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=H,+(N,-2-S)xH+SxH+H,+H(5-1)式中Hp一一塔顶空间，m；HB一一塔底空间，m;Hr一塔板间距，m;Hr一一开有人孔的塔板间距，m；Hr—进料段高度，m；Np—实际塔板数；S一一人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。5.2.1塔顶空间Hp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H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。1
1 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 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： ' ( 2 ) H H N S H S H H H = + − − + + + D p T T F B (5-1) 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
汽锋出口管吊4回迹管味辣理桂平位+进料管H生&塔盘保照安气味人出科管皇盛湾益流境隆渔机汽流交流塔1图5-1板式塔总体结构简图2
2 图 5-1 板式塔总体结构简图
5.2.3塔底空间H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35分钟，否则需有10～15分钟的储量，0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。05.3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。1H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H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，塔体则分成若迎0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D=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NF塔板与下法兰端面的距离h以及塔节高度L如表5-1所示。表5-1塔板的有关尺寸NL,mmHr,mmhi,mm630018002005250350175044501800350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。3
3 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 N ˊ F 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 N ˊ L,mm h1,mm 300 6 1800 200 350 5 1750 250 450 4 1800 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
（1）整体式如图6-1(α)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。(c)(b)(a)02(d)(e)图6-1冷凝器的型式（2）自流式如图6-1（）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4p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4
4 （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
力的计算式为EAp,=(Ap+Ap)FNN(6-1)式中4PI、4P2—一分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa：F一一结垢校正因数，对Φ25mm×2.5mm的管子取1.4；对Φ19mm×2mm的管子取1.5；Np——管程数；N一串联的壳程数。上式中直管压强降4P,可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降4P2由下面的经验公式估算，即ouAp,= 3(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4Po的公式，即EApo=(Ap +Ap,) F,Ns(6-3)式中4P,一一流体横过管束的压强降，Pa;4P，一一流体通过折流板缺口的压强降，PaFs一一壳程压强降的结垢校正因数：液体可取1.15，气体可取1.0。pu.Ap, = Ffn.(Ng+1)P2(6-4)2h,pu'Ap, = Ng(3.5-3D2式中F一一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；fo一一壳程流体的摩擦系数：N。一一横过管束中心线的管子数：N.值可由下式估算：管子按正三角形排列：n。=1.1Vn(6-5)管子按正方形排列：n。=1.19/n(6-6)式中n一一换热器总管数。NB——折流挡板数；h——折流挡板间距；uo一一按壳程流通截面积Ao计算的流速，m/s，而Ao=h(D-nedo)。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5
5 力的计算式为 1 2 ( ) i t s p = + p p p F N N (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 2 2 3 2 u p = (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 0 1 2 S = + p p p N ’ ’ （ ） S F (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。 2 ' 0 1 0 2 ' 0 2 ( 1) 2 2 (3.5 ) 2 c B B u p Ff n N h u p N D = + = − (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： 1.1 c n n = (6-5) 管子按正方形排列： 1.19 c n n = (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
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O=KS41m，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。（6）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、液混合物其密度小手塔底液体密度，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。6
6 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
(b)(e)(A)(e)(d)(2).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：4Vsd:(6-7)元式中：Vs一一流体体积流量，m/su一一流体流速，m/s:d-—管子直径，m。（1）塔顶蒸气出口管径D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常压操作压力（绝压）1400~6000Pa>6000 Pa蒸汽速度/m/s12~2030~5050~70（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1.52.5m/s。（3）进料管径d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1.5～2.5m/s。7
7 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： 4VS d u = （6-7） 式中：VS——流体体积流量，m 3 / 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） 常压 1400～6000Pa ＞6000 Pa 蒸汽速度/m/s 12～20 30～50 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2040m/s：表压在785kPa以下时，流速取为40～60m/s；表压在2950kPa以上时，流速取为80m/s。6.4加热蒸气鼓泡管加热蒸气鼓泡管（又叫蒸气喷出器）若精馅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。6. 5 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O和压头H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Q和压头H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（Oe、H.）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=QHp,kW核算泵的102n轴功率。8
8 （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。 6.4 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。 6.5 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 , 102 QH N kW = 核算泵的 轴功率