4.1、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。
图6-2 再沸器的型式
4.2、管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择
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?4VS?u
（6-7）式中：VS——流体体积流量，m3/ 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。
（4）釜液排除管径dW
釜液流出的速度一般取0.5～1.0m/s。
（5）饱和水蒸气管
饱和水蒸气压力在295kPa（表压）以下时，蒸气在管中流速取为20～40m/s；表压在785 kPa以下时，流速取为40～60m/s；表压在2950 kPa以上时，流速取为80m/s。
加热蒸气鼓泡管
加热蒸气鼓泡管（又叫蒸气喷出器）若精馏塔采用直接蒸气加热时，在塔釜中要装开孔的蒸气鼓泡管。使加热蒸气能均匀分布与釜液中。其结构为一环式蒸气管，管子上适当的开一些小孔。当小孔直径小时，汽泡分布的更均匀。但太小不仅增加阻力损失，而且容易堵塞。其孔直径一般为5～10mm，孔距为孔径的5～10倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.2～1.5倍，管内蒸气速度为20～25m/s。加热蒸气管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保证蒸气与溶液有足够的接触时间。
离心泵的选择
离心泵的选择，一般可按下列的方法与步骤进行：
（1）确定输送系统的流量与压头 液体的输送量一般为生产任务所规定，如果流量在一定范围内波动，选泵时应按最大流量考虑。根据输送系统管路的安排，用柏努利方程计算在最大流量下管路所需的压头。 （2）选择泵的类型与型号 首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型，然后按已确定的流量Qe和压头He从泵的样本或产品目录中选出合适的型号。显然，选出的泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量Qe和压头He完全相符，且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量，所选泵的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即点（Qe、He）坐标位置应靠在泵的高效率范围所对应的H-Q曲线下方。另外，泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。
（3）核算泵的轴功率 若输送液体的密度大于水的密度时，可按N?QH?,kW核
102?算泵的轴功率。
第六节：辅助设备的计算及选型
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。
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。 （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。
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。
.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??
?2?(6-2)
（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。
?p?Ff0nc(NB?1)22h?u20'?p2?NB(3.5?)D2'1
?u20
(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)。
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
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，