再沸器工艺的设计ppt课件

1、再沸器工艺设计一一. 再沸器的类型和选择再沸器的类型和选择 立式立式 ： 热虹吸式热虹吸式 强迫循环式强迫循环式 卧式：卧式： 热虹吸式热虹吸式 强迫循环式强迫循环式 釜式再沸器釜式再沸器 内置式再沸器内置式再沸器立式热虹吸：立式热虹吸：循环推进力：循环推进力：釜液和换热器传釜液和换热器传热管气液混合物热管气液混合物的密度差。的密度差。构造紧凑、占构造紧凑、占地面积小、传热地面积小、传热系数高。系数高。壳程不能机械壳程不能机械清洗，不适宜高清洗，不适宜高粘度、或脏的传粘度、或脏的传热介质。热介质。塔釜提供气液塔釜提供气液分别空间和缓冲分别空间和缓冲区。区。卧式热虹吸：卧式热虹吸：循环推进力：循

2、环推进力：釜液和换热器釜液和换热器传热管气液混传热管气液混合物的密度差。合物的密度差。占地面积大，占地面积大，传热系数中等，传热系数中等，维护、清理方维护、清理方便。便。塔釜提供气塔釜提供气液分别空间和液分别空间和缓冲区。缓冲区。 强迫循环式：强迫循环式：适于高粘度、适于高粘度、热敏性物料，热敏性物料，固体悬浮液和固体悬浮液和长显热段和长显热段和低蒸发比的低蒸发比的高阻力系统。高阻力系统。釜式再沸器：釜式再沸器：可靠性高，可靠性高，维护、清理方维护、清理方便。便。传热系数小，传热系数小，壳体容积大，壳体容积大，占地面积大，占地面积大，造价高，造价高，易结垢。易结垢。内置式再沸器：内置式再沸器：

3、构造简单。构造简单。传热面积小，传热面积小，传热效果不理想。传热效果不理想。 釜内液位与再沸器上管板平齐管内分两段：LBC显热段LCD蒸发段二二 . 立式热虹立式热虹吸式再沸器管吸式再沸器管内流体的受热内流体的受热分析分析三三. 设计条件设计条件 流体 管程釜液。蒸发量、温度、压力 壳程加热蒸汽或热水。冷凝量热水流量、 温度、压力 物性参数确定 蒸汽压曲线斜率确实定四四.设计步骤设计步骤 估算传热面积，进展再沸器的工艺构造设计估算传热面积，进展再沸器的工艺构造设计 假设再沸器的出口气含率，核算热流量假设再沸器的出口气含率，核算热流量 计算釜液循环过程的推进力和流动阻力，核算出口气计算釜液循环过

4、程的推进力和流动阻力，核算出口气含率含率估算设备尺寸估算设备尺寸1.计算传热速率不计热损计算传热速率不计热损 )(12ttCpmVVQccccbbR2. 计算传热温差计算传热温差bmtTtbbbdbbbdmtTtTtTtTtln)()(T:壳程水蒸气冷凝温度Td:混合蒸汽露点Tb:混合蒸汽泡点 t:釜液泡点：物流相变热，kJ/kg,V:相蜕变量流量，kg/s,b-boiling, c-condensation3. 假定传热系数假定传热系数K 查表查表3-15p.91 有机液体有机液体-水蒸汽水蒸汽 570-1140 W/m2KmRtKQA4. 估算传热面积估算传热面积5. 工艺构造设计工艺构造

5、设计 选定传热管规格、单程管长、管子陈列方式选定传热管规格、单程管长、管子陈列方式 计算管数，壳径，接纳尺寸计算管数，壳径，接纳尺寸管规格：383、 382.5、252.5 252、 192 参见p61表3-2管长L：2000、3000、4500、6000mm 计算管数：LdANT00)32() 1(dbtDSTNb1 . 1 壳径DS： 正三角形陈列： L/DS应合理约46，不合理时要调整 卷制壳体内径以400mm为基数，以100mm为进档级。 接纳尺寸，参照p92页表3-16五、传热才干核算五、传热才干核算1.显热段传热系数计算KL (1) 设传热管出口处气含率xe 25%，计算循环量 e

6、btxDW 0sWG TiNds204Db:釜液蒸发质量流量，kg/sWt:釜液循环质量流量，kg/sS0:管内流通截面积，m2di:传热管内径，mNT:传热管数2 计算显热段管内传热膜系数iRe 104, 0.6Pr50nriiiPd8 . 0Re023. 0biGdRebbPbrCP管内Re和Pr数：)/(K)kJ/(kg :KmWCsPapbb：管内流体热导率，管内流体比定压热容，管内流体粘度，(3)壳程冷凝传热膜系数计算OcrQm 3/188. 1eoRaM4Re TNdmM021004M适用于：m:蒸汽冷凝液质量流量，kg/sQ:冷凝热流量，Wc:蒸汽冷凝热，kJ/kg(4) 计算显

7、热段传热系数KL000011OmwiiiiLRddRddRddK污垢热阻R- p74,表3-92. 2. 蒸发段传热系数蒸发段传热系数KEKE计算计算 设计思绪：xe25% 控制在第二区：饱和泡核沸腾和两相对流传热nbtPVa双机理模型：同时思索两相对流传热机理和饱和泡双机理模型：同时思索两相对流传热机理和饱和泡核沸腾传热机理。核沸腾传热机理。 v ：管内沸腾外表传热系数t p: 两相对流外表传热系数 P94-95n b: 泡核沸腾外表传热系数 a: 泡核沸腾压制因数tLPwLmLTissBCWCtKNdptptLL3.3.显热段及蒸发段长度显热段及蒸发段长度 斜率：沸腾物系蒸汽压曲线spt根

8、据饱和蒸汽压和温度关系计算5.5.面积裕度核算面积裕度核算 30%30%，假设不适宜要进展调整，假设不适宜要进展调整mCRCtKQA%100AAAHCP4.4.计算平均传热系数计算平均传热系数KCKCLLKLKKCDEBCLC六、循环流量的校核六、循环流量的校核1计算循环推进力PD 液体气化后产生密度差为推进力p.97-98glLpttpbCD)(PDD333P:,/,/,/,CDbtptpPaLmkgmkgmkgmlm循 环 推 动 力 ，： 蒸 发 段 高 度： 釜 液 密 度： 蒸 发 段 两 相 平 均 密 度： 传 热 管 出 口 处 两 相 平 均 密 度： 再 沸 器 上 部 管

9、 板 到 接 管 入 塔 口 间 高 度L 的参考值 见相关手册LbLVtpRR)1 (5 . 02) 121(ttttttLXXXR蒸发段两相流平均密度以出口气含率的1/3计算。管程出口管内两相流密度以出口气含率计算。1 . 05 . 09 . 0)/()/(/ )1(VbbVttxxX3exx exx 2 2循环阻力循环阻力PfPf Pf=Pf=P1 + P1 + P2 + P2 + P3 + P3 + P4 + P4 + P5P5 管程进出口阻力管程进出口阻力P1 P1 传热管显热段阻力传热管显热段阻力P2 P2 传热管蒸发段阻力传热管蒸发段阻力P3 P3 管内动能变化产生阻力管内动能变

10、化产生阻力P4P4 管程出口段阻力管程出口段阻力P5 P5 管程进出口阻力P1 biiiGDLP22138. 07543. 001227. 0ieiR)1914. 0254. 0/(3426. 0)0254. 0/(2iiiDDL2785. 0iiDWG biGDReLi：进口管长度和当量长度之和，mDi ：进口管内径， mG：釜液在进口管内质量流速，kg/m2s传热管显热段阻力P2 biBCGdLP22238. 07543. 001227. 0eRTiiNdWG2785. 0biGdReLBC：显热管长度，mdi：传热管内径， mG：釜液在传热管质量流速，kg/m2s传热管蒸发段阻力P3分别

11、计算传热管蒸发段气液两相流动阻力，再以一定方式相加。VViCDVVGdLP22338. 07543. 001227. 0VeVRxGGVVViGdRe汽相阻力LCD：蒸发段长度，mx: 该段平均气含率。bLiCDLLGdLP22338. 07543. 001227. 0LeLRxGGVVViGdRe41/4L1/4V3 )P PP33(液相阻力:蒸发段阻力蒸发段阻力P3:P3:管内动量变化产生阻力P4bMGP/241)1 ()1 (22LeVbLeRxRxMM：动量变化引起的阻力系数管程出口段阻力P5VViVVGdLP22538. 07543. 001227. 0VeVRxGGVVViGdRe

12、汽相阻力2785. 0otDWG bLiLLGdLP22538. 07543. 001227. 0LeLRxGGVVViGdRe41/4L1/4V5 )P PP55(液相阻力管程出口段阻力P53循环推进力PD与循环阻力Pf的比值计算 正常任务时，两项数值相等 设计时，推进力应略大于阻力平安设计05. 001. 0DfDPPP上述比值太大，那么应降低xe上述比值太小，那么应升高xe-重新假设传热系数K和气含率xe反复上述计算过程，直至满足传热和流膂力学要求。回流冷凝器回流冷凝器 按冷凝器与塔的位置，可分为：按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式整体式自流式自流式和强迫循环式。和强迫循环式。如图如图

13、(a)(a)和和(b)(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种规划所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种规划的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺陷是塔顶构造的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺陷是塔顶构造复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调理时，需较大位差，复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调理时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间间隔，导致塔体过高。须增大塔顶板与冷凝器间间隔，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场所。该型式常用于减压精馏或传热面较小场所。 1 1整体整体式式图图6-1 冷凝器的型式冷凝器的型式2自流式如图6-1c所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，

14、靠改动台架的高度来获得回流和采出所需的位差。 如图6-1D、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，在普通情况下，冷凝器采用卧式，由于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。3强迫循环式接纳直径接纳直径 各接纳直径由流体速度及其流量，按延续性方程决议，即： 式中：VS流体体积流量，m3/ s； u流体流速，m/ s； d管子直径，m。4SVdu1塔顶蒸气出口管径塔顶蒸气出口管径DV 蒸气出口管中的允许气速蒸气出口管中的允许气速UV应不产生过大的压应不产生过大的压降，其值可参照下表。

15、降，其值可参照下表。 表表 蒸气出口管中允许气速参照表蒸气出口管中允许气速参照表操作压力（绝压）操作压力（绝压） 常压常压14006000Pa6000 Pa蒸汽速度蒸汽速度/m/s 1220305050702回流液管径回流液管径DR冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，普冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，普通流速为通流速为0.20.5m/s，速度太大，那么冷凝器，速度太大，那么冷凝器的高度也相应添加。用泵回流时，速度可取的高度也相应添加。用泵回流时，速度可取1.52.5m/s。 料液由高位槽进塔时，料液流速取料液由高位槽进塔时，料液流速取0.40.8m/s。由泵保送时，流速取为。由泵保送时

16、，流速取为1.52.5 m/s。3进料管径进料管径dF4釜液排除管径釜液排除管径dW釜液流出的速度普通取釜液流出的速度普通取0.51.0m/s。5饱和水蒸气管饱和水蒸气管饱和水蒸气压力在饱和水蒸气压力在295kPa表压以下时，表压以下时，蒸气在管中流速取为蒸气在管中流速取为2040m/s；表压在；表压在785 kPa以下时，流速取为以下时，流速取为4060m/s；表；表压在压在2950 kPa以上时，流速取为以上时，流速取为80m/s。 加热蒸气鼓泡管又叫蒸气喷出器假设精馏塔采用加热蒸气鼓泡管又叫蒸气喷出器假设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。直接蒸气加热时，在塔釜中要装

17、开孔的蒸气鼓泡管。使加热蒸气能均匀分布与釜液中。其构造为一环式蒸使加热蒸气能均匀分布与釜液中。其构造为一环式蒸气管，管子上适当的开一些小孔。当小孔直径小时，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。但太小不仅添加阻力损失，而且汽泡分布的更均匀。但太小不仅添加阻力损失，而且容易堵塞。其孔直径普通为容易堵塞。其孔直径普通为5 510mm10mm，孔距为孔径的，孔距为孔径的5 51010倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.21.21.51.5倍，管内蒸气速度为倍，管内蒸气速度为202025m/s25m/s。加热蒸气管距釜中。加热蒸气管距釜中液面的

18、高度至少在液面的高度至少在0.6m0.6m以上，以保证蒸气与溶液有足以上，以保证蒸气与溶液有足够的接触时间。够的接触时间。加热蒸气鼓泡管加热蒸气鼓泡管离心泵的选择，普通可按以下的方法与步骤进展：离心泵的选择，普通可按以下的方法与步骤进展：1 1确定保送系统的流量与压头液体的保送量普通为消费义确定保送系统的流量与压头液体的保送量普通为消费义务所规定，假设流量在一定范围内动摇，选泵时应按最大流量务所规定，假设流量在一定范围内动摇，选泵时应按最大流量思索。根据保送系统管路的安排，用柏努利方程计算在最大流思索。根据保送系统管路的安排，用柏努利方程计算在最大流量下管路所需的压头。量下管路所需的压头。2 2选择泵的类型与型号选择泵的类型与型号 首先应根据保送液体的性质和操首先应根据保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作条件确定泵的类型，然后按已确定的流量QeQe和压头和压头HeHe从泵的从泵的样本或产品目录中选出适宜的型号。显然，选出的泵所提供的样本或产品目录中选出适宜的型号。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流量和压头不见得与管路要求的流量QeQe和压头和压头HeHe完全相符，且完全相符，且思索到操作