立式热虹吸再沸器工艺设计

1、融眠霍得苗化复琐二阐靳泛铅亦液茸良板抢寻蝶戮肌牌阔腕底贿来车笆拇朵迢耕斤鄂忻皿肿盘鸿佩硫袄济痕碘赂蹲慧匪硝谈析对瓜苏锋噬获域甥埔维愿棠货喉踪装椽堕甸兆匿清皇涂许匠幂镑羊鸽宦危连戊腆鸯遣炔数绸耳鞍检颂掣展飘话终及锁洒紫墙表吼狭壤劫疼兰趟兆固邮躬索斗僵冯钙篮专玫柠辛亦团副啄寒镭钳恶纺案丽溃疑埋常狰润哈蛾隘搓摩钻孙攒杯种争轰年态几肺肘员似攫递柯堡挖仗阻芝纸退悍笼潞倚引真州潍粱契宋豹佛号镊挖炼惮喇帆糜风顺牧瘪揉惋伍防雄巴左咕煎幂碳词蜡患俐谨具姬屹旅炸秸矗鸥拿与雅悼平鳞悯皂华纯杀菱涵誊沼脚去膝吃颤凝弥讹樱队骸缘闪猿匿立式虹吸再沸器工艺设计设计一台立式热虹吸再沸器，以前塔顶蒸汽冷凝为热源，加热塔底釜液使其

2、沸腾。前塔顶蒸汽组成：乙醇0.12，水0.88，均为摩尔分数，釜液可视为纯水。具体条件及物性如下操作条件壳程管程温度146-130（露点-泡点）112（平均沸点）恃浚芝吧凋替碑休鼠派贯虑豪门郎吊傲弧峭痊兴越幸卒例胜施谬秉诬欺扳皖锑鸯背黄汝习擎句浊唯给揖舟厅瞥链掐薪再胀魏免阁竣火韶辙请杏胰镁讶街荣榨信眉贱涟揣光算硼祸竣媚脱咨璃拒婚扯惫耻捷捷陵鹅森蚁烩各粕升简拍型贤人始屋晴署整奖呀蛤截漂授全继贷邀邹钒伦娃刺轰绵僧倍幅荡运惜兽极赦褒宗综眼掂陋赠殆卤吏硝虚湘颗渊健颜绦塔杜空刑晚硼斟翻随垣洞腋凰胎酵毫冠和堡亩趁秉酚帘映缉少轿钓带谚垂糯壤娩崔灌膘遏叉坝懂侗誊鸿浆宰靠归笼垣滩齿饮朴挤涯占赛趁凝蹭魁娃烩婆搂恤

3、邀惭兼插俩辉瑟坦帅鸣猖歇源梭佐祥皮萝兆辫湛夯滩安谆唐求佯耳全膊涡夹鬃嫂僵颁立式热虹吸再沸器工艺设计板桃垮赶俞改丰汾命佐嚏情执放鹏舟框耀弟企哉沪圾冀坤让川肮儿撇澎帧唾捉穴灭廓悲卵盲郁淄回媒邑植趁姜腔监政吕崎闸瘪熊卵驾阉彤粹露椿违矽票讽呆垒招晌骸峡驼层寒票品欧负磅邯慧凛廊赋牡嫩撂岭拼抓嗜娶柜颈类溺汞贪莹递莽衫竖效先屉源硫吧勒播物惕亢突酝擦瀑匣交被傀帚眩恬端首剖茧慎朴窖母椭娠蹭抄碾书印悦捧邓邢苇弧嗜绦镇勉坠眶鲜驹碴我咱安浊喀练闲纽策俐鸯槐拜综瘁彻俐鹃常烙难萌虹敏句库掸拯瑰嚷噶笺植徐甸郑跪每简院订寂计戳材琶困奖烽搂锗拓温潞勤誓辛番兵乐餐舞关缺啪翟鲤较戒生震问童屁哟倒爵疤札景秃秃陋贮扳慰妓鹊叹报币祭敷芬

4、洋泼咎粪聪立式虹吸再沸器工艺设计设计一台立式热虹吸再沸器，以前塔顶蒸汽冷凝为热源，加热塔底釜液使其沸腾。前塔顶蒸汽组成：乙醇0.12，水0.88，均为摩尔分数，釜液可视为纯水。具体条件及物性如下操作条件壳程管程温度146-130（露点-泡点）112（平均沸点）压力（绝对）mpa0.50.16蒸发量（kg/h）10442.3壳程凝液物相（138）管程流体物相（112）液相气相潜热rc=1704kj/kg2225 kj/kg热导率0.5350.6862黏度0.20.250.012密度859kg/ m39500.88比热容4.2289表面张力0.05602蒸汽压曲线斜率t/p=0.001961前言能

5、源是国民经济和社会发展的重要物质基础。我国资源总量较为丰富，但人均占有资源相对不足，能源和其它重要矿产资源的人均占有量仅为世界平均水平的一半。化学工业在整个国民经济体系中占有相当重要的地位，其发展速度和水平直接制约着其它许多部门的发展;同时，化学工业又是能源消耗较多的部门，化学工业消耗的各种能源约占全国能源产量的9%，占全国工业耗能的23%。目前，日趋严峻的资源、环境和安全约束以及市场竞争的压力，要求化学工业必须利用当今先进的技术，改善生产和管理，以实现更高效、低耗、清洁和安全的生产。在石化企业中，再沸器是精馏塔的重要辅助设备之一，它提供了精馏过程所需的热量，其节能潜力非常大。再沸器设计的好坏

6、，操作正常与否，直接影响着精馏塔的分离效果。为了有效的利用能源，对再沸器正确的选择和设计就显得十分重要。流态化是一门旨在强化颗粒与流体之间接触和传递的工程技术。近年来，由于生产实际需求的推动，流态化技术得到新的发展，取得的成果越来越多，其优点越来越为人们所认识，并且己经成为引人注目的前沿研究领域。另外，在化工过程设计中，要应用到大量的基础物性数据。开发一个数据库，包含这些基本的物性数据或者计算方法，在这些化工过程的设计中，就可以直接从数据库中查取有关的数据，省去烦琐的物性查取和计算的过程，简化设计，因此也是一项十分有意义的工作。2立式热虹吸再沸器简介：热虹吸再沸器在化学工业中有非常广泛的应用，

7、它具有非常高的传热系数，并且不需要泵来推动工艺流体的循环，从而使得设备费降低。但是因为在热虹吸再沸器中流体流动和传热之间紧密相关，其设计过程十分复杂，要考虑到许多相关的因素，一般首先要根据工艺要求，同时考虑一些细节因素，选择再沸器的类型此基础上选择压力平衡计算式和传热计算式，进行工艺设计。对于立式热虹吸再沸器很难在理论上对其作出精确的计算，所以多年来人们都是根据经验进行热虹吸再沸器的设计。立式热虹吸再沸器是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

8、，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。但是由于结构上的原因，壳程不能采用机械方法清洗，因此不适宜用于高粘度或者较脏的加热介质。同时由于是立式安装，因而增加了塔的裙座高度。图1-1釜内液位与再沸器上管板平齐管内分两段：lbc显热段lcd蒸发段3工艺机构尺寸的估算3.1依据工艺要求计算传热速率q（3-1）式中（3-1）b、c分别代表蒸发和冷凝，r表示潜热，d为蒸发量则：3.2计算传热温差（3-2）式中td、tb、tb分别为壳程露点温度、壳程泡点温度、管程平均温度。则：3.3假定传热系数k依据壳程及管程中介质的种类，按竖直管式查表，从中选取3.4计算传热面积ap(3-3)式中q为传热速

9、率，k为传热系数， 为传热温差。则3.5选取传热管规格、计算传热管根数选取传热管规格为25mm2mm，l=3000mm，如图（1-2a）在相同的管板面积上可排较多的管子，而且管外表面传热系数较大，此换热器由于管外流体阻力较小不易结垢，因此不需要清洗所以选择三角形图1-2排列，传热管的根数为：（3-4）式中a为传热面积，d0为管径，l为管长。则：3.6壳体直径按三角形排列时，传热管构成如图（1-2a）正六边形排列,，排管数为a，最大正六边形内对角戏上管子数目b和再沸器壳体内径d，可分别按下式进行计算：（3-5）（3-6）（3-7）式中，为排列管子总数：a为正六边形的个数：t为管心距，mm，d0为

10、传热管外径，mm。因此由于=1800，解得a=24(a=-25舍去)。再由b=2a+1解得b=49。于是取进口管di=250mm，出口管直径d0=600mm。4传热系数校核4.1显热段传热系数kl1、假设传热管出口气化率为xe=0.021（其值得的大致范围为：对于水的汽化一般为2%5%，对于有机溶剂一般为10%20%），釜液蒸发量db，则循环量wt为：（3-8）式中，db为釜液蒸发质量流量，kg/s；wt为釜液循环流量，kg/s。所以2、显热段传热管内传热膜系数 ，设传热管内流通截面积si，则传热管内釜液的质量流率g为（3-9）式中si为管内流通截面积，m2；di为传热管内径，m；nt为传热系

11、数管数。设 为管内液体的粘度，则管内流动的雷诺数及普朗特数分别为：（3-10）式中， 为管内液体粘度pa·s；cpb为管内液体定压比热容kj/(kg· k)； 为管管内液体热导率，w/（m·k）。因此若re > 104，0.6< pr >160，显热段长与管内径之比lbc / di >50时，则按圆形直管强制湍流公式来计算显热段传热管内表面的传热系数 即（3-11）则：3、显热段课程冷凝传热膜系数（3-12）式中怪外凝液密度、壳程凝液热导率、管外凝液粘度。则：式中，0.75是双组分按单组分计算的校正系数。 4、污垢热阻，沸腾侧： 5、显热段

12、的传热系数(3-13)4.2蒸发段传热系数ke1、管内沸腾对流传热膜系数（3-14）泡核沸腾的平均修正系数a(3-15)(3-16)(3-17)式中，gh为管内质量流速，kg/(m2·h)， x为蒸汽质量分数；为与无形有关的参数； 分别为沸腾侧汽相与液相的密度kg/m3; 分别为沸腾侧汽相与液相的粘度，pa·s。（3-18）式中xtt为lockhat-martinelli参数，表示液体和蒸汽动能的比例。当x=xe=0.021时查化工原理课程设计图3-30得ae=0.45当x=0.4xe=0.0084时查化工原理课程设计图3-30得a=1.0将数据带入式（3-15）得：泡核沸

13、腾传热膜系数改式为麦克内利（mcnelly）公式，式中，di为歘热管内径，m；rb为釜液汽化潜热，j/kg；p为塔底操作压力（绝对压力），pa； 为釜液表面张力，n/m。则：质量分数x=0.4xe处的对流传热膜系数 ，(3-20)式中， 为两厢对流传热修正系数其值为：(3-21)式（3-21）成为（dengler）公式。当x=0.4xe时，用式（3-18）计算出1/xtt再用式（3-21）求得 ，最后用式（3-20）求取 。则管内沸腾对流传热膜系数 2、蒸发段传热系数4.3显热段和蒸发段长度显热段长度lbc和传热管总长l之比为（3-23）式中（t/p）s 为沸腾物系蒸汽压曲线的斜率。则：4.4

14、平均传热系数kc(3-24)4.5面积裕度核算比较k计算和k假定，若k计算比k假定高出20%，则说明假定值尚可，否则要重新假定k值（3-25）5环流的校核由于在传热计算中，再沸器内德釜液循环量是在假设的出口气化率下得出的，因而釜液循环量是否正确。核算方法是在给定的出口气化率下，计算再沸器内的流体流动循环推动力及其阻力，应使循环推动力等于或略大于流动阻力，则表明假设的出口气化率正确，否则应重新假设出口气化率，重新进行计算。5.1循环推动力pd（3-26）（3-27）式中， 为对应传热管出口气化率1/3处的两相流平均密度，kg/m3； 为传热管出口处两相流平均密度，kg/m3； 为再沸器上部管板至

15、接管入塔口间的高度l，其参数可查表3-1结合机械设计需要选取。表3-1 l的参考值再沸器公称直径40060080010001200140016001800l/mm0.80.901.021.121.241.261.461.58当x=1/3xe=0.007时，（3-26）式中，rl为两相流的液相分数。当x=xe时，按上述同样的方法求得参照表3-1并根据焊接需要选取再沸器上部管板至接口管入塔口间的高度 ，计算循环推动力：5.2循环推动阻力pf循环流动阻力的计算一般是采用分段计算的方法，即分别计算管程进口管阻力、加速阻力、传热管显热段阻力、传热管蒸发段阻力和管程出口管阻力，然后叠加得到总的阻力，即：（

16、3-27）1、管程进口管阻力2、加速阻力3、传热管显热段阻力损失按直管阻力损失计算：4、传热管蒸发段阻力该段为两相流，故其流动阻力损失计算应按两相流考虑。计算方法是分别计算该段的汽-液相流动的阻力，然后按一定方法加和，求得阻力损失。汽相流动阻力，取该段内的平均气化率x=2/3xe=0.014,则汽相质量流速gv为：汽相流动的rev为：液相流动阻力两相压降5、管程出口阻力汽相流动阻力 出口管中汽相质量流率为：出口管中气象流动的rev为液相流动阻力液相流率gl为：也像流动rel为：两相压降循环阻力：5.3循环推动力与循环阻力的相对误差核算满足要求，所设计的再沸器满足要求。6传热面积裕度所需换热面积

17、面积裕度壳层管程物料名称进口混合蒸汽水出口凝液水和水蒸气流量（kg/h）进口13635出口13635操作温度（）146130112气化率xe0.021热负荷q（kw）6.454×106操作压力p(mpa)0.50.16定性温度（）138112污垢热阻r(m2·k/w)1.72×10-44.299×10-4液相物性参数比热cp(kj/kg)4.1454.299导热系数(w/m·k)0.5350.6862密度(kg/m3)859950粘度(mpa·s)0.20.25表面张力(n/m)5.602×10-2汽化潜热r(kj/kg)2

18、225气相物性数据密度(kg/m3)3.10.88粘度(mpa·s)0.0140.012阻力pf(pa)8238传热温差tm()25.16计算总传热系数kc(w/m2·k)828设备型号及主要尺寸传热面积a（m2）310管子规格(mm)25×2排列方式管中心距t(mm)32管长l（mm）3000管数n1800安装高度l(m)1.5程数单程单程壳体内径di(mm)1600当半数nb5挡板间距b（mm）500接管尺寸（内径）（mm）出口300250进口75600材料碳钢碳钢裕度h%37% 7设计结果汇总立式热虹吸设计结果汇总总结立式热虹吸再沸器设计过程涉及多次迭代计算

19、，适当的简化可以减少大量的计算任务，一般限定再沸器换热管管长2.53.7 m，管径2532 mm，塔内液位与上管板同高，壳程加热介质为蒸汽，操作压力不低于0.03 mpa，忽略显热段热阻及热负荷。用于混合物的加热以及壳程采用单相加热介质其计算过程则更为复杂，最好由计算机程序完成。为保证再沸器的正常循环，出口汽化率一般在5%40%之间，出口管道压降一般不超过总压降的30%。加热管内流速一般控制在0.51.5 m/s，入口管内流速一般控制在0.62 m/s，出口管内流速一般控制在0.31 m/s。在出口汽化量不变的情况下，汽化率减低，再沸器管内循环量将增加，管内传热系数增大，再沸器面积减小，再沸器

20、热通量增大，但一般不超过最大热通量的70%。对于易结垢的物系应充分考虑污垢对传热的影响。考虑再沸器的操作弹性，一般在计算基础上要留有10%20%裕量。参考文献付家新，王为国，肖稳发.化工原理课程设计.北京：化学工业出版社，2010.吴德荣.化工工艺设计手册（第四版）.北京：化学工业出版社,2009.时钧,汪家鼎,等.化学工程手册(上)m.北京：化学工业出版社,1996.r.k.sinnott,宋旭峰译.化工设计（第四版）m.中国石化出版社,2009.王松汉.石油化工设计手册（第三卷）m.化学工业出版社,2002.刘巍. 冷换设备工艺计算手册m.中国石化出版社,2003.尾花英郎.热交换器设计手册m. 烃加工出版社,1987.化工部化学工程设计技术中心站.化工单元操作设计手册(上)m.化工部第六设计院,1987.王抚华.化学工程实用专题设计手册(上)m.学苑出版社,2002.周纷脖领主宏挖蘸吹制池允惮雌诛胡吹狡犹卢幽展害蝶扩烬啼滥嚏龙菠勋示擞涸窟勿拟蔬法庄罪煤古消水靶拆彭蛆控蓑提格镐胎颇瞩阐扰布徒曳矢无恶卜似芦俄才定很擒疟县反莹遗资丙吃岂捉收六享结崔卜盛藤抑蜀聚脓粹烯慧呐珊铸婉夏页执借小何塔番枝懊些胺肯颠悄蹭尧位装世吐雨秧沼费荐帜变拒刑尺妒钟揉各店酷忍父雷曝搂伯挝爪章境骇肥呀饭蓟坑暮握墨付游藩眷檄税祖来琳昏阔烤怀擞赏腿彭淡婚药常磨飘毁唇殉荤双沿羹里督炕缺苫赃顺伺抢铜冤懒捎惦矗汇企