对于每个塔板结构参数已设计好的塔，处理固定的物系时，要维持其正常操作，必须把气、液负荷限制在一定范围内。通常在直角坐标系中，标绘各种极限条件下的V -L 关系曲线，从而得到塔板适宜的气、液流量范围图形，该图形称为塔板的负荷性能图，如图1-23所示，一般由下列五条曲线组成。
⑴ 漏液线
线1为漏液线，又称为气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。筛板塔的漏液线由式（1-47）或式（1-48）作出，浮阀塔的漏液线由式（1-49）作出。
⑵ 雾沫夹带线
线2为雾沫夹带线。当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV ≤0.1kg液/kg气。筛板的雾沫夹带线按式（1-50）作出。浮阀塔的雾沫夹带线按式（1-51）或式（1-52）作出。
⑶ 液相负荷下限线
线3为液相负荷下限线。液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。一般取how =6mm作为下限，按式（1-33）～式（1-37）中一式作出液相负荷下限线。
⑷ 液相负荷上限线
线4为液相负荷上限线，该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。通常根据液相在降液管内的停留时间应大于3s ，按式（1-24）作出此线。
⑸ 液泛线
线5为液泛线。操作线若在此线上方，将会引起液泛。根据降液管内的液层高度，按式（1-46）作出此线。
由上述各条曲线所包围的区域，就是塔的稳定操作区。操作点必须落在稳定操作区内，否则塔就无法正常操作。必须指出，物系一定，塔板负荷性能图的形状因塔板结构尺寸的不同而异。在设计塔板时，可根据操作点在负荷性能图中的位置，适当调整塔板结构参数来满足所需的弹性范围。
操作时的气相流量与液相流量在负荷性能图上的坐标点称为操作点。在连续精馏塔中，回流比一定，板上的气液比V /L 也为定值。在负荷性能图上，操作线可用通过坐标原点斜率为V/L的直线表示。通常把气相负荷上、下限之比值称为塔板的操作弹性系数，简称操作弹性。如图1-23所示，不同气液比的操作情况以OAB 、OCD 、OEF 三条操作线表示，其控制上限的条件不一定相同，而且操作弹性也不相同。因此，在设计和生产操作时，要作出具体分析，抓住真正的影响因素，以利于优化设计和操作。
1.6 板式精馏塔高度及其辅助设备
塔设备的总体结构如图1-24所示，包括塔体、塔体支座、除沫器、接管、手孔、人孔、塔内件等。
塔体是塔设备的外壳。常见塔体由等直径，等壁厚的圆筒及椭圆形封头的顶盖和底盖构成。随着化工装置的大型化，为了节约原材料，有用不同直径、不同壁厚的塔体。塔体的厚度除应满足工艺条件下的强度外，还应校核风力、地震、偏心载荷所引起的强度和刚度，同时要考虑水压实验、吊装、运输、开停工的情况。
塔体支座是塔体安放到基础上的连接部分，一般采用裙座，其高度由工艺条件的附属设备（如再沸器、泵）及管道布置决定。它承受各种情况下的全塔重量，以及风力、地震等载荷，为此，它应具有足够的强度和刚度。
除沫器用于捕集在气流中的液滴。使用高效的除沫器，对于提高分离效率，改善塔后设备的操作状况，回收昂贵的物料以及减少对环境的污染都是非常重要的。常用的有丝网除沫器和折板除沫器。
接管是用以连接工艺管路，使之与相关设备连成系统。有进液管、出液管、回流管、进气管、出气管、侧线抽出管、取样管、液面计接管及仪表接管等。
手孔、人孔和视孔是为了安装、检查的需要而设置的。吊柱设置在塔顶，用于安装和检修时运送塔内件。
1.6.1 塔高
塔高由下式计算(1-53)
图1-24 板式塔总体结构
1－裙座；2－裙座人孔；3－塔底液体出口；4－裙座排气口；5－塔体；6－人孔；7－蒸汽
入口；8－塔盘；9－回流入口；10－吊柱；11－塔顶蒸汽出口；12－进料口
式中 H ——塔高（不包括封头、裙座）m ；
N ——实际塔板数；
N F ——进料板数；
N P ——人孔数；
H T ——塔板间距，m ；
H F ——进料板处板间距，m ；
H P ——设人孔处板间距，m ；
H D ——塔顶空间（不包括头盖部分），m ；
H B ——塔底空间（不包括底盖部分），m 。
塔顶空间H D 的作用是安装塔板和除沫装置的需要，起减少雾沫夹带量的作用，一般H D=1.0~2.0m，塔径大时可适当增大。人孔数N P 是根据物料的清洁程度塔板安装的方便而定；对于易结焦、结垢的物料，每隔4—6块板开一人孔；对于清洁物料，每隔8—10块板开一人孔；若塔板上下都可拆，可隔15块板开一人孔。常在进料口设置防冲设施，进料段高度H F 应保证这些设施的方便安装。塔底空间具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有l0—15min 的储量，以保证塔底料液不致排完，对于塔底产量大的塔，有时仅取3—5min 的储量。
1.6.2 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。塔顶蒸气的适宜流速为：常压操作时取12—20m/s，绝对压力为6000—14000Pa 时取30—50m/s，绝对压力小于6000Pa 时取50—70m/s。回流管内的适宜流速为：重力回流取0.2一0.5m/s，强制回流取
1.5—2.5m/s。进料管内适宜流速为：由高位槽入塔时取0.4一0.8m/s，由泵输送时取1.5一2.5m/s。塔釜出料管内适宜流速一般取0.5—1.0m/s。由公式计算得到的尺寸均应圆整到相应规格的管径。
⑴ 进料管(包括回流管)
当塔径D ＞800mm ，且物料清洁不易聚合时，一般采用简单的进料管，如图1-25所示。 当塔径D ＜800mm 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管的可拆结构，如图1—26所示。
进料管的安装尺寸可参考文献。
⑵ 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1—27(a)所示结构。当塔支
图1-27 塔釜出料管
图1—26 可拆结构的进料管
图1-25 简单的进料管
座直径大于800mm 时，出料管可采用图1—27(b)所示的结构。为了安装方便，引出管通 道直径应大于管法兰外径。
⑶ 进气管
当对气体分布要求不高时，采用图1—28(a)所示结构的进气管；当塔径较大且进气要求均匀时，可采用图1—28(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5一10mm ，各孔中心相距5一10倍孔径。全部小孔截面积为进气管截面积的1.25一1.5倍。当进气管安装在液面以上时，小孔是朝上方或斜上方的。
图1—28 进气管结构
1.6.3再沸器
再沸器的任务是将部分塔底的液体蒸发以便进行精馏分离。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。设计者应注意以下设计目标：
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。
图1—29 塔底再沸器的形式
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见图1—29。再沸器有立式和卧式之分：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，蒸气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，减少了污垢的沉积，提高了传热系数，装置紧凑，占地面积小。
凯特尔Ketile 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。加热周期鼓泡管可参考下列数据进行设计：鼓泡管上吹气孔的孔径通常为5—10mm ，各孔中心相距5一10倍孔径；吹气孔一般排列在鼓泡管的下方和侧面；全部吹气孔的总截面积约为鼓泡管截面积的1.25—1.5倍。
1.6.4冷凝器
冷凝器的任务是冷凝离开塔顶的蒸气，以便为分离提供足够的回流。部分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，部分冷凝液作为回流返回，冷凝器没有分离作用。
H T ——塔板间距，m ；
H F ——进料板处板间距，m ；
H P ——设人孔处板间距，m ；
H D ——塔顶空间（不包括头盖部分），m ；
H B ——塔底空间（不包括底盖部分），m 。
塔顶空间H D 的作用是安装塔板和除沫装置的需要，起减少雾沫夹带量的作用，一般H D=1.0~2.0m，塔径大时可适当增大。人孔数N P 是根据物料的清洁程度塔板安装的方便而定；对于易结焦、结垢的物料，每隔4—6块板开一人孔；对于清洁物料，每隔8—10块板开一人孔；若塔板上下都可拆，可隔15块板开一人孔。常在进料口设置防冲设施，进料段高度H F 应保证这些设施的方便安装。塔底空间具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有l0—15min 的储量，以保证塔底料液不致排完，对于塔底产量大的塔，有时仅取3—5min 的储量。
1.6.2 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。塔顶蒸气的适宜流速为：常压操作时取12—20m/s，绝对压力为6000—14000Pa 时取30—50m/s，绝对压力小于6000Pa 时取50—70m/s。回流管内的适宜流速为：重力回流取0.2一0.5m/s，强制回流取
1.5—2.5m/s。进料管内适宜流速为：由高位槽入塔时取0.4一0.8m/s，由泵输送时取1.5一2.5m/s。塔釜出料管内适宜流速一般取0.5—1.0m/s。由公式计算得到的尺寸均应圆整到相应规格的管径。
⑴ 进料管(包括回流管)
当塔径D ＞800mm ，且物料清洁不易聚合时，一般采用简单的进料管，如图1-25所示。 当塔径D ＜800mm 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管的可拆结构，如图1—26所示。
进料管的安装尺寸可参考文献。
⑵ 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1—27(a)所示结构。当塔支
图1-27 塔釜出料管
图1—26 可拆结构的进料管
图1-25 简单的进料管
座直径大于800mm 时，出料管可采用图1—27(b)所示的结构。为了安装方便，引出管通 道直径应大于管法兰外径。
⑶ 进气管
当对气体分布要求不高时，采用图1—28(a)所示结构的进气管；当塔径较大且进气要求均匀时，可采用图1—28(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5一10mm ，各孔中心相距5一10倍孔径。全部小孔截面积为进气管截面积的1.25一1.5倍。当进气管安装在液面以上时，小孔是朝上方或斜上方的。
图1—28 进气管结构
1.6.3再沸器
再沸器的任务是将部分塔底的液体蒸发以便进行精馏分离。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。设计者应注意以下设计目标：
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。
图1—29 塔底再沸器的形式
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见图1—29。再沸器有立式和卧式之分：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，蒸气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，减少了污垢的沉积，提高了传热系数，装置紧凑，占地面积小。
凯特尔Ketile 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。加热周期鼓泡管可参考下列数据进行设计：鼓泡管上吹气孔的孔径通常为5—10mm ，各孔中心相距5一10倍孔径；吹气孔一般排列在鼓泡管的下方和侧面；全部吹气孔的总截面积约为鼓泡管截面积的1.25—1.5倍。
1.6.4冷凝器
冷凝器的任务是冷凝离开塔顶的蒸气，以便为分离提供足够的回流。部分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，部分冷凝液作为回流返回，冷凝器没有分离作用。
在小型精馏塔中，冷凝器可采用蛇管式；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，蒸气在管外冷凝。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如图1—30所示。图1—30(d)是将冷凝器直接安装在塔顶，这样，冷凝器无需另外的支承结构，但缺点是回流量较难控制。当要求阻力损失较小时，可采用图1—30(e)所示的分支型冷凝器。
对于大型精馏塔，往往将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。
冷凝器可分为水冷(或其他液体冷却剂) 和气冷。进行选择时通常考虑的是：气冷设备大、投资成本高，但操作费用较低；当要求较小的冷凝器时，水冷更具有吸引力。所以设计时，应从总费用为最小的原则出发。
对于每个塔板结构参数已设计好的塔，处理固定的物系时，要维持其正常操作，必须把气、液负荷限制在一定范围内。通常在直角坐标系中，标绘各种极限条件下的V -L 关系曲线，从而得到塔板适宜的气、液流量范围图形，该图形称为塔板的负荷性能图，如图1-23所示，一般由下列五条曲线组成。
⑴ 漏液线
线1为漏液线，又称为气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。筛板塔的漏液线由式（1-47）或式（1-48）作出，浮阀塔的漏液线由式（1-49）作出。
⑵ 雾沫夹带线
线2为雾沫夹带线。当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV ≤0.1kg液/kg气。筛板的雾沫夹带线按式（1-50）作出。浮阀塔的雾沫夹带线按式（1-51）或式（1-52）作出。
⑶ 液相负荷下限线
线3为液相负荷下限线。液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。一般取how =6mm作为下限，按式（1-33）～式（1-37）中一式作出液相负荷下限线。
⑷ 液相负荷上限线
线4为液相负荷上限线，该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。通常根据液相在降液管内的停留时间应大于3s ，按式（1-24）作出此线。
⑸ 液泛线
线5为液泛线。操作线若在此线上方，将会引起液泛。根据降液管内的液层高度，按式（1-46）作出此线。
由上述各条曲线所包围的区域，就是塔的稳定操作区。操作点必须落在稳定操作区内，否则塔就无法正常操作。必须指出，物系一定，塔板负荷性能图的形状因塔板结构尺寸的不同而异。在设计塔板时，可根据操作点在负荷性能图中的位置，适当调整塔板结构参数来满足所需的弹性范围。
操作时的气相流量与液相流量在负荷性能图上的坐标点称为操作点。在连续精馏塔中，回流比一定，板上的气液比V /L 也为定值。在负荷性能图上，操作线可用通过坐标原点斜率为V/L的直线表示。通常把气相负荷上、下限之比值称为塔板的操作弹性系数，简称操作弹性。如图1-23所示，不同气液比的操作情况以OAB 、OCD 、OEF 三条操作线表示，其控制上限的条件不一定相同，而且操作弹性也不相同。因此，在设计和生产操作时，要作出具体分析，抓住真正的影响因素，以利于优化设计和操作。
1.6 板式精馏塔高度及其辅助设备
塔设备的总体结构如图1-24所示，包括塔体、塔体支座、除沫器、接管、手孔、人孔、塔内件等。
塔体是塔设备的外壳。常见塔体由等直径，等壁厚的圆筒及椭圆形封头的顶盖和底盖构成。随着化工装置的大型化，为了节约原材料，有用不同直径、不同壁厚的塔体。塔体的厚度除应满足工艺条件下的强度外，还应校核风力、地震、偏心载荷所引起的强度和刚度，同时要考虑水压实验、吊装、运输、开停工的情况。
塔体支座是塔体安放到基础上的连接部分，一般采用裙座，其高度由工艺条件的附属设备（如再沸器、泵）及管道布置决定。它承受各种情况下的全塔重量，以及风力、地震等载荷，为此，它应具有足够的强度和刚度。
除沫器用于捕集在气流中的液滴。使用高效的除沫器，对于提高分离效率，改善塔后设备的操作状况，回收昂贵的物料以及减少对环境的污染都是非常重要的。常用的有丝网除沫器和折板除沫器。
接管是用以连接工艺管路，使之与相关设备连成系统。有进液管、出液管、回流管、进气管、出气管、侧线抽出管、取样管、液面计接管及仪表接管等。
手孔、人孔和视孔是为了安装、检查的需要而设置的。吊柱设置在塔顶，用于安装和检修时运送塔内件。
1.6.1 塔高
塔高由下式计算(1-53)
图1-24 板式塔总体结构
1－裙座；2－裙座人孔；3－塔底液体出口；4－裙座排气口；5－塔体；6－人孔；7－蒸汽
入口；8－塔盘；9－回流入口；10－吊柱；11－塔顶蒸汽出口；12－进料口
式中 H ——塔高（不包括封头、裙座）m ；
N ——实际塔板数；
N F ——进料板数；
N P ——人孔数；
H T ——塔板间距，m ；
H F ——进料板处板间距，m ；
H P ——设人孔处板间距，m ；
H D ——塔顶空间（不包括头盖部分），m ；
H B ——塔底空间（不包括底盖部分），m 。
塔顶空间H D 的作用是安装塔板和除沫装置的需要，起减少雾沫夹带量的作用，一般H D=1.0~2.0m，塔径大时可适当增大。人孔数N P 是根据物料的清洁程度塔板安装的方便而定；对于易结焦、结垢的物料，每隔4—6块板开一人孔；对于清洁物料，每隔8—10块板开一人孔；若塔板上下都可拆，可隔15块板开一人孔。常在进料口设置防冲设施，进料段高度H F 应保证这些设施的方便安装。塔底空间具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有l0—15min 的储量，以保证塔底料液不致排完，对于塔底产量大的塔，有时仅取3—5min 的储量。
1.6.2 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。塔顶蒸气的适宜流速为：常压操作时取12—20m/s，绝对压力为6000—14000Pa 时取30—50m/s，绝对压力小于6000Pa 时取50—70m/s。回流管内的适宜流速为：重力回流取0.2一0.5m/s，强制回流取
1.5—2.5m/s。进料管内适宜流速为：由高位槽入塔时取0.4一0.8m/s，由泵输送时取1.5一2.5m/s。塔釜出料管内适宜流速一般取0.5—1.0m/s。由公式计算得到的尺寸均应圆整到相应规格的管径。
⑴ 进料管(包括回流管)
当塔径D ＞800mm ，且物料清洁不易聚合时，一般采用简单的进料管，如图1-25所示。 当塔径D ＜800mm 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管的可拆结构，如图1—26所示。
进料管的安装尺寸可参考文献。
⑵ 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1—27(a)所示结构。当塔支
图1-27 塔釜出料管
图1—26 可拆结构的进料管
图1-25 简单的进料管
座直径大于800mm 时，出料管可采用图1—27(b)所示的结构。为了安装方便，引出管通 道直径应大于管法兰外径。
⑶ 进气管
当对气体分布要求不高时，采用图1—28(a)所示结构的进气管；当塔径较大且进气要求均匀时，可采用图1—28(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5一10mm ，各孔中心相距5一10倍孔径。全部小孔截面积为进气管截面积的1.25一1.5倍。当进气管安装在液面以上时，小孔是朝上方或斜上方的。
图1—28 进气管结构
1.6.3再沸器
再沸器的任务是将部分塔底的液体蒸发以便进行精馏分离。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。设计者应注意以下设计目标：
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。
图1—29 塔底再沸器的形式
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见图1—29。再沸器有立式和卧式之分：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，蒸气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，减少了污垢的沉积，提高了传热系数，装置紧凑，占地面积小。
凯特尔Ketile 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。加热周期鼓泡管可参考下列数据进行设计：鼓泡管上吹气孔的孔径通常为5—10mm ，各孔中心相距5一10倍孔径；吹气孔一般排列在鼓泡管的下方和侧面；全部吹气孔的总截面积约为鼓泡管截面积的1.25—1.5倍。
1.6.4冷凝器
冷凝器的任务是冷凝离开塔顶的蒸气，以便为分离提供足够的回流。部分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，部分冷凝液作为回流返回，冷凝器没有分离作用。
H T ——塔板间距，m ；
H F ——进料板处板间距，m ；
H P ——设人孔处板间距，m ；
H D ——塔顶空间（不包括头盖部分），m ；
H B ——塔底空间（不包括底盖部分），m 。
塔顶空间H D 的作用是安装塔板和除沫装置的需要，起减少雾沫夹带量的作用，一般H D=1.0~2.0m，塔径大时可适当增大。人孔数N P 是根据物料的清洁程度塔板安装的方便而定；对于易结焦、结垢的物料，每隔4—6块板开一人孔；对于清洁物料，每隔8—10块板开一人孔；若塔板上下都可拆，可隔15块板开一人孔。常在进料口设置防冲设施，进料段高度H F 应保证这些设施的方便安装。塔底空间具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有l0—15min 的储量，以保证塔底料液不致排完，对于塔底产量大的塔，有时仅取3—5min 的储量。
1.6.2 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。塔顶蒸气的适宜流速为：常压操作时取12—20m/s，绝对压力为6000—14000Pa 时取30—50m/s，绝对压力小于6000Pa 时取50—70m/s。回流管内的适宜流速为：重力回流取0.2一0.5m/s，强制回流取
1.5—2.5m/s。进料管内适宜流速为：由高位槽入塔时取0.4一0.8m/s，由泵输送时取1.5一2.5m/s。塔釜出料管内适宜流速一般取0.5—1.0m/s。由公式计算得到的尺寸均应圆整到相应规格的管径。
⑴ 进料管(包括回流管)
当塔径D ＞800mm ，且物料清洁不易聚合时，一般采用简单的进料管，如图1-25所示。 当塔径D ＜800mm 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管的可拆结构，如图1—26所示。
进料管的安装尺寸可参考文献。
⑵ 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1—27(a)所示结构。当塔支
图1-27 塔釜出料管
图1—26 可拆结构的进料管
图1-25 简单的进料管
座直径大于800mm 时，出料管可采用图1—27(b)所示的结构。为了安装方便，引出管通 道直径应大于管法兰外径。
⑶ 进气管
当对气体分布要求不高时，采用图1—28(a)所示结构的进气管；当塔径较大且进气要求均匀时，可采用图1—28(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5一10mm ，各孔中心相距5一10倍孔径。全部小孔截面积为进气管截面积的1.25一1.5倍。当进气管安装在液面以上时，小孔是朝上方或斜上方的。
图1—28 进气管结构
1.6.3再沸器
再沸器的任务是将部分塔底的液体蒸发以便进行精馏分离。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。设计者应注意以下设计目标：
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。
图1—29 塔底再沸器的形式
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见图1—29。再沸器有立式和卧式之分：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，蒸气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，减少了污垢的沉积，提高了传热系数，装置紧凑，占地面积小。
凯特尔Ketile 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。加热周期鼓泡管可参考下列数据进行设计：鼓泡管上吹气孔的孔径通常为5—10mm ，各孔中心相距5一10倍孔径；吹气孔一般排列在鼓泡管的下方和侧面；全部吹气孔的总截面积约为鼓泡管截面积的1.25—1.5倍。
1.6.4冷凝器
冷凝器的任务是冷凝离开塔顶的蒸气，以便为分离提供足够的回流。部分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，部分冷凝液作为回流返回，冷凝器没有分离作用。
在小型精馏塔中，冷凝器可采用蛇管式；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，蒸气在管外冷凝。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如图1—30所示。图1—30(d)是将冷凝器直接安装在塔顶，这样，冷凝器无需另外的支承结构，但缺点是回流量较难控制。当要求阻力损失较小时，可采用图1—30(e)所示的分支型冷凝器。
对于大型精馏塔，往往将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。
冷凝器可分为水冷(或其他液体冷却剂) 和气冷。进行选择时通常考虑的是：气冷设备大、投资成本高，但操作费用较低；当要求较小的冷凝器时，水冷更具有吸引力。所以设计时，应从总费用为最小的原则出发。