苯甲苯二元系物精馏设计化工原理课程设计-学位论文.doc

吉林化工学院化工原理课程设计

吉林化工学院
化 工 原 理 课 程 设 计

题目 苯----甲苯二元物系筛板精馏塔设计

目 录
课程设计任务计划书----------------------------------------（3）
摘要---------------------------------------------------------（4）
第一章 绪论-------------------------------------------------（5）
第二章 流程的设计及说明-------------------------------（6）
第三章 精馏塔的设计计算--------------------------（7）
3.1 精馏塔物料衡算-----------------------------------------（7）
3.1.1 原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量-----------------（7）
3.1.2 温度计算-----------------------------------------（8）
3.1.3 相对挥发度的求取---------------------------------（8）
3.1.4 黏度的求取---------------------------------------（9）
3.2 塔板数的确定-------------------------------------------（9）
3.2.1 理论塔层数NT的求取------------------------------（9）
3.2.2 实际塔层数的求取---------------------------------（11）
第四章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算-----（12）
4.1 操作压强P的计算--------------------------------------（12）
4.2 操作温度----------------------------------------------（12）
4.3 物性数据计算------------------------------------------（12）
4.3.1 平均摩尔质量计算--------------------------------（12）
4.3.2 平均密度的计算----------------------------------（13）
4.3.3 液体平均表面张力计算----------------------------（14）
4.4 精馏塔体工艺尺寸的计算--------------------------------（14）
4.4.1 塔径的计算--------------------------------------（14）
4.5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算------------------------（16）
4.5.1 精馏段有效高度的计算----------------------------（16）
4.5.2 溢流装置计算------------------------------------（16）
4.5.3 塔板布置----------------------------------------（17）
4.6 筛板的流体力学验算------------------------------------（18）
4.6.1 塔板的压降--------------------------------------（18）
4.6.2 泡沫夹带量计算----------------------------------（18）
4.6.3 漏液计算----------------------------------------（19）
4.6.4 液泛计算----------------------------------------（19）
4.7 塔板负荷性能图----------------------------------------（19）
4.7.1 漏液线------------------------------------------（19）
4.7.2 液沫夹带线--------------------------------------（20）
4.7.3 液相负荷下限线----------------------------------（21）
4.7.4 液相负荷上限线----------------------------------（21）
4.7.5 液泛线------------------------------------------（21）
4.8 板式塔的结构-------------------------------------------（22）
4.8.1 塔体的结构--------------------------------------（23）
4.8.2 塔板结构----------------------------------------（23）
第五章 热量衡算--------------------------------------（24）
5.1 热量衡算----------------------------------------------（24）
5.1.1 塔顶热量----------------------------------------（24）
5.1.2 塔底热量----------------------------------------（24）
第六章 附属设备设计---------------------------------（26）
6.1 接管尺寸与结构----------------------------------------（26）
6.1.1 进料管------------------------------------------（26）
6.1.2 塔釜出料管--------------------------------------（26）
6.1.3 进气管------------------------------------------（27）
6.2 再沸器------------------------------------------------（27）
6.3 冷凝器------------------------------------------------（28）
计算结果总汇----------------------------------------------（29）
致 谢------------------------------------------------------（30）
参考文献---------------------------------------------------（31）
主要符号说明----------------------------------------------（32）
主要符号说明----------------------------------------------（33）
附录--------------------------------------------------------（35）

课程设计任务书

设计题目：苯----甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计
设计条件：常压 （绝压）
处理量：185kmol/h
进料组成0.45 馏出液组成0.98
釜液组成0.03 （以上均为摩尔分率）
加料热状况 q=0.96
塔顶全凝器 泡点回流
回流比
单板压降 ≤0.7kPa
设计任务：
1． 精馏塔的工艺设计，包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的 设计计算。
2． 绘制带控制点的工艺流程图、精馏塔设备条件图，撰写精 馏塔的设计说明书。

摘 要
根据化工原理课程设计任务书的要求对苯-甲苯二元精馏塔的主要工艺流程进行设计，并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图，此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。
本设计首先确定设计方案， 再进行主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容，然后通过筛板的流体力学验算检验本设计的合理性。本次设计选取回流比R为2Rmin， Drickamer 和bradford的精馏塔全塔效率关联图得到全塔效率ET为53.8%，设定每块板压降△P为0.7KPa，板间距HT=0.4m， 确定了塔的主要工艺尺寸。
通过本次设计使自己掌握化工设计的基本程序和方法，并且知道化工设计的格式，在设计过程中掌握了图表表达设计，论文排版，电脑制图等能力。

关键词：苯—甲苯、筛板精馏、物料衡算、热量衡算、流体力学验算，实际板数，塔高。

第一章 绪论
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。它通过气，液两相多次直接接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相传递，难挥发组分由气相向液相传递，是汽液相之间的传质传热的过程。
根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的;有些特殊的物系，还可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。
精馏过程其核心为精馏塔，板式塔类型：气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。
本设计采用筛板精馏塔，进行苯-甲苯二元物系的分离，精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，再沸器及泵等附属设备。
筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：
⑴ 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
⑵ 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
⑶ 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
⑷ 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：
⑴ 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
⑵ 操作弹性较小(约2～3)。
⑶ 小孔筛板容易堵塞。

第二章 流程的设计及说明
一 加料方式
加料分两种方式，泵的加料和高位槽加料。高位槽加料时通过控制液位高度，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，流量不稳定。本实验加料用泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。
二 进料状态
进料方式一般有冷液进料、泡点进料、气液混合进料、露点进料、加热蒸汽进料等。
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，设计起来难度相对大，所以采用泡点进料。
三 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，且本次分离苯和甲苯，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。
四 回流方式
本设计采用泵泡点回流 。
五 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镏出液组成及回收率时，间接加热所需理论板数比直接加热要少一些，本次分离苯和甲苯混合液，所以采用间接加热。
六 加热器
选用管壳式换热器。只用在工艺物料的特性或工艺条件特殊时才考虑其他型式。

第三章 精馏塔的设计计算
本设计任务为分离苯—甲苯二元物系。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用过泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点温度后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经铲平冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。
l 3.1 精馏塔物料衡算
有设计要求数据：
加料量
苯的摩尔质量=78.11 Kg/Kmol
甲苯的摩尔质量=92.14 Kg/Kmol
进料组成摩尔分数：=0.45
馏出液组成摩尔分数：=0.98
釜液组成摩尔分数：=0.03
l 3.1.1 原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量
苯的摩尔质量
甲苯的摩尔质量
进料组成摩尔分数：
馏出液组成摩尔分数：
釜液组成摩尔分数：
平均摩尔质量：

原料的处理量：
总物料衡算： 即
易挥发组分的物料衡算：
即
由上述二式解得：
l 3.1.2 温度计算
1．温度的计算
由苯——甲苯的气液平衡关系表可知：（101.3Kpa）
温度t/℃
苯的摩尔分数
温度t/℃
苯的摩尔分数
液相x/％
气相y/％
液相x/％
气相y/％
110.6
0.0
0.0
89.4
59.2
78.9
106.1
8.8
21.2
86.8
70.0
85.3
102.2
20.0
37.0
84.4
80.3
91.4
98.6
30.0
50.0
82.3
90.3
95.7
95.2
39.7
61.8
81.2
95.0
97.9
92.1
48.9
71.0
80.2
100.0
100.0

利用表中数据用插值法可求的tF，tD，tW。
①: 得℃
②: 得℃
③： 得℃
④精馏段平均温度：℃
⑤提溜段平均温度：℃
l 3.1.3 相对挥发度的求取
由=0.45 =0.6711
＝0.98 y D=0.9886
＝0.03 yW=0.0377
精馏段相对挥发度：
提馏段相对挥发度：
l 3.1.4 黏度的求取
由℃时查书“液体黏度共线图”可得
当℃时，
当=99.20℃时 ，
当℃时，
根据液相平均黏度公式
塔顶液相平均黏度计算
当℃时

进料板液相平均黏度的计算
当=99.20℃时

塔底液相平均黏度的计算
当℃时

则液相平均黏度为

l 3.2 塔板数的确定
l 3.2.1 理论塔层数NT的求取
（1）相对挥发度的计算
根据化学工程手册109页Antoine方程常数（有机物值）得
化合物
A
B
C
温度范围℃
苯
6.07954
1344.8
219.482
6—137
甲苯
6.03055
1211.033
220.790
-16—104
由表可知t的共用区间为6＜t＜104℃又因为甲苯的正常沸点为110.6℃，苯的沸点为80.1℃
所以80.1℃＜t＜104.0℃。 因此取10个温度点：81℃、82℃、85℃、87℃、89℃、90℃、92℃、93℃、95℃、100℃
由于纯组分的饱和蒸气压与温度的关系通常可表示成如下的经验式

当t=81℃时，将A、B、C分别代得：苯
甲苯：
则①=104.1598 =40.1850
②=107.3915 =41.5824
③=117.5466 =46.0108
④=124.7240 =49.1700
⑤=132.2361 =52.4965
⑥=136.1225 =54.2251
⑦=144.1584 =57.8256
⑧=148.3 =59.6953
⑨=156.8989 =63.5770
⑩=180.0495 =74.1720
因为苯-甲苯属于理想物系所以乌拉尔定律代入=/
则 =104.1598/46.0108=2.0625
同理 α2=2.5826 α3=2.5548 α4=2.5366 α5=2.5190 α6=2.5103
α7=2.4930 α8=2.4845 α9=2.4679 α10=2.4275
则
本设计为泡点进料 q=0.96
所以，

本设计回流比选取：=2.82
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
相平衡方程：xn==
由逐板法可以求:
由

第一块塔板上升气相组成为
从第一块塔板下降的液体组成
=/2.51-1.51=0.98/2.51-1.51 0.98=0.9513
由第二块塔板上升气相组成为

同理
y6=0.7454 x6=0.5384 y7=0.6539 x7= 0.4295＜
因＜所以第8块塔板上升气相组成由提馏段操作线方程计算
则
同理 x8=0.3406 y9=0.4456 x9=0.2434 y10=0.3155 x10=0.1551
=0.1974 =0.0892 =0.0466
所需总理论板数: 13块(包括再沸器)
精馏段需6块板 提馏段需7块板
(2)全塔效率的计算

l 3.2.2 实际塔层数的求取
因此： 精馏段实际板数
提馏段实际板数 （包括塔釜）

第四章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
l 4.1 操作压强P的计算
取每层塔板压降为 则
塔顶压强
进料板压强
塔底压强
精馏段平均压强
提馏段平均压强
l 4.2 操作温度
塔顶温度： =80.6℃
进料温度： =99.2℃
塔底温度： ℃
精馏段平均温度：
提馏段平均温度：
l 4.3 物性数据计算
l 4.3.1 平均摩尔质量计算
（1）塔顶平均摩尔质量计算
由 代入平衡线方程得
气相
液相
（2）进料板平均摩尔质量计算
由逐板法，可得第7块板为进料板
气相
液相
（3）塔底平均摩尔质量计算:
气相
液相
（4）精馏段平均摩尔质量：
气相：
液相：
（5）提馏段平均摩尔质量：
气相：
液相：
l 4.3.2 平均密度的计算
（1）气相平均密度的计算
因为 则：
精馏段平均气相密度:
提馏段平均气相密度:
（2）液相平均密度 的计算
由式 求相应的液相密度。
①塔顶平均密度的计算：
=80.6℃时,查《化工原理》 (上)得

②对于进料板：=93.41℃时
同上可得
③对于塔底：℃时
同上可得
（3）精馏段平均液相密度：
提馏段平均液相密度：
l 4.3.3 液体平均表面张力计算
依下式计算
（1）对于塔顶：
（2）对于进料板：
（3）对于塔底：
（4）精馏段平均表面张力：
提馏段平均表面张力：
l 4.4 精馏塔体工艺尺寸的计算
l 4.4.1 塔径的计算
（1）求精馏塔气液相负荷
精馏段：
提馏段：
（2）精馏段的气液体积流率为:

（由式）
由史密斯关联图查取，图的横坐标为

取板间距HT=0.4m 板上液层高度
查得史密斯关联图到

取安全系数为0.7，则空塔速度为
塔径
按标准塔径圆整为
截面积
实际空塔气速

（2）提馏段气液相体积流率计算

其中的查史密斯关联图，图的横坐标为

取板间距HT=0.4m 板上液层高度
查史密斯关联图得到

取安全系数为0.7，则空塔速度为
塔径 按标准塔径圆整为
截面积
实际空塔气速
根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为
l 4.5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算
l 4.5.1 精馏段有效高度的计算

在进料板上方开一个小孔，气高度为0.8m
故精馏塔的有效高度为
l 4.5.2 溢流装置计算
因，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算如下：
（1）溢流堰长

(2) 溢流堰高度
选平直堰，堰上液高度为，近似取，

取板上清液层高度 故
(3)弓形降液管的宽度与降液管的面积
由 查弓型降液管图 得，
故

计算液体在降液管中停留时间
，
故降液管设计合理。
（4）降液管底隙高度h0
取液体通过降液管底隙的流速，
依下式计算降液管底隙高度h0

故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘 深度
l 4.5.3 塔板布置
（1）塔般的分块
因，故塔板采用分块式。由文献（一）查表5-3得，塔板分为4块。（2）边缘区宽度确定 取。
（3）开孔区面积计算

其中：

故
（4）筛孔数 n 与开孔率 φ
本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。
筛孔按正三角形排列，取 孔中心距为
取筛孔的孔径 d0=5mm
塔板上筛孔数目为
个
塔板开孔区的开孔率φ

开孔率在5-15%范围内，符合要求。
气体通过筛孔的气速：
精馏段：
提馏段：
l 4.6 筛板的流体力学验算
l 4.6.1 塔板的压降
（1）干板阻力计算： 干板阻力，由查文献（1）中图5-10得 C0=0.772
精馏段：
（2）气流穿过板上液层的阻力hl计算

查文献（1）中5-11，得。
故 液柱
（3）液体表面张力的阻力计算
液体表面张力所产生的阻力
液柱

气体通过每层塔板的液柱高度

气体通过每层塔板的压降为
（设计允许值）
（4）液面落差
对于筛板塔液面落差很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。
l 4.6.2 泡沫夹带量的验算
塔板上鼓泡层的高度

kg液/kg气<0.1 kg液/kg气
∴ev在本设计中在允许范围内，精馏段在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。
l 4.6.3 漏液计算
对筛板塔，漏夜点气速为

实际孔速
筛板的稳定性系数
l 4.6.4 液泛计算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
甲醇—水物系属一般物系，取，则

而
板上不设进口堰，则
液柱<0.223m

故在本设计中不会发生液泛现象。
l 4.7 塔板负荷性能图
l 4.7.1 漏液线
由

则
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表3-1
Ls,
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
Vs，
0.603
0.619
0.638
0.654

由上表数据可做出漏液线1
l 4.7.2 液沫夹带线
取雾沫夹带极限值 依式
式中

即
故

则
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见表3-2：
Ls，
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
Vs，
2.404
2.314
2.199
2.103

表3-2
由上表数据即可做出液沫夹带线2
l 4.7.3 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上层高度作为最小液体负荷标准。
取

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
l 4.7.4 液相负荷上限线
取作为液体在降液管中的停留时间的下限
则

据此可作出与气体流量VS无关的垂直线，液相负荷上限线4。
l 4.7.5 液泛线
令
由

故
即
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表3-3

Ls，
0.0006
0.0015
0.003
0.0045
Vs，
4.992
4.741
4.392
4.07

表

表3-3
由上表数据即可作出液泛线5
根据以上方程可作出筛板塔的负荷性能图。
精馏塔负荷性能图见图3—1

1.在负荷性能图上，作出操作点，与原点连接，即为操作线。
2.从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。
3.因为液泛线在液沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由液沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。
4.按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限,气相负荷下限，所以可得
故操作弹性为
塔板的这一操作弹性在合理的范围(3～5)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。
l 4.8 板式塔的结构
l 4.8.1 塔体的结构
板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口及人孔（手孔）、基坐、
除沫器等附属装置。除一般塔板按设计间距安装外，其它处根据需要决定
其间距。
1、塔顶空间
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距，取1.0m。
2、塔底空间
（1）、塔底储液空间依储液量停留3－5min或更长时间而定。
（2）、塔底液面至下层塔板之间要有1.5m的间距。
3、人孔
对于的板式塔，为安装、检修的要求，每隔8层塔板设一人孔，本塔共开3个人孔。提馏段开2个人孔精馏段开1个。人孔处板间距为800mm，直径为500mm，其伸出塔体的筒长为200mm。
4、塔高
实际塔板数N=26 人孔
塔板间距 进料板处间距
人孔处板间距 桾座高度
封头高度 塔空间高度HD=1.2m
塔底空间高度HB=1.5m

所以总高度H=(26-1-3-1)0.4+10.8+30.8+1.2+1.5+0.35+3=17.65
l 4.8.2 塔板结构
塔径为2.0m，超过800mm，故采用整块式；由于钢度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块送入塔内。为了检修方便，取一块作为通道板，通道板的宽度取400mm。

第五章 热量衡算
l 5.1 热量衡算
表4—1苯—甲苯的蒸发潜热与临界温度
物质
沸点0C
蒸发潜热KJ/Kg
临界温度TC/K
苯
80.1
394
288.5
甲苯
110.63
363
318.57
l 5.1.1 塔顶热量

其中

则: 0C 时
苯:
蒸发潜热
甲苯:
蒸发潜热

l 5.1.2 塔底热量

其中

则: 0C

苯:
蒸发潜热
甲苯:
蒸发潜热

第六章 附属设备设计
l 6.1 接管尺寸与结构
接管的合适尺寸与在操作条件下管内的适宜流速的选择密切相关。塔顶蒸汽的适宜流速为：常压操作时取，绝对压力在时取，绝对压力小于时取。进料管内的适宜流速为：重力回流取，强制回流取。进料管内适宜流速为：由高位槽入塔时取，由泵输送时取。塔釜出料管内适宜流速一般取。由公式计算得到尺寸均应圆整到相应规格的管径。
l 6.1.1 进料管
当塔径，且物料清洁不易聚合时，一般采用简单的进料管，如图

当塔径时，人不能进入塔内检修，为了检修方便，进料管应采用带外套的可拆结构，如图

l 6.1.2 塔釜出料管
当塔支座直径小于800mm时，塔底出料管一般采用如图a所示，当塔支座直径大于800mm时，出料管可采用如图b所示，为了安装方便，引出管通道直径应大于管法兰外径。

l 6.1.3 进气管
当对气体分布要求不高时，采用如图a所示结构的进气管；当塔径较大且进气要求均匀时，可采用如图b所示结构的进气管，管上开有3排小孔，管径及小孔直径与数量由工艺条件决定。当蒸汽直接加热釜液时，蒸汽进入管安装在液面以下，管上小孔是朝下方或斜下方的，小孔直径通常为，各孔中心相聚倍孔径。全部小孔截面积为进气管截面积的倍。当进气管安装在液面以上时，小孔是朝上方或斜上方的。

l 6.2 再沸器
再沸器的任务是将部分塔底的液体蒸发以便进行径流分离。再沸器是热交换设备，根据加热面安排的需要，再沸器的构造可以是夹套式、蛇管式或列管式；加热方式可以是间接加热或直接加热。选择时应注意以下几点：
①使设备成本低（保持较高的传热系数）；
②使换热表面尽可能清洁（防止传热管表面结垢）；
③对于易热分解的产品，应使其停留时间短，加热壁温低；
④能满足分离要求。
小型再沸器可直接安装在塔底部，但再沸器的横截面积要略大于塔体的截面，对于较大型的塔，再沸器一般安装在塔外。工业上使用最多的形式有：强制循环式、卧式热虹吸式、立式热虹吸式和凯尔特式。在立式再沸器中，被蒸发的液体在管内通过；在卧式再沸器中，被蒸发液体在管外通过。再沸器容量大时塔的操作稳定，蒸汽分离空间大时可防止蒸气中夹带液体。对易起泡系统尤为有利。采用卧式再沸器，可以使塔和建筑物的总高度降低；由于产品在卧式再沸器中的停留时间较长。因此不适宜用于蒸发对热不稳定的产品。
热虹吸式再沸器利用再沸器中气-液混合物和塔底液体的密度差为推动力，增加流体在管内的流动速度，减少污垢的沉积，提高了传热系数，装置紧凑，占地面积小。
凯尔特式再沸器一次通过蒸发的气液比可达80%，相当于一块理论板。再沸器的传热面积可任意选用，釜液结焦时清洗方便，但金属消耗量和占地面积都大。
当塔底产品是废水时，通常采用直接水蒸气加热，这样可节省再沸器的投资成本。
l 6.3 冷凝器
冷凝器的任务是冷凝离开塔顶的蒸汽，以便为分离提供足够的回流。冷凝的优点是未凝的产品富集了轻组分，冷凝器为分离提供了一块理论板。当全凝时，部分冷凝凝液作为回流返回，冷凝没有分离作用。
在小型精馏塔中，冷凝器可采用蛇形式；对大型设备一般采用列管式。为了提高冷却介质的流速，使其传热系数提高，一般安排冷却介质在管内流动，蒸汽在管外冷凝，对于小型精馏塔，冷凝器一般安装在塔顶，冷凝液靠重力作用回流入塔。冷凝器距塔顶回流口的高度，可根据管道阻力损失进行估算。工业上常用的几种回流形式
对于大型精馏塔，往往讲冷凝器安装在离地面约5m的支架上，以保证泵在输送回流液时，不会出现气蚀现象。采用泵进行强制回流时，回流属冷回流，其回流比容易控制，且对安放冷凝器的支座要求不高，安装与检修都比较方便。

计算结果汇总

符号
单位
计算数据
精馏段
提馏段
各段平均温度
tm
℃
89.9
104.15
各段相对挥发度

--
2.132
1.881
各段平均压强
Pm
kPa
105.5
114.6
平均流量
气相
Vs
m3/s
1.1409
--
液相
LS
m3/s
0.0030
--
实际塔板数
N
块
12
14
板间距
HT
m
0.40
0.40
塔的有效高度
Z
m
10.4
10.4
塔径
D
m
2.0
2.0
空塔气速
U
m/s
0.738
0．783
塔板液流型式

单溢流
单溢流

溢
流
装
置