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精馏塔的配管设计作者：周东旭来源：《中国化工贸易·中旬刊》2018年第08期摘要：介绍了精馏塔在装置工艺流程中的地位和作用以及与相关设备的关系。
详细描述了精馏塔的管道设计。
在管道初步设计中，主要分析了精馏塔的安装高度，喷嘴方向和梯子平台设计以及精馏塔的适用情况，塔内液体液面变化，精馏塔的各种接口配置，以及实验时各种危险注意事项。
在管道的详细设计中，主要分析了精馏塔架上主管道和管架的设计，以及附近塔管架链接情况。
关键词：精馏塔；设备布置；附塔管线；工艺流程；管口方位精馏塔是典型的装置，通常放在冷区，主要包括塔架与塔架设备之间的管道关系，还包括塔架，平台，人孔及塔架各种仪表和阀门的设计。
精馏塔的建筑，操作和维护的要求应该更加人性化。
精馏塔管道初步设计管道专业设计人员应学习如何在塔设备数据表中提取初步设计信息，并根据数据表中的信息尽可能多地构建详细模型。
1 侧面的展开作者以典型的精馏塔为例介绍了塔的侧扩设计方法。
①精馏塔的安排。
为了说明设计方法，首先给出典型的布置，并划分操作区域和确认精馏塔安装高度，即考虑精馏塔的内部压力和塔内流体的重力。
当用泵泵送底部液体时，塔的高度应由泵所需的NPSH和吸入管的压降确定。
塔架的安装高度也应满足底部管道的安装和操作要求，基面一般应高出地面0.2 m；②展开精馏塔的侧面。
精馏塔的侧面根据塔的周长和高度展开，角度是水平轴，托盘是垂直轴，塔的侧面成为坐标图，为下一步安排做好准备喷嘴线和平台。
2 精馏塔的管口布置根据托盘的类型和特性布置喷嘴：①蒸馏塔体上的开口数远远高于其他设备。
应详细了解塔的工艺要求和内部结构，并且操作和维护所需的操作侧和管道可大致分为塔架周围。
在顶盖的中间，安全阀的开口和通风管的开口通常布置在塔顶的气相开口附近，并且通风管的开口也可以布置在精馏塔顶部气相管最高水平段的顶部；②塔的回流口：顶部再循环或中间再循环口通常布置在托盘上方的管道侧面；③进料口：进气口通常设置在塔板上方，与降液管平行，当气流速度高时，应设置分配管。
1概述再沸器是蒸馏塔底或侧线的热交换器，用来汽化一部分液相产物返回塔内作气相回流，使塔内汽液两相间的接触传质得以进行，同时提供蒸馏过程所需的热量，又称重沸器。
1.1再沸器设备的研究现状再热器是广泛应用于石油、化工生产过程中的工艺设备。
目前国内外的工程上对再沸器的基本要求是操作稳定、调节方便、结构简单、加工制造容易、安装检修方便、使用周期长、运转安全可靠，同时也应考虑其占地面积和安装空间高度要合适。
目前我国再沸器技术基础研究仍然薄弱。
相对于国外先进水平，我国换热器产业在产品的基础研究和原理研究上存在较大的技术差距。
在换热器制造上，我国目前还以仿制为主。
由于在再沸器的相关计算等方面缺少大型专业化软件支持，使得我国对设计出来的再沸器产品无法准确预计其使用效果。
随着我国工业化和城镇化进程的加快，国内市场和出口市场对换热器的需求量将会保持增长，客观上为我国再沸器产业的快速发展提供了广阔的市场空间。
在石油、化工、电力、轻工、食品等行业仍然保持稳定增长，将对再沸器产业产生巨大的需求拉动。
1.2常见的再沸器类型再沸器可分为交叉流和轴向流两种类型。
在交叉流类型中，沸腾过程全部发生在壳程，常用的形式有釜式再沸器、内置式再沸器和水平热虹吸式再沸器。
在轴向流类型中，沸腾的再热蒸汽、气体或液体顺着轴向流动，热量载体与塔底产物的热量交换主要在管程进行，最常用的形式为立式热虹吸式再沸器。
当热虹吸式再沸器的循环量不够时，则使用泵来增加循环量，这时，称之为强制循环式再沸器。
强制循环式再沸器既可以为立式结构，也可以为水平结构。
在目前的化工工程中，最常用的再沸器为立式热虹吸式再沸器，其性能最稳定，节能效果较好，使用周期长，操作、维修费用较低，综合效率较高。
1.3再沸器的连接方式再沸器与换热管间有3种连接方式:焊接、胀接以及焊胀并用。
心连心化肥的再沸器采用的是焊接方式。
再沸器的运行效率受到温差应力、管壳程压力、介质腐蚀、流体腐蚀以及自身设计等因素的影响。
学号： 09436213常州大学毕业设计（论文）（2013届）题目轻芳烃分馏塔再沸器设计学生吕浪学院机械工程学院专业班级教改092 校内指导教师宋敏霞专业技术职务讲师校外指导老师专业技术职务二○一三年五月轻芳烃分馏塔再沸器的设计摘要：本次设计的题目是轻芳烃分馏塔再沸器，采用了浮头式换热器。
浮头式换热器是管壳式换热器系列中的一种，它的特点是两端管板只有一端与外壳固定死，另一端可相对壳体滑移，称为浮头。
浮头式换热器由于管束的膨胀不受壳体约束，因此不会因管束之间的差胀而产生温差热应力，此外，浮头式换热器的优点还再于拆卸方便，易清洗。
本设计说明书主要进行了换热器的结构和强度设计，主要根据已经选定的换热器型式进行设备内各零部件（如接管、折流板、定距管、钩圈、管箱等）的设计，包括：材料的选择、具体尺寸的确定、确定具体位置、管板厚度的计算、浮头盖和浮头法兰厚度的计算、开孔补强计算等。
关键词：浮头式换热器、管板、浮头盖、浮头法兰The design of reboiler of fractionating tower for light aromaticAbstract:The topic of my study is The design of reboiler of fractionating tower for light aromatic,which use floating head heat exchanger.The floating head heat exchanger is a special type of tube and shell heat exchanger. It is special for its floating heat. One of its tube sheet is fixed, while another can float in the shell, so called floating heat .As the tubes can expand without the restriction of the shell, it can avoid thermal stress. Another advantage is that it can be dismantled and clear easily. The design manual includes the structure and intensity of head exchanger. The part is just on selected type of exchanger to design the heat exchanger’s components and parts, such as vesting, baffled plates, the distance controltube, circle hook, tube boxes.This part of design mainly include: the choice of materials identify specific size, identify specific location, the thickness calculation of floating head planting and floating head flange, the opening reinforcement calculation etc.Key words: floating head heat exchanger, tube sheet, floating head planting, floating head flange.目录摘要 (Ⅰ)Abstract (Ⅱ)目次 (Ⅲ)术语表 (Ⅴ)第一章绪论 (1)1.1 课题背景和意义 (1)1.2 国内外发展研究状况 (1)1.3 换热器的发展趋势 (4)第二章工艺计算 (6)2.1 确定设计方案 (6)2.2 换热器类型的选择 (6)2.3 工艺结构尺寸的计算 (6)2.3.1平均传热温差校正及壳程数 (6)2.3.2换热管选型及排列和分程方法 (7)2.3.3壳体内径 (7)2.3.4布管限定原直径 (7)2.3.5折流板 (8)第三章结构计算与强度校核 (9)3.1壳体与管箱厚度的计算 (9)3.1.1圆筒壳体厚度的确定 (9)3.1.2管箱厚度计算 (9)3.2开孔补强计算 (11)3.2.1接管 (11)3.2.2接管位置 (11)3.2.3壳体上开孔补强计算 (12)3.2.4前端管箱开孔补强计算 (13)3.2.5外头盖开孔补强计算 (15)3.3水压试验 (16)3.4换热管 (17)3.5管板计算 (17)3.5.1固定管板计算 (17)3.5.2浮动管板计算 (22)3.6管热管的轴向应力 (26)3.7折流板 (27)3.8拉杆与定距管 (27)3.9防冲板 (28)3.10法兰与垫片 (28)3.11钩圏式浮头 (32)3.11.1管程压力作用下浮头盖计算 (33)3.11.2壳程压力作用下浮头盖计算 (36)3.11.3钩圈 (39)3.12分程隔板 (40)3.13支座 (40)3.13.1质量计算 (40)第四章结论 (43)参考文献 (44)致谢 (45)术语表B 折流板间距mm M o 法兰设计力矩N•mmC1 钢板负偏差mm N 换热管数C2 腐蚀裕量mm N B 折流板数C p 定压比热容kJ/(kg•℃) P c 计算压力MPaD 筒体内径mm [P w] 最大许用工作压力MPad 接管内径mm ΔP 压降PaD b 螺栓中心圆直径mm Q 热流量kWD G 垫片压紧力作用中心圆直径mm q 换热管与管板拉脱力MPaD L 布管限定圆直径mm [q] 换热管与管板许用拉脱力MPaD N 公称直径mm q m 质量流量kg/hE t 管板布管区当量直径mm R e 雷诺数F p 弹性模量MPa r s 污垢热阻m2•℃/Wh1 垫片压紧力N S 换热面积m2h2 封头曲面高度mm s 换热管中心距mmK 封头直边高度mm S n 隔板槽两侧相邻管中心距mm K t 传热系数W/(m2•℃) Δt m 平均传热温差℃K~t 管板模数MPa u 流速m/sL 管束无量纲刚度W a 螺栓载荷NL B 换热管长度m α 对流传热系数W/( m2•℃)L c 支座跨距mm δ 计算厚度mmr 换热管失稳当量长度mm δd 设计厚度mmm 设备总重量kg δe 有效厚度mmm1 筒体质量kg δn 名义厚度mmm2 封头质量kg η 管板刚度削弱系数m3 固定管板质量kg λ 导热系数W/( m2•℃)m4 浮动管板质量kg μ 粘度Pa •sm5 换热管质量kg ρ 密度kg/m3m6 折流板质量kg φ 焊接接头系数m7 附件质量kg σt 计算应力MPa m8 水压试验冲液质量kg [σ]t 许用应力MPa M a 法兰预紧力矩N•mm第一章绪论1.1课题背景和意义当今世界能源问题日益突出，节能己经成为解决当代能源问题的一个公认的重要途径。
塔类设备的配管设计摘要：塔是用于气相和液相间或液相和液相间的传质或传热过程的设备，根据其结构，可将塔设备分为两大类：板式塔和填料塔。
本文主要讨论这两种塔的开口布置和管道设计。
关键词：板式塔填料塔管口方位检修平台中图分类号：s611 文献标识码：a 文章编号：一、工艺要求配管应满足工艺流程的特殊要求，按要求进行配管。
一般来说，为了便于进料位置调节，塔上可设置若干进料口，每个进料口处设置阀门，一般进料管道有坡度，不坡向蒸馏塔。
再沸器至塔釜连接管道应尽量短不允许有袋形，一般不设置阀门，停工检修时，用8字盲板切断。
塔顶馏出管道一般不设阀门，直接与冷凝器连接，馏出管道应有坡度，坡向冷凝器，馏出管道不允许有袋形。
二、管口方位的确定配管之前，首先要定好管口方位，塔类设备的管口方位一般由操作侧（和配管所需的管道侧决定。
管道接口应尽量在管道侧（即靠近管廊一侧）布置；人孔一般布置在操作侧（检修侧）；在有塔板的情况下，决定管口方位时，应考虑内件结构特点，使流体不至于偏流或流动分配不均匀或错位等，在塔釜段要注意内部是否有隔板，管口不要与隔板或内部爬梯相碰。
对于板式塔的管口方位应注意以下几点：2.1塔顶管口塔顶气相开口布置在塔顶封头中部，安全阀开口、放空管开口一般布置在塔顶气相开口的附近，也可将放空管开口布置在塔顶气相管道最高水平段的顶部。
2.2塔的回流开口塔顶回流的开口，一般布置在塔板上方的管道侧，回流管的内部结构和开口方位与塔板溢流方式有关。
开口与降液管之间的定位关系为相对方向。
2.3进料开口气相进料开口一般布置在塔板上方，与降液管相对，当气流速度较高时，应设分配管。
2.4再沸器气相返回口开口应设在塔中心线上并与受液槽平行布置。
如果不可能，设在与受液槽平行的另一侧。
2.5塔底抽出口一般设在塔底封头的中部，并设防涡流板。
塔底用泵抽出的抽出口，其标高应满足塔底泵的有效气蚀余量的要求，并应延伸到塔的裙座外，塔裙内不应设置法兰。
（一）设计方案的确定本设计任务为乙醇-水混合物。
设计条件为塔顶常压操作，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
酒精精馏与化工精馏过程不同点就在于它不仅是一个将酒精浓缩的过程，而且还担负着把粗酒精中50多种挥发性杂质除去的任务，所以浓缩酒精和除去杂质的过程在酒精工业中称为精馏。
物料中的杂质基本上是在发酵过程中生成的，只是很少数的杂质是在蒸煮和蒸馏过程中生成的。
本次设计的精馏塔用板式塔，内部装有塔板、降液管、各种物料的进出口及附属结构（如全凝器等）。
此外，在塔板上有时还焊有保温材料的支撑圈，为了方便检修，在塔顶还装有可转动的吊柱。
塔板是板式塔的主要构件，本设计所用的塔板为筛板塔板。
筛板塔的突出优点是结构简单造价低，合理的设计和适当的操作能使筛板塔满足要求的操作弹性，而且效率高，并且采用筛板可解决堵塞问题，还能适当控制漏液。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属不易分离物系，最小回流比较小，采用其1.5倍。
设计中采用图解法求理论塔板数，在溢流装置选择方面选择单溢流弓形降液管。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。
（二）精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 M 乙醇=46kg/kmol纯水的摩尔质量 M 水 =18kg/kmolx F =18/65.046/35.046/35.0+=0.174x D =18/1.046/9.046/9.0+=0.779x W =46/995.018/005.018/005.0+=0.0022.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.174×46＋18×(1-0.174)= 22.872 kg/kmolM D =0.779×46＋18×(1-0.779)= 39.812 kg/kmolM W =0.002×46＋18×(1-0.002)= 18.056 kg/kmol3.物料衡算 D=30024812.3948000000⨯⨯=167.454 kmol/hF=D+WF ·x F =D ·x D +W ·x W解得 F=756.464 kmol/h W=589.01 kmol/h｛（三）塔板数的确定1.回流比的选择由任务书提供的乙醇-水物系的气液平衡数据绘出x-y 图；由于设计中选用泡点式进料，q=1，故在图中对角线上自点a（x D,x D）作垂线，与Y轴截距oa=x D/(R min+1)=0.415 即最小回流比R min=x D/oa-1=0.877取比例系数为1.5，故操作回流比R为R=1.5×0.877=1.3162.精馏塔的气液相负荷的计算L=RD=1.316×167.454=220.369 kmol/hV=L+D=(R+1)D=2.316×167.454=387.823 kmol/hL ’=L+qF=220.369+756.464=976.833 kmol/hV ’=V+(q-1)F=V=387.823 kmol/h3.操作线方程精馏段操作线方程为 y=1+R R x+11+R x D =1316.1316.1+x+11.3161+×0.779即：y=0.568x+0.336提馏段操作线方程为 y=F q D R qF RD )1()1(--++x-Fq D R D F )1()1(--+-x W =1.316*167.454+1*756.464(1.316+1)*167.454x-756.464167.454(1.3161)*167.454-+×0.002即：y=2.519x-0.0034.采用图解法求理论塔板数总理论塔板层数 N T=13进料板位置 N F=第10层5.全塔效率的计算查上图可知，t D=78.43 o C t W=99.53 o Ct平均= t D t W=88.35 o C塔顶P乙醇=101.749 KPa P水=44.607 KPaα顶=2.281塔底P乙醇=222.502 KPa P水=99.754 KPaα底=2.231α平均=α顶α底=2.256平均温度下μA=0.38 mPa·sμB=0.323 mPa·sμL=x AμA+(1-x A)μB=0.079×0.38+(1-0.079)×0.323=0.327 mPa·s 查蒸馏塔全塔效率图，横坐标为α平均μL=0.738可查得E T=52％6.实际板层数求取精馏段实际板层数N精=9/0.52=17.31≈18提馏段实际板层数N提=4/0.52= 7.69≈8（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.操作压力计算塔顶操作压力P D=101.3 KPa单板压降△P=0.7 kPa进料板压力P F=0.7×18+101.3=113.9 kPa塔底操作压力P W=101.3+0.7×26=119.5 kPa精馏段平均压力P m=(101.3+113.9)/2=107.6 kPa 压力P m=(113.9+119.5)/2=116.7 kPa2.操作温度计算计算全塔效率时已知塔顶温度t D=78.43 o C进料板温度 t F=83.75 o C塔底温度t W=99.53 o C精馏段平均温度t m=(t D+t F)/2=(78.43+83.75)/2=81.09 o C提馏段平均温度t m=(t W+t F)/2=(99.53+83.75)/2=91.64 o C3.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D=y1=0.779 查上图可得x1=0.741M VDm=0.779×46+(1-0.779)×18=39.812 g/molM LDm=0.741×46+(1-0.741)×18=38.748 g/mol进料板平均摩尔质量计算 t f=83.74 o C由y F=0.518 查上图可得x F=0.183M VFm =0.518×46+(1-0.518)×18=32.504 g/molM LFm =0.183×46+(1-0.183)×18=23.124 g/mol精馏平均摩尔质量M Vm =( M VDm + M VFm )/2=36.158 g/molM Lm =( M LDm + M LFm )/2=30.936 g/mol4.平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即ρVm =RT PMv =)15.27309.81(314.8158.366.107+⨯⨯=1.321 kg/m3 液相平均密度计算液相平均密度依1/ρLm =∑αi /ρi 计算塔顶液相平均密度计算t D =78.43 o C 时 ρ乙醇=740 kg/m 3 ρ水=972.742 kg/m 3ρLDm =)742.972/1.0740/9.0(1+=758.14 kg/m 3进料板液相平均密度计算t F =83.75 oC 时 ρ乙醇=735 kg/m 3 ρ水=969.363 kg/m 3ρLFm =)363.969/636.0735/364.0(1+=868.554 kg/m 3塔底液相平均密度计算t W =99.53 oC 时 ρ乙醇=720 kg/m 3 ρ水=958.724 kg/m 3ρLWm =)724.958/995.0720/005.0(1 =957.137 kg/m 3精馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLDm )/2=(758.14+868.554)/2=813.347 kg/m 3 提馏段液相平均密度计算 ρLm =(ρLFm +ρLWm）/2=(957.137+868.554)/2=912.846 kg/m 3 5.液体平均表面张力计算液体平均表面张力依σLm =∑x i σi 计算塔顶液相平均表面张力计算t D =78.43时 σ乙醇=62.866 mN/m σ水=17.8 mN/m σLDm =0.779×17.8+0.221×62.886=84.446 mN/m进料板液相平均表面张力计算 t F =83.75时 σ乙醇=61.889 mN/m σ水=17.3 mN/m σLFm =0.183×17.3+0.817×61.889=53.729 mN/m塔底液相平均表面张力计算 t W =99.53时 σ乙醇=58.947 mN/m σ水=15.9 mN/m σLWm =0.005×15.9+0.995×58.947=58.732 mN/m精馏段液相平均表面张力计算σLm =(84.446+53.729)/2=69.088 mN/m提馏段液相平均表面张力计算σLm =(58.732+53.729)/2=56.231 mN/m6.液体平均粘度计算液体平均粘度依lgμLm=∑x i lgμi计算塔顶液相平均粘度计算t D=78.43o C时μ乙醇=0.364mPa·s μ水=0.455 mPa·s lgμLDm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363μLDm =0.436 mPa·s进料液相平均粘度计算t F=83.75 o C时μ乙醇=0.341mPa·s μ水=0.415 mPa·s lgμLFm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452μLFm=0.353 mPa·s塔底液相平均粘度计算t W=99.53 o C时μ乙醇=0.285mPa·s μ水=0.335 mPa·s lgμLWm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544μLWm=0.285 mPa·s精馏段液相平均粘度计算μLm=(0.436+0.353)/2=0.395 mPa·s提馏段液相平均粘度计算μLm=(0.285+0.353)/2=0.319 mPa·s（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气液相体积流率为V S =ρ3600VM =2.949 m 3/sL S =ρ3600LM=0.0023 m 3/s查史密斯关联图，横坐标为Vh Lh (v l ρρ)21=949.20023.0(321.1347.813) 1/2=0.0196取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.06m， 则H T -h L =0.39m 查图可得C 20=0.08由C=C 20(20Lσ)0.2=0.08(69.088/20)0.2=0.103u max =C (ρL -ρV )/ ρV =2.554 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7u max =1.788 m/s D=4V s /πu=788.1/14.3/949.2*4=1.39 m按标准塔径元整后 D=1.4 m塔截面积A T =(π/4)×1.42=1.539 ㎡实际空塔气速为 u=2.717/1.539=1.765 m/s2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精=（N 精-1）H T =7.65 m提馏段有效高度为Z 提=（N 提-1）H T =3.15 m在进料板上方开一人孔，其高度为 1m故精馏塔的有效高度为Z=Z 精+Z 提+1=7.65+3.15+1=11.8 m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.4 m ，可选用单溢流弓形降液管 堰长l W =0.7×1.4=0.98 m 2.溢流强度i 的校核i=L h /l W =0.0023×3600/0.98=8.449≤100~130m 3/h ·m 故堰长符合标准 3.溢流堰高度h W平直堰堰上液层高度h ow =100084.2E （L h /l W ）2/3由于L h 不大，通过液流收缩系数计算图可知E 近似可取E=1h ow =100084.2×1×（L h /l W ）2/3=0.0119 mh W =h L -h ow =0.06-0.0119=0.0481 m 4.降液管尺寸计算查弓形降液管参数图，横坐标l W /D=0.7 可查得A f /A T =0.093 W d /D=0.151 故 A f =0.093A T =0.143 ㎡ W d =0.151W d =0.211 ㎡留管时间θ=3600A T H T /L H =27.64 s ＞5 s 符合设计要求 5.降液管底隙高度h oh O =L h /3600l W u 0’=0.0023/0.98×0.08=0.03 m h W -h O =0.0481-0.03=0.0181 m ＞0.006 m6.塔板布置塔板的分块 D=1400 mm ＞800 mm ，故塔板采用分块式。
浅谈塔底再沸器的两种工艺及管道设计要点摘要:塔底再沸器是化工生产过程中的重要设备,其工作效率的高低主要决定于内部组成部分的布置及管道系统的设计。
本文简要地谈论了两种塔底再沸器的设备布置工艺及这两种再沸器的管道设计要点。
关键词:塔底再沸器工艺管道塔底再沸器也即塔底重沸器,是化工生产过程中常用的传热工具,主要是借助带有热量的蒸汽、气体或者液体作为载体来将蒸馏塔中的塔底产物的加热及汽化。
再沸器在传热过程中,蒸发量主要受塔底产物和载热体的温度差值限制,在很多种情况下,二者温差很小,蒸发率很低,传热量少,不能达到满意的传热效果。
因此,我们需要选择一种工艺较好的再沸器,能够在温差很小的情况下仍然能够获得较好的传热效果,并且耗费较少的能源。
1 塔底再沸器的分类及要求塔底再沸器有两个组成重要部分:一是设备布置;二是管道的设计。
这两部分的布置及设计不仅影响着再沸器的工作效率并且决定着整个传热过程中消耗的能量大小。
不同的再沸器有着不同的传热原理,因此应根据再沸器工作原理合理地布置再沸器内部的设备并恰当地设计再沸器的管道系统。
根据塔底再沸器内载有热量的介质的流向不同可以将塔底再沸器分为轴向流和交叉流两种。
在轴向流塔底再沸器中,沸腾的载热蒸汽、气体或者液体顺着轴向流动,热量载体与塔底产物的热量交换主要在管程进行,而在交叉流塔底再沸器中,这些热量交换则全部在壳程进行。
常见的轴向流再沸器为立式热虹吸再沸器,强制流动再沸器;交叉流再沸器在形式上则主要包括内置式、釜式及水平热虹吸式。
在实际工程应用中,要求塔底再沸器不仅能够性能稳定、使用方便、制造简单、维修容易、使用时间长,而且要求其立体占用空间少,平地占用面积少等。
当然,满足上述所有条件是十分不容易的,所以在实际应用时应根据现场状况找出最主要的因素,选择一种适合于自身工程的再沸器形式。
在工程中,最常用的再沸器为立式热虹吸再沸器,该形式的再沸器的性能最稳定,节能效果较好,使用周期较长,维修费用较低,综合效率较高。
某装置塔与再沸器联合平台布置李闻杰（中石化上海工程有限公司，上海200120）摘 要：以某化工装置塔设备及与之配套的两个再沸器平台设置为例，通过探讨塔与再沸器分别设置的平台以及与周围设施的关联，形成联合平台，更好地满足现场操作要求。
关键词：化工装置；联合平台；塔；再沸器中图分类号：TQ 082 文献标识码：A 文章编号：2095-817X（2021）02-0014-004化工装置中考虑到生产和检修的需要会设置各种平台，如设备的支撑、操作和检修，管道上阀门和仪表的操作、观察、检修，催化剂和填料的装卸等等均需要设置平台[1]。
作为生产装置的辅助部分，平台的合理设置不仅能满足各种功能的要求，更为重要的是安全生产的保障措施之一。
如果能在平台（梯子）设计时周全考虑现场的因素（尤其是在救援、疏散、逃生或手持物品使用时），避免一些不必要的伤害，的确是一件于人于己都非常有益的事[2]。
塔设备平台、再沸器钢结构框架平台及周边框架平台等通过统筹考虑，做到最大限度的连通，对于后期的装置生产可以提供很大的便利。
1 概述某装置中，物料自塔设备中段对称布置的出口分别进入两个再沸器底部，通过再沸器加热自再沸器上部分别返回塔内，这段流程管道要求完全对称布置，并就近设置操作平台用于管道上仪表及阀门的操作检修。
2 联合平台布置2.1塔与再沸器周边布置塔设备布置于整个装置中间位置，北侧为装置消防通道；南侧为装置主框架，塔中心与南侧主框架距离6 m；与塔关联的再沸器对称的布置在塔的东西两侧，详细布置见图1。
塔直径6.4 m，塔高近60 m（其中裙座11 m），共有9个人孔，众多的仪表收稿日期：2021-01-24作者简介：李闻杰（1987—），女，工程师，从事配管工程设计工作。
和工艺管口，分布于整个塔体。
工艺物料预热后从塔体上部入口进入塔设备，经过塔内件填料层、塔板层逐层精制，通过塔体中间段的两个再沸器和塔釜再沸器的加热，气体物料自塔顶排出，塔釜少量液相物料通过泵进入下一个流程。
前言设计就是根据生产任务的要求，综合各方面知识而设计的满足生产要求的工程技术方案。
化工项目设计的基本过程是，可行性研究、工程设计、详细设计、项目施工、开车验收等。
我们这次课程设计主要是初步设计即方案设计和设备设计。
本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。
说明中对精馏塔和再沸器的设计计算做了详细的阐述，对于辅助设备和管路的设计也做了简单的说明。
鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多的错误，希望各位老师给予指正。
感谢老师的指导和参阅！目录第一章概述 (4)第二章 1.1精馏塔 (5)1.2再沸器 (5)1.3冷凝器 (5)第三章方案流程简介 (6)2.1 精馏装置流程 (6)2.2 工艺流程 (6)2.3设备选用 (7)2.4处理能力及产品质量 (7)第四章精馏塔工艺设计 (9)3.1设计条件 (9)3.2物料衡算及热量衡算 (9)3.3塔板数的计算 (10)3.4精馏塔工艺设计 (13)3.5溢流装置的设计 (15)3.6塔板布置和其余结构尺寸的选取 (16)3.7塔板流动性能校核 (17)3.8负荷性能图 (19)第五章再沸器的设计 (22)4.1设计任务与设计条件 (22)4.2估算设备尺寸 (23)4.3传热系数的校核 (24)4.4循环流量校核 (27)第六章辅助设备的设计 (32)第七章管路设计 (38)第八章控制方案 (39)附录一主要符号说明 (40)附录二参考文献 (44)附件一 C程序附件二 matlab程序附表三塔板负荷性能图第一章概述精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。
精馏过程在能量剂驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分由液相向气相转移，难挥发组分由`气相向液相转移，实现原料中各组分的分离。
精馏塔精馏塔是该工艺过程的核心设备，精馏塔按传质元件区别可分为两大类，即板式精馏塔和填料精馏塔。
过程装备设计课程设计-------分离苯-甲苯精馏塔设计专业:过程装备与控制班级: 3班**: ***学号: **************:***设计日期: 2010-11-17目录（一）设计任务书-------------------------------------------------3 （二）设计内容------------------------------------------------------3（三）设计中符号说明------------------------------------------5 （四）精馏塔的物料衡算----------------------------------------7（五）塔板数的确定----------------------------------------------8 (六)精馏塔塔体工艺尺寸设计------------------------------------9 （七）塔板主要工艺尺寸的计算----------------------------------11(八)塔板负荷性能图------------------------------------------------ 13(九)接管尺寸的选取-------------------- ----------------------17 （十）封头的选取------------------------------------------------18 （十一）法兰的选取------------------------------------------------18 （十二）筛板塔的工艺设计计算结果总表---------------------19（一）设计任务书一．设计题目: 分离苯—甲苯精馏塔设计二．设计任务及操作条件1.设计任务：生产能力(最大产量) : 2000kg/h塔顶产品组成: 100%苯2.操作条件：操作压力: 101.3Kpa操作温度: 80℃进料热状态: 泡点进料3.设备形式: 筛板精馏塔,塔顶为全凝器,中间泡点进料,塔底间接蒸汽加热，连续精馏。
化工原理再沸器设计在化工生产过程中，再沸器是一种重要的设备，用于将过热蒸汽与液体进行有效的传热和质量传递。
再沸器的设计对设备的运行效率和产量具有重要影响，因此需要综合考虑传热原理、流体动力学和操作工艺等因素进行设计。
再沸器设计的基本原则是传热面积要足够大，以便有效传热，同时保证流体在设备中的停留时间足够长，以利于质量传递。
以下是再沸器设计的一般步骤：1.确定热负荷：热负荷是再沸器设计的基础，通常用过热后蒸汽的热功率来表示。
根据生产工艺和需要的蒸汽量确定热负荷。
2.确定传热面积：传热面积的大小决定了再沸器的传热效果。
传热面积可以通过计算方法或经验公式来确定。
常见的方法包括表面积计算法和热阻计算法。
3.确定传热介质：传热介质通常是热水、冷却水或其他液体。
选择合适的传热介质是再沸器设计的关键。
要考虑传热介质的温度、压力、流量和化学性质等因素。
4.确定设计参数：设计参数包括液体进口温度、蒸汽进口温度、液体出口温度、蒸汽出口温度、液体进口流量和蒸汽进口流量等。
这些参数的选择对于再沸器的有效运行非常重要。
5.进行传热和质量传递计算：根据传热原理和质量传递原理进行传热和质量传递计算，以确定各个参数的具体数值。
这些计算可以使用理论模型、实验数据或模拟软件进行。
6.设计传热表面：根据计算结果，确定再沸器的传热表面形式，可以是管壳式、板式、换热管等。
同时，还需考虑传热表面的布置形式，如平行流、逆流或交叉流等。
7.进行结构设计：再沸器的结构设计包括材料选择、壳体和管束的尺寸、支撑方式、布置形式等。
要保证设备的结构强度、密封性和可靠性。
8.总结和评估：在完成再沸器设计后，需要对设计结果进行总结和评估。
包括对设计参数和设计结果的合理性进行分析，并评估设备的传热效果、质量传递效果和经济性。
总之，再沸器的设计需要综合考虑传热原理、流体动力学和操作工艺等因素。
通过合理的设计和选择，可以使再沸器达到预期的传热效果和质量传递效果，进而提高设备的运行效率和产量。
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、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。
（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 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。
【单元操作001】再沸器第一波·AspenPlus中的再沸器设置蒸馏操作是通过汽化、冷凝达到提浓的目的，加热汽化主要通过再沸器来完成，相对而言，精馏塔的再沸器种类较多，选择时要考虑的因素也比较多。
这一系列的文章，小编试图通过流程模拟、再沸器排布、再沸器类型及在工程中应用这几方面，总结一下精馏塔的再沸器。
小编才疏学浅，有不对的地方还请大家多多指教。
再沸器是精馏塔的一个重要组成部分，所以呢，偶们就先从流程模拟扯起。
在模拟过程中，首先需要在setup – configuration 中选择再沸器的类型，有kettle（釜式）和thermosiphon（热虹吸式）两种。
当然了，这两种再沸器涵盖了立式再沸器、卧式再沸器、强制循环再沸器、再沸炉和釜式再沸器。
Kettle如果选择kettle，程序默认釜式再沸器为一块理论板，在塔板选型的时候，最后一块塔板只能写到N-1，第N块塔板就是再沸器。
这种换热器也就是一次通过性，相当于N-1块塔板的液体进入再沸器，再沸器出口的气液两相进入塔釜，塔釜出口温度与再沸器出口温度是一样的。
釜式再沸器汽化率最高可以达到80%以上，炼油中再沸器比较少，小编见过用釜式再沸器的是芳烃（双苯）抽提蒸馏的非芳烃蒸馏塔再沸器。
但是呢，做蒸汽发生器的比较多。
K型俗称大肚子，其壳径与管束的直径之比一般在1.3~2.0。
为了防止蒸干，进入再沸器的物料量应大于蒸发物料量，多余的物料将通过溢流堰作为塔底出料，可以返回塔釜。
K型再沸器呢，塔底不直接抽出，可以用再沸器抽出。
溢流堰一般会比管束高5~15cm，管束是要完全浸泡的，一般采用圆形，有时采用半圆形。
K型再沸器的管子中心距与管子一般为管径的1.3~2.0d。
模拟默认为Kettle再沸器，采用这一类再沸器无需做额外设置。
Thermosiphon热虹吸换热器在炼油中用的比较广，通过密度差驱动介质从再沸器入口流向出口，构成了物流的循环。
出口气相占20~30%的比例。
浅谈塔的布置及配管一、概述塔是一种用于气相和液相或液相和液相之间进行传质和传热过程的设备，在石油化工等行业中广泛地使用，是一种典型的化工单元设备。
塔在布置时，所有中心线应布置在一条直线上，或者以塔的外壁切线成一条直线布置。
塔的配管一般原则：考虑将塔的周围空间划分为配管区和检修操作区，为管道布置留出充分的空间。
应从塔顶部到塔底自上而下进行规划，同时要与相关设备一起考虑。
二、塔的布置塔的平面布置确定原则如下：1、塔的布置应满足全厂总工艺流程和全厂总平面布置的要求。
2、塔与其相关联非明火加热的再沸器，塔顶冷凝器，冷凝罐，按照工艺流程顺序靠近布置，以减少管线长度同时便于操作维修。
3、沿管廊框架布置，塔外壁与管廊立柱之间的距离，一般3m～5m ，不宜小于3 m。
4、两塔之间的净距不宜小于2.5m，以便敷设管线和平台。
如我所从事某橡胶厂项目为例：该项目单体回收装置6300区共有四台板式塔，主要参数见表1：1表1某橡胶厂项目塔列表如图1所示：汽提塔单排布置，丙烯腈蒸馏塔框架式布置图1 塔的平面布置三、塔的管口方位的布置塔体的管口方位应满足工艺要求并便于操作和检修，同时也应考虑与塔开口连接的管道的布置，从而达到管线简化布置和经济美观。
通常可将塔的四周划分为操作侧和管道侧。
操作侧用于安装、维修和运转操作，主要有臂吊、人孔、安全阀、放空阀、就地仪表及梯子、平台等。
管道侧用于敷设管道。
布置塔的管口时，要以塔的数据表为依据特别注意管口与塔内的零、部件如塔板、降液管、分布器等的关系，下面以AS-6301A汽提塔为例阐述单溢流板式塔的管口布置。
1、人孔（MAN HOLE）人孔是用来更换填料、安装塔板或塔板上的构件的通道，应布置在操作侧塔板鼓泡区的上方，不得设在降液管上或降液管口的上方。
由于某橡胶厂汽提塔的物料为乳胶如牛奶状，塔板经常会堵塞，需要高频度的清洗维修，所以AS-6301A/B/S的人孔、手孔的设置就比较多（每层塔板一个人孔，塔板间距900mm，每层受液盘一个手孔），人孔（M1~ M14）分别每2个相邻的为一组设置在同一侧，相邻的每组设置在相反侧、手孔（H3~H15）交错布置在受液盘侧。
技术精馏中再沸器的选型和典型布置方案实例导语：精馏是工业上应用最广的对液体混合物分离的操作，再沸器作为完成回流的重要设备之一，今天小七就带大家了解再沸器的选型和布置要求。
再沸器是石油化工精馏工艺中常见的装置，再沸器安装在精馏塔底部，通过再沸器加热塔底(蒸馏釜)的液体，使其部分汽化并成为上升蒸汽，为精馏塔的精馏段、提馏段以及塔板汽液两相传热传质提供所需的热量。
工程上对再沸器的基本要求是操作稳定、调节方便、结构简单、加工制造容易、安装检修方便、使用周期长、运转安全可靠，同时也应考虑其占地面积和安装空间高度要合适。
一般说来，同时满足上述各项要求是困难的，故在设计上应进行全面分析、综合考虑，找出主要的、起决定性作用的要求，然后兼顾一般，选择一种比较合理的再沸器形式。
再沸器的类型选型根据循环形式，再沸器分为自然循环式热虹吸和强制循环式热虹吸。
自然循环式热虹吸再沸器在国内的精馏塔(装置)工艺中最为常用。
自然循环式热虹吸再沸器依靠塔釜内的液体静压头和再沸器内两相流的密度差产生推动力形成热虹吸式运动。
利用再沸器中气液混合物和塔底液体的密度差作为推动力，增加流体在管内的流动速度，减少了污垢的沉积，提高了传热系数。
强制循环式热虹吸再沸器用泵强制把流体从塔中抽出，送入再沸器加热循环。
用蒸汽加热的再沸器，可在蒸汽管上设置调节阀，控制蒸汽流量，或在冷凝液出口管上安装调节阀，改变再沸器内冷凝的液位而调节热量。
根据安装形式，再沸器分为立式和卧式。
立式有热虹吸式，强制循环式。
卧式有热虹吸式，强制循环式，釜式再沸器，内置式再沸器。
1、立式热虹吸再沸器立式热虹吸再沸器利用塔底单相釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。
这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段的停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。
但由于结构上的原因，壳程不能采用机械方法洗涤，因此不适宜用于高粘度或较脏的加热介质。
精馏塔强制循环再沸器的工艺系统设计1.工艺简介：精馏塔强制循环再沸器工艺系统是由一个精馏塔和一个再沸器组成的。
原料通过精馏塔，在塔内发生分馏，产生不同纯度的流体产物。
然后，部分产物进入再沸器，在再沸器中进行再沸和蒸汽分离，以提高产品的纯度。
再沸器中产生的蒸汽通过回流到精馏塔中进行再循环使用，减少了能源的浪费。
2.设计原则：在设计精馏塔强制循环再沸器工艺系统时，需要考虑以下几个原则：1）确定适当的塔数和塔段数，以达到所需产品纯度。
2）确定适当的操作压力和温度，以实现产品分离和蒸汽回流。
3）确定适当的再沸器设计和操作参数，以提高产品纯度。
4）确定适当的回流比例，以最大限度地节约能源和减少废料排放。
3.精馏塔设计：在精馏塔的设计中，需要考虑以下几个因素：1）确定塔的直径和高度，以满足所需的产品纯度和流量要求。
2）选择适当的填料或板式，以提高塔的分离效果。
3）确定塔的操作参数，如压力和温度。
4.再沸器设计：再沸器是精馏塔强制循环再沸器工艺系统中的关键组件之一，其设计要点如下：1）确定再沸器的操作参数，如压力和温度。
2）选择适当的加热方式，如蒸汽加热、导热油加热等。
3）确定再沸器的循环比例，以达到所需的产品纯度。
5.蒸汽回流系统设计：1）确定蒸汽回流的流量和压力，以满足精馏塔的操作要求。
2）选择适当的冷却方式，如空气冷却、冷水冷却等。
3）确保蒸汽回流系统的密封性和稳定性，以防止蒸汽的泄漏和能源的浪费。
6.控制系统设计：在精馏塔强制循环再沸器工艺系统中，需要设计一个可靠的控制系统来实现产品的分离和蒸汽回流。
控制系统的设计要点如下：1）确定适当的控制策略，如比例控制、反馈控制等。
2）选择适当的传感器和执行器，以实现对流体流量和温度等参数的监测和控制。
3）设计集散控制系统，以实现对整个工艺系统的远程监控和控制。
综上所述，精馏塔强制循环再沸器工艺系统设计需要考虑塔设计、再沸器设计、蒸汽回流系统设计和控制系统设计等方面的因素。
山 东 化 工 收稿日期：２０１８－０２－２７作者简介：管晓玉（１９８４—），女，吉林农安人，工程师，硕士研究生，主要从事管道设计工作。
抽提蒸馏塔与再沸器的平面布置及管道设计管晓玉（中石化广州工程有限公司，广东广州 ５１００００）摘要：以某公司０．５５Ｍｔ／ａ芳烃抽提装置为例，介绍了抽提蒸馏塔与其中段再沸器、塔底再沸器的平面布置及管道设计的特点。
满足工艺要求并在工艺校核后，确定再沸器的安装高度。
采用支耳处设置弹簧、取消螺栓孔以及增加聚四氟乙烯板等方法，来消除竖向和横向应力，为同类设备的管道设计工作提供参考。
关键词：抽提蒸馏塔；再沸器；平面布置；管道设计中图分类号：ＴＱ０５５．８ 文献标识码：Ｂ 文章编号：１００８－０２１Ｘ（２０１８）０７－０１２４－０２ＬａｙｏｕｔａｎｄＰｉｐｉｎｇＤｅｓｉｇｎｏｆＥｘｔｒａｃｔｉｖｅＤｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎＴｏｗｅｒａｎｄＲｅｂｏｉｌｅｒＧｕａｎＸｉａｏｙｕ（ＳＩＮＯＰＥＣＧｕａｎｇｚｈｏｕＰｅｔｒｏｃｈｅｍｉｃａｌＥｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇＣｏｒｐｏｒａｔｉｏｎ，Ｇｕａｎｇｚｈｏｕ ５１００００，Ｃｈｉｎａ）Ａｂｓｔｒａｃｔ：Ｔｈｉｓｐａｐｅｒｇｉｖｅｓａｎｅｘａｍｐｌｅｏｆ０．５５Ｍｔ／ａａｒｏｍａｔｉｃｓｅｘｔｒａｃｔｕｎｉｔｔｏｐｒｅｓｅｎｔｔｈｅｅｑｕｉｐｍｅｎｔｌａｙｏｕｔａｎｄｐｉｐｉｎｇｄｅｓｉｇｎｏｆｅｘｔｒａｃｔｉｖｅｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎｔｏｗｅｒ，ｍｉｄｄｌｅｓｅｃｔｉｏｎｒｅｂｏｉｌｅｒａｎｄｂｏｔｔｏｍｒｅｂｏｉｌｅｒ．Ｔｈｅｉｎｓｔａｌｌｉｎｇｈｅｉｇｈｔｏｆｍｉｄｄｌｅｓｅｃｔｉｏｎｒｅｂｏｉｌｅｒｎｅｅｄｔｏｍｅｅｔｔｈｅｐｒｏｃｅｓｓｄｅｍａｎｄｓａｎｄｃｈｅｃｋｉｎｇ．Ｕｓｉｎｇｓｐｒｉｎｇｓｕｐｐｏｒｔ，ｃａｎｃｅｌｉｎｇｂｏｌｔｈｏｌｅｓａｎｄｐｕｔｔｉｎｇＰｏｌｙｔｅｔｒａｆｌｕｏｒｅｔｈｙｌｅｎｅａｔｔｈｅｓｕｐｐｏｒｔｉｎｇｐｌａｔｅｏｆｒｅｂｏｉｌｅｒｃａｎｅｌｉｍｉｎａｔｅｖｅｒｔｉｃａｌａｎｄｈｏｒｉｚｏｎｔａｌｓｔｒｅｓｓ．Ｔｈｅｓｅｗｉｌｌｐｒｏｖｉｄｅａｇｏｏｄｒｅｆｅｒｅｎｃｅｆｏｒｔｈｅｐｉｐｅｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇｄｅｓｉｇｎｏｆｓｉｍｉｌａｒｅｑｕｉｐｍｅｎｔ．Ｋｅｙｗｏｒｄｓ：ｅｘｔｒａｃｔｉｖｅｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎｔｏｗｅｒ；ｒｅｂｏｉｌｅｒ；ｐｉｐｉｎｇｄｅｓｉｇ，；ｅｑｕｉｐｍｅｎｔｌａｙｏｕｔ；ｐｉｐｉｎｇｄｅｓｉｇｎ 在石油化工装置中，再沸器与精馏塔合用是常见的组合工艺，其工艺设备布置及管路设计的优化有利于整个管系和设备的稳定运行。
抽提蒸馏塔是芳烃抽提装置中分离芳烃与非芳烃的重要设备，而塔底再沸器为塔提供汽液两相传质所需的热量。
本文以某公司０．５５Ｍｔ／ａ芳烃抽提装置为例，介绍抽提蒸馏塔与再沸器的平面布置及管道设计中遇到的问题及解决方法。
１ 工艺原理及流程某公司０．５５Ｍｔ／ａ芳烃抽提装置中，以环丁砜为抽提溶剂，利用溶剂对原料中各组分相对挥发度影响的不同，通过精馏实现芳烃与非芳烃分离。
溶剂和Ｃ６馏分在抽提蒸馏塔接触形成气液两相，由于溶剂与芳烃的作用力更强，使非芳烃富集于气相，于塔顶排出，芳烃富集于液相，于塔底排出。
富集芳烃的液相进入溶剂回收塔，在塔内进行芳烃与溶剂的分离，回收的溶剂再进入抽提蒸馏塔循环使用［１］。
为节省操作费用，使用品位和价格较低的冷剂和热源，在抽提蒸馏塔塔釜处设置中段再沸器，同时减轻了塔底再沸器的热负荷。
２ 平面布置塔与再沸器平面布置设计时应着重考虑以下因素：①再沸器与塔体之间的距离应满足工艺及管道布置要求；②应考虑再沸器的吊装及检修的方便性。
当再沸器的管道能够满足热膨胀允许的条件时，应将再沸器尽量靠近塔体布置，以使管道最短，达到减少管道阻力的目的［２］。
在该装置中，再沸器均采用热虹吸再沸器，依靠塔釜内的液体静压头和再沸器内两相流的密度差产生推动力形成热虹吸式运动。
抽提蒸馏塔与再沸器的局部平面布置图如图１所示。
图１ 芳烃抽提部分平面布置Ｆｉｇ．１ ＰｌｏｔｐｌａｎｏｆＡｒｏｍａｔｉｃｓｅｘｔｒａｃｔｉｏｎｐａｒｔ·４２１·ＳＨＡＮＤＯＮＧＣＨＥＭＩＣＡＬＩＮＤＵＳＴＲＹ ２０１８年第４７卷 第７期２．１ 抽提蒸馏塔中段再沸器平面布置抽提蒸馏塔中段再沸器（Ｅ－６０４）为卧式再沸器，安装高度不宜过低，因为此塔为抽提蒸馏塔，塔底主要为环丁砜溶剂，与一般烃类塔不同的是环丁砜不容易汽化。
安装高度越低，推动力越大，根据其物性平衡态来看，其汽化率过低，不能满足重沸要求。
根据现场经验以及工艺计算结果，比较理想的安装高度为抽出口距离重沸器中心线的垂直距离为２～３．５ｍ为宜，如图２所示。
为减少管道阻力，Ｅ－６０４返回管道应尽量短，管道专业根据实际设计情况将Ｅ－６０４放置于Ｔ－６０１周边构架ＥＬ＋１４０００层上。
图２ 中段再沸器安装高度Ｆｉｇ．２ ｉｎｓｔａｌｌｉｎｇｈｅｉｇｈｔｏｆｍｉｄｄｌｅｓｅｃｔｉｏｎｒｅｂｏｉｌｅｒ２．２ 抽提蒸馏塔再沸器平面布置抽提蒸馏塔再沸器（Ｅ－６０３）采用侧面管口的立式再沸器，工艺要求Ｅ－６０３返回管线直管段最短，根据石油化工企业设计防火规范（ＧＢ５０１６０－２００８），可直接连接。
Ｅ－６０３直径为Φ１４００ｍｍ，长约７０００ｍｍ，体积相对较大，将其布置在靠近Ｔ－６０１的单独构架上，这样不会受到设备质量及安装条件的限制，并且再沸器的返回管线也具有较好的柔性。
３ 管道布置及支架设计为了满足管道最短，减少管道压降，立式再沸器Ｅ－６０３与塔Ｔ－６０１的返回管线采用管道直连方式，如图３所示。
因Ｅ－６０３固定在构架平台上，那么直连管道可以看成是两设备中心的定点配管。
热态下，由于塔和再沸器材质和温度不同，会在竖直方向和管线轴向产生较大的热应力，如果不采取有效的消除措施，可能会使连接的设备产生过大的应力或变形，影响设备的正常运行。
而Ｅ－６０４为顶部管口的卧式再沸器，塔与再沸器返回管道中带有弯头，柔性相对于直连管道较好，能够较好的解决热应力问题。
图３ 立式再沸器与塔的管道布置Ｆｉｇ．３ ｐｉｐｉｎｇｄｅｓｉｇｎｏｆｖｅｒｔｉｃａｌ－ｔｙｐｅｒｅｂｏｉｌｅｒａｎｄｔｏｗｅｒ３．１ 竖向热应力的消除措施由于塔Ｔ－６０１和再沸器Ｅ－６０３材质和温度不同，导致二者在竖直方向上膨胀量不同，因而容器的管口在竖向上将产生较大的热胀反力和弯矩，解决方法是在再沸器Ｅ－６０３四个支耳处设置弹簧支架，用来吸收热膨胀，从而使设备口的力和力矩减小到允许的范围内。
另外可将Ｔ－６０１与安装Ｅ－６０３的构架做成同一底板，使塔与构架基础共沉降，减少二者在竖向的位移差，特别对于塔与再沸器温度相同的装置，此种方法可以减少弹簧的使用，增加了装置的稳定性，经济又安全。
３．２ 轴向热应力的消除措施对于直连管道，由常温（２０℃）受热后将沿轴向膨胀，产生的轴向应力，由应力应变关系式为：σ＝Ｅｔε＝ＥｔαｔΔｔ式中，Ｅｔ为材料的弹性模量，ＭＰａ；ε为轴向线应变，ｍ／ｍ；αｔ为线膨胀系数，由２０℃至℃的每ｍ升温１℃的平均线膨胀量，ｍ／ｍ·℃；Δｔ为管系的温升，℃。
再沸器Ｅ－６０３管程出口管道属性见表１。
表１ 再沸器管程出口管道属性Ｔａｂｌｅ１ Ｐｉｐｅａｔｔｒｉｂｕｔｅｏｆｔｕｂｅｓｉｄｅｏｕｔｌｅｔ管径壁厚／ｍｍ材质操作温度／℃操作压力／ＭＰａ设计温度／℃设计压力／ＭＰａＤＮ７００１８Ｑ２４５Ｒ１６９０．１６１８９０．３４ 当管线由２０℃升温至１６９℃时，取弹性模量Ｅｔ＝１．８８７×１０５ＭＰａ，线膨胀系数αｔ＝１２．１×１０６ｍ／ｍ·℃，则应力为σ＝３４０ＭＰａ，管线承受的应力较大。
管道对端点的推力为Ｆ＝π／４（Ｄ２ｏ－Ｄ２ｉ）·σ＝６７４５（ｋＮ）；端点承受的推力也很大。
因此当管道的热膨胀或端点位移受阻时会在管道内产生内力，该内力只与管道的温度、管材的线胀系数和管道的截面积有关，且成正比，而与管长无关。
如果管道不发生变形，管道内力将导致它对约束点施加一个推力，该推力等于管道的内力值。
由于Ｅ－６０３与Ｔ－６０１管口之间的工艺管线直连，一旦升温，管线在轴线方向的热膨胀如果受到限制，两设备管口在此方向的作用力和管子的内应力都将很大。
为了消除管口轴线方向上的热应力，将Ｅ－６０３支耳处的螺栓孔开成沿管线轴线方向的长圆形孔，允许再沸器在管线轴线方向有一定的位移。
结合消除竖直方向应力方法—在支耳处使用弹簧支架，因此可采用取消支耳处得螺栓孔来消除轴向应力，避免再沸器管道轴向变形受阻。
如果再沸器是采用刚性撑，此时设备管口所受管线轴线方向的力主要是由摩擦力引起，可以靠降低摩擦系数来减小摩擦力。
比较常用的方法是在支耳与弹簧支架间增加一层聚四氟乙烯板，将从钢对钢的０．３降为钢对聚四氟乙烯的０．１［３］。
为防止两设备管口法兰泄露，还需要采用当量压力法［４］对法兰进行泄漏校核，法兰所受弯矩和轴向拉力所产生的当量压力按下式计算：Ｐｅｑ＝１．６×１０４ＭπＤ３＋４ＦπＤ２式中，Ｐｅｑ为力和力矩产生的当量压力，ＭＰａ；Ｍ为法兰连接处承受的弯矩，Ｎ·ｍ；Ｆ为法兰连接处承受的轴向拉力，Ｎ；Ｄ为垫片的计算直径，ｍｍ。
（下转第１２７页）·５２１·管晓玉：抽提蒸馏塔与再沸器的平面布置及管道设计 第７期图２ 侧视图图３ 进料口详图３ 具体实施方式下面结合附图对本装置作进一步说明。
如图１～３所示，本自动分层装置，包括筒体５、两侧平盖１、进料口２和出料口，平盖２与圆柱形筒体５密封连接，进料口２和出料口通过平盖１与筒体５相连，所述出料口包括有机相出料口８和水相出料口１０，有机相出料口８开设在相界面上方，有机相出料口８开设在平盖１上侧位置。
水相出料口１０开设在水相出料管９下端，水相出料管９外套有导流外管７，导流外管７上部与筒体５内壁密封连接，下部开口；水相出料管９上端不高于有机相出料口８。
水相出料管９与筒体５外壁间设有填料箱１４；水相出料管９上端高度可上下调节。
自动分层装置还包括强化分层装置，包括设在筒体５底部的圆柱形内筒３，进料口２通过进料管６与内筒３相连，进料管６轴线沿内筒３截面的圆切线方向。
导流外管７下部开口处距筒体５底部５０ｍｍ，有机相出料口８开设高度距筒体５顶部２００ｍｍ。
自动分层装置还包括筒体５顶部的备用口４和人孔１３，筒体５底部的排净口１２和鞍座１１。
鞍座１１在筒体底部起支撑固定的作用。
本产品的使用过程如下所述：在３，３＇－二氯联苯胺盐酸盐生产中需要进行水相（废碱液）和有机相（２．２＇－二氯氢化偶氮苯）的分离，将废碱液和２．２＇－二氯氢化偶氮苯的混合液体通过进料管６切线进料至内筒３，形成层状旋涡，促进筒体５内已有的废碱液和２．２＇－二氯氢化偶氮苯的混合液体的两相分层，并减小了对罐内已分层液体的冲击。
