立式热虹吸再沸器设计

1、立式热虹吸再沸器简介图14.立式热虹吸再沸器（1）立式热虹吸再沸器是利用热介质在壳侧提供热量将管侧工艺流体加热 沸腾的管壳式换热器，它是自然循环的单元操作，动力来自与之相连的精储塔塔 釜液位产生的静压头和管内流体的密度差。（2）立式热虹吸再沸器广泛地应用于化与卧式相比,其循环速率高，传热膜 系数高。但是,工业上应用的立式热虹吸再沸器其加热督要有一定高度才能获得 较高的传热速率,而塔底液面与再沸器上部管板约为等高,这样就提高了塔底的 标高,使设备安装费增加，并且设备的清洗和维修也困难。（3）立式热虹吸再沸器的不稳定性,往往是由于两相流的不稳定流型所致。 在立式热虹吸管内蛇两相流沸腾流型，自下而上

2、相继出现（4）鼓泡流、弹状流、环状流及环雾流等。弹状流的大汽抱的不断出现与 破裂，激发了操作的不稳定性。（5）立式热虹吸再沸器与卧式相比，虽有较好的防垢性能，但对于粘度大的 物料,例如，石按化工中一些高分子聚合物，也常因结垢堵塞管道,而要定期清除 垢物。严重的情况下,运转一年就会将再沸器中绝大部分管子堵死,垢物的清除费 力费时，十分困难。（6） 一般立式热虹吸式的管程走工艺液体，壳程走加热蒸汽。改善立式热虹吸再沸器的操作性能，强化其传热,具有十分重要的意义其特 点有:结构紧凑，占地面积小，传热系数高.壳程不能机械清洗,不适宜高粘度，或脏的传热介质.塔釜提供气液分离空间和缓冲区.3.1.1 立式

3、热虹吸再沸器的选用和设计计算步骤（1）强制循环式：适于高粘度，热敏性物料，固体悬浮液和长显热段和低蒸发比的高阻力系统。（2）内置式再沸器：结构简单.传热面积小，传热效果不理想.釜内液位与再沸器上管板平齐3.1.2 设计方法和步骤:立式热虹吸式再沸器的流体流动系统式有塔釜内液位高度I、塔釜底部至再 沸器下部封头的管路H、再沸器的管程川及其上部封头至入塔口的管路【V所构成 的循环系统。由于立式热虹吸再沸器是依靠单相液体与汽液混合物间的密度差为 推动力形成釜液流动循环，釜液环流量，压力降及热流量相互关联，因此，立式 热虹吸再沸器工艺设计需将传热计算和流体力学计算相互关联采用试差的方法， 并以出口气含

4、率为试差变量进行计算。假设传热系数，估算传热面积。其基本步 骤是：1、初选传热系数，估算传热面积，2、依据估算的传热面积，进行再沸器的工艺结构设计；3、假设再沸器的出口气含率，进行热流量核算；4、计算釜液循环过程的推动力和流动阻力，核算出口气含率。图15 ,再沸器管程加热方式釜内液位与再沸器上管齐平管内分为两段：LBC显热段LCD蒸发段313设计条件及主要物性参数操作条件壳程（蒸汽）管程（液流）温度C190-210188压力（绝对）Mpa1.760.18热负荷（KJ/h）1550000壳程凝液物性（200）管程流体物性（188）液相气相潜热kJ/kg1926.5307.10热导率w/（m.k）

5、0.6630.09375黏度mPa.s0.1360.170.01016密度kg/m3（气相）8.800 （液相）863708.433.05比热容kJ/（容.k）4.52. 32表面张力N/m0. 0121蒸汽压曲线斜率 m:K/kgAt/Ap=1.59xl0-3314工艺设计计算3.1.4.1估算再沸器面积（1）再沸器的热流量 再沸器的热流量以管程液流蒸发所需的热流量并考 虑热损失进行计算，若可以忽略热损失，则按下式计算=qmbYb式中，Yb为釜液的汽化潜热，kJ/kg； qmb釜液的汽化量,kg/ho1 .蒸汽qmb 1 = 1550000/1926=804kg/h2 .液流qmb2= 15

6、50000/307.10=5047.2 kg/h(2)计算传热温差A At 1 - At2Atm=-Atm工(210-188) - (190-188) /ln (210-188) / (190-188) =8.34 估算传热面积假设传热系数K=605W/ (m'K)Q = 1550000 x 1000/3600=430555.5W估算传热面积 Ap=Q/kAtm=1550000/605*8.34=85.3 m23 .L4.2选取传热管规格、计算传热管根数选取传热管规格为。25mmx2mm, L=3000mm,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

7、流体阻力较小不易结 垢，因此不要清洗，所以选择三角形。q-y-q-严电、9-年- (pod)©iI I I&正方形法C.同心血法NT=Ap/乃dl=85.3/7x0.025x3=362 根若将传热管按正三角形排列，则计算壳径D为D=t (b-1) + (2-3) d=32x (49-1) +3x25=1600 mm取管程进口管直径Di=250 mm,出口管直径Do=600 mm3.L4.3传热系数校核(1)显热段传热系数Kcl设传热管出口处汽化率x=0.024,则计算循环流量qml=5047.2/ (0.024x3600) =58.4 kg/s显热段管内表面传热系数加;N，r

8、46=皿=58.4/(乃0.0212乂362)=116,4依/(川5)Si雷诺数Re =皿=°。2 MW 2 =m354> 10000/0.17x10-3普朗特数Pr=2.32x 0.17/0.09375=4.2计算显热段传热管内表面传热系数hi为hi = 0.023弓 Re<)8Pr04 =385.8 w/(m2 - K)计算管外冷凝表面传热系数qm0=-=1550000/(l926.5x 1000)=0.8046 ke/s ro计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量M为M= =0.8046/( 7t x 0.025 x 362)=28.3 x 10-3 kg/(nh)计

9、算冷凝液膜的Reo为Reo=4M/?;= 4x28.3x 10-3/(0.136x 10-3)=832.3<2100计算管外冷凝表面传热系数ho为h0 = 1.88 x1/3p -1/3X c0 =7291.2w/(/n2./C)式中，J为矫正系数，是多组分冷凝按单组份计算的校正。污垢热阻及管壁热阻沸腾侧Ri=4.299x10-4m2k/w,冷凝侧Ro=1.72x1O 4m2k/w,管壁热阻 Rw=4.299x10-5m2k/Wo计算显热段传热系数Kl为% =皿+地+建+316001w/Mk)h.di di dmh”(2)蒸发段传热系数Kcl计算传热管内釜液的质量流量Gh为Gh=3600

10、G=3600x 116.4=4.19x IO5 kg/(m2-s)当Xe=0.024时,计算参数Xtt为Xtt= (1-0.024) /O.O240-9 (3.05/708) 05 (0.01016/0.17) °-1=1.382521/Xtt=0.723由 Gh=4.19xlO5 心/(尸及 1/Xtt=0.723,查图 3-29 得 aE=0.9X=0.4Xe=0.0096 时hnb= 0.225(4/)Re(1 -x)°8 Pr04 =400 V/(尸.K)计算对沸腾因子0=3.5 (1/Xtt) 0-5=3.5x0.7230-5=2.98计算两相对流表面传热系数hl

11、p = 2.98 x39O =1162.2 w/(in1 K)J计算沸腾传热膜系数为hiE=1162.2+0.7x385.8=1712.26 w/(in2 - K)计算蒸发段传热膜系数Kce为Kce=1(3)显热段和蒸发段长度计算显热段的长度Lbc传热管总长L的比值为Lbc/L=(&/八(耳卜研NtKlM”=1.59xl0-3/1.59xl0-3+n x 0.021x362x386.2x 8.342320x708.43x58.4=0.666Lbc=0.666x3=1.99 m LcD=3-1.83=1m(4)平均传热系数Kc= KcJbc + 4 =(36.4x 1.83+317.4x

12、1.17)/3=809 w/(w2 - K)需要传热面积为Ac=W (Kc x Atm)=1550000 x 1000/ (8.34 x 809x 3600) =63.8 m2(5)面积裕度实际传热面积 A=3.14x0.025x3x 362=85.25 m2H= (A-Ac) /Ac=33%该再沸器的面积合适。3.L4.4循环流量校核(1)循环推动力 当x=xJ3=0.024/3=0.008时，计算XttXtt= (1-0.008) /O.OO80-9 (3.05/708) 05 (0.01016/0.17) 01 =3.79 计算两相流的液相分率RlRl=3.79/ (3.792+21x

13、3.79+1 ) °-5=0.389计算两相流平均密度8P =3.05 x (1 -0.389)+708.43 x 0.389=277.44kg/m3参照表3-19选取1=1.4m,于是计算循环推动力oAp0 =卜6(必-瓦=2x(708.43-277.44)-1 x277.44=5728 Pa(2)循环阻力管程进口阻力A/a的计算 计算釜液在管程进口管内的质量流速G为4=58.4x4/)0.252= 1189.7kg/(m2 s)计算釜液在进口管内的流动雷诺数Re, =0.25 x1189.7x1000/0.25= 1189715计算进口管长度与局部阻力当量长度Li为Li= (0.

14、25/0.0254) 2/0.3426x (0.25/0.0254-0.1914) =29.3m计算进口管内流体流动的摩擦系数为=0.01227+0.7543/ Re®38 =0.01598”.算进口 管阻力 Api =0.01598x29.3/0.25x 11902/2x708=1873pa传热管显热段阻力计算釜液在传热管内的质量流量G为G= =58.4x4/0.0212x 1300=130.589kg/(m2 - s) -D 4计算釜液在传热管内流动时的雷诺数Re为Re=0.021 x 130.589x 1000/0.17=16131.6进口管内流体流动的摩擦系数4为2 =0.0

15、1227+0.7543/ Re竟=0.03126计算传热管显热段阻力出为I 2, 二 %也x J=O.O3126x (1.99/0.021 ) x (130.5892/2x708.43)=35.6Pa-4 2A传热管蒸发段阻力G=130.589 1kg/(/ .s)J计算釜液在传热管内的质量流速Gv为G v =xG= (2xe/3) G=2.89计算气相在传热管内的流动雷诺数R%为Rev =0.021 x 2.89x 1000/(0.01016)=5973.4计算传热管内汽相流动的摩擦系数"为A.=0.01227+0.7543/ (5973.4) °-38=0.04计算传热

16、管内汽相流动阻力A/&为T G2A/;v3 = A-x-=0.04x1/0.021x2.892/(2x3.05)=2.6 Pa di计算液相在传热管内的质量流量G,为Gl =G-Gv =130.589-2.89=127.7 /(w2计算液相在传热管内的流动雷诺数Re L为Re L =0.021 x 127.7 x 1000/0.25=10726.8计算摩擦系数=4=0.01227+0.7543/ (10726.8) 038=0.03446计算管内液相流动阻力为A/?L3 =0.03446X1 /0.021 X 127.7/2x 708=0.148 Pa计算 A3 =(2.6)25 +o

17、. 14*)251 =i2.8Pa管程内因动量变化引起阻力计算阻力系数六 支+黑1-0.024)-1 =2.58il算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力丸为A/?4 = 130.4892 X 2.58/708=62 Pa管程出口管阻力 计算管程出口管中汽、液相总质量流速G为G=58.4X 4/乃 X 0.62=206.5 kg/(/ s)-D<4计算管程出口管中汽相质量流速6、,为Gv =xeG=0.024x 206.5=4.956 kg/(ms)(0.6/0.0254 )2=69.5m计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和/'为0.3426 (0.60.0254 -0.4)

18、计算管程出口管汽相质量流动雷诺数Rev为Re v =0.6x4.956 x 1000/0.01016=292677计算管程汽相流动摩擦系数人,2V =0.01227+0.7543/ (292677) 038=0.01858计算管程出口管汽相流动阻力为Apv5 =0.01858 x (69.5/0.6) x4.9562/ (2/3.05) =80.6Pa计算液相质量流速GlG, =G-Gv =201.544 kg /(/ s)计算管程出口管中液相流动雷诺数Re为Re. =0.6x 206.5 x 1000/0.25=495600 L计算管程出口管中液相流动的摩擦系数儿为4 =0.01227+0.

19、7543/ (495600) 038=0.017439L计算管程出口液相流动阻力&七为=0.0162x69.5/0.6x201.5442/2x708=53.8Pa计算管程出口管中两相流动阻力为A/?5 = (8O.6<,25 +53.8(,25)4=1059 Pa计算循环阻力3/为5产， + Ap2 + Na + Z)4 +=3042.4 Pa循环推动力口与循环阻力邸§的比值为=5728/3042.4=1.88循环推动力略大于循环阻力。说明所设的出口汽化率0.024基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。3.1.4.5设计结果一览表壳层管程物料名称进口水蒸汽混合液流出口凝液和水蒸汽液流和蒸汽流量(kg/h)进口8045047.2出口8045047.2操作温度()190-210188气化率Xe0.024热负荷Q (kJ/h)1550000操作压力P(MPa)1.760.18定性温度()200188污垢热阻R(m2K/W)1.72X10-44.299 X104液 相 物 性 参 数比热Cp(KJ/k