第四章精馏塔设备设计及选型

1、第四章 设备设计及选型4.1 设备设计标准钢制压力容器 GB150-98压力容器用钢板 GB6654-96化工装置用不锈钢大口径焊接钢管技术要求 HG20537.4-92安全阀的设置和选用 HG/T20570.2-95设备进、出管口压力损失计算HG/T20570.9-95钢制化工容器设计基础规定HG20580-98钢制化工容器材料选用规定HG20581-98钢制化工容器强度计算规定HG20582-98钢制化工容器结构设计规定HG20583-98钢制化工容器制造技术规定HG20584-98化工设备设计基础规定 HG/T20643-98压力容器无损检测 JB4730-2005钢制压力容器焊接工艺评

2、定 JB4708-2000钢制压力容器焊接规程 JB/T4709-2000钢制压力容器产品焊接试板的力学性能检验 JB4744-2007压力容器用钢锻件 JB4726-2000石油化工塔型设备设计规范 SH 3030-19974.2 设备设计及选型塔设备是化工、 石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一， 塔可以使气液 相或者液液相之间进行紧密接触，达到较为良好的相际传质及传热的目的。在塔设备中常见的单元操作有：吸收、精馏、解吸和萃取等。此外工业气体 的冷却与回收、 气体的湿法净制和干燥， 以及兼有气液两相传质和传热的增湿和 减湿等效果。4.2.1 塔设备设计原则? 具有适宜的流体力学条件，可使

3、气液两相良好接触；? 结构简单，处理能力大，压降低；? 强化质量传递和能量传递。4.2.2 塔设备的设计目标作为主要用于传质过程的塔设备， 首先必须使气液两相能充分接触， 以获得 较高的传质效率。 此外，为满足工业生产的需要， 塔设备还得考虑下列各项要求：（1）生产能力大。在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹 带、拦液、或液泛等破坏正常操作的现象；（2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作，并且塔设备应保证能长期稳定操作；（3）流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压降小。这将大大节省生产 中的动力消耗， 以降低正常操作费用。

4、 对于减压蒸馏操作， 较大的压力降还将使 系统无法维持必要的真空度；（4）结构简单、材料耗用量小，制造和安装容易。这可以减少基建过程中 的投资费用；5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。事实上，对于现有的任何一种塔器， 都不可能完全满足上述所有要求， 但是 我们可以在某些方面做到独特之处。 以此来达到较大的生产效率， 提高企业的生 产效益。4.2.3 塔设备类型及选择为了便于研究和比较， 人们从不同角度对塔设备进行了分类。 例如： 按操作 压力的不同可分为加压塔、 常压塔、减压塔；按单元操作可分为精馏塔、 吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；但最常用的分类是按塔的内件结构进行划分，

5、分为板式塔和填料塔。塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节， 选择时应考虑的因素有： 物 料性质、操作条件、塔设备性能，以及塔设备的制造、安装、运转、维修等。4.2.4 与物性有关的因素1）易起泡的物系，如处理量不大时，以选用填料塔为宜。因为填料能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛；（2）具有腐蚀性的介质，可选用填料塔。如必须用板式塔，宜选用结构简 单造价便宜的筛板塔，穿流式塔盘或舌形塔盘，以便及时更换；3）具有热敏性的物料需减压操作，以防过热引起分解或聚合，故应选用压力降较小的塔型。 如可采用装填规整填料或散堆填料等， 当要求真空度较低时， 也可用筛板塔或浮阀塔；（4）黏性较大的物系， 可

6、以选用大尺寸填料。 因为板式塔的传质效率较差；（5）含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜。可 选用泡罩塔、 浮阀塔、栅板塔、舌形塔和孔径较大的筛板塔等， 不宜使用填料塔；6）操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。因塔板上积有液层，可在其中安放换热管进行有效地加热或冷却。4.2.5 与操作条件有关的因素1）若气相传质阻力大（即气相控制系统，如低黏度液体的蒸馏，空气增湿等），宜采用填料塔，因填料层中气相呈湍流，液相为膜状流。反之，受液相 控制的系统，宜采用板式塔，因为板式塔中液相呈湍流，用气体在液层中鼓泡；（2）大的液体负荷系统，可选用填料塔，若用板式塔时宜选用气液并流的 塔

7、型或选用板上液流阻力较小的塔型。 此外，导向筛板塔盘和多降液管筛板塔盘 都能承受较大的液体负荷；（3）低的液体负荷，一般不宜采用填料塔。因为填料塔要求一定量的喷淋密度，但网体填料能用于低液体负荷的场合；（4）液气比波动的稳定性，板式塔优于填料塔，故当液气比波动大时，选用板式塔。4.2.6 其他因素（1）对于多种情况，塔径小于800mm时，不宜采用板式塔，宜用填料塔。对于大塔径塔设备来说， 需进行加压或常压操作时， 应优先选用板式塔； 对于减 压操作过程，宜采用新型填料；(2) 般填料塔比板式塔重;(3)大塔以填料塔造价便宜。因填料价格约与塔体的容积成正比，板式塔按单位面积计算的价格，随塔径增大

8、而减小。气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。现将板式塔与填料塔的主要结构特点作简要对比列于表4-1:表4-1板式塔和填料塔的主要特点比较项目板式塔填料塔备注每块塔板的开孔散装填料约率为5%-10%,又约 1KPa0.3K Pa有25-50mm清液规整填料约层，故压降大。0.15K Pa压降小是填料塔的主要优点规整填料的分离效率比较稳HETP值比板式填料塔效率受液塔小，丝网的效体分布影响大，定，大塔效率会更 高些率更咼，新型散预测比较难，可装填料与板式塔靠性不如板式塔相当规整填料处理

9、能力比板式塔大，由于填料塔压降操作弹性大在真空和常压塔低，在高真空塔中为 30%-50%，时还可以使相对新型散装填料也挥发度有所上升各块理论板压降分离效率(HETP)可比板式塔高些处理能力与操作弹性对高真空操作的适应性(热敏、高沸物料)因压降大较难适 应，尤其在高真空 板中有多的场合压降小的优点使 其特别适用，高 真空下应用规整 填料会更佳高真空填料塔的 液体分布器往往 要特殊设计才能 达到高的分布质 量。且散装填料 可能会vQmin对腐蚀性物料的适应性必须用耐腐蚀性材 料制作，往往比较 困难或价格太高易用陶瓷性耐腐蚀性材料，较合一适对易结垢、易堵塞系统的适应性比较容易解决，清 理也较容易不适

10、用易起泡物系较难，塔径、塔高 均需要较大值比较合适填料塔的液体分布器需特别留意大直径塔很适合，造价低填料费用上升很 大，尤其是丝网 规整填料，而且 汽液分布均匀较 难减压大直径填料 塔已有不少成功 实例，此时因高 效、高处理能力 使塔体积减小I可歇精馏可以用因持液量少而更 合适多进料、轴测线的比较容易实现方便性不太合适因没增加一项， 均要增加一个再 分布器，结构复 杂而造价高，不 太合适中间换热易实现较难实施塔的检修容易较难实现，规整填料几乎不可能427塔板的选择塔板的主要特征为气液两相在板面上以气体鼓泡和液体喷射状态完成气液接触，传 热和传质有明显的“级” 式过程。在实际操作中， 塔盘的结构

11、在一定程度上仍然影响着操作 的流体力学状态和传质性能的优劣。现将几种主要塔板的性能比较列表如下：表4-2几种主要塔板的性能比较塔板类型优点缺点适用场合筛板结构简单、造价低、 易堵塞、操作弹分离要求咼、塔塔板效率咼性较小板数较多浮阀效率咼、操作范围浮阀易脱落 宽分离要求高、负荷变化大泡罩结构复杂、造价较成熟、操作稳定 高、塔板阻力大、处理能力小特别容易堵塞的物系舌型板结构简单、塔板阻力小操作弹性窄、效率低分离要求较低的闪蒸塔浮动喷射板压降小、处理量大浮板易脱落、效率较低分离要求较低的减压塔塔板类型塔板效率处理能力操作弹性压降结构成本泡罩1.01.051复杂1筛板1.21.41.430.5简单0.

12、40.5浮阀1.21.31.590.6一般0.70.9舌型板1.11.21.530.8简单0.50.6F表给出了几种主要塔板性能的量化比较:表4-3几种主要塔板性能的量化比较此塔进行产品脱甲苯精馏塔的分离过程,要求生产能力大,产量稳定,效率高，但对操作弹性要求不高，负荷变化不大。综合考虑塔板的效率、分离效果和设备的成本、维修等，我们初步选择目前使用较为广泛的筛板塔， 下面通过具体 的计算，论证选择筛板是否能满足生产要求。428脱甲苯精制塔(T0101)设计及选型4.2.8.1精馏塔精馏段的设计1. 物性参数在设计中使用As pen Plus进行模拟，计算得到精馏段为119块塔板，现将 精馏段各

13、个理论板上的计算结果列于下表：表4-4精馏段各理论板上的流量及物性数据列表塔板序号温度C)压力(Map液体摩尔 流量(kmol/h r)气体摩尔流 量(kmol/hr )液体密 度(kg/cu m气体密 度(kg/cu m液体粘度(P)液体 表面 张力(N/m)1104.4900.10269003450829.6392.567780.003220.0102108.5760.10217056.30110350828.4352.571250.003170.0103108.7460.10227065.48310506.3827.2802.582070.003120.0094108.8190.1023

14、7068.53510515.48826.2792.588020.003090.0095108.8800.10247069.50510518.53825.5002.593030.003070.0096108.9410.10257069.10510519.5824.9412.597130.003070.0097109.0100.10267067.46810519.1824.5592.600510.003040.0098109.0950.10277064.35210517.46824.3042.615870.003000.0089109.2080.10287059.15610514.35824.13

15、12.625990.002980.00810109.3660.10297050.87410509.15824.0092.634990.002970.00811109.5950.1037038.01910500.87823.9182.648780.002960.00812109.9300.10317018.60210488.01823.8452.658410.002950.00813110.4210.10326990.32710468.6822.7812.675830.002950.00814111.1240.10336942.3110440.32821.7222.688980.002950.0

16、08(1)气相平均流量和平均密度V 33018.3m3/h=9.17m3/s3v 2.617kg/m3(2)液相平均流量和平均密度L 77.349m3/h=0.0215m3/s3l 825.15kg/m(3)液相平均表面张力和粘度0.0086N/m=8.6dy ne/cm 0.003038 P 0.3038cP2. 初算塔径令 Ht 0.45m，假设 hL=0.08m，则Ht hL 0.37m又扯丄席(谿)42查Smith泛点关联图 115tfi n0 10-0询;图4-1Smith泛点关联图0104 0 5 MooF 03 OfM 0 05 oew O06.爭T -i罠讷a-_ llltll

17、WEK3 M tainI測 w005芒 0 .G4OOlBSIIBSIliWhIJQ8 11*Lt取丨 0.6D0.6 3.4=2.04 m， d 3.4m得：C200.081则气相负荷因子：C C20（20）=20 （歸）0-2 O.。68所以允许有效空塔气速:PvUg(max) =S/PpP=0.068256177 = 1.21m/S选取表观空塔气速 U op =0.8U g(max)=0.8 1.21=0.97 m/s所以初算塔径D= P=，屮1=3.34mY0.785U op V 0.785 0.967圆整后取D3.4m3. 塔径的初步核算雾沫夹带则弓形降液管面积Af 0.062At0

18、.0621.7 20.563 m2所以WG21.79.170.5631.08m/S则雾沫夹带0.0057(WG.3.2(Hthf)0.00578.61.08(0.45 2.5 0.080.05277kg / kg 汽 0.1kg/kg汽停留时间0.452 0.56323 s 5s0.0215根据以上两步核算的结果，可认为塔径 D 3.4m是合适的。4. 塔板布置设计(1)塔板结构形式降液管主要有弓形、圆形和倾斜弓形三种。现将不同降液管的对比列于下表:表4-5不同降液管的对比综合以上条件，选取弓形降液管。液体在塔板上的流动路径是由降液管的布置方式决定的。常用的布置方式有以下几种形式：U型流、单流

19、型、双流型、阶梯流型。F表列出了溢流类型、塔径、液体负荷之间的关系。表4-6液体负荷与板上流型的关系塔径（mm）液体流量（m3/h）U形流单流型双流型阶梯流型10007以下45以下14009以下70以下200011以下90以下90160300011以下110以下110200200300400011以下110以下110230230350500011以下110以下1102502504001600011以下110以下110250250450由于反应精馏塔精馏段液体流量为77.34m3/h，而初步计算塔径为3.4m,所以选择单流型。(2)堰及降液管设计堰的设计因为受液盘为凹形受液盘，所以没有内堰。堰长

20、丨 0.6D0.6 3.4=2.04m则(丨卡土誥13.01查流体收缩系数图图4-2流体收缩系数得 E 1.032则堰上清液层高度:how盏&3 需 1.032 （需）2 0.024m由于0.006mvhow 0.06m，所以采用平堰。堰高 hw hL how 0.08 0.024 0.056m，圆整后得 hw 0.06m。所以板上清液层高度hw how 0.06 0.0240.084m因为hL hL所以hL的假设合适。(3)液面梯度查弓形宽度与面积表图4-3弓形宽度与面积得弓形降液管管宽Wd0.34 m则平均溢流宽度b4 3 2.72m液体流道长度乙D 2Wd 3.4 2 0.342.72m

21、塔板上鼓泡层高度hf2.5hL 2.5 0.08 0.2m则液面梯度0.215(25Cb 1000hf)2 (3600L)乙(lOOCbhf)3 L0.215 (250 2.72 1000 0.2)2 0.3038 (3600 0.0215) 2.723(1000 2.72 0.2)3 825.150.00008023m液面梯度较小，可以忽略。(4).降液管的设计降液管的面积 Af0.062 At 0.062 1.720.563m2降液管管宽Wd 0.34m假设ho比hw少10mm 则降液管底部距下一板的间距ho hw 0.010.05m(5).孔布置筛孔按正三角形排列，取筛孔直径d0 5mm

22、,丄3.5d0则孔中心距t 17.5mm查开孔面积与开孔区面积图3图4-4开孔面积与开孔区面积得开孔率A / A 0.078取外堰前的安定区Ws 0.08m 边缘区的宽度Wc 0.05mD3 4则X (WS Wd) (0.08 0.16)=1.46m2 2D3 4r WC d 0.05=1.65m2 2x 1.46 C=0.885r 1.65查开孔区面积图Ie02 CDJO WOiO i QM 0 I锁 0和q t聘 IX/m9 5E 6 f 4. J 3 a o o o & IRSKEgKSa 建厂 一nVMKKIM VAWIWAI图4-5开孔区面积A a得 Aa=7.9m2所以开孔面积 A

23、o 0.078Aa 0.078 7.9=0.616m2查筛孔数求取图lOQ060JO46S11所以 hc 0.0512( )2C0LV 2 V0.0512(A0C7)-；=0.0512 (g IS=0.056 m 液柱(2) 塔板压降气相动能因数F0皿 /V=067- E24 17查有效液层阻力图图4-8有效液层阻力得液层有效阻力h| 0.049m所以气体通过塔板的总压降hp hl hc 0.049+0.056=0.105 m液柱4 8.6(3) 稳定性校核h =9810 Ld0 =9810 825.15 0.005 =0.00085加夜柱Uom=4.4CoJ(0.0056+0.13h2.61

24、7=44 08 J(0.0056+0.13 0.08-0.00085) 825.15 =7.69m/s则 K= =輕=1.93 uom 7.56即按漏液气速考虑的负荷下限为设计负荷值的51.6%(4) .雾沫夹带量校核hf2.5hL 2.5 0.08=0.2 m则雾沫夹带量(匹凹)(耳严Ht hf=（00057） （ 1.08 ）3-28.60.45 0.2=0.05277kg（液体）/kg（气体）0.1所以符合要求。(5).液泛校核hd0.153（4lwh0L ）2 0.153 （一匹15）2 0.000425m（液柱）4 2.04 0.05Hd hL hd hp =0.08+0.00042

25、5+0.105=0.185425 m液柱因为泡沫液的相对密度为 =0.5所以皿h 罕譽 0.06=0.3109m液柱HT0.5T所以不可能产生降液管内液泛。6. 负荷性能图(1) 漏液线筛板塔的操作有一个下限气速Uom，当气速低于此点时，液体开始从筛孔中 泄漏，称为漏液点。取板厚 0.004m4 8.6所以 do 1.251.25 0.004=0.005mh =0.00085 m液柱9810 Ld09810 825.15 0.00542 2因为 how IOOOe(期 鴛 倔5(磊尸 o.ooi83L2/3m所以 hLhW hOW O.O6 O.OO183L2/3又 Uom=4.4CoJ(0.

26、0056+0.13hL-h ) L3.956+0.075011?V UomAo联立以上方程可得 V 2.16832(2) 过量雾沫夹带线以ev 0.1kg (液体)/kg (气体)为限，将各数据代入式ev(WgHt hf)3-2 得:0.0057(Wg8.60.45 hf)32O1又WgVAtAf21.7=0.1 仃V0.563hf2.5(hw how)2.5(O.O6O.OO183L2/3)联立以上方程可得12.29620.188P(3)液相下限线因为how2841000e(L)3以how 0.006m作为规定的液相下限得 Lmin 0.0187m3/s(4)液相上限线因为Af Htl以5s

27、作为液体在降液管中停留时间的下限得 Lmax 0.0588m3/s(5) 液泛线为避免降液管液泛，应满足巴hwHT，其中 Hd hphL hd因为=0.5 , hw 0.06 , Ht0.45hphlhchd0.153()24lWh0将hp、hL、hd的计算式代入上式，整理得液泛线V=j218.35-2.768V-1374.5816_2根据各线的方程，作出如下筛板塔的负荷性能图7. 反应精馏塔上部塔精馏段的设计结果表4-7反应精馏塔上部塔精馏段的设计结果项目名称数值气相流量V9.17m3/s气相密度 V2.617kg/m3已知条件液相流量L0.0215m3/s液相密度L825.15kg/m3液

28、体表面张力(T8.6dy ne/cm液体粘度卩0.3038CP塔型筛板I塔径D3.4mI设计结果塔板间距Ht0.45m1溢流型式单溢流空塔气速U00.97m/s427.2精馏塔提馏段的设计1.物性参数在设计中使用Aspen Plus进行模拟，计算得到精馏段为1533块塔板，现将精馏段各个理论板上的计算结果列于下表:塔板序 号温度C)压力(Map液体摩 尔流量(cum/hr)气体摩 尔流量(cum/hr)液体密 度(kg/cu m气体密 度(kg/cu m液体粘度(P)液体表 面张力(N/m)15113.6920.103410955.59527.37820.7112.710290.002950.

29、0224216114.0680.103510985.810093.9819.6082.840090.002860.0219717114.1870.103610996.910124.2818.5502.854200.002790.0215618114.2850.103711003.510135.4817.4922.857980.002750.0210919114.3880.103811006.210141.9816.7812.860140.002710.0207620114.5190.103911004.410144.7816.2222.864560.002680.0204121114.7160

30、.10410995.410142.9815.7112.869990.002650.0200122115.0520.104110974.710133.9815.6082.873450.002610.0197423115.6550.104210934.210113.2814.5502.875690.002570.0193824116.7350.104310863.910072.7813.4922.880140.002510.0189425118.5800.104410758.810002.4813.5072.884580.002490.0186226121.4340.104510632.39897

31、.34813.9922.901250.002450.0182327125.2140.104610519.79770.79817.6032.925660.002360.0179628129.3330.104710452.99658.18825.5002.945120.002310.0175429132.9930.104810433.39591.43827.0262.978950.002270.0170930135.7130.104910439.79571.78832.8493.089960.002240.0165731137.4880.10510452.99578.26838.6603.1592

32、30.00220.0162132138.5560.105110463.99591.38842.7983.245940.002180.0159133139.1740.1052861.5329602.46848.4923.251410.002170.01586(1)气相平均流量和平均密度33V 32461.0m /h=9.06m /s3v 2.941kg/m3(2)液相平均流量和平均密度L 107.1m3/h=0.0298m3 /S3l 822.58kg/m3(3) 液相平均表面张力和粘度0.01896N/m=18.96dy ne/cm0.00251P0.251CP2. 初算塔径令Ht 0.45m

33、，假设 hL=0.08m，贝U HT hL 0.37m又VL（打=000?（鹦竝055查Smith泛点关联图n II0 100 03 OOM 6 010朋cm图Smith泛点关联图4-100010A*005nvvuM*HI 河|囱 tfifeEiii k9*l|a4lld? lkh&CK!al h9B$臨fWi少0 丽u 斶； 111什卅卅节H 卄jfflT価产斤鸟丨卜rtt I卄井MbIIIILBSSS!iii!i!i!S得：C200.079则气相负荷因子：C C20（h=C20 （詈）。.2 O.。78所以允许有效空塔气速:II c pL-pV cere /822T582.941 .Ug（

34、max）=C J-p-=0.078j =1.31m/s选取表观空塔气速 U op =0.8U g(max)=0.8 1.31=1.05m/s所以初算塔径D=j558&=y%=3.32m圆整后取D 3.4m3. 塔径的初步核算雾沫夹带取 l 0.6D0.6 3.4=2.04 m，3.4m则弓形降液管面积Af 0.062At0.0621.70.563 m2所以W,ATAf9.061.71.01m/s则雾沫夹带0.00570.005718.960.563Wg3.21.01(0.45 2.5 0.070.00893kg / kg汽 0.1kg/kg汽停留时间0.452 0.56317 s 5s0.02

35、98根据以上两步核算的结果，可认为塔径 D 3.4m是合适的。4. 塔板布置设计(1)塔板结构形式降液管主要有弓形、圆形和倾斜弓形三种。现将不同降液管的对比列于下表:表4-9不同降液管的对比综合以上条件，选取弓形降液管。液体在塔板上的流动路径是由降液管的布置方式决定的。常用的布置方式有以下几种形式：U型流、单流型、双流型、阶梯流型。F表列出了溢流类型、塔径、液体负荷之间的关系。表4-10液体负荷与板上流型的关系塔径（mm）液体流量（m3/h）U形流单流型双流型阶梯流型10007以下45以下14009以下70以下200011以下90以下90160300011以下110以下110200200300

36、400011以下110以下110230230350500011以下110以下1102502504001600011以下110以下110250250450由于反应精馏塔精馏段液体流量为107.28m3/h，而初步计算塔径为3.4m，所以选择单流型。(2)堰及降液管设计堰的设计因为受液盘为凹形受液盘，所以没有内堰。堰长丨 0.6D0.6 3.4=2.04m则(丨卡(2 18.04查流体收缩系数图图4-11流体收缩系数得 E 1.036则堰上清液层高度:how型 E（导 型 1.036 （嗨$0.041m1000 丨 10002.04由于0.006mvhow 0.06m，所以采用平堰。堰高 hw h

37、L how 0.08 0.041 0.039m，圆整后得 hw0.04m。所以板上清液层高度hw how 0.04 0.041 0.081m因为hL hL所以hL的假设合适。(3)液面梯度查弓形宽度与面积表图4-12弓形宽度与面积得弓形降液管管宽Wd 0.34m则平均溢流宽度b20口 2-72m液体流道长度 乙D 2Wd 3.4 2 0.34 2.72m塔板上鼓泡层高度hf 2.5hL 2.5 0.080.2m则液面梯度0.215(258 1000hf)2 (3600L)乙(lOOCbhf)3 L20.215 (250 2.72 1000 0.2)2 0.2513 (3600 0.0298)

38、2.723(1000 2.72 0.2)3 822.580.00009225m液面梯度较小，可以忽略。(4).降液管的设计降液管的面积 Af0.062 At 0.062 1.720.563m2降液管管宽Wd 0.34m假设ho比hw少10mm则降液管底部距下一板的间距ho hw 0.010.029m(5).孔布置筛孔按正三角形排列，取筛孔直径d0 5mm,丄3.5d0则孔中心距t 17.5mm查开孔面积与开孔区面积图3图 4-13开孔面积与开孔区面积得开孔率A0 / A 0.078取外堰前的安定区Ws 0.08m边缘区的宽度Wc 0.05mD3 4则 X (WS Wd) (0.082 2D3

39、4r WC d 0.05=1.65m2 2x 1.46 C=0.885r 1.65查开孔区面积图Ie02 CDJO WOiO i QM 0 I锁 0和q t聘 IX/m9 5E 6 f 4. J 3 a o o o & IRSKEgKSa 建厂 一nVMKKIM VAWIWAI图4-14开孔区面积A a得 Aa=7.9m2所以开孔面积 Ao 0.078Aa 0.078 7.9=0.616m2查筛孔数求取图lOQ060JO46S11所以 he 0.0512( )2C0LV 2 V0.0512(A0C7)-；=0.0512 (g 噩=0.062 m 液柱(2) 塔板压降气相动能因数F0皿/7=0后

40、応25 17查有效液层阻力图有效液层阻力图 4-17得液层有效阻力h| 0.049m所以气体通过塔板的总压降hphlhe 0.049+0.062=0.111 m 液柱(3) 稳定性校核h = 9810 Ld04 18.9629810 822.58 0.005 00188液柱Uom=4.4C0j(0.0056+0.13hL2.941=44 08 J(0.0056+0.13 0.08-0.00188) 822.58则人唱=珞=2.09即按漏液气速考虑的负荷下限为设计负荷值的49.7%(4) .雾沫夹带量校核hf2.5hL 2.5 0.08=0.2 m则雾沫夹带量(匹凹)(耳严Ht hf=（00057）（ 1.01）3-