精馏塔釜立式热虹吸再沸器传热设计的优化

精馏塔釜立式热虹吸再沸器传热设计的优化
谈　冲Ξ　化工部第三设计院　合肥　230024
摘要　介绍提高立式热虹吸再沸器管内传热系数的计算方法,提出此传热系数与汽化率的关系;分析
其设计的优化。

关键词　热虹吸再沸器　汽2液两相流　汽化率
精馏塔釜立式热虹吸再沸器安装图(见图1)中,BC 段称为显热加热带,数量为W T (kg/h )的循环液在此被加热至沸点温度。

CD 段称为蒸发带,循环液自C 处开始汽化,形成汽2液两相流,在列管内向上流动时,两相流中的液量L (kg/h )逐渐减少,汽化量V (kg/h )则逐渐增多,但总量不变,即
L +V =W T 。

汽化量V 与循环量W T 之比定义为汽化率x ,则x =V/W T ,L =W T (1-x )。

列管出口D 处,汽化量最大,称为出口汽化量W V ,此处汽化率亦最大,称为出口汽化率x 0,且有W V =W T ・x 0。

图1　立式热虹吸再沸器安装图
工艺上对出口汽化量W v 有一定的数量要求(如精馏塔提馏段的汽量),由W V =W T ・x 0可知,采用①上调W T ,下调x 0或②下调W T ,上调x 0可满足W V 的要求。

但哪种情况可获得较大的列管内侧传热系数,又可采用传热面积较小的再沸器呢?第①种情况,由于液相量W T 的上调,列管内液相流速增大,雷诺数增大,可提高传热系数;第②种情况,液相量W T 减少,但汽化率x 0增加,即两相流中汽相的数量增加,亦可使传热系数提高
(见下文),因此这两种情况哪个更有影响,本文将
进行分析。

在此基础上,本文对釜内液面与再沸器列管的上管板基本上置于同一高度的常规设计
方案亦进行了分析。

1　列管内两相流传热分系数的计算
在蒸发带微元段dL (图1),汽2液两相流强制对流的传热系数h Lv 可采用Chen 氏简化公式[1]计算:
h Lv =F ・h L
(2.1)
即两相流传热系数由两部分组成:两相流中的液相L (kg/h )单独在列管内流动时的传热系数h L 和校正系数F 。

F 值与汽化率有关,且随汽化
率提高而增大,F 值还与物料的液、汽相密度之比ρL /ρv 有关,详见文献[1]。

(1)式已定性地说明了上节提到的两种情况
哪个更有利,但难于简单地作出判断,需进一步作定量的计算。

为计算方便,F 值可回归成下列方程:
F =2.43
ρL
ρv
P o ch 0.192
x
0.384
x <0.33
ρL
ρv
g u
-0.5
及　F =3.18ρL
ρv
n s i
0.312
x
0.624x ≥0.33
ρL ρv
l s t
e m -0.5
(2.2)
液相传热系数h L ,依湍流传热方程计算:
h L =0.022
K d i Re 0.8Pr 0.4(μb μw
)1/6
　kcal/m 2・h ・℃(2.3)
式中,d i 为列管内径,m ;K 为液体导热系数,kcal/m ・h ・℃;Pr 为普兰特数,Pr =3.6C p ・μ/K;C p 为液体比热,kcal/kg ・℃;μ为液体粘度,mPa ・s ;Re 为雷诺数:
Re =
d i
L
0.785d 2
i ×N ×3600×ρL
l us ρL μ×10-3
(2.4)
8
2 CHEMICAL EN GIN EERIN G DESIGN 化工设计1999,9(1)Ξ谈冲:教授级高工,1952年毕业于南开大学化学工程系。

主要从事化工工艺设计工作。

获国家科技进步二等奖。

联系电话:
(0551)3631279-6323。

式中,N 为列管数;ρL 为液相密度,kg/m 3
;L 为局部液相
流量,kg/h 。

L 在蒸发带内随汽化率x 的增大而减少:
L =W T (1-x )
(2.5)
式中,W T 为循环液量,kg/h 。

由于P r 等仅与物料物性有关,温度变化不大
时可视作常量,d i 等取决于设备结构,一般情况下,亦可取(
μb /μw )0.6
=1,μb 、
μw 分别为液体在平均温度及壁温下的粘度。

于是有:
h L =c 1(1-x )0.8
(2.6)
其中常数
c 1=0.022K
d i W T 0.785×d i ×N ×3.6×
μ汽化　W 0.8
・3.6Cp ×μK
V
0.4
(2.7)
结合式(211)、
(212)及(216)得:h Lv =c 2x 0.384(1-x )0.8
x <0.33ρL
ρv
下调　-0.5
及　h ′Lv =c ′2x
0.624
(1-x )0.8x ≥0.33
ρL
ρv
内
流
速增
-0.5
(2.8)
其中常数:
c 2=2.43c 1
ρL
ρv
高
下
文)0.192
;　c ′2=3.18c 1
ρL
ρv
亦进行0.312
当x =0.05(列管下部)至x =0.35(列管上
部)时,式(218)的计算结果如表1。

表1　x -h Lv (h ′Lv )计算结果
x 0.050.1
0.15
0.2
0.25
0.3
0.35
h Lv /c 2
0.3040.380.4240.4510.4670.4730.473h ′Lv /c ′
2
0.1480.2180.2690.3060.3340.3550.368
由表1可见,列管下部的传热系数较上部低,
符合气泡流、块状流及环状流区传热系数逐渐增大的情况。

其次,若式(218)求导,并令一次导数等于零,则分别求得h Lv 的极大值发生在x =0.324处
,h ′Lv 的极大值在
x =0.438处,说明环状流
区有一传热系数的极大值,然后转为传热系数较
小的喷雾流区。

工程设计中,要求出口汽化率一般不大于0135～014,原因也许在此。

有关汽2液两相流在立式热虹吸再沸器列管内流动形式及传热系数的示意图见参考文献[2]。

2　出口汽化量W V 固定时,列管内传热系
数的计算
工程计算中作如下简化:①忽略显热加热带
的计算,即假定循环液一进入列管即开始汽化,在
列管内的传热计算全部按两相流处理。

②以平均汽化率x a (x a =x 0/2)处的两相流传热系数h Lv 作为蒸发带的平均传热系数。

在汽化率为x a 处的液相量:
L a =W T (1-x a )=
W V x 0(1-x a )=W V
2x a
(1-x a )(3.1)
顺便提出,x a 处的液相量L a 恰好为列管入口
处液相量W T 与出口处液相量W T (1-x 0)的平均值,即L a =
W T +W T (1-x 0)2=W T (1-x 0
2
)=W T (1-x a )将式(311)中的L a 代入式(214),并由式(213)算得:
h L =0.022K
d i W V (1-x a )2x a ×0.785×d i ×N ×3.6×μt h
0.8
・
3.6Cp ×
μK
E i
ne
0.4
(3.2)
于是　
h L =c 3x -0.8a (1-x a )0.8其中常数
c 3=0.022K
d i W V 2×0.785×d i ×N ×3.6×
μli a te
0.8
・
3.6Cp ×
μK
e c r et
0.4(3.3)
在x a 处的F 值:
F =2.43ρL
ρ
v a
ch
0.192
x 0.384a x a <0.66ρL
ρv
ri e -0.5
及　F =3.18ρL
ρ
v
r P j ec 0.312
x 0.624a
x a ≥0.66ρL ρv
n e er -0.5
(3.4)
于是有:
h Lv =c 3x -0.8a (1
-x a )
0.8
×2.43
ρL
ρv
S
TR
0.192
x 0.384
a =c 4x -0.416a (1
-x a )0.8;　x a <0.66ρL
ρv
-0.5
及
　h ′Lv =c 3x -0.8
a (1-x a )
0.8
×3.18ρL ρv
,故　的
均匀0.312
x 0.624
a
=c ′4x -0.176a
(1-x a )
0.8
;　x a ≥0.66
ρL
ρv -0.5
(315)
其中常数:
c 4=2.43c 3
ρL
ρv
0.192
;　c ′4=3.18c 3
ρL
ρv
0.312
当出口汽化量W V 要求某一值,出口汽化率
x 0由0135下调至011,即平均汽化率由01175至0105时,两相流在列管内的传热系数计算结果见
表2。

(下转第47页)
9
21999,9(1) 谈　冲 精馏塔釜立式热虹吸再沸器传热设计的优化
K eyascii=0
End Select
End Sub
参考文献
1　大连理工大学化工原理教研室主编.化工原理课程设计.大连理工大学出版社,1994
2　S.D.Elliott,ler,G.G.Prros编,黄心渊,徐迎庆译.3d Studio技术精粹.清华大学出版社,1995
3　Phil Feldman Roger Jommings,Steve G illmor Barry Sey2
mour编,赵闻飙,杨吉江,唐旭东等译.Visual Basic3使用指南.清华大学出版社,1996
4　Richard Mansfield著,廖卫东,赵军译.Visual Basic4.0编程手册.机械工业出版社,1996
5　Bill Potter.Visual Basic4对象与类—从入门到精通.科学出版社,龙门书局,1997
6　Evangelos Petroutsos著.邱仲潘等译.Visual Basic5.0从入门到精通.电子工业出版社,1997
7　康奈尔.Visual Basic4For Windows95.科学出版社,龙门书局,1996
(收稿日期　1998-10-08)
(上接第29页)
表2　x a～h Lv(h′Lv)计算结果
x a0.1750.150.1250.10.0750.05
h Lv/c4 1.77 1.933 2.134 2.395 2.76 3.337
h′Lv/c′4 1.165 1.226 1.296 1.378 1.482 1.626 3　结论
(1)在出口汽化量要求固定的情况下,由表2数据可见,再沸器列管内侧传热系数值随出口汽化率的下调而增大,即再沸器传热面积将减小,有利于设计。

(2)由于式(315)中,两相流体传热系数不存在极值,因此出口汽化率愈低愈有利,但出口汽化率调低后,列管内液相量增加,两相流混合密度增大。

为保证热虹吸的正常运行,需要调高釜内液面高度以维持一定的推动力,换言之,釜内液面愈高,就愈能满足调低出口汽化率所需的推动力,得到愈大的传热系数。

但釜内液面高是有限的,不能高过再沸器的出口管,否则液体将经出口管逆流入再沸器,破坏了操作。

因此为了安全,工程设计中常规的做法是将釜内液面调至稍低于出口管与列管上管数差不多的高度上。

另外,汽化率低于5%时不可能产生热虹吸,故也不能单纯为提高传热系数使汽化率无限小。

(3)为获得较大的传热系数而下调出口汽化率,除釜内应有较高的液位外,塔釜底与再沸器底间尚需采用较大直径的连接管,以保证数量较大的循环液流动时阻力不致过大。

因此,过低下调出口汽化率使连接管尺寸过大亦非良好的设计,工程经验一般推荐出口汽化率不低于011,不大于014。

(4)顺便提出,表1及表2的数据,前者基于固定的循环量W T,后者基于固定的出口汽化量W V,两表的数据是不矛盾的。

参考文献
1　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).化工部第六设计院,1987:480
2　〈基础化学工程〉编写组.基础化学工程(上).上海科技出版社,1981:246(收稿日期　1998-08-03)
《化工设计》联络员名单
齐福海　杨发君　刘世蓉　刘　群　杨秀云　卫效莲　宋　平　寇保国田晓娟　忻晓红　蔡春茂　杨铁文　李忠强　席会明　邓文高　徐　良邵尧燮　白好胜　李旭东　祁　敏　江成真　周秉钧　骆　敏　欧阳恺黄淑群　王贵锋　何业勤　吴铁浒　郑起龙　徐　云　施永兴74
1999,9(1) 银建中等 CAD系统开发中可视化界面的制作技巧
lection in the course of piping engineering design and raises the suggestions and resolutions.
　K ey w ords　valve　standard　selection
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