精馏塔设计

食品工程原理实习课程设计任务书 浮阀精馏塔设计实例

1 设计题目：分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔设计 2 原始数据及条件

生产能力：年处理乙醇-水混合液14.0万吨（开工率300天/年） 原料：乙醇含量为20%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶乙醇含量不低于95% 塔底乙醇含量不高于0.2% 建厂地址：江苏常州

塔板的工艺设计

1 精馏塔全塔物料衡算

F：原料液流量（kmol/s） xF：原料组成（摩尔分数，下同） D：塔顶产品流量（kmol/s） xD：塔顶组成 W：塔底残液流量（kmol/s） xW：塔底组成

原料乙醇组成：

塔顶组成：

塔底组成：

1

进料量：

物料衡算式：F = D + W

F xF= D xD+ W xW

联立代入求解：D = 0.0264 kmol/s， W = 0.2371 kmol/s 2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系 在示例中对表格、图和公式未编号，在设计说明书中要求严格编号。

表3-11 乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系 温度温度温度液相 气相 液相 气相 液相 气相 /℃ /℃ /℃ 100 0 0 82.7 23.37 54.45 79.3 57.32 68.41 95.5 1.90 17.00 82.3 26.08 55.80 78.74 67.63 73.85 89.0 7.21 38.91 81.5 32.73 59.26 78.41 74.72 78.15 86.7 9.66 43.75 80.7 39.65 61.22 78.15 89.43 89.43 85.3 12.38 47.04 79.8 50.79 65.64 84.1 16.61 50.89 79.7 51.98 65.99 2

（1）温度

利用表中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW ①tF ：②tD ：③tW ：

④精馏段平均温度：⑤提馏段平均温度：（2） 密度 已知：混合液密度：混合气密度：①精馏段：

液相组成x1：气相组成y1：所以

3

tF = 87.41℃

tD = 78.17℃ tW = 99.82℃

x1 = 22.94% y1 = 54.22%

②提馏段

液相组成x2：气相组成y2：所以

表3-12 不同温度下乙醇和水的密度

x2 = 3.44% y2 = 23.37%

温度ρ温度ρ水 ρ水 乙 /℃ 乙 /℃ 80 735 971.8 95 720 961.85 85 730 968.6 100 716 958.4 90 724 965.3 求得在与下的乙醇和水的密度

，

，

ρ 4

，

同理：

，

：

，

在精馏段：液相密度

混合气密度：气相密度：

在提馏段：液相密度

：

气相密度：

（5） 相对挥发度 ①精馏段挥发度：由

所以

5

，得，

(6) 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。

第二节 设计方案的确定

2.1操作条件的确定

确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。

2.1.1操作压力

蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。 2.1.2 进料状态

进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。 2.1.3加热方式

蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。

值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液，一般采用0.4~0.7KPa（表压）。

饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系，其温度可通过压力调节。同时，饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。但若要求加热温度超过180℃时，应考虑采用其它的加热剂，如烟道气或热油。

当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过

21

大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。 2.1.4冷却剂与出口温度

冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。 2.1.5热能的利用

精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。

选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。

若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。

此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。

[1]

2.2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

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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。

第三节 板式精馏塔的工艺计算

精馏塔的工艺设计计算，包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。

3.1 物料衡算与操作线方程

通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。物料衡算主要解决以下问题：

（1）根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及分离要求（塔顶、塔底产品的浓度）计算出每小时塔顶、塔底的产量；

（2）在加料热状态q和回流比R选定后，分别算出精馏段和提馏段的上升蒸汽量和下降液体量；

（3）写出精馏段和提馏段的操作线方程，通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料的流量和组成情况，塔内各段的上升蒸汽量和下降液体量，为计算理论板数以及塔径和塔板结构参数提供依据。

通常，原料量和产量都以kg/h或吨/年来表示，但在理想板计算时均须转换为kmol/h。在设计时，汽液流量又须用m3/s来表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。 3.1.1 常规塔

常规塔指仅有一处进料和塔顶、塔底各有一个产品，塔釜间接蒸汽加热的精馏塔。 （1）全塔总物料衡算

总物料 F = D + W

易挥发组分 FχF = Dχ

（3-1）

（3-2）

D + WχW

若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为

??D?DW?W?100% （3-3）

式中 F、D、W——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；

χF、χD、χ

W——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。

23

由（3-1）和（3-2）式得：

D?FxF?xWxD?xWxD?xF （3-4）

W?F （3-5）

xD?xW（2）操作线方程 （ⅰ）精馏段 上升蒸汽量：

V?(R?1)D

下降液体量： L?RD

操作线方程：

yLDn?1?Vxn?VxD

或：

yRn?1?R?1x?1nR?1xD

式中 R —— 回流比；

χn —— 精馏段内第

n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率；

У

n+1——精馏段内第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。

（ⅱ）提馏段 上升蒸汽量：

V'?(R?1)D?(1?q)F 或：

V'?L?qF?W 下降液体量：

L'?RD?qF

操作线方程： y'L?qF'Wm?1?L?qF?Wxm?L?qF?WxW 式中：χ

’

m——

提馏段内第m层板下降液体中易挥发组分摩尔分率；

У’m+1——提馏段内第m+1层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。 (3) 进料线方程（ q线方程）

y?qq?1x?xFq?1 3.1.2 直接蒸汽加热

（1）全塔总物料衡算

总物料

F?V*0?D?W

24

（3-6） （3-7） （3-8） 3-8a）

（3-9） (3-10) 3-11）

3-12）

3-13）

3-14）

（ （ （ （ （易挥发组分

FxF?V0y0?DxD?WxW （3-15）

**式中 V0 ——直接加热蒸汽的流量，kmol/h；

У0 ——加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般У0=0； W* ——直接蒸汽加热时釜液流量，kmol/h；

χW——直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分的摩尔分率。

由（3-14）和（3-15）式得：

W* = W + V0 （3-16）

* xW?*

WW?V0xW

（3-17）(2)

操作线方程

（ⅰ）精馏段（同常规塔）

yn?1??LVxn?RR?1DVxDxDR?1 （3-18）

xn?式中 R —— 回流比；

χn————精馏段内第n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率； Уn+1————精馏段内第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。 （ⅱ）提馏段 操作线方程：

y'm?1?W*V0x?'mW*V0xW

（3-19）

与间接加热时一样，所不同的是间接加热时提馏段操作线终点是（χW,χW），而直接蒸

*

汽加热时，当У′m+1=0 时，χ′m=χW，因此提馏段操作线与X轴相交于点（χ*W ，0）。

第四节 板式塔主要尺寸的设计计算

板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。

板式塔为逐级接触式的气液传质设备，沿塔方向，每层板的组成、温度、压力都不同。设计时，先选取某一塔板（例如进料或塔顶、塔底）条件下的参数作为设计依据，以此确定塔的尺寸，然后再作适当调整；或分段计算，以适应两段的气液相体积流量的变化，但应尽量保持塔径相同，以便于加工制造。

所设计的板式塔应为气液接触提供尽可能大的接触面积，应尽可能地减小雾沫夹带和气泡夹带，有较高的塔板效率和较大的操作弹性。但是由于塔中两相流动情况和传质过程

25

的复杂性，许多参数和塔板尺寸需根据经验来选取，而参数与尺寸之间又彼此互相影响和制约，因此设计过程中不可避免要进行试差，计算结果也需要工程标准化。基于以上原因，在设计过程中需要不断地调整、修正、和核算，直到设计出较为满意的板式塔。

4.1塔的有效高度和板间距的初选

4.1.1塔的有效高度

板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度，可按下式计算： Z?(NTET?1H)T （4-1）

式中 Z——塔的有效高度，m；

ET——全塔总板效率；

NT ——塔内所需的理论板层数；

HT——塔板间距，m。

4.1.2板间距的初选

板间距NT的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。

对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率。所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。如对易发泡的物系，板间距应取大一些，以保证塔的分离效果。板间距与塔径之间的关系，应根据实际情况，结合经济权衡，反复调整，已做出最佳选择。设计时通常根据塔径的大小，由表4-1列出的塔板间距的经验数值选取。

表4-1 塔板间距与塔径的关系

塔 径/D，m 板间距/HT，mm 0.3～0.5 200～300 0.5～0.8 250～350 0.8～1.6 300～450 1.6～2.4 350～600 2.4～4.0 400～600 化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。

4.2 塔径

塔的横截面应满足汽液接触部分的面积、溢流部分的面积和塔板支承、固定等结构处理所需面积的要求。在塔板设计中起主导作用，往往是气液接触部分的面积，应保证有适宜的气体速度。

计算塔径的方法有两类：一类是根据适宜的空塔气速，求出塔截面积，即可求出塔径。另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速，算出一个孔（阀孔或筛孔）允许通过的气量，

26

定出每块塔板所需孔数，再根据孔的排列及塔板各区域的相互比例，最后算出塔的横截面积和塔径。

4.2.1初步计算塔径

板式塔的塔径依据流量公式计算，即 D?4Vs?u （4-2）

式中 D —— 塔径m；

Vs —— 塔内气体流量m3/s； u —— 空塔气速m/s。

由式（4-2）可见，计算塔径的关键是计算空塔气速u。设计中，空塔气速u的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即

u?(0.6~0.8)umax (4-3)

最大空塔气速umax可根据悬浮液滴沉降原理导出，其结果为

umax?C?L??V?V （4-4）

式中 umax——允许空塔气速，m/s；

ρV，ρL——分别为气相和液相的密度，kg/m3 ；

C——气体负荷系数，m/s，对于浮阀塔和泡罩塔可用图4-1确定；

图4-1中的气体负荷参数C20仅适用于液体的表面张力为0.02N/m，若液体的表面张力为6N/m，则其气体负荷系数C可用下式求得：

?0.2) （4-5） C?C20(0.02所以，初步估算塔径为： D?/V0.785u （4-6）

其中，u——适宜的空塔速度，m/s。

由于精馏段、提馏段的汽液流量不同，故两段中的气体速度和塔径也可能不同。在初算塔径中，精馏段的塔径可按塔顶第一块板上物料的有关物理参数计算，提馏段的塔径

可按釜中物料的有关物理参数计算。也可分别按精馏段、提馏段的平均物理参数计算。 4.2.2塔径的圆整

目前，塔的直径已标准化。所求得的塔径必须圆整到标准值。塔径在1米以下者，标准化先按100mm增值变化；塔径在1米以上者，按200mm增值变化，即1000mm、1200mm、1400mm、1600mm……

27

图4-1 史密斯关联图

m3/s； ρV，ρL ——分别为塔内气、液相的密度，kg/m3 。

图中 HT——塔板间距，m； hL——板上液层高度，m；V ,L——分别为塔内气、液两相体积流量，

4.2.3 塔径的核算

塔径标准化以后，应重新验算雾沫夹带量，必要时在此先进行塔径的调整，然后再决定塔板结构的参数，并进行其它各项计算。

当液量很大时，亦宜先按式4-7核查一下液体在降液管中的停留时间θ。如不符合要求，且难以加大板间距来调整时，也可在此先作塔径的调整。

第五节 板式塔的结构

5.1 塔的总体结构

塔的外壳多用钢板焊接，如外壳采用铸铁铸造，则往往以每层塔板为一节，然后用法兰连接。

板式塔除内部装有塔板、降液管及各种物料的进出口之外，还有很多附属装置，如除沫器、人（手）孔、基座，有时外部还有扶梯或平台。此外，在塔体上有时还焊有保温材料的支承圈。为了检修方便，有时在塔顶装有可转动的吊柱。如图5-1为一板式塔的总体结构简图。一般说来，各层塔板的结构是相同的，只有最高一层，最低一层和进料层的结

28

构有所不同。最高一层塔板与塔顶的距离常大于一般塔板间距，以便能良好的除沫。最低一层塔板到塔底的距离较大，以便有较大的塔底空间贮液，保证液体能有10～15min的停留时间，使塔底液体不致流空。塔底大多是直接通入由塔外再沸器来的蒸气，塔底与再沸器间有管路连接，有时则再塔底釜中设置列管或蛇管换热器，将釜中液体加热汽化。若是直接蒸汽加热，则在釜的下部装一鼓泡管，直接接入加热蒸汽。另外，进料板的板间距也比一般间距大。 5.2 塔体总高度

'板式塔的塔高如图5-2所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定： H?HD?(Np?2?S)?HT式中 HD——塔顶空间，m；

HB——塔底空间，m； HT——塔板间距，m；

HT’——开有人孔的塔板间距，m； HF——进料段高度，m； Np——实际塔板数；

S——人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。 5.2.1塔顶空间HD

塔顶空间（见图5-2）指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（ 1.5～2.0）HT。若图5-2 塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。

5.2.2人孔数目

人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔8～10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔4～6块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm。

?S?HT?HF (5-1)? HB 29

图5-1 板式塔总体结构简图

30

5.2.3塔底空间HB

塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取3～5分钟，否则需有10～15分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取3～5分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取1～1.5分钟。

5.3 塔板结构

塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从300～900mm时采用整块式塔板；当塔径在800mm以上时，人已能在塔内进行拆装操作，无须将塔板整块装入。并且，整块式塔板在大塔中刚性也不好，结构显得复杂，故采用分块式塔板；塔径在800～900mm之间，设计时可按便于制造、安装的具体情况选定。 5.3.1整块式塔板结构

小塔的塔板均做成整块式的，相应地，塔体则分成若干段塔节，塔节与塔节之间用法兰连接。每个塔节中安装若干块叠置起来的塔板。塔板与塔板之间用一段管子支承，

并保持所需要的板间距。图5-3为整块式塔板中的定距管式塔板结构。塔节内的板数与塔径和板间距有关。如以塔

径Dg=600～700mm的塔节为例，对应于不同的板间距， 图5-2 板式塔的塔高 塔节内安装的塔板数NˊF塔板与下法兰端面的距离h1以及塔节高度L如表5-1所示。

表5-1 塔板的有关尺寸

HT,mm 300 350 450 N 6 5 4 ˊL,mm 1800 1750 1800 h1,mm 200 250 350 第六节 精馏装置的附属设备

精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。下面简要介绍。 6.1 回流冷凝器

按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。

31

（1）整体式

如图6-1(a)和(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。 该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。

图6-1 冷凝器的型式

（2）自流式

如图6-1（c）所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。

（3）强制循环式

如图6-1（D）、（e）所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。

需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。

6.2 管壳式换热器的设计与选型

管壳式换热器的设计与选型的核心是计算换热器的传热面积，进而确定换热器的其它尺寸或选择换热器的型号。

6.2.1流体流动阻力（压强降）的计算

（1）管程流动阻力

管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其阻力ΣΔpi等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般情况下进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻

32

力的计算式为

??pi?(?p1??p2)FtNsNp (6-1) 式中 ΔP1、ΔP2——分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；

Ft——结垢校正因数，对Φ25mm×2.5mm的管子取1.4；对Φ19mm×2mm的管子

取1.5；

NP——管程数；

Ns——串联的壳程数。

上式中直管压强降ΔP1可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降ΔP2由下面的经验公式估算，即

??u2? ?p2?3?? (6-2)

2??（2）壳程流动阻力

壳程流动阻力的计算公式很多，在此介绍埃索法计算壳程压强降ΔP0的公式，即

??p0?（?p1??p2）FSNS (6-3)

’’式中 ΔP1——流体横过管束的压强降，Pa；

ΔP2’——流体通过折流板缺口的压强降，Pa；

FS——壳程压强降的结垢校正因数；液体可取1.15，气体可取1.0。

?p1?Ff0nc(NB?1)?p2?NB(3.5?''20’

?u22h?u)D220 (6-4)

式中 F——管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5，对转角三角形为

0.4，正方形为0.3；

f0——壳程流体的摩擦系数；

Nc ——横过管束中心线的管子数；Nc值可由下式估算：

管子按正三角形排列：nc?1.1n (6-5) 管子按正方形排列： nc?1.19n (6-6)

式中 n——换热器总管数。

NB——折流挡板数；

h——折流挡板间距；

u0——按壳程流通截面积A0计算的流速，m/s，而A0=h(D-ncd0)。

6.2.2管壳式换热器的选型和设计计算步骤 (1)计算并初选设备规格

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a．确定流体在换热器中的流动途径 b．根据传热任务计算热负荷Q。

c．确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定性温度，并确定在定性温度下的流体物性。

d．计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。 e．依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选择总传热系数K值。 f．由总传热速率方程Q = KSΔtm，初步计算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸（如D、L、n及管子在管板上的排列等），或按系列标准选择设备规格。 （2）计算管程、壳程压强降

根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压强降。检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压降不符合要求，要调整流速，在确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止。 （3）核算总传热系数

计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻Rsi和Rso，在计算总传热系数K’，比较K的初设值和计算值，若K /K=1.15～1.25，则初选的换热器合适。否则需另设K值，重复以上计算步骤。

’

6.3 再沸器

精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。 （1）釜式式再沸器

如图6-2（a）和（b）所示。（a）是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留8～10分钟，以分离液体中的气泡。为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有300mm高的分离空间，对于大设备，取再沸器壳径为管束直径的1.3～1.6倍。

（b）是夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。 （2）热虹吸式再沸器

如图6-2（c）、（D）、（e）所示。它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于40%，否则传热不良。 （3）强制循环再沸器

如图6-2中（f）所示。对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。

原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。

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图6-2 再沸器的型式

6.4接管直径

各接管直径由流体速度及其流量，按连续性方程决定，即：

d?3

4VS?u （6-7）

式中：VS——流体体积流量，m/ s；

u——流体流速，m/ s；

d——管子直径，m。

（1）塔顶蒸气出口管径DV 蒸气出口管中的允许气速UV应不产生过大的压降，其值可参照表6-1。

表6-1 蒸气出口管中允许气速参照表

操作压力（绝压） 蒸汽速度/m/s 常压 12～20 1400～6000Pa 30～50 ＞6000 Pa 50～70 （2）回流液管径DR

冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为0.2～0.5m/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取1.5～2.5m/s。

（3）进料管径dF

料液由高位槽进塔时，料液流速取0.4～0.8m/s。由泵输送时，流速取为1.5～2.5 m/s。

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