苯-甲苯分離過程篩板精餾塔的設計.doc

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1、化工原理課程設計說明書 課程設計說明書 作 者: XXXX 學 號： XXXXX 系 (院): XXXXXXXXXXXX 專 業(yè): XXXXXXXXXXXX 題 目: 苯-甲苯篩板精餾塔的設計 XXXXXXXXXXXXXXX X 指導者： XXXXXXXXXX 2010 年 6 月 化工原理課程設計說明書中文摘要 XXXXXXXXXXXX 化 工 原

2、 理 課 程 設 計 任 務 書 專業(yè)： 化學工程與工藝 班級： XX 姓名： XXX 學號： XXX 設計日期： 2010 年 6 月 21 日 至 2010 年 7 月 2 日 設計題目：苯-甲苯篩板精餾塔的設計 設計條件： 進料量 F = 160 kmol/h 進料組成 = 0.55 （摩爾分率） 進料溫度 tF = 泡點溫度 產(chǎn)品要求 = 96% 回收率 = 94

3、% 設計內(nèi)容: 1、精餾塔的物料衡算； 2、塔板數(shù)、壓降的計算； 3、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算； 4、精餾塔的相關工藝尺寸計算； 5、繪制精餾塔設計條件圖。 指導教師： XX 2010年 6 月 目 錄 1. 引言 6 1.1 塔設備的分類6 1.2 塔設備在化工生產(chǎn)中的作用和地位 6 1.3 設計條件 6 1.4 問題研究 6 2. 板式塔的設計 6 2．1 工業(yè)生產(chǎn)對塔板的要求 6 2.2 設計方案的確定 7 2.2.2 操作壓力的選擇 7 2.2.3 進料熱狀況的選

4、擇 7 2.2.4 加熱方式的選擇 7 2.2.5 回流比的選擇 7 3 工藝流程圖 7 4. 工藝計算及主體設備的計算8 4.1 精餾塔的物料衡算8 4.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率8 4.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量8 4.1. 3 物料衡算8 4.2 塔板數(shù)的確定 9 4.2.1 理論板層數(shù)NT的求取9 4.2.2 實際板層數(shù)的求解 9 4.3 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)計算 9 4.3.1 操作壓力的計算10 4.3.2 操作溫度計算11 4.3.3 平衡摩爾質(zhì)量的計算11 4.3.4 平均

5、密度的計算 12 4.3.5 液體平均表面張力計算 13 4.3.6 液體平均粘度計算 13 4.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算14 4.4.1 塔徑計算14 4.4.2 精餾塔有效高度的計算15 4.5. 塔板主要工藝尺寸的計算15 4.5.1 溢流裝置計算15 4.5.2 塔板布置16 4.6. 篩板的流體力學驗算17 4.6.1 塔板壓降17 4.6.2 液面落差18 4.6.3 液沫夾帶18 4.6.4 漏液19 4.6.5 液泛19 4.7 塔板負荷性能圖19 4.7.1 漏液線20 4.7.2 液沫夾帶20 4.7

6、.3 液相負荷下限線21 4.7.4 液相負荷上限線21 4.7.5 液泛線22 5. 輔助設備的草圖及選型 24 5.1 回流冷凝器 24 5.2 再沸器 25 結束語27 參考文獻27 引言 1.1 塔設備的分類 塔設備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設備，廣泛應用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中，其結構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

7、料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，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，從而達到分離的目的。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟效益。在化工生產(chǎn)中，塔設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

8、保護等各個方面，都有非常重大的影響。 1.3 設計條件 進料量每小時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 本設計是針對苯—甲苯的分離而專門設計的塔設備。根據(jù)設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)這些計算結果進行了塔板結構的設計等。計算和設計這些之后進行了有關的力學性能計算和一系

9、列的校核。 2．板式塔的設計 2.1 工業(yè)生產(chǎn)對塔板的要求： 　　 ①通過能力要大，即單位塔截面能處理的氣液流量大。 　　 ②塔板效率要高。 　　 ③塔板壓力降要低。 　　 ④操作彈性要大。 ⑤結構簡單，易于制造。在這些要求中，對于要求產(chǎn)品純度高的分離操作，首先應考慮高效率；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。 2．2設計方案的確定 2．2.1裝置流程的確定 精餾裝置包括精餾塔，原料預熱器，再沸器，冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設備。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。 在本次的設計中，是為分離

10、苯—甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應該采用連續(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，都應采用 常壓精餾。 根據(jù)本次任務的生產(chǎn)要求，應采用常壓精餾操作。 2.2．3進料熱狀況的選擇 蒸餾操作有五種進料熱狀況，它的不同將影響塔內(nèi)各層塔板的汽、液相負荷。工業(yè)上多采用接近泡點的液體進料和飽和液體進料，通常用釜殘液預熱原料。 所以這次采用的是泡點進料。 2.2.4加熱方式的選擇 由于采用泡點進料，將原料液加熱至泡點

11、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，其選擇的原則是使設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工藝流程圖 板式塔主要由筒體、封頭、塔內(nèi)構件（包括塔板、降液管和受液盤）、人孔、進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)應用以錯流式塔板為主，常用的由泡罩塔、篩板塔、浮

12、閥塔等。 此次設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=92.13 kg/kmol 原料處理量F=160 kmol/h 進料苯的摩爾分率=0.55 塔頂苯的摩爾分率=0.96 塔頂易揮發(fā)組分的回收率η=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： η= 聯(lián)立解得 4.2 塔板數(shù)的確定 4.2.1理論板層

13、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)。 ①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。 ②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即為進料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標為 = 0.75 = 0.55 故最小回流比為 R= 取操作回流比為 R=2=21.05=2.1 ③求精餾塔的氣、液相負荷 ④求操作線方程 精餾段操作線方程 提留段操作線方程 ⑤圖解法求理論塔板數(shù) 采用圖解法求理

14、論塔板數(shù)，如圖1所示。求解結果為： 總理論板層數(shù) N = 10.5(包括再沸器) 進料板位置 N = 5 圖1 圖解法求理論板層數(shù) 4.2.2實際板層數(shù)的求解 精餾段實際板層數(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物性數(shù)據(jù)計算 以精餾段為例進行計算 4.3.1操作壓力的計算 設塔頂表壓 P表 = 4 kPa 塔頂操作壓力 PD = 101.3 + 4 =105.3 kPa 每層塔板壓降 ΔP = 0.7 kPa 進料板壓力 PF = kPa 精餾段的平均壓力 kPa 4.3.

15、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。計算結果如下： 塔頂溫度 tD＝82.1℃ 進料板溫度 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 ℃ 進料板溫度 t = 92℃ 精餾段平均溫度 t＝（82.l＋92）/2 = 87.05℃ 4.3.3 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 = 0.88

16、9 M = 0.96 78.11 + (1-0.96) 92.13 = 78.67kg/kmol M =0.889 78.11 + (1-0.889) 92.13 = 79.67kg/kmol 進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由圖解理論板(見圖1)，得 y = 0.702 查平衡曲線 （見圖1），得 x = 0.495 M = 0.702 78.11 + (1-0.702) 92.13 =82.29kg/kmol M =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 =

17、80.48kg/kmol M = (79.67 + 85.19) / 2 = 82.43kg/kmol 4.3.4平均密度的計算 ①氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 = = = 2.91kg/m ②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t＝82.1℃，查手冊得 = 812.7 kg/m = 807.9 kg/m = =812.5kg/m 進料板液相平均密度的計算 由tF＝92℃，查手冊得 = 734.1kg/m = 734.3 kg/m 進料板液

18、相的質(zhì)量分率 a= = 0.454

19、

20、 精餾段液相平均密度為 =（812

21、.5+734.2）/2 = 773.35kg/m3 4.3.5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tD＝82.1℃，查手冊得 =21.24 mN/m =21.42 mN/m = 0.960.0421.42 = 21.25mN/m 進料板液相平均表面張力的計算 由tF＝92℃，查手冊得 =19.82mN/m =20.61mN/m 精餾段液相平均表面張力為 =（21.25+20.22）/2 = 20.74mN/m 4.3.6液體平均粘度計算 液相平均粘度依下

22、式計算，即 塔頂液相平均粘度的計算 由tD＝82.1℃，查手冊得 =0.302 mPas =0.306 mPas = 0.96lg(0.302)+ (1-0.96)lg(0.306) =0.302 mPas 進料板液相平均粘度的計算 由tF＝92℃，查手冊得 =0.276 mPas =0.283 mPas = 0.495lg(0.276)+ (1-0.495)lg(0.283) =0.280 mPas 精餾段液相平均粘度為 = （0.302 +0.280）/2 = 0.291mPa?s 4.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算 4.4.1塔徑

23、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，其中的由圖5-1查取，圖的橫坐標為 ( = ( = 0.0426 取板間距H=0.40m，板上液層高度h= 0.06m,則 H- h = 0.40-0.06 = 0.34m 查圖5-1得，C = 0.075 C = C( = 0.075( = 0.0755 u = 0.0755 = 1.228 m/s 取安全系數(shù)為0.7，則空塔系數(shù)為 u = 0.7 u= 0.71.228 = 0.860 D = = 按標準塔徑圓整后為D＝1

24、.8 m 塔截面積為 A = D= 1.8=2.543 m 實際空塔系數(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 提餾段有效高度為 Z提 = （N提 -1）HT=（13-1）0.4=4.8m 在進料板上方開一人孔，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=8.4m 4.5.塔板主要工藝尺寸的計算 4.5.1溢流裝置計算 因塔徑D＝1.8m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下

25、： ①堰長lW 取 lW= 0.66D = 0.661.8 = 1.19m ②溢流堰高度hw 由 選用平直堰，堰上液層高度h由式5-7計算，即 h =E( 近似取E＝1,則 h = 1( = 0.018m 取板上清液層高度=0.06m 故 =0.06-0.018=0.042m ③弓形降液管寬度和截面積 由 查圖5-7，得 Af=0.0722AT=0.07222.543=0.184m2 Wd=0.124D=0.1241.8=0.223m 依式5-9驗算液體在降液管中停留時間

26、，即 θ= = 13.73s> 5s 故降液管設計合理。 ④降液管底隙高度 取 =0.16m/s 0.042-0.0282=0.0138m > 0.006m 故降液管底隙高度設計合理 選用凹形受液盤，深度=50mm 4.5.2塔板布置 ①塔板的分塊 因D≥800mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔極分為4塊。 邊緣區(qū)寬度確定 取 W = W＇= 0.065m , W = 0.035m ②開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積Aa按式5-12計算，即 其中

27、 x = - (W+ W) = - (0.223+0.065) = 0.612m r =- W= -0.035 = 0.865m 故 A = 2(0.612+sin)= 1.924m ③篩孔計算及其排列 本設計所處理的物系無腐蝕性，可選用 δ＝3 mm碳鋼板，取篩孔直徑 ＝5 mm。 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 t＝3＝3 5＝15mm 篩孔數(shù)目n為 n = = =9876 個 開孔率為 φ = 0.907（）= 0.907（）=10.1% 氣體通過篩孔的氣速為

28、 u = = = 10.56 m/s 4.6. 篩板的流體力學驗算 4.6.1 塔板壓降 ①干板阻力hc計算 干板阻力hc由式5-19計算，即 由 ／δ＝5／3＝1.67，查圖5-20得，＝0.772 故 h = 0.051() () =0.0359m液柱 ②氣體通過液層的阻力計算 氣體通過液層的阻力h1由式5-20計算，即 u= = = 0.870m/s F = 0.87 = 1.484kg/(sm) 查圖5-11，得β=0.59 故 h=βh =β(hh) = 0.

29、59(0.042 + 0.018)=0.0354m液柱 ③液體表面張力的阻力計算 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 氣體通過每層塔板的壓降為 △P= hg= 0.0735773.359.81= 557.6Pa<0.7kPa(設計允許值) 4.6.2 液面落差 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

30、h =2.5h = 2.50.06 =0.15m 故 = = 0.015kg液/kg氣<0.1kg液/kg 故在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi) 4.6.4 漏液 對篩板塔，漏液點氣速可由式5-25計算 =4.40.772 = 5.688m/s 實際孔速 u=10.56m/s>u 穩(wěn)定系數(shù)為 K===1.857 > 1.5 故在本設計中無明顯漏液 4.6.5液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應服從式5-32的關系，即 苯一甲苯物系屬一般物系，取＝0.5，則

31、 =0.5(0.40+0.042)=0.221m 而 板上不設進口堰，可由式5-30計算，即 h=0.153=0.153(0.16)=0.00392m液柱 H=0.0735+0.06+0.00392=0.137m液柱 故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 4.7. 塔板負荷性能圖 4.7.1漏液線 由 h =E( 得 =4.40.7720.1011.924 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果

32、列于表1 表1 L,m/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 V m/s, 1.044 1.069 1.101 1.127 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線l 4.7.2液沫夾帶線 以＝0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關系如下 由 u= = =0.424V h =0.042 h= = 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

33、幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表2 表2 L,m/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 V m/s, 4.237 4.104 3.934 3.791 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2 4.7.3液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負荷標準。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的垂直液相負荷下限線3。 4.7.4 液相負荷上限線 以θ＝4s作為液體在降液管中停留時間的下限 θ==4 故

34、 L==0.0184 m/s 據(jù)此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線4。 4.7.5 液泛線 令 由 ；；； 聯(lián)立得 忽略，將與LS，與LS，與VS的關系式代人上式，并整理得 式中 = b＇= H+( -β-1)h c＇=0.153/(lh) d＇=2.84(1+β) 將有關數(shù)據(jù)代入，得 ==0.00853 b＇=0.5=0.154

35、 c＇== 135.86 d＇=2.84=0.945 故 0.00853 =0.154-135.86 -0.945 或 =18.05-15927.3-110.79 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3 表3 L,m/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 V m/s, 4.154 4.070 3.950 3.835 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示 在負荷性能圖上，作出操作點A，

36、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 故操作彈性為 所設計篩板的主要結果匯總于表4 序號 項目 數(shù)值 序號 項目 數(shù)值 1 平均溫度tm,℃ 87.05 17 邊緣區(qū)寬度,m 0.035 2 平均壓力pm,kPa 108.1 18 開孔區(qū)面積,m2 1.924 3 氣相流量VS,(m3/s) 2.053 19 篩孔直徑,m 0.005 4 液相流量LS,(m3/s) 0.00536 20 篩孔數(shù)目 9876 5 塔的有效高度Z,m 10 2

37、1 孔中心距,m 0.015 6 實際塔板數(shù) 21 22 開孔率,% 10.1 7 塔徑,m 10 23 空塔氣速, m/s 0.807 8 板間距 0.4 24 篩孔氣速, m/s 10.56 9 溢流型式 單溢流 25 穩(wěn)定系數(shù) 1.857 10 降液管型式 弓型 26 單板壓降,kPa 0.629 11 堰長,m 1.19 27 負荷上限 液泛控制 12 堰高,m 0.042 28 負荷下限 漏夜控制 13 板上液層高度,m 0.06 29 液沫夾帶,kg液/kg氣

38、 0.015 14 堰上液層高度,m 0.018 30 氣相負荷上限, m3/s 3.334 15 降液管底隙高度,m 0.0282 31 氣相負荷下限, /s 1.105 16 安定區(qū)寬度,m 0.065 32 操作彈性 3.017 5.輔助設備的草圖及選型 5.1回流冷凝器 按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流式和強制循環(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，缺點是塔頂結構復雜，不便維修，當需用閥門、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

39、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回流和采出所需的位差。 （3）強制循環(huán)式 如圖3（d）、（e）所示。當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的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠的低處，用泵向塔提供回流液。 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制循環(huán)再沸器。 （1）釜式式再沸器 如圖4（a）和（

40、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。塔底液體進入底液池中，再進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8～10分鐘，以分離液體中的氣泡。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應有一分離空間，對于小設備，管束上方至少有300mm高的分離空間，對于大設備，取再沸器殼徑為管束直徑的1.3～1.6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）

41、、（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。 原料預熱器和產(chǎn)品冷卻器的型式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。 圖4 再沸器的型式 參考文獻 1. 朱有庭 于浦義，化工設備設計手冊（上冊），北京，化學工業(yè)出版社，20

42、05.6 2．朱有庭 于浦義，化工設備設計手冊（下冊），北京，化學工業(yè)出版社，2005.6 3. 柴成敬 ，化工原理（下冊），天津，高等教育出版社，2006,1 4. 賈紹義 ，化工原理課程設計，天津，天津大學出版社，2002 5. 潘池林，AutoCAD 2005 實用教程，合肥，中國科學技術大學出版社，2006.9 6.蔡紀寧、張秋翔，《化工設備機械基礎課程設計指導書》 化學工業(yè)出版社，2000年6月 7. 化工設備設計全書編輯委員會 編 《塔設備設計》 上?？茖W技術出版社 出版 1998年 8. 全國壓力容器標準化委員會 編 《GB150-98鋼制壓力容器》 出版1998年 9. 中華人民共和國行業(yè)標準，HG20583-98《鋼制化工容器結構設計規(guī)定》，出版1998 10.中華人民共和國行業(yè)標準，HG20593-97《鋼制管法蘭、墊片、緊固件》，出版1997 28