食品工程原理课程设计

食品工程原理课 程 设 计填料吸收塔的设计姓名：学号：班级：目录一 、设计任务书3二、第一章 : 流程的确定和说明41. 加料方式42. 进料方式43. 冷凝方式44. 回流方式45. 加热方式4精品资料6. 加热器4三、第二章：精馏塔的设计计算5第一节：操作条件与基础数据5第二节：精馏塔工艺计算51、物料衡算52、热量衡算83、理论塔板数计算10第三节：精馏塔主要数据计算101、精馏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第一节： 冷凝器17第二节：再沸器18第三节：塔内其他构件181、接管的计算与选择182、液体分布器203、除沫器214、液体再分布器215、填料支撑板选择226、塔底设计227、他的顶部空间高度22精品资料第四节： 精馏塔高度计算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：填料精馏塔设计进料组苯甲苯成分离要塔顶苯含量0.96求塔 底 0.02完成日2010 年 1 月 4 日二、设计任务：苯与甲苯填料精馏塔设计三、设计条件精品资料期进料状250 c态四、设计的内容和要求序设计内容要求号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，溢流装置及塔板布置，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量计算6计算机辅助设计绘制负荷性能图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方案的原则确定设计方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。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计精品资料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， 要考虑必需装置的仪表 (如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，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。如前所述在蒸馏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， 一方面影响到冷却水用量，另方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， 采用哪种加热方式， 以及回流比和其他操作参数是否选得合适等， 均要作全面考虑， 力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。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，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。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考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。二、加料方式加料分两种方式：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方式，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。 靠重力的流动方式可省去一大笔费用。精品资料本次加料可选泵加料，泵和自动调节装置派和控制进料。三、进料状态进料方式一般有冷夜进料、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。泡点进料对塔操作方便，不受季节气温影响。泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提留段上升蒸汽量相等，精馏段和提留段塔径基本相等。由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。四、冷凝方式选全凝器，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，且制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。五、回流方式宜采用重力回流，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内。六、加热方式采用间接加热， 因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的馏出夜组成及回收 率时， 利用直接蒸气加热时，所需理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方式。由于本次分离的是苯 -甲苯混合液，故采用间接加热。精品资料七、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考虑选用其他型式。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。第二章精馏塔的设计计算第1 节操作条件与基础数据一、操作压力精馏操作按操作压力可分为常压精馏、 加压精馏和减压精馏。 一般采用常压精馏， 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， 采用加压精馏； 对于热敏性物质采用减压精馏。当压力较高时， 对塔顶冷凝器有利，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101.325kpa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110.106.102.98.95.92.89.86.84.82.81.80.2t/ 61262148432气相苯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%)注：摘自化工手册 p174079203300精品资料三、回流比通常 r =（ 1.12 ） r min ，此设计去取r =1.2r min第 2 节精馏塔工艺计算一、物料衡算1. 物流示意图（略）2. 物料衡算已知： f =4000kg/hx f =0.43x d =0.96x w =0.02m 苯=78.11kg/kmol,m 甲苯=92.14kg/kmol,进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为苯 xf =错误！未找到引用源。=0.4709xd = 错误！未找到引用源。=0.9659xw =错误！未找到引用源。=0.0235进料液平均相对分子质量：m fm 苯 xfm 甲 苯(1xf ) =78.11*0.4709+92.14*(1-0.4709)=85.53kg/kmolf4000f=m85.53错误！未找到引用源。=46.77kmol/h据物料衡算方程fdwfxfdxdwxw代入数据46.76dw46.760.47080.9568d0.0235wd22.20kmol / h w24.57kmol / h由于泡点进料q=1 ，由汽液平衡数据，用内插法求得进料温度f48.939.747.0839.7t92.710 c92.195.2tf95.2由 antoine 方程， ln0p=a-b/(t+c)0式中p 在温度t 时的饱和蒸气压，mmhgt- 温度， k ：a， b， c，antionet f 查得常数abc甲苯16.01373096.52-53.67苯15.90082788.51-52.36计算此温度下苯与甲苯的饱和蒸气压之比p012.488p02查得苯和甲苯的蒸汽压如下：苯80101.0100 180.0甲苯38.8274.17求得 a 1=2.60 ，a 2=2.43故 aa1 a22.4881rmina1xda 1xdxf1xf1.2705r1.2rmin1.21.27051.5246lr d1.524622.2033.84612mol / hllqf33.8461246.7680.60612 kmol / hv vr1 d2.5222.2055.944kmol / h3. 物料衡算结果表 2物料衡算结果（a）物料流量（ kmol/h ）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 ）精馏段上升蒸汽量v55.944提馏段上升蒸汽量v55.944精馏段下降液体流量l33.74提留段下降液体流量l80.514. 塔板效率计算（1 ）精馏段l1xii0.306mpa set 10.49a0.2450.245l10.49(2.4880.310)0.523（2 ）提馏段l 2xii0.246mpa set 20.49 al 20.2450.49(2.470.266)0.2450.552二热量衡算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140 ，工程大气压为3.69atm 。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28 ，温升10。原因：冷却水方便易得，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10。热量衡算：由汽液平衡数据，用内插法可求塔顶温度td，塔底温度tw，进料温度tf.95.7595.0t d81.2t d80.88 10095.080.281.22.350tw110.6tw109.408.80106.1110.6tf92.71 td 温度下： cp1 =99.03kj/(kmolk)cp 2124.23kj/(kmolk)cpdcp1xd +cp2(1-xd )=99.030.9659+124.203.0341=99.89kj/(kmko)ltw 温度下： cp1 =107.30kj/(kmolk)c p2133.93 kj/(kmolk)cpwcp1x w +cp2 (1-xw )=107.300.0235+133.930.9765=133.30kj/(kmol k)td 温度下：1393.4kj / kg2378.9kj / kg1xd2 (1xd )393.40.9659378.90.0341392.91kj/ kg塔顶mdm1xdmd(1xd)7 8. 1 10. 9 65 99 2. 1 40. 0 34 1k g 7 k8.m5o9l/（1） ） 0 时塔顶气体上升的焓qv塔顶以 0 为基准，qvv c pdtdvm d55.9499.8980.8855.94392.9178.592179304.93kj / h（2） ）回流液的焓qr注：此为泡点回流， 据 t-x-y 图查得此时组成下的泡点td ，用内插法求得回流液组成下的td。查得 td=80.80 此温度下： cp1 =99.03 kj/ （ kmol k）cp 2124.23kj / ( kmolk )cpcp 1xdcp 2(1xd )99.89kj / (kmolk )注：回流液组成与塔顶组成相同qrlcptd33.7499.8980.80272319.32kj / h（3） ）塔顶流出液的焓qd因馏出口与回流口组成一样，所以cp99.89kj/ (kmol k )qdlcptd22.2099.8980.88179356.09kj / h(4) 冷凝器消耗的焓qcqcqvqrqd2179304.93272319.32179356.091727629.52 kj / h（5 ）进口料的焓qft f 温度下：cp124.34kal/ (kmolc 0 )102.60 kj/ ( kmolk )c p230.27kal/ (kmolc 0 )128.42kj/ (kmolk )c pc p1xfcp2(1xf )116.26kj/ (kmolk )所以qffcptf504108.79kj / h(6) 塔底残液的焓qwqwwcptw24.57 133.30 109.4358304.80kj / h（7 ）再沸器qb （全塔范围内列衡算式）塔釜热损失为10% ，则0.9 。设再沸器热损失能量q 损= 0.1qb , qbqfqcqwq 损+ qd加热器实际热负荷0.9qbqcqwqdqfqb1956868.47 kj / h表 4热量衡算表项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热/kj / (kmolk )116.2699.89133.301956868.47热量 q504108.791727629.52179356.09358304.80三、理论塔板数计算精馏段操作线方程：yn 1r1xnxdr 1r1yn 10. 6 x0n0. 3 8ym 11.398xm0.00936xnyn(1)ynbx dr10.3831、计算结果各板气液组成如下1234567891011121314150.90.90.80.80.70.70.60.60.50.40.30.20.10.00.0658359348247639727968557687964790.90.80.70.60.50.50.40.40.30.20.10.10.00.00.01952577889135615949569896274754497198温度 / oc苯 / ( gml )11甲苯/ ( g ml)板号yx2 、由图解法求理论塔板数，求得nt15 （不包括再沸器）进料板 n f8精 馏 段 7 块第三节精馏塔主要尺寸计算一、精馏塔设计的主要依据和条件苯-甲苯在不同温度下的密度td80.880.8140.809tw109.400.7810.781tf92.710.8010.7971. 塔顶条件下的流量和物性参数m dm 1xdm 2 (11xd1xdxd )78.110.966292.14(10.9662)78.59kg /0.960.041.2288ml / gkmoll 1120.8140.809l10.81385 g / ml813.8kg / m3pm dv 1rt101.32578.592.705kg8.314(273.1580.88)/ m3v1m dv78.5955.944396.32kg / hl1m dl78.5933.742651.63kg / h2. 进料条件下的流量和物性参数m fm 1x fm 2 (1xf )78.110.470992.14(10.4709)85.53kg /kmolpm fv 2rt101.32585.532.849kg / m38.314(273.1592.96)1xf1xf0.430.571.2520ml / gl 2120.8010.7973l 2798.7kg / mv2v2m fv85.5355.944784.55 kg / h精馏段 :l 2m fl85.5333.742885.78 kg / h提馏段：l2m fl85.5380.516886.02 kg / h3. 塔底条件下的流量和物性参数mwm 1xwm 2 (1xw )78.110.023592.14(10.0235)91.81kg /kmolpm wv 3rt101.32591.8132.925kg / m8.314(273.15109.40)1xw1xw0.020.981.2804ml / gl 3120.7810.781l 3781kg/ m3v3m wv91.8155.955135.85kg / hl3m wl91.8180.517391.62kg / h4. 精馏段的流量和物性参数v 1v 22.7052.8492.777kg / m3v22ll1l 2813.8798.7806.25kg / m3vv1ll122v24396.324874.554590.44kg / h22l22651.632885.782768.71225. 提馏段的流量和物性参数v 2v32.8492.9252.887kg / m3v22l 2l 3l798.7781789.85kg / m322vv2v3 2ll2l3 24784.555135.854960.2kg / h26686.027391.627138.82kg / h26. 体积流量塔顶：vs1v14396.320.4515m3 / sv12.7053600进料：v2vs2v4784.550.4665m3 / s2.8493600塔底：vs3v35135.85v32.92536000.4877 m3 / s精馏段： vsvs1vs20.45150.4665220.459m3 / ss提馏段：v =vs2vs320.46650.487720.4771m3 / s二塔径设计计算1. 填料选择填料塔内所使用的填料根据生产工艺技术的要求进行选择，并对填料的品种材质及尺寸进行综合考虑， 应尽量选用技术资料齐全， 使用性能成熟的新型填料塔。 对性能相近的材料， 应根据他们的特点进行技术 经济评价，是所选用的填料既能满足生产要求，又能使设备的投资和操作费用最低或较低。填料是填料塔中气液接触的基本构件，其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素， 因此，填料塔的选择是填料塔设计的重要环节。鲍尔环由于环壁开孔，大大提高了环内空间及内表面的利用率，气流阻力小， 液体分布均匀，与拉西环相比，其通量可增加50% 以上，传质效率提高30% 左右，鲍尔环是目前应用较广泛的填料之一。综合以上因素及鲍尔环的优点，且由于dn 38 鲍尔环各项参数齐全，故本次选用dn 38 鲍尔环为填料塔。表 7填料尺寸性能表外径高厚堆积个数 n堆积密度v比表面 a3填料名称（dh）mmmmmm个 / mkg / m3m2 / m3孔隙率/%金属鲍尔环38380.8130003651290.9452. 精馏段12xlvvl2768.714590.4412.777 / 806.25 20.0354y0.228表 8甲苯粘度温度 / c粘 度 / mpastd80.88tw109.4tf92.710.3090.2470.280注：由于平均粘度在数值上与甲苯粘度相等，且液相中甲苯居多，故本次采用甲苯粘度代替混合物的粘度。l0.3090.2800.2952表 9水的密度温 度 / c密度 /(kgm)温 度 / c3密 度 / kgm80971.8100958.490965.3110951.03t80.8892.71286.80 c内插法：908086.8080水967 .38kg/ m3965.3971.8水971.8又因：l806.25水967.380.8334查得f117m1（此为泛点填料因子）u0.2uf由yfvlgl20.2000.2009.8806.25得u f1170.83342.7770.295 0.22.729m / s取u0.5 u fd4vsu1.365m / s40.4590.65mu3.141.365圆整后：d700 mm式中uf泛点气速，m/ sg重力加速度，9.8m/ s2v ,l气相，液相密度，kg / m31f泛点填料因子，m液体密度校正系数。3. 提馏段11l2v7138.822.887v0 .148l4960.2789.852x0.0870yul0.24720.2800.264mpa st109.492.712101.06 c内插法：110100101.061003水957.62kg / m951.0151.0958.4水958.4l789.85水957.620.8248查得f117m 1由y0.1560.2uuffvl2gl0.1489.8789.85得 u f =1170.82482.8870.2640 .2=2.317m/su取=0.6u=1.390m/su f4vsd=40.4771=0.66m/su3.141.390圆整后d=700mm所以去全塔塔径d=700mm 。注：尽量使两段求得的d 相等。若不等，可通过调整u u f的取值，使两段相等，且尽量圆整成小塔经，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、填料层高度计算1. 等板高度设计计算（ 1）精馏段因为此温度下，l1 l 2 ，且液相中甲苯较多，故取甲苯l 作近似计算。ln(hetp)=h-1.292ln+1.47l n l查 的 h=7.0779=21.61mn/m=21.61103 n/ml =0.2899mpas=0.2899310pa s代入上式，解得hetp=1.06z 1hetp n t1 =1.0677.42m(2)提馏段3甲苯20.58mn / m20.58 10n / m3l =0.2576mpas=0.257610pa s解得hetp=0.95z 2 =hetp n t 2 =0 ， 957=6.65z=z 1 +z 2 =14.07采用上述方法计算出填料层高度后，还应留出一定安全系数。根据设计经验，填料层的设计高度一般为z=(1.2 1.5)z ，本次取z=1.2z 。z 设计时的填料高度，m；z 工艺计算得到的填料高度，m； z =1.2 z=16.88注：填料层高度的计算，根据所选填料的不同，也可才采用其他方法。如选择规整填料，可采用动能因子法，也可采用传质单元数法进行计算。2. 填料层降压计算（ 1 ）精馏段lvl由上述计算知=806.25kg/m3 ，=2.777kg/m3 ，=0.295mpas ，=0.8334 ，u=1.365m/s1查的p =114m(压降填料因子)u 20.21.36520.83341142.7770.2950.2y=pvl=gl9.8806.25=0.0487u 空塔气速，m/s ；pz=369.81pa/mp精=pzz1= 369.817.896=2.79kpa(2) 提馏段由上述计算可知：33v =2.887kg/m，l =789.85kg/m， l =0.264mpa s，=0.8248 ，p =114m1， u=1.390m/sy=u 2pv0.2l1.39020.82481142.8870.2640 .2g=0.0519l9.8789.85x=0.0870查图知：pz=459.81pa/mp提=pzz =4529.818.3203.67 kpa全塔填料层总压降p=p 精 +p 提 =2.79+3.67=6.46kpa表 10参数表由前计算x=0.0354 ，查埃克特通用关联图项目等板高度/m压降p / z /( pam 1 )总压降 /kpa填料层高度 /m精馏段1.12836 9.812.797.896提馏段1.04045 9.813.678.320全塔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，对于蒸馏塔的冷凝器，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方向相反，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。郑州最热月平均气温t=28c 。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t 2 =38c 。泡点回流温度t d =80.80c ， t d =80.88c1. 计算冷却水流量g c =cpqc(t 2t1 )=172762.952kg/h2. 冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方程d(t tt1 )(tdt 2 )=46.66 dmln( t t1 ) /(tdt 2 )k=1800kj(m2 hc )q ckatmqca=kt m172762.952180046.66=20.57m2操作弹性为1.2 ， a=1.2a=24.68表 11公称直径 /mm管程数管子数量管长 /mm换热面积 /公称压力mpa273ii3215003253.52标准图号jb1145-71-2-39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，放在塔釜内，蒸汽选择3.69atm 、140 的水蒸气，传热系数 k 取 600kcal/( h ), =2234.4kj/kg1、 间接加热蒸汽量gbq b1956868.47911.092147.83kg/h2、 再沸器加热面积tw1109.40为再沸器液体入口温度；tw1109.40为回流汽化为上升蒸汽时的温度；t1140 为加热蒸汽温度；t2140 为加热蒸汽冷凝为液体的温度。用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失t1t1t w1140109.4030.6 t 2t 2t w2140109.4030.6 t m =30.6 a=qbktm1956868.47=252030.6=25.38第三节塔内其他构件一、接管的计算与选择1、塔顶蒸汽管从塔顶至泠凝器的蒸汽导管，尺寸必须合适，以免生产过大压降，特别在减压过程中， 过大压降会影响塔的真空度。操作压力为常压，蒸汽速度wp =1220m/s, 本次设计取wp =15m/s 。d4 v144396.32p3600wp=v36003.14152.705=0.196m圆整后 d p =200mm表 12塔顶蒸汽管参数表内径 d2s2外径 d1s1rh 1h 2内管重 /(kg/m)200 4320 437517018712.102、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wr 为 0.20.5m/s ，本次设计取wr =0.5m/sdr4l13600 wr=42651.63l36003.140.5813.8=0.048m圆整后d r =48mm表 13回流管参数表内径 d2s2外径 d1s1rh 1h 2内管重/(kg/m)48 4118 4.51501601803.313、进料管本次加料选用泵加料，所以用泵输送时wf 可取 1.52.5m/s ，本次设计取wf =2.0m/s 。4f df=44000=0.0303600wfl 236003.142.0798.7圆整后表 14d f=48mm 。进料管参数表内 径 d2s2外 径 d1s1rh 1h 2内管重/(kg/m)48 4118 4.51501601803.314、塔底出料管塔釜流出液速度ww 一般可取0.51.0m/s，本次设计可取ww =0.6m/s 。dw =4w =42255.77=0.041m3600wwl36003.140.6781其中 w 圆整后wm w =24.57 91.81=2255.77kg/hdw =48mm。表 15内 径 d2塔釜出料管参数s2外径 d1s1rh 1h 2内管重/(kg/m)48 4118 4.51501601803.31二、液体分布器采用莲蓬头式喷淋器。选此装置的目的是能使填料表面很好的润湿，结构简单， 制造和维修方便，喷洒比较均匀，安装简单。1、回流液分布器4流量系数取 0.820.85, 本次设计取0.82 ，推动力液柱高度h 取 0.06m 。则小孔中液体流速w=2gh =0.82 29.80.06 =0.89m/s小孔输液能力q=l1=l136002651.63813.83600=9.05 10/s由 q=fw 得q小孔总面积f=9.0510 4=1.24 10 3 w0.820.89fw所以，小孔数n=2=31.24100.89=17.36, 即 18 个 孔 。4 d3.14910 3 24式中， d小孔直径，一般取410m, 视介质污泥而异，本次设计取9mm 。喷洒球面中心到填料表面距离计算h=rcot +gr 22w 2 sin2式中r 喷洒园半径，r= d/2 -(75 100)=700/2-100=250mm=0.25m喷洒角，即小孔中心线与垂直轴线间的夹角，40 0,取=40 0h=0.25cot400+9.8 0.25 2 /2 0.89 2sin 2 400 =1.234 m2. 进料液分布器采用莲蓬头由前可知w=0.89 m/sqf 40001.