立式热虹吸再沸器工艺设计.docx
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立式热虹吸再沸器工艺设计
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）Mpa
0.5
0.16
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/Kg
2225kJ/Kg
热导率
0.535
0.6862
黏度
0.2
0.25
0.012
密度
859Kg/m3
950
0.88
比热容
4.2289
表面张力
0.05602
蒸汽压曲线斜率
Δt/Δp=0.001961
前言
能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，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，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，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
QDbrbDcrc
（3-1）
DcDbrb
rc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：
QDbrbDcrc10442.322251000/36006.454106（w）
3.2
计算传热温差
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
3.4计算传热面积Ap
Ap
6.454106
60525.16
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：
3-5）
3-6）
3-7）
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：
NT=3a（a1）1
b2a1
Dt（b1）（2~3）d0
式中，NT为排列管子总数：
a为正六边形的个数：
t为管心距，mm，d0为传热管外径，mm。
因此由于NT=3a（a1）1=1800，解得a=24（a=-25舍去）。
再由b=2a+1解得b=49。
于是
Dt（b1）（2~3）d032（491）3251600mm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KL
1、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：
Wt
3-8）
xe
2、显热段传热管内传热膜系数i，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
Si
Wt
3-9）
2
SidiNT
4
式中Si为管内流通截面积，m2；di为传热管内径，m；NT为传热系数管数设b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：
式中，b为管内液体粘度Pa·s；Cpb为管内液体定压比热容kJ/（kg·K）；b为管管内液体热导率，W/（m·K）。
因此
若Re>104，0.6160，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i即
则：
DC
式中
Re4M,M=DC,DCQ（rc为蒸汽冷凝潜热）c、c、c分别表示
Cd0NTCcccc
怪外凝液密度、壳程凝液热导率、管外凝液粘度。
则：
00.751.87
5224.5W/（m2K）
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：
Ri4.299104m2k/W冷凝侧：
R01.72104m2k/W
管壁：
RW4.299105m2k/W
5、显热段的传热系数
4.2蒸发段传热系数KE
1、管内沸腾—对流传热膜系数
泡核沸腾的平均修正系数a
（3-15）
Gh
3600G3600221.478.0105kg/（m2h）（3-16）
式中，Gh为管内质量流速，kg/（m2·h），x为蒸汽质量分数；Ψ为与无形有关的
3
参数；V、b分别为沸腾侧汽相与液相的密度kg/m3;V、b分别为沸
腾侧汽相与液相的粘度，Pa·s。
式中Xtt为Lockhat-Martinelli参数，表示液体和蒸汽动能的比例。
0.451.0
0.725
泡核沸腾传热膜系数b
质量分数x=0.4xe处的对流传热膜系数tp，
式中，为两厢对流传热修正系数其值为：
0.5
1
Xtt
式（3-21）成为（Dengler）公式。
b0.80.4
tp0.023
bRe（1x）Pr0.4di
0.0232.014
0.68620.80.418603（10.0084）1.5410.4
0.021
4654.5W/m2K
管内沸腾—对流传热膜系数
v
vabbtp0.725205114654.5
6141.5W/（m2K）
2、蒸发段传热系数
698W/（m2K）
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
1.961103
33.140.021180069825.16
1.961103
LCD31.0281.972（m）
422.89950138
LBC0.342831.028（m）
4.4平均传热系数Kc
（3-24）
828W/m2K
KLLBCKELCD
KccL
6981.0288961.972
3
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
KcK82860537%（3-25）
K605
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
tpV（1RL）bRL
式中，tp为对应传热管出口气化率1/3处的两相流平均密度，kg/m3；tp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
再沸器公称直径
400
600
800
1000
1200
1400
1600
1800
l/mm
0.8
0.90
1.02
1.12
1.24
1.26
1.46
1.58
表3-1l的参考值
0.9
当x=1/3xe=0.007时，
Xtt
1x
0.9
10.007
0.04123
x
0.007
3.5635
Xtt
RL
20.5
Xt2t21Xtt1
3-26）
式中，RL为两相流的液相分数
Xtt3.5635
RL20.520.5
Xtt221Xtt13.56352213.56351
tpV（1RL）bRL0.88（10.379）9500.379360.6（kg/m3）
3
当x=xe时，按上述同样的方法求得tp227kg/m
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l1.4m，计算循环推动力：
0.379
PDLCD（btp）ltpg9.81[1.972（950360.6）1.4227]
8284.5（Pa）
5.2循环推动阻力△pf
PfP1P2P3P4P5
（3-27）
循环流动阻力Pf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P1、加速阻力P2、传热管显热段阻力P3、传热管蒸发段阻力P4和管程出口管阻力P5，然后叠加得到总的阻力，即：
1、管程进口管阻力P1
Wt
2
0.785Di2
138
2
0.7850.252
2812.7[kg/m2s]
0.25103
i0.122170.7543/Rei0.380.0149
（Di/0.0254）2
ReiDiG0.2528123.72.8127106
ib3
Li29.3（m）
i0.3426（Di/0.02540.1914）p1iLiG7271（Pa）
Di2b
GWt/di2NT221.46[kg/（m2s）]
4
p2G2M/b2241.4623.65/950188（Pa）
3、传热管显热段阻力损失P3
按直管阻力损失计算：
0.012270.7543/Re0.380.303
22
LBCG21.028221.462
p3BC0.030338（Pa）
3di2b0.0212950
4、传热管蒸发段阻力P4
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P4，取该段内的平均气化率x=2/3xe=0.014,则汽相质量流速GV为：
GVxG3.1[kg/（m2s）]汽相流动的ReV为：
ReVdiGV0.0213.135425
V0.012103
0.75430.7453
V0.12270.380.012270.380.041
ReV0.3854250.38
22
LCDGV1.9723.1
PV4VCDV0.04121.0（Pa）
V4Vdi2V0.02120.88
液相流动阻力PL4
GLGGV221.463.1220.36[kg/（m2s）]RdiGL
ReL
eLb
两相压降P4
p4（pV1/44
p1L/44）4（210.25730.25）4656（Pa）
5、管程出口阻力P5
汽相流动阻力P5出口管中汽相质量流率为：
GVxeG0.021138210.25[kg/（m2s）]
0.7850.62
出口管中气象流动的ReV为
512500
0.7453
V0.012270.380.0174
5125000.38
l'1.5l1.51.52.25（m）
PV5Vl'GV20.01742.2510.2524（Pa）
D02V0.620.88
液相流动阻力pL5
138
液相流率GL为：
GLGGV210.25478.1[kg/（m2s）]
LV0.7850.62
也像流动ReL为：
循环阻力：
PfP1P2P3P4P5
727118838656858238（Pa）
5.3循环推动力与循环阻力的相对误差
pDpf8284.58238
0.006pD8284.5
核算满足要求，所设计的再沸器满足要求。
310
7设计结果汇总
立式热虹吸设计结果汇总
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（℃）
146~130
112
气化率xe
0.021
热负荷Q（kW）
6.454×106
操作压力P（MPa）
0.5
0.16
定性温度（℃）
138
112
污垢热阻R（m2·K/W）
-4
1.72×10-4
-4
4.299×10
液相物性参数
比热Cp（KJ/kg）
4.145
4.299
导热系数λ（W/m·K）
0.535
0.6862
3
密度ρ（kg/m3）
859
950
粘度μ（mPa·s）
0.2
0.25
表面张力σ（N/m）
5.602×10-2
汽化潜热r（kJ/kg）
2225
气相物性数据
密度ρ（kg/m3）
3.1
0.88
粘度μ（mPa·s）
0.014
0.012
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）
Φ25×2
排列方式
△
管中心距t（mm）
32
管长L（mm）
3000
管数n
1800
安装高度l（m）
1.5
程数
单程
单程
壳体内径Di（mm）
1600
当半数NB
5
挡板间距B（mm）
500
接管尺寸（内径）（mm）
出口
300
250
进口
75
600
材料
碳钢
碳钢
裕度H%
37%
总结
立式热虹吸再沸器设计过程涉及多次迭代计算，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2.5～3.7m，管径25～32mm，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0.03MPa，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
0.5～1.5m/s，入口管内流速一般控制在0.6～2m/s，出口管内流速一般控制在0.3～1m/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.
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