苯甲苯篩板精餾塔的設(shè)計(共28頁)

1、化工原理課程設(shè)計說明書 PAGE PAGE 32大連大學(xué)(dxu)課程設(shè)計說明書作 者:XX學(xué) 號：XXXXXX系 (院):環(huán)境與化學(xué)工程學(xué)院專 業(yè):過程裝備與控制工程題 目:苯-甲苯篩板精餾塔的設(shè)計指導(dǎo)者：張曉琳2015年7月化工原理(yunl)課程設(shè)計說明書中文摘要精餾是利用混合液中組分揮發(fā)度的差異，實現(xiàn)組分高純度分離(fnl)的多級蒸餾操作，即同時實現(xiàn)多次部分汽化和部分冷凝的過程。實現(xiàn)精餾操作的主體設(shè)備是精餾塔。塔設(shè)備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設(shè)備，廣泛應(yīng)用于化工(hugng)、石油化工、石油等工業(yè)中，其結(jié)構(gòu)形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。我國石油工業(yè)具有一定的水平，但還是一個發(fā)展

2、中的國家,擺在我們石油工作者面前的任務(wù)是繁重的。因此必須堅持獨立自主、自力更生，革新挖潛，全面提高，綜合利用，大搞化工原料，趕超世界先進(jìn)水平。關(guān)鍵詞 ：精餾塔 塔板 苯甲苯 塔板負(fù)荷設(shè)計(shj)條件：進(jìn)料量F= 160 kmol/h進(jìn)料組成= 0.55 （摩爾分率）進(jìn)料溫度tF= 泡點溫度 產(chǎn)品要求= 96% 回收率= 94% 設(shè)計(shj)內(nèi)容:1、精餾塔的物料(w lio)衡算；2、塔板數(shù)、壓降的計算；3、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；4、精餾塔的相關(guān)工藝尺寸計算；5、繪制精餾塔設(shè)計條件圖。 目 錄1. 引言(ynyn) 61.1 塔設(shè)備(shbi)的分類61.2 塔設(shè)備在化工(

3、hugng)生產(chǎn)中的作用和地位 61.3 設(shè)計條件 61.4 問題研究 62. 板式塔的設(shè)計 621 工業(yè)生產(chǎn)對塔板的要求 62.2 設(shè)計方案的確定 72.2.2 操作壓力的選擇 72.2.3 進(jìn)料熱狀況的選擇 72.2.4 加熱方式的選擇 72.2.5 回流比的選擇 73 工藝流程圖 74. 工藝計算及主體設(shè)備的計算84.1 精餾塔的物料衡算84.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率84.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量84.1. 3 物料衡算84.2 塔板數(shù)的確定 94.2.1 理論板層數(shù)NT的求取94.2.2 實際板層數(shù)的求解 94.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算

4、 94.3.1 操作壓力的計算104.3.2 操作溫度計算114.3.3 平衡摩爾質(zhì)量的計算114.3.4 平均密度的計算 124.3.5 液體平均表面張力計算 134.3.6 液體平均粘度計算 134.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算144.4.1 塔徑計算144.4.2 精餾塔有效高度的計算154.5. 塔板主要工藝尺寸的計算154.5.1 溢流裝置計算154.5.2 塔板布置164.6. 篩板的流體力學(xué)(li t l xu)驗算174.6.1 塔板壓降174.6.2 液面落差(luch)184.6.3 液沫夾帶(jidi)184.6.4 漏液194.6.5 液泛194.7 塔板負(fù)荷性能圖19

5、4.7.1 漏液線204.7.2 液沫夾帶204.7.3 液相負(fù)荷下限線214.7.4 液相負(fù)荷上限線214.7.5 液泛線225. 輔助設(shè)備的草圖及選型 245.1 回流冷凝器 245.2 再沸器 25結(jié)束語27參考文獻(xiàn)27引言(ynyn)1.1 塔設(shè)備(shbi)的分類塔設(shè)備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設(shè)備，廣泛應(yīng)用于化工、石油(shyu)化工、石油等工業(yè)中，其結(jié)構(gòu)形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射的方式穿過板上的液層，進(jìn)行傳質(zhì)于傳熱。在正常操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬于逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的

6、填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上(有時也采用并流向下)流動，氣體兩相密切接觸進(jìn)行傳熱與傳質(zhì)。在正常操作過程中，氣相為連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，屬于微分接觸逆流操作過程。 1.2 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位精餾過程的實質(zhì)是利用混合物中各組分具有不同的揮發(fā)度。即在同一溫度下，各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質(zhì)，使液相中的輕組分轉(zhuǎn)移到汽相中，汽相中的重組分轉(zhuǎn)移到液相中，從而達(dá)到分離的目的。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關(guān)系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益。在化工生產(chǎn)中，塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各個方面，都有非常重大的影

7、響。1.3 設(shè)計條件進(jìn)料量每小時160千摩爾，原料中含苯55%（摩爾分率），以沸點狀態(tài)送入塔內(nèi)。要求塔頂餾出物含苯96%（摩爾分率），塔釜殘液中含苯不大于4%，操作回流比取最小回流比的2.5倍。1.4 問題研究本設(shè)計是針對苯甲苯的分離而專門設(shè)計的塔設(shè)備。根據(jù)設(shè)計條件以及給出的數(shù)據(jù)描述出塔溫度的分布，求得最小回流比以及塔頂?shù)南鄬]發(fā)度、塔釜的相對揮發(fā)度、全塔平均相對揮發(fā)度，又根據(jù)物料平衡公式分別計算出精餾段和提餾段的汽、液兩相的流量。之后，計算塔板數(shù)、塔徑等。根據(jù)這些計算結(jié)果進(jìn)行了塔板結(jié)構(gòu)的設(shè)計等。計算和設(shè)計這些之后進(jìn)行了有關(guān)的力學(xué)性能計算和一系列的校核。2板式塔的設(shè)計2.1 工業(yè)生產(chǎn)對塔板的要

8、求： 通過能力要大，即單位塔截面能處理的氣液流量大。 塔板效率(xio l)要高。 塔板壓力降要低。 操作(cozu)彈性要大。 結(jié)構(gòu)簡單，易于制造。在這些要求中，對于要求產(chǎn)品(chnpn)純度高的分離操作，首先應(yīng)考慮高效率；對于處理量大的一般性分離（如原油蒸餾等），主要是考慮通過能力大。22設(shè)計方案的確定22.1裝置流程的確定精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，可分為連續(xù)精餾和間歇精餾兩種流程。在本次的設(shè)計中，是為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)該采用連續(xù)精餾流程。2.2.2操作壓力的選擇 蒸餾過程按操作壓力不同，可

9、分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般除熱敏性物系外，凡通過常壓 分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的物系，都應(yīng)采用 常壓精餾。 根據(jù)本次任務(wù)的生產(chǎn)要求，應(yīng)采用常壓精餾操作。2.23進(jìn)料熱狀況的選擇蒸餾操作有五種進(jìn)料熱狀況，它的不同將影響塔內(nèi)各層塔板的汽、液相負(fù)荷。工業(yè)上多采用接近泡點的液體進(jìn)料和飽和液體進(jìn)料，通常用釜殘液預(yù)熱原料。所以這次采用的是泡點進(jìn)料。2.2.4加熱方式的選擇 由于采用泡點進(jìn)料，將原料液加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝氣冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。2.2.5回流比的選擇 回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選

10、擇的原則是使設(shè)備費用和操作費用之和最低。 苯甲苯混合液是屬易分離物系，最小回流比較(bjio)小，故操作回流比取最小回流比的2.0倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。3工藝流程(n y li chn)圖板式(bnsh)塔主要由筒體、封頭、塔內(nèi)構(gòu)件（包括塔板、降液管和受液盤）、人孔、進(jìn)出口管和群座等組成。按照塔內(nèi)氣、液流動的方式，可將塔板分為錯流與逆流塔板兩類。工業(yè)應(yīng)用以錯流式塔板為主，常用的由泡罩塔、篩板塔、浮閥塔等。此次設(shè)計按照要求選用篩板塔來分離苯-甲苯系。4工藝計算及主體設(shè)備的計算4.1 精餾塔的物料衡算 苯的摩爾質(zhì)量=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量=93.13

11、 kg/kmol原料處理量F=160 kmol/h進(jìn)料苯的摩爾(m r)分率=0.55塔頂苯的摩爾(m r)分率=0.96塔頂易揮發(fā)組分(zfn)的回收率=94%總物料衡算： F = D + W 易揮發(fā)（苯）組分衡算：塔頂易揮發(fā)組分（苯）的回收率： = 聯(lián)立解得 4.2 塔板數(shù)的確定4.2.1理論板層數(shù)的求取苯-甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 由手冊查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，見圖1。 求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖1中對角線上，自點e（0.55，0.55）作垂線ef即為進(jìn)料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標(biāo)為 = 0.75 = 0.55故最

12、小回流比為 R=取操作回流比為 R=2 QUOTE =2 QUOTE 1.05=2.1求精餾塔的氣、液相負(fù)荷(fh)求操作(cozu)線方程精餾(jn li)段操作線方程提留段操作線方程圖解法求理論塔板數(shù)采用圖解法求理論塔板數(shù)，如圖1所示。求解結(jié)果為：總理論板層數(shù) N = 10.5(包括再沸器)進(jìn)料板位置 N = 5 QUOTE 圖1 圖解法求理論(lln)板層數(shù)4.2.2實際(shj)板層數(shù)的求解精餾(jn li)段實際板層數(shù)N= 提留段實際板層數(shù)N=4.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算以精餾段為例進(jìn)行計算4.3.1操作壓力的計算設(shè)塔頂表壓 P表 = 4 kPa塔頂操作壓力 PD = 1

13、01.3 + 4 =105.3 kPa每層塔板壓降 P = 0.7 kPa進(jìn)料板壓力 PF = kPa精餾段的平均壓力 kPa4.3.2操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由 安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下： 塔頂溫度 tD82.1 進(jìn)料板溫度 t=泡點溫度確定在110.9kPa下溶液的泡點需采用試差法。經(jīng)過幾次試差后，得到泡點 t = 92 進(jìn)料板溫度 t = 92精餾段平均溫度 t（82.l92）/2 = 87.054.3.3 平衡摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由x= y= 0.96, 查平衡曲線（見圖1），得 x = 0.

14、889M = 0.96 78.11 + (1-0.96) 92.13 = 78.67kg/kmolM =0.889 78.11 + (1-0.889) 92.13 = 79.67kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量(zhling)計算 由圖解(tji)理論板(見圖1)，得y = 0.702查平衡(pnghng)曲線 （見圖1），得x = 0.495M = 0.702 78.11 + (1-0.702) 92.13 =82.29kg/kmolM =0.495 78.11 + (1-0.495) 92.13 = 85.19kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量M = ( 78.67+82.29) /2 =

15、80.48kg/kmolM = (79.67 + 85.19) / 2 = 82.43kg/kmol4.3.4平均密度的計算氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 = = = 2.91kg/m液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即塔頂液相平均密度的計算 由t82.1，查手冊得 = 812.7 kg/m = 807.9 kg/m = =812.5kg/m進(jìn)料板液相平均(pngjn)密度的計算 由tF92，查手冊(shuc)得 = 734.1kg/m = 734.3 kg/m進(jìn)料板液相的質(zhì)量(zhling)分率a= = 0.454 精餾段液相平均密度為 =（812.5+734.2）/2

16、 = 773.35kg/m34.3.5液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即塔頂液相平均表面張力的計算 由tD82.1，查手冊得 =21.24 mN/m =21.42 mN/m= 0.960.0421.42 = 21.25mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計算 由tF92，查手冊得=19.82mN/m =20.61mN/m精餾段液相平均表面張力為 QUOTE =（21.25+20.22）/2 = 20.74mN/m4.3.6液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即塔頂液相平均粘度(zhn d)的計算由tD82.1，查手冊(shuc)得 =0.302 mPas =0.306 mPas

17、= 0.96lg(0.302)+ (1-0.96)lg(0.306)=0.302 mPas進(jìn)料板液相平均(pngjn)粘度的計算由tF92，查手冊得 =0.276 mPas =0.283 mPas= 0.495lg(0.276)+ (1-0.495)lg(0.283)=0.280 mPas精餾段液相平均表面張力為 = （0.302 +0.280）/2 = 0.291mPas4.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算4.4.1塔徑計算精餾段的氣、液相體積流率為V = = L = = 由 u = C 式中C由式5-5計算，其中的 QUOTE 由圖5-1查取，圖的橫坐標(biāo)為( = ( = 0.0426取板間距H=

18、0.40m QUOTE ，板上液層高度h= 0.06m QUOTE ,則 H- h = 0.40-0.06 = 0.34m查圖5-1得，C = 0.075C = C( = 0.075( = 0.0755u = 0.0755 = 1.228 m/s取安全系數(shù)(nqun xsh)為0.7，則空塔系數(shù)為u = 0.7 u= 0.71.228 = 0.860D = =按標(biāo)準(zhǔn)(biozhn)塔徑圓整后為D1.8 m 塔截面積為 A = D= 1.8=2.543 m實際(shj)空塔系數(shù)為u = 4.4.2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 Z精 = （N精 -1）HT = (8-1) 0.4=2.8m

19、提餾段有效高度為 Z提 = （N提 -1）HT=（13-1）0.4=4.8m在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m 故精餾塔的有效高度為 Z= Z精+ Z提+0.8=2.8+4.8+0.8=8.4m4.5.塔板主要工藝尺寸的計算4.5.1溢流裝置計算 因塔徑D1.8m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：堰長lW取 lW= 0.66D = 0.661.8 = 1.19m溢流(y li)堰高度hw由 選用平直(pn zh)堰，堰上液層高度h由式5-7計算(j sun)，即 h =E(近似取E1,則 h = 1( = 0.018m取板上清液層高度=0.06m故 =0.06-0.0

20、18=0.042m弓形降液管寬度 QUOTE 和截面積 QUOTE 由 查圖5-7，得 Af=0.0722AT=0.07222.543=0.184m2Wd=0.124D=0.1241.8=0.223m依式5-9驗算液體在降液管中停留時間，即 = = 13.73s 5s故降液管設(shè)計合理。降液管底隙高度 QUOTE 取 =0.16m/s 0.042-0.0282=0.0138m 0.006m 故降液管底隙高度(god)設(shè)計合理 選用(xunyng)凹形受液盤，深度=50mm4.5.2塔板布置(bzh)塔板的分塊 因D800mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔極分為5塊。 邊緣區(qū)寬度確定取 W

21、= W= 0.065m , W = 0.035m開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積Aa按式5-12計算，即 其中 x = - (W+ W) = - (0.223+0.065) = 0.612m QUOTE r =- W= -0.035 = 0.865m 故 A = 2(0.612+sin)= 1.924m篩孔計算及其排列本設(shè)計所處理的物系無腐蝕性，可選用 3 mm碳鋼板，取篩孔直徑 QUOTE 5 mm。 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 t3 QUOTE 3 515mm篩孔數(shù)目n為n = = =9876 個開孔率為 = 0.907（）= 0.907（）=10.1%氣體(qt)通過篩孔的氣速為 u

22、= = = 10.56 m/s4.6. 篩板的流體力學(xué)(li t l xu)驗算4.6.1 塔板壓降干板阻力(zl)hc QUOTE 計算干板阻力hc QUOTE 由式5-19計算，即由 QUOTE 531.67，查圖5-20得， QUOTE 0.772故 h = 0.051() () =0.0359m液柱氣體通過液層的阻力 QUOTE 計算 氣體通過液層的阻力h1 QUOTE 由式5-20計算，即 u= = = 0.870m/s F = 0.87 = 1.484kg/(sm)查圖5-11，得=0.59故 h=h =(hh) = 0.59(0.042 + 0.018)=0.0354m液柱液體表

23、面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由式5-23計算，即h= = =0.0022m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 h= 0.0359+0.0354+0.0022 = 0.0735m液柱氣體(qt)通過每層塔板的壓降為P= hg= 0.0735773.359.81= 557.6Pa0.7kPa(設(shè)計(shj)允許值)4.6.2 液面落差(luch) 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 4.6.3 液沫夾帶 液沫夾帶量由式5-24計算，即 h =2.5h = 2.50.06 =0.15m故 = = 0.015kg液/kg氣u穩(wěn)定系

24、數(shù)為 K=1.857 1.5故在本設(shè)計中無明顯漏液4.6.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生(fshng)液泛，降液管內(nèi)液層高 QUOTE 應(yīng)服從(fcng)式5-32的關(guān)系(gun x)，即 苯一甲苯物系屬一般物系，取0.5，則 =0.5(0.40+0.042)=0.221m而 板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由式5-30計算，即h=0.513=0.153(0.16)=0.00392m液柱H=0.0735+0.06+0.00392=0.137m液柱故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象4.7. 塔板負(fù)荷性能圖 4.7.1漏液線由 QUOTE h =E(得 QUOTE =4.40.7720.1011.924整理(zhngl)得在操

25、作范圍內(nèi)，任取幾個(j )Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表1表1L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s,1.0441.0691.1011.127由上表(shn bio)數(shù)據(jù)即可作出漏液線l4.7.2液沫夾帶線以0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關(guān)系如下由 u= = =0.424Vh =0.042h= = 0.594 L故 h= 0.105 +1.485 L H- h=0.295-1.485 L e=0.1整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表2表2L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s

26、,4.2374.1043.9343.791由上表(shn bio)數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線24.7.3液相負(fù)荷(fh)下限線 對于(duy)平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式5-7得 h= =0.006取E=1，則L= () = 0.00102據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。 4.7.4 液相負(fù)荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時間的下限 =4故 L=0.0184 m/s據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。4.7.5 液泛線 令 由 ；聯(lián)立得 忽略，將與LS QUOTE ，與LS，與VS的關(guān)系式代人上式，并整理得 式中 = b= H+(

27、 -1)h QUOTE c=0.153/(lh) d=2.84(1+)將有關(guān)(yugun)數(shù)據(jù)代入，得 =0.00853 b=0.5=0.154 c= 135.86 d=2.84=0.945故 0.00853 =0.154-135.86 -0.945 或 =18.05-15927.3-110.79在操作范圍(fnwi)內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算(j sun)出Vs值，計算結(jié)果列于表3 表3L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s,4.1544.0703.9503.835由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示在負(fù)荷性能(xn

28、gnng)圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖2查得 故操作(cozu)彈性為 QUOTE 所設(shè)計篩板的主要(zhyo)結(jié)果匯總于表4序號項目數(shù)值序號項目數(shù)值1平均溫度tm,87.0517邊緣區(qū)寬度,m0.0352平均壓力pm,kPa108.118開孔區(qū)面積,m21.9243氣相流量VS,(m3/s)2.05319篩孔直徑,m0.0054液相流量LS,(m3/s)0.0053620篩孔數(shù)目 98765塔的有效高度Z,m1021孔中心距,m0.0156實際塔板數(shù) 2122開孔率,%10.17塔徑,m1023空塔氣速, m/s0.

29、8078板間距 0.424篩孔氣速, m/s10.569溢流型式 單溢流 25穩(wěn)定系數(shù) 1.85710降液管型式 弓型 26單板壓降,kPa0.62911堰長,m1.1927負(fù)荷上限 液泛控制 12堰高,m0.04228負(fù)荷下限 漏夜控制 13板上液層高度,m0.0629液沫夾帶,kg液/kg氣 0.01514堰上液層高度,m0.01830氣相負(fù)荷上限, m3/s3.33415降液管底隙高度,m0.028231氣相負(fù)荷下限, /s1.10516安定區(qū)寬度,m0.06532操作彈性 3.0175.輔助設(shè)備(shbi)的草圖及選型5.1回流(hu li)冷凝器按冷凝器與塔的位置，可分為(fn wi

30、)：整體式、自流式和強(qiáng)制循環(huán)式。（1）整體式如圖3(a)和(b)所示。將冷凝器與精餾塔作成一體。這種布局的優(yōu)點是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，不便維修，當(dāng)需用閥門、流量計來調(diào)節(jié)時，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)致塔體過高。該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場合。圖3 冷凝器的型式（2）自流式如圖3（c）所示。將冷凝器裝在塔頂附近的臺架上，靠改變臺架的高度來獲得(hud)回流和采出所需的位差。（3）強(qiáng)制(qingzh)循環(huán)式如圖3（d）、（e）所示。當(dāng)冷凝器換熱面過大時，裝在塔頂附近對造價和維修都是不利(bl)的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠(yuǎn)的低處，用泵向塔提供回流液

31、。需指出的是，在一般情況下，冷凝器采用臥式，因為臥式的冷凝液膜較薄，故對流傳熱系數(shù)較大，且臥式便于安裝和維修。 5.2再沸器精餾塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器及強(qiáng)制循環(huán)再沸器。（1）釜式式再沸器如圖4（a）和（b）所示。（a）是臥式再沸器，殼方為釜液沸騰，管內(nèi)可以加熱蒸汽。塔底液體進(jìn)入底液池中，再進(jìn)入再沸器的管際空間被加熱而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過再沸器內(nèi)的垂直擋板，作為塔底產(chǎn)物被引出。液體的采出口與垂直塔板之間的空間至少停留810分鐘，以分離液體中的氣泡。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應(yīng)有一分離空間，對于小設(shè)備，管束上方至少有300mm高的分離空間

32、，對于大設(shè)備，取再沸器殼徑為管束直徑的1.31.6倍。（b）是夾套式再沸器，液面上方必須留有蒸發(fā)空間，一般液面維持在容積的70%左右。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中。（2）熱虹吸式再沸器如圖4（c）、（d）、（e）所示。它是依靠釜內(nèi)部分汽化所產(chǎn)生的汽、液混合物其密度小于塔底液體密度，由密度差產(chǎn)生靜壓差使液體自動從塔底流入再沸器，因此該種再沸器又稱自然循環(huán)再沸器。這種型式再沸器汽化率不大于40%，否則傳熱不良。（3）強(qiáng)制循環(huán)再沸器如圖4中（f）所示。對于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強(qiáng)制循環(huán)式再沸器，因流速大、停留時間短，便于控制和調(diào)節(jié)液體循環(huán)量。原料預(yù)熱器和產(chǎn)品冷卻器的型式(xn sh)不象塔頂冷凝器和塔底再沸器的制約條件那樣多，可按傳熱原理計算。 結(jié)束語在這次課程設(shè)計中，在老師的幫助下，我們學(xué)