再沸器工艺计算(立式热虹吸式再沸器)
立式热虹吸再沸器机械设计说明书(相关知识)
大连理工大学本科课程设计立式热虹吸式再沸器机械设计说明书学院（系）：化工机械与安全学院专业：过程装备与控制工程学生姓名：孔闯学号：201242052指导教师：由宏新、代玉强评阅教师：完成日期：2015.10.2大连理工大学Dalian University of Technolog摘要本课程设计主要任务是设计1台立式热虹吸式再沸器，作为丙烯-丙烷精馏塔的提馏段加热设备。
在大三下学期的时候已经初步完成了再沸器的工艺部分的设计和核算，本次设计主要进行再沸器的机械部分的计算及校核，包括再沸器各部分的结构说明，筒体壁厚的计算，封头壁厚的计算，管箱法兰和管板的计算，筒体和封头开孔及补强等。
通过3周的工作，已完成了再沸器的机械参数的计算，手工绘制了再沸器的装配图1张和管板零件图1张。
目录摘要 (I)1设计基础 (2)1.1项目背景 (2)1.2设计依据 (2)1.3技术来源及授权 (2)1.4项目简介 (2)2结构工艺说明 (1)2.1管程和壳程物料的选择 (1)2.2换热管 (1)2.3管板 (1)2.3.1 管板结构尺寸 (1)2.3.2 换热管与管板连接 (2)2.3.3 排管及管孔 (3)2.4折流板 (5)2.5接管及连接附件 (6)2.6安全泄放 (7)2.7耳式支座 (8)2.8管箱、管箱法兰与封头 (11)3强度计算 (13)3.1工艺参数计算结果表 (13)3.2计算条件 (14)3.3强度计算 (15)3.3.1 壳程圆筒计算 (15)3.3.2 前端管箱筒体计算 (16)3.3.3 前端管箱封头计算 (18)3.3.4 后端管箱筒体计算 (19)3.3.5 后端管箱封头计算 (20)3.3.6 开孔补强设计计算 (21)3.3.7 兼作法兰固定式管板计算 (24)3.3.8 管箱法兰计算 (34)4结论 (36)附录A 过程工艺与设备课程设计任务书 (38)1设计基础1.1项目背景本项目来源于大连理工大学过程装备与控制工程专业大四年级过程工艺与设备课程设计题目；设计者为过程装备与控制工程专业在校大四学生，与项目发布者为师生关系；本项目设计装置为立式热虹吸式再沸器。
立式热虹吸再沸器工艺设计教学文案
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。
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。
再沸器工艺的设计共43页文档
4.计算平均传热系数KC
KCKLLBC LKELCD
5.面积裕度核算— 30%，若不合适要进行调整
AC
QR KC tm
HAPAC10% 0 A
六、循环流量的校核
（1）计算循环推动力△PD 液体气化后产生密度差为推动力（p.97-98）
P D [L C(D btp ) ltp]g
P : 循 环 推 动 力 ， Pa D
核沸腾传热机理。
VtPanb
αv ：管内沸腾表面传热系数 αt p: 两相对流表面传热系数 P94-95 αn b: 泡核沸腾表面传热系数
a: 泡核沸腾压抑因数
3.显热段及蒸发段长度
LBC
t p
s
L
t p
s
di NT KLtm CPwLLWt
t p
：沸腾物系蒸汽压斜曲率线 s
根据饱和蒸汽压和温度关系计算
管内Re和Pr数：
Re d iG
b
Pr
CPbb b
b :管内流体粘度 Pa， s
Cpb :管内流体比定压热 kJ容 /(k， gK)
：管内流体热导W率/(， m K)
Re >104, 0.6<Pr<160, LBC/di>50
i
0.023i
di
Re0.8Prn
(3)壳程冷凝传热膜系数计算αO
ao 1.88Re1/3
蒸发段两相流平均密度以出口气含率的1/3计算。
x xe 3
X t t[1 ( x ) /x ] 0 .9 (V /b ) 0 .5 (b /V ) 0 .1
RL
Xtt
(Xt2t 21Xtt
1)0.5
tpV(1R L)bR L
化工原理 再沸器计算(最终)
再沸器的选用壳程水蒸气冷凝温度潜热r c 黏度μc立式热虹吸式再沸器100℃2319.2kJ/kg0.283mPa*s 53℃310kJ/kgb管程釜液温度潜热r b 液相黏度μ汽相黏度μ液相比定压热容C pbv0.07mPa*s 3.44kJ/(kg*K)0.0088mPa*s 0.000226m 2*K/kg47℃2075530.94W38mm102.7532084614.5026232250mm 350mm0.24473.6216072kg/(m 2*s)110800蒸汽压曲线斜率(△t/△p)s 估算设备尺寸传热温差△t m 再沸器热流量Q 传热管规格(外径d 0)传热管数N T 壳径Ds进口管直径Di 出口管直径D 0传热系数校核显热段传热系数K L12传热管出口处汽化率x e 传热管内质量流速G显热段传热管内表面传热系数αi 蒸汽冷凝的质量流量Dc 0.894934003kg/s 冷凝液膜的Re 0963.2486704<2100管外冷凝表面传热系数α34蒸发段传热系数K E1污垢热阻及管壁热阻显热段传热系数 K L 传热管内釜液质量流速G h x e =0.24时 1/X tt x=0.4x e =0.096时 1/X tt沸腾侧Ri 0.000176821.310141W/(m 2*K)1.705037786kg/(m 2*h)1.096681074查图 3-29α0.411258594查图 3-29α0.21614.075571W/(m 2*K)2.2445306375097.37523E '234泡核沸腾压抑因数α泡核表面传热系数αnb以液体单独存在为基准的对流表面传热系数αi 对流沸腾因子F tp沸腾表面传热系数αv512传热面积裕度123循环系统的推动力1234循环阻力1沸腾传热系数KE1068.849683显热段LBC 和蒸发段LCD的长度显热段的长度LBC与传热管总长L的比值LBC/L显热段的长度LBC传热系数Kc实际需要传热面积Ac传热面积裕度H0.144578199m1060.89661241.625387680.419647001>30%循环流量校核x=xe/3=0.08时 Xttx=xe=0.24时 Xtt查表3-19根据焊接需要取l循环系统的推动力△pD2.9107545970.9118421241.0210199.61819Pa853.579805429.298644221458.633481473.62160720.01935044222.541743G=75.77945715v釜液在管程进口管内的质量流速G进口管长度与局部阻力当量长度Li管程进口管阻力△p1釜液在传热管内的质量流速G进口管内流体流动的摩擦系数λ传热管显热段阻力△p223汽相流动阻力△pV3的计算汽相在传热管内的质量流速Gv传热管内汽相流动的摩擦系数λ传热管内汽相流动阻力△pv3液相流动阻力△pL3的计算液相在传热管内的质量流速GL传热管内液相流动的摩擦系数λ传热管内液相流动阻力△pL3L0.018730423243.9942325397.842150.015710333389.01644034963.0115092.9442210651518.253088 45传热管内两相流动阻力△p3蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M蒸发段程管内因动量变化引起的阻力△p4汽相流动阻力△pV5的计算管程出口管中汽液相总质量流速G435.4999007管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l'管程出口管中汽相质量流动雷诺数Rev4157044.507管程出口管汽相流动阻力△pV556.66054278液相流动阻力△p L5的计算管程出口管中液相质量流速G L 管程出口管液相流动摩擦系数λ管程出口液相流动阻力△p L5管程出口管中两相流动阻力△p 5系统阻力△p f9894.044432Pa1.0308846161.01---1.05循环推动力与循环阻力的比值△p D /△p fL 330.97992450.01553897228.01315621931.604611热导率λc0.683W/(m*K)P密度ρc958.4kg/m3液相热导率λb0.1387W/(m*K)液相密度ρ3b435kg/m表面张力σb0.0045N/m汽相密度ρv30kg/m3蒸发质量流量Db10.056kg/s传热系数K800传热面积Ap55.20029096m2厚度δ3mm长度L 4.5m 管心距t47.5mm b11.5368973L/Ds=5 (4-6) 5.625循环流量Wt41.9kg/s雷诺数Re216512.7347普朗特数Pr 1.7361212306.073174W/(m2*K)传热管外单位润湿周边上凝液质量流量M0.068151/(m*s) 6276.025772W/(m2*K)m2*K/W冷凝侧R00.00028m2*K/W管壁热阻RW00.9118421240.4 2.4315601282127.19757W/(m2*K)两相对流表面传热系数αtp4774.560116W/(m2*K)18200000.00005m2*K/W0.032128489蒸发段LCD长度 4.355421801两相流的液相分率RL0.346424302两相流的液相分率RL0.199074417kg/(m2*s)雷诺数Rei3048499.305m摩擦系数λi0.01486174Pakg/(m2*s)雷诺数Rei216512.7347Pa473.6216072kg/(m2*s)kg/(m2*s)雷诺数Rev275561.6624Pakg/(m2*s)雷诺数ReL1446698.727PaPakg/(m2*s)管程出口管中汽相质量流速Gv40.78699237m管程出口管汽相流动摩擦系数λv Pa 两相流平均密度ρtp两相流平均密度ρtp104.519976kg/(m2*s)0.01457359170.3018110.6251kg/(m2*s)PaPa 管程出口管中液相质量流动雷诺数ReL1654899.62。
化工原理 再沸器计算(最终)
再沸器的选用 壳程 水蒸气立式热虹吸式再沸器100 冷凝温度潜热r℃ 2319.2 kJ /kgc黏度 μ0.283 mPa*s c管程 釜液温度 潜热r53℃310 kJ /kg b液相黏度 μ 0.07 mPa*s b液相比定压热容C 3.44 kJ /(kg*K) 0.0088 mPa*s0.000226 m 2*K/kgpb汽相黏度μvs估算设备尺寸传热温差△t 47℃m 再沸器热流量Q 2075530.94 W38 m m传热管规格(外径d ) 0110800T显热段传热系数K 传热管出口处汽化率x 0.24L e1 传热管内质量流速G473.6216072 kg/(m 2*s)显热段传热管内表面传热系数 α i2蒸汽冷凝的质量流量Dc 0.894934003 kg/s 963.2486704 <2100 冷凝液膜的Re 0 管外冷凝表面传热系数 α3 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧Ri 0.0001764蒸发段传热系数K1显热段传热系数 K 821.310141 W/(m 2*K)LE传热管内釜液质量流速G 1.705037786 kg/(m 2*h) 1.096681074 查图 3-29α h1/XeE x=0.4x =0.096时 1/X 0.411258594 查图 3-29α ' 0.2e t t 2 泡核沸腾压抑因数α 泡核表面传热系数α1614.075571 W /(m 2*K) nb3 4以液体单独存在为基准的对流表面传热系数α i 对流沸腾因子F 2.244530637 5097.37523tp沸腾表面传热系数α v5 沸腾传热系数K 1068.849683E显热段L 和蒸发段L 的长度 B C C D1 2显热段的长度L 与传热管总长L 的比值L /L B C B C 显热段的长度L0.144578199 m BC 传热面积裕度1 2 3传热系数Kc实际需要传热面积Ac 传热面积裕度H1060.896612 41.625387680.419647001 >30%循环流量校核循环系统的推动力12.910754597e2 0.9118421241.02 e3 查表3-19根据焊接需要取l4循环系统的推动力△p 10199.61819 Pa D 循环阻力1釜液在管程进口管内的质量流速G 进口管长度与局部阻力当量长度Li 853.579805429.29864422 1458.633481 管程进口管阻力△p 1 23釜液在传热管内的质量流速G 进口管内流体流动的摩擦系数λ 473.6216072 0.019350442 22.541743传热管显热段阻力△p 2汽相流动阻力△p 的计算 G =75.779457150.018730423 243.9942325 V3 汽相在传热管内的质量流速G v 传热管内汽相流动的摩擦系数λ v传热管内汽相流动阻力△p v3 液相流动阻力△p 的计算 L3 液相在传热管内的质量流速G 397.84215 0.015710333 389.01644034963.011509 L 传热管内液相流动的摩擦系数λ L传热管内液相流动阻力△p L3传热管内两相流动阻力△p 34 5蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M 2.944221065 蒸发段程管内因动量变化引起的阻力△p 1518.253088 4 汽相流动阻力△p 的计算 V5管程出口管中汽液相总质量流速G435.4999007 管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l '管程出口管中汽相质量流动雷诺数Re4157044.507 56.66054278v管程出口管汽相流动阻力△p V5液相流动阻力△p 的计算L5管程出口管中液相质量流速G 330.9799245 0.01553897 228.01315621931.604611L管程出口管液相流动摩擦系数λL管程出口液相流动阻力△pL5管程出口管中两相流动阻力△p5系统阻力△p9894.044432 Paf循环推动力与循环阻力的比值△p /△p 1.030884616 1.01---1.05Df热导率λ 0.683 W/(m*K) 958.4 kg/m 3 P 1820000c密度ρc液相热导率λ 0.1387 W/(m*K)435 kg/m 3 b液相密度ρ b 表面张力σ 0.0045 N/m30 kg/m 3 b 汽相密度ρv蒸发质量流量D 10.056 kg/sb 传热系数K 800传热面积A 55.20029096 m 2p 厚度δ 3 m m 47.5 m m 5.625长度L 4.5 m11.5368973管心距tbL/Ds=5 (4-6)循环流量Wt 雷诺数Re41.9 kg/s216512.7347 普朗特数Pr 1.7361212306.073174 W /(m 2*K)传热管外单位润湿周边上凝液质量流量M 0.06815 1/(m*s)6276.025772 W /(m 2*K) m 2*K/W冷凝侧R 0.00028 m 2*K/W 管壁热阻R 0.00005 m 2*K/WW0 0.911842124 0.4 2.4315601282127.19757 W/(m 2*K) 两相对流表面传热系数α tp4774.560116 W /(m 2*K)0.032128489蒸发段L 长度 4.355421801C D两相流的液相分率R0.346424302 0.199074417两相流平均密度ρ 两相流平均密度ρ170.3018 110.6251Ltp tp两相流的液相分率RLkg/(m 2*s) 雷诺数Re3048499.305 im 摩擦系数λ i 0.01486174 Pa kg/(m 2*s) 雷诺数Re216512.7347275561.6624iPa473.6216072 kg/(m *s)2 kg/(m 2*s) 雷诺数RevPa kg/(m 2*s) Pa雷诺数Re1446698.727LPa管程出口管中汽相质量流速Gv 104.519976 0.01457359kg/(m 2*s)kg/(m 2*s) 40.78699237 m管程出口管汽相流动摩擦系数λ vPakg/(m2*s)管程出口管中液相质量流动雷诺数Re1654899.62LPaPa。
立式热虹吸式再沸器工艺计算
壳程水蒸气冷凝温度100℃潜热r c2258.4kJ/kg热导率λc 黏度 μc0.2838mPa*s 密度ρc管程釜液温度54.3℃ 1.8459MP潜热r b328.667kJ/kg 液相热导率λb 液相黏度 μb0.07mPa*s 液相密度ρb 液相比定压热容C pb 3.09kJ/(kg*K)表面张力σb 汽相黏度μv0.0088mPa*s 汽相密度ρv 蒸汽压曲线斜率(△t/△p)s0.00025m 2*K/kg 蒸发质量流量D b传热温差△t m 45.7℃传热系数K 再沸器热流量Q 1989980.085W传热面积A p 传热管规格(外径d 0)25mm厚度δ传热管数N T284.3204153280管心距t 壳径Ds623.3744933630 4.812516445进口管直径Di 250mm 出口管直径D 0350mm传热管出口处汽化率x e0.19小于0.25循环流量Wt 1传热管内质量流速G356.7640772kg/(m 2*s)雷诺数Re2蒸汽冷凝的质量流量Dc 0.881145982kg/s 冷凝液膜的Re 0564.7387132<21005613.3953533污垢热阻及管壁热阻沸腾侧Ri0.000511771m 2*K/W4显热段传热系数 K L 519.8673124W/(m 2*K)1传热管内釜液质量流速G h 1284350.678kg/(m 2*h)x e =0.19时 1/X tt 0.667218895查图 3-29αE 0.1x=0.4x e =0.076时 1/X tt0.259808928查图 3-29α'0.82泡核沸腾压抑因数α0.45泡核表面传热系数αnb 660735.0674W/(m 2*K)31348.2330134对流沸腾因子F tp1.784000945沸腾表面传热系数αv299736.0293两相对流表面传热系tp再沸器的选用立式热虹吸式再沸器传热管外单位润湿周以液体单独存在为基准的对流表面传热系数αi估算设备尺寸传热系数校核显热段传热系数K L 显热段传热管内表面传热系数 αi管外冷凝表面传热系数 α0蒸发段传热系数K E5沸腾传热系数K E 971.91887410.024*******显热段的长度L BC 0.07452694m 蒸发段L CD 长度1传热系数Kc960.68886742实际需要传热面积Ac 45.326248143传热面积裕度H0.477982873>30%适合1x=x e /3=0.0633时 Xtt 4.5935718812x=x e =0.19时 Xtt 1.4987585153查表3-19根据焊接需要取l0.94循环系统的推动力△p D5110.109299Pa1649.1859876kg/(m 2*s)29.29864422m 864.7343777Pa 2362.2689663kg/(m 2*s)0.021********.23482826Pa3G=362.268966345.8874024kg/(m 2*s)0.021********.54117975Pa 316.3815639kg/(m 2*s)0.016757205283.6179721Pa 2403.5475544 2.023*********.8761299Pa5331.2173406kg/(m 2*s)40.786992372502949.22221.13315176Pa 268.2860459kg/(m 2*s)液相流动阻力△p L5的计算管程出口管中液相质量流速G L管程出口管中汽相质量流动雷诺数Re v 管程出口管汽相流动阻力△p V5汽相流动阻力△p V5的计算管程出口管中汽液相总质量流速G 管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l'液相流动阻力△p L3的计算液相在传热管内的质量流速G L 蒸发段程管内因动量变化引起的阻力△p 4传热管内液相流动的摩擦系数λL 传热管内液相流动阻力△p L3传热管内两相流动阻力△p 3蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M进口管内流体流动的摩擦系数λ传热管显热段阻力△p 2汽相流动阻力△p V3的计算汽相在传热管内的质量流速G v 传热管内汽相流动的摩擦系数λv 传热管内汽相流动阻力△p v3两相流的液相分率R L循环阻力釜液在管程进口管内的质量流速G 进口管长度与局部阻力当量长度Li 传热面积裕度循环流量校核显热段L BC 和蒸发段L CD 的长度显热段的长度L BC 与传热管总长L 的比值L BC /L 釜液在传热管内的质量流速G 循环系统的推动两相流的液相分率R L 管程进口管阻力△p 10.01581053153.299223Pa 1028.313912Pa4922.706802Pa 1.0380689940.036672894系统阻力△p f 循环推动力与循环阻力的比值△p D /△p f 管程出口管液相流动摩擦系数λL 管程出口液相流动阻力△p L5管程出口管中两相流动阻力△p 50.683W/(m*K)958.4kg/m30.08W/(m*K)432.54kg/m30.0025N/m47.19kg/m36.0547kg/s65066.99141844m22.5mm长度L3m31.25mm b18.5479838合理31.86684211kg/s101932.5935普朗特数Pr 2.703751390.672605W/(m2*K)0.0400681/(m*s)W/(m2*K)冷凝侧R00.00015m2*K/W管壁热阻R W 5.11771E-05m2*K/WW/(m2*K)2405.24897W/(m2*K )传热系数αtp润湿周边上凝液质量流量M2.925473060.421862181209.75460.25435514145.2058雷诺数Re i 2318521.384摩擦系数λi 0.015145834雷诺数Re i103505.4189kg/(m 2*s)雷诺数Re v104289.5509雷诺数Re L719049.008962.9312947kg/(m 2*s)m0.015063391341430.23管程出口管中液相质量流动雷诺数Re L管程出口管汽相流动摩擦系数λv 管程出口管中汽相质量流速Gv 两相流平均密度ρtp 分率R L两相流平均密度ρtp分率R L。
立式热虹吸再沸器设计
294立式热虹吸再沸器的设计是否合理，直接关系到其“入口压力”，“出口降压”，和“气化率”等相关的指标。
因而，合理地设计立式热虹吸再沸器能够有效地提高其工作效率，同时也能有效地使其故障率降低。
1 工作原理要合理地设计立式热虹吸再沸器，首先要做到的就是了解其工作原理。
而立式热虹吸再沸器的工作原理主要有两个方面：1.1 循环立式热虹吸再沸器的第一个工作原理是循环。
首先液体从塔釜内流出，经过连接的管线进入再沸器内；然后液体将暂时被保存在静压头内；这时将液体加热，使其饱和程度达到能够气化的标准。
而这个标准的判断依据是流体的饱和压力要大于入口处的压力。
而为了清晰地呈现加热的进程，在再沸器底部装载的换热管都有明显的显热加热段。
然后就是液体被逐渐加热，逐渐沸腾、蒸发。
这是就完成了液体的气化。
而随着气化的完成，呈现出气化状态的液体会和尚未变化成气态的液体实现互相流动，而这就是所谓的蒸发阶段。
最后被气化的液体流出管道，又返回了塔釜之内。
这就完成了整个循环过程。
简化来说就是：塔釜内流出、加热气化、蒸发、回流。
1.2 传热与流动立式热虹吸再沸器的第二个工作原理就是传热与流动，而传热与流动分为五个阶段，具体分析如下：第一个阶段：液体流动传热阶段。
在这个阶段中，液体被存储在静压头中，而当液体存续在静压头中时，其操作压力将大于饱和压力。
而在这种情况下，就必须对液体进行加热处理。
第二个阶段：气泡流动传热阶段。
在这个阶段中，液体被高温加热逐渐产生了气泡。
随着气泡在液体内的分散与流动，其沸腾与破裂将实现热量的传递。
第三个阶段：塞状流动传热阶段。
在这个阶段中，液体的温度进一步升高，从而开始产生气化现象。
而随着气化现象的不断增加，气体与液体之间就实现了交互的上升与下降。
这个阶段的传热方式，除了沸腾传热外，还增加了气体与液体的对流传热。
第四个阶段：环状流动传热阶段。
在这个阶段中，随着气体的逐渐增多，气体的“剪应力”也逐渐的增加。
而当“剪应力”达到一定程度的时候，气体就会带动液体一起沿着换热器的管壁做向上的运动。
化工原理 再沸器计算(最终)
蒸汽压曲线斜率(△t/△p)s
估算设备尺寸
0.000226 m2*K/kg
传热温差△tm
47 ℃
再沸器热流量Q
2075530.94 W
传热管规格(外径d0)
传热管数NT 壳径Ds 进口管直径Di
38 mm
102.7532084
110
614.5026232
800
250 mm
出口管直径D0
传热系数校核
350 mm
3 mm 47.5 mm 5.625
长度L b
4.5 m 11.5368973
循环流量Wt
41.9 kg/s
雷诺数Re
216512.7347 普朗特数Pr
2306.073174 W/(m2*K) 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量M
1.736121 0.06815 1/(m*s)
6276.025772 W/(m2*K)
958.4 kg/m3
液相热导率λb 液相密度ρb 表面张力σb 汽相密度ρv 蒸发质量流量 Db
0.1387 W/(m*K) 435 kg/m3
0.0045 N/m 30 kg/m3
10.056 kg/s
1820000
传热系数K 传热面积Ap 厚度δ 管心距t L/Ds=5 (4-6)
800 55.20029096 m2
104.519976 kg/(m2*s) 0.01457359
1654899.62
Pa Pa
管程出口管中汽液相总质量流速G
435.4999007
管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l'
管程出口管中汽相质量流动雷诺数Rev
4157044.507
立式热虹吸式再沸器的设计
图中：
（1）
图 4 X 与 Z 值的关系图
（3）
按式（3）求得蒸发膜系数 h，再求得总的传热 Km 值，可按式（4）求得最大的传热温差。
（4）
* 以上式中物性单位均为英制单位。
Lee et al[3] 建议再沸器操作的温差应为 0.6 △ Tm。 显然这样的计算比较繁复，但有一点必须引起设计
再沸器与塔的配置：立式热虹吸式再沸器的配 置情况如图 2 所示。
图3 立式热虹吸式再沸器的最大热负荷图
（2）
由物性数据及管长 L 求得 X 值，由图 3 查得 Y 值， 再根据式（2）求得最大热负荷数据（K △ T）m。然 后再根据图 4 求得 Z 值。
图 2 (a) 立式热虹吸式再沸器的配置情况 (b) 再沸器管内的温度，压力变化概况
最大热负荷与温差：在立式热虹吸式再沸器的 实验中还发现了一种现象：Lee et al[3] 称为‘气锁’ （Vapor-Lock），在操作达到或者超过气锁时，传热 管内蒸发段的气 - 液混合物的流动压降大于 Za - Zc 产 生的静压头，将引起再沸器中的气液混合物倒流入 塔内，热虹吸现象达到破坏，再沸器的操作停止了。
计算的目的就是研frankprikett6采用fair7的严格计算法以究塔釜液面和再沸器下管板的位差所提供的推动力及工业的实际再沸器的操作数据得到热负荷与物料对于再沸器管内的沸腾现象的影响并且和实际的对比温度和平均温差的关系图经转化成si单位制生产数据作了比较计算结果和实验结果表示在图8
工程设计技术及应用
图 7 立式再沸器热负荷与温差的关系图
（4）加热介质蒸汽的传热系数加上污垢值为 0.00016 k·m2/W； （5）最小的操作压力为 0.3 bar； （6）当 Tr 大于 0.8 时可参考水溶液的值，不能 外推。 假如我们一般使用的物料条件在 Tr=0.6 时，按 照 Kern 的推荐值 38 kW/m2，从图 7 上可查得平均 总温差为 43 ℃。必须说明：这个温差值和图 3，图 4 的温差概念不一样，它是加热剂的冷凝温度和蒸 发物料的蒸发温度的差值。由图 7 中看出越接近临 界温度相同热负荷时其平均温差降低。对于水溶液 其平均温差在 10~30 ℃之间。很直观的给我们提供 了很有用的设计参考值。 压力变化的影响：前面介绍的立式热虹吸式再 沸器设计的要求之一就是塔釜液面应和再沸器的上 管板同一标高。这个要求是对于常压或者带压的蒸 馏操作。但对于负压操作的蒸馏塔塔底的再沸器的 设计应如何考虑？ Johnson & Yukawa[8] 用 RTF-2 计 算立式热虹吸式再沸器的程序对负压的塔底立式热 虹吸式再沸器进行了比较计算。计算的目的就是研 究塔釜液面和再沸器下管板的位差所提供的推动力， 对于再沸器管内的沸腾现象的影响，并且和实际的 生产数据作了比较，计算结果和实验结果表示在图 8。 图 8 中以塔釜内液面占再沸器的管长的比例 来表示位差。占管长的比例越小就是位差越小，推 动力越小，液体的循环量就小。从图 8 中看出：当 占全管的 20%~25% 时，热负荷最大，其蒸发量占 80%；而小于 20% 则热负荷也下降。这说明在蒸发 管内可能形成了干管的状态，这也是不允许的。位
立式热虹吸再沸器设计
2018年07月立式热虹吸再沸器设计王文宾郑跃华（四川凌耘建科技有限公司，四川成都610000）摘要：本文介绍利用TASC 软件设计立式热虹吸再沸器并重点关注热虹吸稳定性的设计。
关键词：热虹吸；再沸器；精馏1概述精馏中常用的再沸器有釜式（Kettle ）、热虹吸式（Thermosi⁃phon ）、强制循环式（Forced circulation ）。
而立式热虹吸再沸器因结构简单紧凑、占地面积小、传热系数大、不易结垢、设备投资少等特点在石油化工行业中广泛应用。
立式热虹吸再沸器的原理是：进入再沸器的工艺流体被加热后部分汽化，形成的汽液混合物密度较小，在塔和再沸器之间产生静压差，从而推动工艺流体在塔和再沸器之间循环，而不用借助泵。
立式热虹吸再沸器的设计比较复杂，循环量、汽化分率、热负荷、压降和再沸器的结构尺寸都是相关的。
了解工艺流体在换热管内加热沸腾的过程有助于对换热器的设计。
如图1所示，工艺流体在换热管内经历了五个阶段：液相流、泡状流、塞状流、环状流和雾状流阶段。
图1垂直管内两相流流形如图2所示，液体由精馏塔底部进入再沸器，在L BC 段受A-B 之间的静压的影响，液体沸点上升，不能达到沸腾温度，处于未汽化状态，L BC 段称为显热段。
液体在上升过程被加热，到C 点到达泡点开始沸腾，在L CD 段形成气液两相流，称为蒸发段。
图2立式热虹吸再沸器示意图2设计方法和步骤立式热虹吸再沸器计算分手算和软件计算。
目前常用的手算方法都是在Fair 法的基础上衍生出来的。
主要是分为以下几个步骤：（1）物性数据的获取（2）确定热负荷Q ，平均温差△T m ，初选传热系数K ，估算传热面积（3）假定再沸器出口汽化分率，确定循环量。
（4）计算换热器各部分压降与推动力（5）计算总传热系数并与初值进行比较。
在很多设计手册和文献中都有详细计算过程介绍，这里就不再赘述了。
而软件计算的原理和手算是一致的，只是计算过程由计算机求解。
化工原理——再沸器设计
Re =
4M
m:蒸汽冷凝液质量流量，kg/s Q:冷凝热流量，W γc:蒸汽冷凝热，kJ/kg
µ
m M = πd 0 N T
Q m = rc
4M 适用于： ≤ 2100
µ
(4)计算显热段传热系数KL（式3-21，p71）
K=
1 d0 d0 d0 1 + Ri + Rw + RO + αi di di α0 dm
QR A= K ⋅ ∆t m
5.工艺结构设计 管规格，管长，管数，壳径，接管尺寸，管子排列 方式。
初选设备 • 管规格：参见p61表3-2 • 管长L：2000、3000、4500、6000mm---可自己定 • 计算管数：
A NT = πd 0 L
•壳径DS： •L/DS应合理—约4~6，不合理时要调整 卷制壳体内径以400mm为基数，以100mm为进档级。 •接管尺寸，参照p92页表3-16
再沸器工艺设计
一 再沸器类型 立式热虹吸 卧式热虹吸 强制循环式 釜式再沸器 内置式再沸器
立式热虹吸： 立式热虹吸：
循环推动力：釜 液和换热器传热 管气液混合物的 密度差。 结构紧凑、占地 面积小、传热系 数高。 壳程不能机械清 洗，不适宜高黏 度、或脏的传热 介质。 塔釜提供气液分 离空间和缓冲间。
估算设备尺寸 1.计算传热速率（不计热损）
QR = Vbγ b = Vcγ c QR = Vbγ b = qm c p ∆t
γ：物流相变热，kj/kg, D:相变质量流量，kg/s, b-boiling, c-condensation 加热介质：热水、蒸汽（视塔底温度确定） 使得 ∆tm=10-20 0C较为合适。
再沸器设计
PD [ LCD ( b tp ) l t p ]g
L ：蒸发段高度 , m
CD
：釜液密度 , kg / m ：蒸发段两相平均密度 , kg / m
3 b tp tp
3
：管程出口管内两相平 均密度 , kg / m
l 的参考值 见P98， 表3-19
3
l：再沸器上部管板到接 管入塔口间高度 , m
６.1显热段总传热系数的计算KL (1) 设传热管出口处气含率xe （＜25%），计算循环量
Db Wt xe
Db:釜液蒸发质量流量，kg/s
Wt:釜液循环质量流量，kg/s
i
（2) 计算显热段管内表面传热系数α
Wt G si
si:管内流通截面积，m2
si
4
di:传热管内径，m
NT:传热管数
或加热介质入口温度
(Td t b ) (Tb t b ) t m Td t b ln Tb t b
Tb：混合蒸汽泡点(壳程)
或加热介质出口温度
tb：釜液泡点
3. 假定总传热系数K
查表3-15（设计p.91）或手册
有机液体-水蒸汽
4. 估算传热面积
570-1140 W/（m2· K）
c:蒸汽冷凝热，kJ/kg
4M 适用于： 2100
无相变冷却：
0 0.36
o
de
Re 0.55 Pr 1/ 3
(4) 计算显热段总传热系数KL
KL
1 d0 d0 d0 1 Ri Rw RO i di di dm 0
管外和和管内污垢热阻Ro、Ri-- p74，表3-9或其它资料 管壁热阻Rw=b/λm 金属壁
立式热虹吸再沸器的核算
1521 简述立式热虹吸再沸器是利用加热介质向壳程提供能量，将管程工艺流体加热至沸腾的管壳式换热器，属于自然循环的单元操作，其动力来源于塔釜液位内的液体静压头和再沸器内两相流的密度差[1]。
立式热虹吸再沸器的设计与入口压力、出口压降和汽化率等都是相关的，既要满足传热过程的需要，也要满足流体力学的要求。
本文重点探讨立式热虹吸再沸器入口压力与再沸器能否正常循环的关系。
2 原理2.1 循环简介立式热虹吸再沸器工作原理如图1所示，塔釜流出的液相经入口管线进入再沸器，由于静压头的存在，换热管入口处的压力大于流体的饱和压力，液体须被加热至对应压力下的饱和温度后才能汽化，因此再沸器底部换热管存在显热加热段（B-C部分）；之后，在C-D 部分，饱和液体被加热，部分沸腾蒸发，流体变为气液两相流，因此该段称为蒸发段；最后，气液两相流经出口管道返回塔釜，完成循环。
图1 立式热虹吸再沸器2.2 管内流动及传热过程立式热虹吸再沸器换热管内的流动及传热过程如图2所示。
图2 换热管内两相流流型1）液相流：由于静压头的存在，该区域流体的操作压力大于饱和压力。
为使液体汽化沸腾，必须将液体加热到对应压力下的饱和温度以上。
显热段的长度取决于管壁两侧总的温差、流体的液相传热系数、再沸器进口管的压降等。
真空操作工况下这一区域相对较长，正压操作工况下相对较短。
该段传热方式为液相对流传热。
2）泡状流：液体逐步汽化，气泡在液相内分散流动；传热方式为泡核沸腾传热。
3）塞状流：气泡流量逐渐增加，液、气交互上升；传热方式为核沸腾和两相对流传热。
4）环状流：当气体剪应力足够大时，气体带动液体沿换热管向上运动，此时流体在立式热虹吸再沸器内完成了主要的相变和传热过程。
气体量的持续增加使流体被迫形成环状流动，管芯部分气体的流速比液体大；传热方式为两相对流传热。
5）雾状流：汽化率增大时，液体被吹散成液滴，呈雾状；为蒸汽对流传热。
在雾状流区，传热系数下降明显。
立式热虹吸式再沸器毕业设计方案
论文题目:立式热虹吸式再沸器的设计院(部>名称:机械学院学生姓名:专业:学号:指导教师姓名:论文提交时间:论文答辩时间:学位授予时间:摘要精馏的本质是利用不同物质的挥发度不同，通过多次汽化、多次冷凝的精馏过程而达到物质分离的单元操作过程，而多次汽化所需的能量即通过再沸器提供的，这就是再沸器的作用。
甲醇釜液再沸器是一种换热器，通常采用热虹吸式换热器，也是一种列管式换热器，在生产企业中占有较重要的地位，它直接影响产品的质量和产量。
本设计主要是对其工艺、结构等的设计，通过选用换热设备的型号和对国标的查找，设计出经济实用的化工设备。
再沸器的结构图使用AutoCAD二维绘图软件绘制，清楚地表达出结构尺寸，便于改进和生产。
主要介绍了再沸器的设计工作以及它在生产过程中处于的地位和作用，它是精馏塔不可或缺的一部分，它提供给精馏塔多次汽化所需的能量，它与冷凝器等都是换热设备。
关键词：再沸器汽化AutoCAD列管式换热器甲醇ABSTRACTDistillation is the physical separation unit operation which is achieved by the repeated distillation process of several vaporization and condensation, since thevolatility of different materials vary from each other. And the energy required for vaporization is provided by the reboiler This is the role of the reboiler. Methyl reboiler is a heat exchanger, it is also a tube-type heat exchanger. In the manufacturer industry it plays a very important role, for it has direct impact on theproduct quality and yield . This design is mainly for its technology, structure design.By selecting the model and the national standards of the heat transfer exchanger, we can come up with the economic and practical design of chemical equipment. Reboiler structure diagram is drawn by the two-dimensional drawing software drawing AutoCAD.So we can clearly express the structure size and it is convenient for us for further improvement andproduction. Now we have completed the design of the reboiler and its role in the production process.It is an integral part of the distillation column, which provides the energy needed to vaporize several distillation columns. Along with condensers they are boththe heat exchangers.Key words：Reboiler ；Vaporization ；AutoCAD ；distillation column heat exchanger ；methyl目录前言 (4)第一章再沸器基本参数 (6)1.1、设计任务和设计条件 (6)1.2、再沸器类型的选择 (6)1.3、流程的安排 (7)1.4、再沸器的热流量计算 (7)1.5、流体的有效平均温差 (7)1.6、传热面积的估算 (8)1.7、再沸器基本参数的初步确定 (8)1.7.1换热器型号 (8)1.7.2折流板 (9)1.7.3拉杆 (11)1.7.4 防冲板 (12)第二章再沸器机械强度设计 (13)2.1 壳体壁厚计算 (13)2.2 管箱壁厚计算 (14)2.3 封头壁厚计算 (15)2.4、管箱结构 (16)2.4.1 管箱结构尺寸确定 (16)2.4.2 管箱法兰 (17)2.4.3 垫片 (18)2.5、固定管板计算 (19)2.6、壳体、管子与管板连接结构设计 (23)2.6.1壳体与管板连接 (23)2.6.2管子与管板连接 (23)2.7、管板与管箱连接 (25)2.8、判断是否需要膨胀节 (25)2.9、开孔补强设计 (27)2.10、接管 (29)2.11、排气、排液 (30)2.12、支座的选择 (31)第三章结论 (34)主要参考文献 (34)致谢 (35)前言1、概述再沸器<也称重沸器）顾名思义是使液体再一次汽化。
再沸器工艺计算
再沸器工艺计算
立式热虹吸式再沸器是常见的一种再沸器类型，其工艺计算包括沸点
计算、冷凝温度计算、冷凝热负荷计算、热量平衡计算等。
首先进行沸点计算，沸点取决于再沸器的压力和流体的性质。
根据工
艺要求确定再沸器的设计压力，然后利用所给的物性数据表，查找对应压
力下给定流体的沸点。
在计算过程中还需要考虑液面高度和受热面积的影响。
接下来进行冷凝温度计算，冷凝温度也是根据工艺要求确定的。
冷凝
温度一般比沸点低数度，以保证充分冷凝过程的进行。
然后进行冷凝热负荷计算，冷凝热负荷是指在冷凝器中传热过程中需
要排除的热量。
根据再沸器进料的温度、再沸器出料的温度、冷凝温度和
流量等参数，可以利用传热方程计算得到冷凝热负荷。
最后进行热量平衡计算，通过计算多个流体之间的热量交换，求解各
个流体的温度和流量。
再沸器热量平衡计算需要考虑再沸器进料的温度、
再沸器出料的温度，以及进料和出料之间的热负荷等。
在进行再沸器工艺计算时，还需要考虑一些其他因素，例如再沸器的
材料选择、控制方式选择等。
再沸器的材料选择需要考虑进料流体的性质，以及工艺要求对材料的要求。
控制方式选择需要根据具体的工艺要求和自
动化要求来确定。
总结起来，再沸器工艺计算主要包括沸点计算、冷凝温度计算、冷凝
热负荷计算、热量平衡计算等。
通过这些计算，可以确定再沸器的设计参数，以保证再沸器能够满足工艺要求。
同时，还需要考虑材料的选择和控
制方式的选择等因素。
以上是立式热虹吸式再沸器的工艺计算的简要介绍。
再沸器工艺设计
G
NT
d iG
b
③传热管蒸发段阻力△P3 分别计算传热管蒸发段气液两相流动阻力，再以一定 方式相加。
汽相阻力
PV 3 V L CD di GV
2
2 V
V 0 . 01227
G V xG
Re d iGV
0 . 7543
0 . 38 Re V
LCD：蒸发段长度，m
NT A
• 壳径DS： • 正三角形排列： b 1 . 1 N T
D S t ( b 1) ( 2 ~ 3 ) d 0
d 0 L
• L/DS应合理—约4~6，不合理时要调整
卷制壳体内径以400mm为基数，以100mm为进档级。
• 接管尺寸，参照p92页表3-16
五、传热能力核算
b-boiling, c-condensation
T:壳程水蒸气冷凝温度 Td:混合蒸汽露点
2. 计算传热温差
t m T tb
tm (T d t b ) (T b t b ) ln Td tb Tb tb
Tb:混合蒸汽泡点
t:釜液泡点
3. 假定传热系数K
查表3-15（p.91）
回流冷凝器
按冷凝器与塔的位臵，可分为： • 整体式 • 自流式 • 和强制循环式。
（1）整体式
如图 (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。
P4 G M / b
2
M：动量变化引起的阻力系数
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雷诺数Rei 43198.4432
进口管内流体流动的摩擦系数λ
0.025333701
传热管显热段阻力△p2
6.121670556 Pa
3
汽相流动阻力△pV3的计算
G= 153.1581168 kg/(m2*s)
汽相在传热管内的质量流速Gv
20.42108224 kg/(m2*s)
雷诺数Rev 70197.4702
再沸器的选用
立式热虹吸式再沸器
壳程 水蒸气
冷凝温度 潜热rc 黏度 μc
50 ℃ 2334 kJ/kg 0.406 mPa*s
热导率λc 密度ρc
0.668 W/(m*K) 977.8 kg/m3
管程 釜液
温度 潜热rb 液相黏度 μb 液相比定压热容Cpb 汽相黏度μv 蒸汽压曲线斜率(△t/△p)s
循环阻力 1
釜液在管程进口管内的质量流速G
781.7930653 kg/(m2*s)
雷诺数Rei
1002298.8
进口管长度与局部阻力当量长度Li
17.81471964 m
摩擦系数λi 0.01622517
管程进口管阻力△p1
2
釜液在传热管内的质量流速G
1454.037478 Pa 153.1581168 kg/(m2*s)
7651.129029 W/(m2*K)
污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧Ri
0.000511771 m2*K/W
冷凝侧R0
0.00015 m2*K/W
显热段传热系数 KL
458.5155748 W/(m2*K)
管壁热阻RW 5.1177E-05 m2*K/W
传热管内釜液质量流速Gh
xe=0.21时
1/Xtt
43.5 ℃ 766756.0104 W
38 mm 105.4645331
622.6496644 150 mm 250 mm
传热系数K 传热面积Ap 厚度δ 105 管心距t 700 L/Ds=5 (4-6)
0.09 W/(m*K) 405 kg/m3 0.003 N/m 34 kg/m3 2.763 kg/s
2
显热段的长度LBC
0.275353269 m
0.137676635 蒸发段LCD长度 1.724646731
传热面积裕度
1
传热系数Kc
2
实际需要传热面积Ac
3
传热面积裕度H
循环流量校核
993.5730388 17.74059305 0.419390055 >30%
循环系统的推动力
1 x=xe/3=0.033时 Xtt
管程出口管中液相质量流速GL
225.1564028 kg/(m2*s) 管程出口管中液相质量流动雷诺数ReL
管程出口管液相流动摩擦系数λL
0.017497493
管程出口液相流动阻力△pL5
128.3414493 Pa
管程出口管中两相流动阻力△p5
1007.22165 Pa
系统阻力△pf
2809.410222 Pa
传热管内汽相流动的摩擦系数λv
0.023132804
传热管内汽相流动阻力△pv3
7.414179358 Pa
液相流动阻力△pL3的计算
液相在传热管内的质量流速GL
132.7370346 kg/(m2*s)
雷诺数ReL 456283.556
传热管内液相流动的摩擦系数λL
0.017603777
传热管内液相流动阻力△pL3
循环推动力与循环阻力的比值△pD/△pf
1.04223632 0.040524706
0.015693 481103.4
显热段传热管内表面传热系数 αi
916.6957487 W/(m2*K)
2
3 4 蒸发段传热系数KE 1
蒸汽冷凝的质量流量Dc 0.328515857 kg/s
传热管外单位润湿周边上凝液质量流量M 0.026093
冷凝液膜的Re0
257.0694087 <21001/(m*s)源自管外冷凝表面传热系数 α0
3.71361897 两相流的液相分率RL
2 x=xe=0.1时 3
Xtt
1.187078639 查表3-19根据焊接需要取
两相流的液相分率RL
l
0.8
0.385546942 两相流平均密度ρtp 0.22703753 两相流平均密度ρtp
177.0379 118.2309
4
循环系统的推动力△pD
2928.069371 Pa
管程出口管中汽相质量流速Gv
56.2891007 kg/(m2*s)
管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l'
29.29864422 m
管程出口管中汽相质量流动雷诺数Rev 1465861.997 管程出口管汽相流动摩擦系数λv
管程出口管汽相流动阻力△pV5
26.44548286 Pa
液相流动阻力△pL5的计算
700 25.18082136 m2
2.5 mm 49.4 mm
长度L/m b
显热段传热系数KL
传热管出口处汽化率xe
0.2
循环流量Wt 13.81542361 kg/s
2 11.29655
1
传热管内质量流速G
153.1581168 kg/(m2*s) 雷诺数Re
43198.4432 普朗特数Pr 4.4694
20.01203611 Pa
传蒸热发管段内 管两内相因流动动量阻变力化△引起p3 的阻力系数 200.9757632
4
M
2.435338586
蒸发段程管内因动量变化引起的阻力△p4 141.0536608 Pa
5
汽相流动阻力△pV5的计算
管程出口汽液相总质量流速G
281.4455035 kg/(m2*s)
545.7086452 W/(m2*K)
W/(m2*K
4
对流沸腾因子Ftp
1.985442356
两相对流表面传热系数αtp 1083.47306 )
沸腾表面传热系数αv
577980.6647
5
沸腾传热系数KE
1078.999126
显热段LBC和蒸发段LCD的长度
1
显热段的长度LBC与传热管总长L的比值LBC/L
估算设备尺寸
传热温差△tm 再沸器热流量Q 传热管规格(外径d0) 传热管数NT 壳径Ds 进口管直径Di 出口管直径D0
传热系数校核
6.5 ℃ 277.5 kJ/kg 0.117 mPa*s 3.438 kJ/(kg*K) 0.0096 mPa*s 0.00181 m2*K/kg
液相热导率λb 液相密度ρb 表面张力σb 汽蒸相发密质度量ρ流v量 Db
x=0.84xe=0.4时 1/Xtt
551369.2205 kg/(m2*h) 0.771867221 查图 3-29αE 0.321794396 查图 3-29α'
0.28 0.9
2
泡核沸腾压抑因数α
0.59
泡核表面传热系数αnb
977791.8503 W/(m2*K)
3
以液体单独存在为基准的对流表面传热系数αi