289,温升109。原因：冷却水便易得，清洁不易结垢，升温线越高用水量越小，但平均温差小，传热面积大, 综合考虑选择10Co热重衡算：由汽液平衡数据，用插法可求塔顶温度tD,塔底温度tw,进料温度tF. = 80.88 C9575-950_ 681.2100-95.0 8

14、0.2-81.22.35-0-8.8-0 絆陽EC =92.719tD 温度下：Cpl=99.03kJ/(kmol K)C. = 124.23kJ/(kmol K)Cm 二 S XD+7(lx/J=9903x09659+12423x00341=9989kJ/(kmolK)tw 温度下：Cpl = 107.30kJ/(kmol K)C“2 = 13393kJ/(kmoIK)Cptv =C/,rxu+C/2(l-xwJ=107.30x0.0235+133.93x0.9765=133.30kJ/(kniol- K)tD 温度下:/)= 393.42 / kg了2 =378.9紂/畑沪=久.勺 + 人

15、(1 一 勺)=393.4 x 0.9659 + 378.9 x 0.0341 = 392.9 kJ / kg塔顶 M = MrxD + MD(l-xD) = 78.11x 0.9659+92.14x 0.0341 = 78.59檢 / kmol(1) 09时塔顶气体上升的恰Qv塔顶以0匸为基准，Q. = V 爲-/“ + V莎码=55.94x99.89x80.88+55.94x392.91 x7&59 = 2179304.932!h(2) 回流液的恰Qr注：此为泡点回流，据t-x-y图查得此时组成下的泡点t,用插法求得回流液组成下的性。 查得 tD=80.808C 此温度下：Cp产99.03

16、 kJ/ (kmol - K)Cp2=24.23kJ /(kmol -K)6= Cp XD + Cp2 (1 一 心)=99.89kJ/(kmol K)注：回流液组成与塔顶组成相同Q =厶= 33.74 x 99.89 x 80.80 = 272319.32V/?(3) 塔顶流出液的恰0。因憎出口与回流口组成一样，所以Cp = 99.89V/(kmol K)Qd=L-Cp tD = 22.20X99.89x80.88 = 179356.09V /h(4)冷凝器消耗的焰Q.Qc = Qv-Qr-Qd=279304.93 一 272319.32-179356.09 = 1727629.52R /

17、h(5)进口料的熔0尸温度下：C, = 24.34畑 (kmol-C) = 102.60R / (k/nol - K)Cp2 = 30.27畑/ / (kmol-C) = 12&422 / (kmol - K)Cp = C); X,. + C . (1 -xF) = 116.26kJ /(kmol - K)所以 Q, =FJ【f= 504108.79V/h塔底残液的熔00, = W , 心=24.57133.30*109.4 = 358304.80R /?（刀再沸器0（全塔围列衡算式）塔釜热损失为10%,则“ = 0.9。设再沸器热损失能量Q损二010,0 + Qf = Qc + Qw + 0

18、损+ Qn加热器实际热负荷0.9Qb = Qc + Qw + Qi）- Qf=1956868.477/A表4热量衡算表项目进料冷凝器塔顶憎出液塔底残液再沸器平均比热/kJ /(kmobK)116.2699.89.30热量。504108.791727629.52179356.09358304.801956868.47三、理论塔板数计算精馄段操作线程儿屮=1.398%0.00936R1儿+1 =兀 +xDR + l R + 1儿小=0.60x/r+0.38b = -=0.383R + 11、计算结果各板气液组成如下板123456789101112131415y0.96580.9350.8930.8

19、40.780.7240.6760.6390.5720.4790.3680.25570.16870.0960.0479X0.9190.85250.770.6780.5890.5130.4560.41590.34950.26908960.12740.07540.04970.01982、由图解法求理论塔板数，求得温度/cQ苯/（g.加）內苯/（g 山）tD = 80.880.8140.809tw = 109.400.7810.781=92.710.8010.797M=15进料板精憎段7块（不包括 再沸器）Nf=8第三节精馆塔主要尺寸计算_、精饱塔设计的主要依据和条件苯甲苯在不同温度下的密度1 塔顶条

20、件下的流量和物性参数Pl P Pi0.960.04+0.8140.809= 1.2288wL/gMd = Mxxd + M? (1 -”)= 78 .llx 0.9662 + 92.14x(1-0.9662) = 7&59畑 / kmolPi、= 0.81385g / mL = 813.8kg / m3PMd _101.325x78.59RT 8.314x(273.15 + 80.88)= 2705kg/ryi=MD.y = 78.59 x 55.94 = 4396.32焙 thL=MdL = 78.59 X 33.74 = 2651.63kg / h2.进料条件下的流量和物性参数Mf= M

21、+ M2 (1 ) = 7& 11 x 0.4709 + 92.14x(1-0.4709) = 85.53kg / kmolPvi= 2849kg/FPMf _101,325x85.53RT 8.314x(273.15 + 92.96)1Pli耳 1 一 耳 _ 0.43p、 p 0.8010.57H0.797= .2520mL/g= 798.7kg / nt =岭=叼f V = 85.53x55.94 = 4784.55kg Ih精憎段：=仏 L = 85.53x33.74 = 2885.78kg/h提憎段： 厶=叼尸 C = 8553x80.51 = 6886.02檢 Ih3.塔底条件下的

22、流量和物性参数Mw =+A/2(1-和)=78 11 x 0.0235 + 92.14x(1-0.0235) = 91.81kg/ kmolPMW101.325x91.81Pr RT8.314x(273.15 + 109.40)丿 1a；,1 一略 0.020.98 =“2- pPl、 p、 pi 0.7810.781=1.2804?厶 / gpL3=lSkg/m3V； =Vz = 91.81x55.95 = 5135.85/?耳=衍附 r = 91.81X 80.51 = 7391.62kg / h4.精憎段的流量和物性参数pv = A ltA，2 =2 777畑 / m2 2pL = Pu

23、严2 =皿于妁=眦25畑/加32 2-呼= 4396.32皿了他卡如轴如力厶 +厶 _ 2651.63+2885.78L =2 2= 2768.715 提憎段的流量和物性参数Pv =pv2 + Pg _ 2.849 + 2.9252 2=2.887/m3门798.7 + 781 72Q. 3pL = = 789.85 焙 / m2 2v/+V?4784.55 + 5135.85 “ fV = -=4960.2檢/?22L=Z= 6686.02,7391.62 =7138W/?226 体积流量塔顶：Vvl =4396.322.705x3600=0.4515厂 Isv进料：4784.552.849

24、x3600=0.4665/7? Is_ - 0.4877/n /.s= 96738kg/? 又因:电 _ Pl _ 825Q、 967.38= 0.8334查得 妙=117（此为泛点埴料因子）由y/皿.昭=0.200LPl得I 0.200x9.8x806.25V 117 X 0.8334 x2.777 x0.295 02=2729加/$取=0.5 = if = 1.365/n/s竺=1 4x0459tt-u N34 X 1.365=0.65/7?圆整后：Z) = 700mm式中 f泛点气速，nilsg重力加速度,98加/疋Q XV气相，液相密度,kg/itf0F泛点埴料因子，%液体密度校正系数

25、。3 提憎段7138.82 ( 2.887 x 4960.21789.85 J= 0.0870y = 0.I480.247 + 0.2802= 0264?Pg$-109.4 + 92.71t =2= 101.06C插法:110-100 _101.06-100951.0-151.0-958.4 /?, -958.4= p 水=957.62kg/nv屮=比=Q水789,85957.62= 0.8248查得 0f=117由尸 0.156/J=2.317m/s(0.148x9.8x789.85117 x 0.8248 x 2.887 x 0.264 02取=0.6=u=l 390m/s4x0.4771

26、 czz /=0.66m/s3.14x1.390圆整后 D二700mm所以去全塔塔径D二700mm。注：尽量使两段求得的D相等。若不等，可通过调整的取值，使两段相等，旦尽量圆整成小塔经，以节省材料；若无法使两段D相等，则将D圆整为数值较大的D。三、埴料层高度计算1. 等板高度设计计算(1)精镭段因为此温度下，o-A2,旦液相中甲苯较多，故取甲苯作近似计算。ln(HETP)=h-l .2921 na +1.471 止查的 h二7.0779a=21.61mN/m=21.61 x 103 N/mfiL =0.2899mPa s=O.2899xlO3Pa s代入上式，解得HETP二】.O6Z = HE

27、TP - N 门=1.06 x7 = 7.42/n(2)提催段cr屮: = 20.58/wV / m = 20.58 x 103 N / m二02576mPd s二0.2576x 103Pa - s解得 HETP 二0.95Z2=HETP Nr2=0, 95x7=6.65Z=Z1+Z2 =14.07采用上述法计算出埴料层高度后，还应留出一定安全系数。根据设计经验，埴料层的设 计高度一般为Z =(1.21.5)Z,本次取Z =1.2ZoV 设计时的埴料高度，m;Z工艺计算得到的埴料高度，m;V =1.2 Z= 16.88注：埴料层高度的计算，根据所选埴料的不同，也可才采用其他法。如选择规整埴料,

28、 可采用动能因子法，也可采用传质单元数法进行计算。2 埴料层降压计算(1)精镭段由上述计算知 PL =806.25kg/m3, pv =2.777kg/m3, /zL =0.295mPa s, 0 二0.8334, u=1.365m/s查的二1 4m * (压降埴料因子)gpLy_ X 0 XX pv XES&W 2.777 心刖畑89.8x806.25U空塔气速，m/s;由前计算x二0.0354,查埃克特通用关联图=36x9.81 Pa/m ZN),.=y-x Z 1 = 36x9.81x7.896=2.79kPa(2)提催段由上述计算可知：Pv =2.887kg/m 3 , pL =789

29、.85kg/m ：,他=0.264mPa s,屮=0.8248, 0户二 114m , u=l .390m/s9.8x789.85尸= l.390 8248 里4x2 朋 7x0.2 刖二。笑?x二0.0870查图知： =45x9.8 IPa/m_ ZA/? :；i =x Z2 =45x9.81x8.320 = 3.67 kPa全塔埴料层总压降A/? = A/? 11 + Ap t；- =2.79+3.67=6.46kPa表10参数表项目等板高度 /m压降妙/Z/（%）总压降/kPo埴料层高度/m精憎段1.12836x9.812.797.896提憎段1.04045x9.813.678.320全

30、塔6.4616.216第三章附属设备及主要附件的选型计算第一节冷凝器设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器。原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸惚塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝 器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排除冷凝液。冷凝水循环与气体之间向相反，当逆流式流入冷凝时，起液膜减少，传热系数增大，利 于节省面积，减少材料费用。最热月平均气温t=28Co冷却剂用深井水，冷却水出口温度一般不超过40C,否则易结垢，取t2=38Co泡点回流温度 t 二80.80 C, J 二80.88 C1. 计算冷却水流量QcGf =二二 172762.952kg/hCp x(/2 -Zj)2. 冷凝

31、器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流程一二46.66C-心)/(6 -2)】K=1800kJ(m2-/?-C)Qc=KAb,”A二上172762.952 皿卅K 1800x46.66操作弹性为 1.2, A二 1.2A二24.68 itf 表11公称直径/mm管程数管子数量管长/mm换热面积/rtf公称压力MPa273II32150033.5225标准图号 JB1145-71239 设备型号 G273II-25-3第二节再沸器选用卧式U型管换热器，经处理后，放在塔釜，蒸汽选择3.69otm、1409的水蒸气，传热系数 K 取 600kcal/( rtf h C)，y二2234.4kJ/kg1、

32、间接加热蒸汽量=1956868.47 =91109* y 2147.832、再沸器加热面积= 109.40 C为再沸器液体入口温度；5 = 109.40 C为回流汽化为上升蒸汽时的温度；“=140匸为加热蒸汽温度；G = 140 C为加热蒸汽冷凝为液体的温度。用潜热加热可节省蒸汽ft从而减少热量损失q =人一如=140 109.40 = 30.6 9A/2 = t2 -twl =140-109.40 = 30.6 Cg 二 30.69A=ft= 19568647 =2538 k 九 2520x30.6第三节塔其他构件一、接管的计算与选择】、塔顶蒸汽管从塔顶至泠凝器的蒸汽导管，尺寸必须合适，以免

33、生产过大压降，特别在减压过程中,过大压降会影响塔的直空度。操作压力为常压，蒸汽速度叫二1220m/s.本次设计取=15m/s。4p.4x4396.32n 1OZJ二.=0.196m 3600龙齐久 3600x3.14xl5x2.705圆整后dp =200mm表12塔顶蒸汽管参数表径 d2xs2外径心XSR管重/(kg/m)200x4320x437512.102、回流管冷凝器安装在塔顶时，回流管在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高,对于重力回流，一般取速度叫为0205m/s,本次设计取叫二05m/s4厶3600兀叫门I 4x2651,63V 3600x3.14x0.5x813.

34、8=0.048m径 d2 x s2外径X 5jR管重/(kg/m)48x4118x4.51501603.3】圆整后 二48mm表13回流管参数表3、进料管本次加料选用泵加料，所以用泵输送时叫可取1.525m/s,本次设计取=2.0m/so4x4000V 3600x3.14x2.0x798.7二0.030圆整后=48mmo径 d2 x s2外径X 5jR管重/(kg/m)48x4118x4.51501603.31表14进料管参数表4、塔底出料管塔釜流出液速度1% 一般可取0.510m/s,本次设计可取Ww二06m/s。其中 w =W-Mw =24.57 X91.81 二225577kg/h。圆整

35、后血=48mm径 d2 xs2外径dx x SRH管重/(kg/m)48x4118x4.51501603.3】表15塔釜出料管参数二、液体分布器采用莲蓬头式喷淋器。选此装直的目的是能使埴料表面很好的润湿，结构简单，制造和维修 便，喷洒比较均匀，安装简单。K回流液分布器流量系数取082085,本次设计取0.82,推动力液柱高度H取0.06mo则小中液体流速 W二2gH 二082x V2x9.8x0.06 =0.89m/s小输液能力Q二一二二9.05X1 Of/spLl X 3600813.8x3600小总面积仁畀:9O5X1 =1.24X10-0.82x0.89由Q= (pfW得所以，小数n二丄

36、孚二式中，d小直径，一般取4-lOm,视介质污泥而异，本次设计取9mmo 喷洒球面中心到埴料表面距离计算广 h=rcota+ ?_； 2W2sin2a式中r喷洒园半径，r二 D/2 -(75100)=700/2-100=250mm=0.25mo喷洒角，即小中心线与垂直轴线间的夹角，a10巧2= 29.8830取 二 40。h=rcota+gr2/2Wsin2a= 0.25cot40+9.8 x 0.252/2 x 0.892sin240 =1.234 m莲蓬头直径的围为 M1/5D),取1/5D二140mm三、除沫器除沫器用于分离塔顶出口气体中所夹带的液滴，以降低有价值的产品的损失，并改善 塔

37、后动力设备的操作。近年来，在国油化工设备中，广泛应用丝网除沬器。除沬器的直径取 决于气体量及选定的气体的速度。影响气体速度的因素很多，如雾沫夹带量，气、液的密度, 液体的表面力和粘度以及丝网的比表面积等。其中，气体和液体的密度对气体的速度影响最 大。气速计算WK=K(pLrL2p/p gw式中K常数，取0.107；PG pL塔顶气体和液体密度(kg/rr?)Wk二0.107 x 813.8 - 2.705 / 2.705 =1.85m/s除沫器的直径计算：D二巧豐；二0.558 m式中，V二V|/(p WX3600)二4396.322.705x3600=0.451四、液体在分布器液体在乱堆埴料

38、层向下流动时，有偏向塔壁流动的现象，偏往往造成塔中心的埴料不被 湿润。塔径越小，对应于单位塔截面的长越长，这种偏向越重。为将流动塔壁处的液体重新 汇集并引向塔中央区域，可在埴料层每隔一定高度设責液体再分布装萱，每段埴料层的高度 因埴料种类而定，对鲍尔环，可为塔径的510倍，但通常不超过6n%此次设计埴料层高度为选塔径的】0倍，故每0.7x10二7 m处装一再分布器。选取锥在式分布器，因其适用于直径0.8 m以下的小塔。五、填料支撑板的选则本次设计选用分块式气体喷射式支撑板。这种支撑板可以提供100%的自由截面，波形结构承载能力好，空隙率大，宜于中1200 以下的塔。在波形增设的加强版，可提高支撑板的刚度。它的最大液体负荷为145 m3/(m2.h) 最大承载能力为40KPO,由于本塔较高，故选此板。主要设计参老分块式气体喷射式支撑板的设计参老数据塔径D/ (mm)板外径Di/（mm）分块数近似重量/N700693266支撑圈尺寸（采用不锈钢）塔径/(mm)圈外径Dj/lmm）圈经 D2/(mm)