再沸器设计PPT课件
化工设计-再沸器的设计
1概述再沸器是蒸馏塔底或侧线的热交换器，用来汽化一部分液相产物返回塔内作气相回流，使塔内汽液两相间的接触传质得以进行，同时提供蒸馏过程所需的热量，又称重沸器。
1.1再沸器设备的研究现状再热器是广泛应用于石油、化工生产过程中的工艺设备。
目前国内外的工程上对再沸器的基本要求是操作稳定、调节方便、结构简单、加工制造容易、安装检修方便、使用周期长、运转安全可靠，同时也应考虑其占地面积和安装空间高度要合适。
目前我国再沸器技术基础研究仍然薄弱。
相对于国外先进水平，我国换热器产业在产品的基础研究和原理研究上存在较大的技术差距。
在换热器制造上，我国目前还以仿制为主。
由于在再沸器的相关计算等方面缺少大型专业化软件支持，使得我国对设计出来的再沸器产品无法准确预计其使用效果。
随着我国工业化和城镇化进程的加快，国内市场和出口市场对换热器的需求量将会保持增长，客观上为我国再沸器产业的快速发展提供了广阔的市场空间。
在石油、化工、电力、轻工、食品等行业仍然保持稳定增长，将对再沸器产业产生巨大的需求拉动。
1.2常见的再沸器类型再沸器可分为交叉流和轴向流两种类型。
在交叉流类型中，沸腾过程全部发生在壳程，常用的形式有釜式再沸器、内置式再沸器和水平热虹吸式再沸器。
在轴向流类型中，沸腾的再热蒸汽、气体或液体顺着轴向流动，热量载体与塔底产物的热量交换主要在管程进行，最常用的形式为立式热虹吸式再沸器。
当热虹吸式再沸器的循环量不够时，则使用泵来增加循环量，这时，称之为强制循环式再沸器。
强制循环式再沸器既可以为立式结构，也可以为水平结构。
在目前的化工工程中，最常用的再沸器为立式热虹吸式再沸器，其性能最稳定，节能效果较好，使用周期长，操作、维修费用较低，综合效率较高。
1.3再沸器的连接方式再沸器与换热管间有3种连接方式:焊接、胀接以及焊胀并用。
心连心化肥的再沸器采用的是焊接方式。
再沸器的运行效率受到温差应力、管壳程压力、介质腐蚀、流体腐蚀以及自身设计等因素的影响。
立式热虹吸再沸器设计
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馏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Ι、塔釜底部至再沸器下部封头的管路Ⅱ、再沸器的管程Ⅲ及其上部封头至入塔口的管路Ⅳ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，并以出口气含率为试差变量进行计算。
化工原理——再沸器设计共36页
1、不要轻言放弃，否则对不起自己。
2、要冒一次险!整个生命就是一场冒险。走得最远的人，常是愿意 去做，并愿意去冒险的人。“稳妥”之船，从未能从岸边走远。-戴尔．卡耐基。
梦 境
3、人生就像一杯没有加糖的咖啡，喝起来是苦涩的，回味起来却有 久久不会退去的余香。
化工原理——再沸器设计 4、守业的最好办法就是不断的发展。 5、当爱不能完美，我宁愿选择无悔，不管来生多么美丽，我不愿失 去今生对你的记忆，我不求天Байду номын сангаас地久的美景，我只要生生世世的轮 回里有你。
31、只有永远躺在泥坑里的人，才不会再掉进坑里。——黑格尔 32、希望的灯一旦熄灭，生活刹那间变成了一片黑暗。——普列姆昌德 33、希望是人生的乳母。——科策布 34、形成天才的决定因素应该是勤奋。——郭沫若 35、学到很多东西的诀窍，就是一下子不要学很多。——洛克
再沸器设计
传热膜系数
鼓泡流、块状流、环状流（避免雾状流）
A
18
设计思路：一般xe＜25% 控制在第二区：饱和泡核沸腾和两相对流传热
双机理模型：同时考虑两相对流传热机理和饱和泡
适用于4：M 2100
0
0.3
A
6o
de
R0e.55P1r/3
16
(4) 计算显热段总传热系数KL
KL d0
idi
Ri dd0i
1
Rwddm 0 RO10
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
A
17
６.2蒸发段传热系数KE计算
图１ 管内沸腾传热的流动 流型及其表面传热系数
A
5
内置式再沸器：
▲结构简单。 传热面积小， 传热效果不理想。
A
6
二、 立式热虹吸 式再沸器管内流 体的受热分析
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
A
7
I ——单相对流传热； II ——两相对流和饱和泡核沸
腾传热； III ——块状流沸腾传热；
IV ——环状流沸腾传热； V ——雾状流沸腾传热。
（2) 计算显热段管内表面传热系数αi
G Wt si
si
4
di2NT
si:管内流通截面积，m2 di:传热管内径，m NT:传热管数
A
14
管内Re和Pr数：
Re d iG
b
Pr
再沸器工艺设计.
2. 蒸发段传热系数KE计算 设计思路：xe<25%
控制在第二区：饱和泡核沸腾和两相对流传热
双机理模型：同时考虑两相对流传热机理和饱和泡
核沸腾传热机理。
V tP a nb
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
1/ 3
m:蒸汽冷凝液质量流量，kg/s Q:冷凝热流量，W
m M d 0 N T
c:蒸汽冷凝热，kJ/kg
Q m rc
4M 适用于： 2100
(4) 计算显热段传热系数KL
KL
1 d0 d0 d0 1 Ri Rw RO i di di dm 0
污垢热阻R-- p74,表3-9
• 估算传热面积，进行再沸器的工艺结构设计
• 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动力和流动阻力，核算出口气 含率
估算设备尺寸
1.计算传热速率（不计热损） ：物流相变热，kJ/kg,
QR Vb b Vc c
mcCpc (t 2 t1 )
2. 计算传热温差
Hale Waihona Puke V:相变质量流量，kg/s,
b-boiling, c-condensation
T:壳程水蒸气冷凝温度 Td:混合蒸汽露点
t m T tb
(Td t b ) (Tb t b ) Tb:混合蒸汽泡点 t m Td t b t:釜液泡点 ln Tb t b
3. 假定传热系数K
查表3-15（p.91）
K L LBC K E LCD KC L
5.面积裕度核算— 30%，若不合适要进行调整
孙兰义教授新作 换热器工艺设计第5章 再沸器ppt
管长。管长通常采用2.5 m，最长为3.5 m或4 m。
5.4.2 立式热虹吸再沸器
压力降
总压力降包括从塔底液面起，流体在再沸器入口管+换热管+ 返回塔底液面上方所克服的全部阻力。 换热管压力降：显热段压力降、蒸发段压力降+重力压力降。 出口管压力降：出口管压力降+流速增大的加速动能损失。
5.4.2 立式热虹吸再沸器
设计立式热虹吸再沸器时必须进行再沸器循环系 统压力平衡计算，以确定蒸馏塔和再沸器之间的 标高和各项安装尺寸，保证再沸器的正常操作。 需要考虑的三个因素： 再沸器的安装高度 出口的汽化率 本身的摩擦阻力
5.4.2 立式热虹吸再沸器
结构尺寸 壳体。一般采用单管程E型壳体。 管径。管外径通常为19 mm～51 mm，也有文献认为
壳体的内径： 一般要求汽液夹带量小于2%。 清液层上方液沫的允许厚度是125 mm。 液沫上方的气相流通所需要的高度至少是250 mm。 为基本上消除汽液夹带，蒸汽在出口接管中的速度要 低，气相出料管口的速度压头ρv2 不得高于3750 kg/(m·s2)。 为减少汽液夹带通常建议在液面上留1～2排暴露的水 平管。
加热介质：管侧 工艺流体:壳侧 管外汽化。 动力：蒸馏塔塔釜液 位产生的静压头及再 沸器进出口管线流体 的密度差。
卧式热虹吸再沸器
ห้องสมุดไป่ตู้优点
1、传热面积大时，再沸器的 金属耗量最低 2、出塔产品的缓冲容积较大， 流率稳定性较高 3、可以使用较脏的加热介质 4、在加热段停留的时间较短 5、可控性好 6、热负荷较高
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• • •
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5.4.1 釜式再沸器
进出口接管及数量： 流体在管束沿线上获得均匀的分布，必须有足够的 进出口管嘴 液体进口管与出口管间保持尽可能大的间距。 液体出口管线直径不能过小以免釜内液面升高。
再沸器设计 (修复的)
酒精回收装置再沸器的设计作者姓名姚来金专业过程装备与控制工程指导教师姓名史岩彬专业技术职务副教授目录摘要 (1)第一章☆☆☆☆ (2)1.1☆☆☆ (3)摘要（内容采用小四号仿宋体）关键词：(小四号、黑体、加黑、顶格)（内容采用小四号、仿宋体、接排、各关键词之间有2个空格）ABSTRACT（内容采用小四号Times New Roman字体）Key words：(小四号、Times New Roman、黑体、加黑、顶格)（内容采用小四号、Times New Roman字体、接排、各关键词之间有1个空格及分号）第一章再沸器的设计1.1概述酒精回收装置是酒精蒸馏后的醪液再次的回收利用，以达到节约成本、生产高效、减少浪费为目的，倡导低碳生产。
再沸器（也称重沸器）顾名思义是使液体再一次汽化。
它的结构与冷凝器差不多，不过一种是用来降温，而再沸器是用来升温汽化。
再沸器多与分馏塔合用：再沸器是一个能够交换热量，同时有汽化空间的一种特殊换热器。
在再沸器中的物料液位和分馏塔液位在同一高度。
从塔底线提供液相进入到再沸器中。
通常在再沸器中有25-30%的液相被汽化。
被汽化的两相流被送回到分馏塔中，返回塔中的气相组分向上通过塔盘，而液相组分掉回到塔底。
由于静压差的作用，塔底将会不断补充被蒸发掉的那部分液位。
目前国内外再沸器的选用原则是:工程上对再沸器的基本要求是操作稳定、调节方便、结构简单、加工制造容易、安装检修方便、使用周期长、运转安全可靠，同时也应考虑其占地面积和安装空间高度要合适。
下面是几种常见的再沸器介绍⑴.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。
但由于结构上的原因，壳程不能采用机械方法洗涤，因此不适宜用于高粘度或较脏的加热介质。
化工原理课程设计再沸器的设计讲课讲稿
化工原理课程设计再沸器的设计再沸器的设计一、设计条件以在五个大气压下（0.5Mpa ）的饱和水蒸汽作为热源。
设计条件如下：（1）管程压力、、管程压力(以塔底压力计算)：MPa KPa P w 12.0120217.03.105==⨯+=（2）将釜液视为纯氯苯，在釜底压力下，其沸点：根据安托因公式：tB CA p +-=log 查资料得：A=9.25 B=225.69 C=1516.04 则有： 69.22504.1516)1012.0log(b 6+-⨯t⇒ b t =137.8℃（3）再沸器的蒸发量由于该塔满足恒摩尔流假设，则再沸器的蒸发量：h kg VM D b /61.1086461.11242.282=⨯==（4）氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103KJ/Kmol （即为313.5KJ/kg ）.纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：38.01238.012⎪⎪⎭⎫⎝⎛--=t t t t rr c c (t c=359.2℃)其中8.1372==b t t ℃,8.1311=t ℃,KJ/kg 5.3131=r ,则：KJ/kg 3.3105.3138.1312.3598.1372.35938.038.02=⎪⎭⎫⎝⎛--=r二、工艺结构尺寸的估算 （1）、计算传热速率QW 103647.93600/10003.31061.108645⨯=⨯⨯==b b r D Q(2)、计算传热温差△t m△t m =T -t b =151.7-137.8=13.9℃(3)、假定传热系数K依据壳程及管程中介质的种类，按竖直管式查表，从中选取K =800W/（m 2.k ） (4)、计算传热面积A p25p m 84=9.138********.9tm ⨯⨯=∆⋅=K Q A（5）、传热管规格选为Φ25mm ×2mm,L =4000mm,按正三角形排列，则传热管的根数为（根）2684025.014.384=⨯⨯=L d A N o Tπ （6）、壳体直径按3.4.3.2节中介绍的方法求取壳体直径。
再沸器工艺设计解读
△Pf=△P1 + △P2 + △P3 + △P4 + △P5
① 管程进出口阻力△P1 ② 传热管显热段阻力△P2 ③ 传热管蒸发段阻力△P3 ④ 管内动能变化产生阻力△P4 ⑤ 管程出口段阻力△P5
①管程进出口阻力△P1
Li G 2 P1 i Di 2 b
Li：进口管长度和当量 长度之和，m
b-boiling, c-condensation
T:壳程水蒸气冷凝温度 Td:混合蒸汽露点
t m T tb
(Td t b ) (Tb t b ) Tb:混合蒸汽泡点 t m Td t b t:釜液泡点 ln Tb t b
3. 假定传热系数K
查表3-15（p.91）
再沸器工艺设计
一. 再沸器的类型和选择 立式 ： 热虹吸式 强制循环式 卧式： 热虹吸式 强制循环式 釜式再沸器 内置式再沸器
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，不适宜高粘度、 或脏的传热介质。 ▲塔釜提供气液分 离空间和缓冲区。
（2）回流液管径DR
冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一 般流速为0.2～0.5m/s，速度太大，则冷凝器的 高度也相应增加。用泵回流时，速度可取1.5～ 2.5m/s。
（3）进料管径dF
料液由高位槽进塔时，料液流速取0.4～ 0.8m/s。由泵输送时，流速取为1.5～2.5 m/s。
（4）釜液排除管径dW
汽相阻力
PV 3
2 LCD GV V di 2 V
V 0.01227
GV xG
Re d i GV
再沸器设计
壳程水蒸气冷凝温度70℃潜热r c2334kJ/kg热导率λc 黏度 μc0.4061mPa*s 密度ρc管程釜液温度 6.03℃潜热r b279.23kJ/kg 液相热导率λb 液相黏度 μb0.0566mPa*s 液相密度ρb 液相比定压热容C pb 3.428kJ/(kg*K)表面张力σb 汽相黏度μv0.0005mPa*s 汽相密度ρv 蒸汽压曲线斜率(△t/△p)s0.000181m 2*K/kg 蒸发质量流量D b传热温差△t m 63.97℃传热系数K 再沸器热流量Q 2019195.899W传热面积A p 传热管规格(外径d 0)38mm厚度δ传热管数N T 127.1174897132管心距t壳径Ds652.1007966600L/Ds=5 (4-6)进口管直径Di 200mm 出口管直径D 0300mm传热管出口处汽化率x e 0.22循环流量Wt 1传热管内质量流速G291.1400861kg/(m 2*s)雷诺数Re2蒸汽冷凝的质量流量Dc 0.865122493kg/s 冷凝液膜的Re 0540.750843<21006007.9163453污垢热阻及管壁热阻沸腾侧Ri0.000176m 2*K/W4显热段传热系数 K L 660.1406047W/(m 2*K)1传热管内釜液质量流速G h 1.04810431kg/(m 2*h)x e =0.22时 1/X tt 0.772602763查图 3-29αE 0.2x=0.4x e =0.8472时 1/X tt0.294238865查图 3-29α'0.82泡核沸腾压抑因数α0.5泡核表面传热系数αnb 15794.9169W/(m 2*K)31215.5047174对流沸腾因子F tp1.898532618两相对流表面传热系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 E沸腾表面传热系数αv 10205.13385沸腾传热系数K E 1337.59124910.0156326382显热段的长度L BC 0.040644858m 蒸发段L CD 长度1传热系数Kc1327.0009092实际需要传热面积Ac 23.786518673传热面积裕度H0.658751136>30%1x=x e /3=0.07时 Xtt 4.0625518492x=x e =0.21时 Xtt 1.2943262023查表3-19根据焊接需要取l0.94循环系统的推动力△p D5175.340892Pa11046.270127kg/(m 2*s)23.55570394m 2102.784766Pa 2291.140091kg/(m 2*s)0.020036412.324197827Pa3G=291.14009142.70054668kg/(m 2*s)0.01494025535.21196314Pa 248.4395443kg/(m 2*s)0.020*********.136314Pa 1032.1886324 2.519754033474.6239639Pa5465.0089534kg/(m 2*s)35.0425463861381181.8517.57914722Pa 液相流动阻力△p L5的计算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'汽相在传热管内的质量流速G v 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传热面积裕度循环流量校核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 1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Li362.7069836kg/(m 2*s)0.015357998 262.2275623Pa 1359.093186Pa4971.014746Pa 1.0411035081.01---1.05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 5系统阻力△p f 循环推动力与循环阻力的比值△p D /△p f0.668W/(m*K)P1933000997.81kg/m30.0907W/(m*K)450kg/m30.0027N/m30kg/m37.2313kg/s80039.45591486m22.5mm长度L 2.6m47.5mm b12.63803784.232.86954545kg/s管内流通截面积Si0.112899415 169745.9866普朗特数Pr 2.1391931308.460986W/(m2*K)0.05491/(m*s)W/(m2*K)冷凝侧R00.00021m2*K/W管壁热阻R W0.000052m2*K/W1.2943262023.398599293W/(m2*K)2307.675353W/(m2*K )传热系数αtp润湿周边上凝液质量流量M2.5593551420.400649419198.27280.23687923129.4893雷诺数Re i 3697067.587摩擦系数λi 0.014678565雷诺数Re i169745.9895kg/(m 2*s)雷诺数Re v2818236.081雷诺数Re L144849.911102.30197kg/(m 2*s)m0.01309812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管程出口管中液相质量流动雷诺数1922475.18Re L。
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
再沸器设计2007
蒸汽压斜率：书上查不到，自己估算。
4.计算平均传热系数KC
KC
KL LBC
KE LCD L
5.面积裕度核算— 30%，若不合适要进行调整
AC
QR KC tm
H AP AC 100 % AC
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产生推动力（p.97~98）
PD [LCD (b tp ) l]g
④管内动能变化产生阻力△P4
P4 G 2M / b
M：动量变化引起的阻力系数
M (1 xe )2 b xe2 1
RL
V (1 RL )
⑤管程出口段阻力△P5
Similar to △P3
汽相阻力
PV 5
V
L di
GV2
2V
V
0.01227 0.7543 Re0V.38
GV xG
Re diGV
1.88(
c2 g3c c2
)1/3 Re1/3
Re 4M
M m
d0 NT Q
m rc
m:蒸汽冷凝液质量流量，kg/s Q:冷凝热流量，W c:蒸汽冷凝热，kJ/kg
适用于：4M 2100
(4)计算显热段传热系数KL（式3-21，p71）
1
K
d0
idi
Ri
d0 di
Rw d0 dm
RO
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
正三角形排列p66 ：
NT 3a(a 1) 1
b 1.1 NT
DS t(b 1) (2 ~ 3)d0
五、传热能力核算
1.显热段传热系数KL
[高效]釜式再沸器
![[高效]釜式再沸器](https://img.taocdn.com/s3/m/469622790722192e4536f6e5.png)
[高效]釜式再沸器再沸器再沸器是蒸馏塔底或侧线的热交换器，用来汽化一部分液相产物返回塔内作气相回流，使塔内汽液两相间的接触传质得以进行，同时提供蒸馏过程所需的热量，又称重沸器。
设计再沸器时，必须同蒸馏塔的操作特点和结构联系起来。
工业中应用的再沸器多为管壳式换热器，主要有釜式、虹吸式(立式和卧式)、强制循环式和内置式等型式，见图 1。
1. 各种型式再沸器介绍1.1. 釜式再沸器由一个扩大部分的壳体和一个可抽出的管束组成，管束末端有溢流堰以保证管束能有效的浸没在沸腾液体中，故循环在管束与其周围液体之间进行，溢流堰外侧空间作为出料液体的缓冲区，壳侧扩大部分空间作为汽液分离空间。
釜式再沸器的气化率可达到80,以上，相当于一块理论塔板的作用。
其优点是维修和清洗方便，传热面积大，气化率高，操作弹性大，可在真空下操作。
但其传热系数小，壳体容积大，物料停留时间长易结垢，占地面积大，金属耗量大，投资较图 1 再沸器型式高。
1.2. 热虹吸式再沸器热虹吸式再沸器为有组织的自然循环式，精馏塔底的液体进入再沸器被加热而部分汽化，形成的汽液混合物密度显著减小，并一起进入精馏塔内，在塔内进行汽液分离，利用两侧的密度差使塔底液体不断被虹吸入再沸器。
虹吸式再沸器分为两类:立式和卧式，通常管内蒸发采用立式，且为单管程;壳程蒸发采用卧式，可以为多管程。
炼油工业约95,使用卧式热虹吸，而化工行业约95,使用立式热虹吸，石油化工行业介于期间，其原因与装置规模及介质的结垢性有关，也与使用习惯有关。
1.2.1. 卧式虹吸再沸器壳体可采用J、H、X型结构。
按照工艺过程卧式虹吸再沸器又可分为一次通过式和循环式，一次通过式是指塔底出产品，进再沸器的物料由最下一层塔板抽出其组成与塔底产品不同;循环式是指塔底产品和再沸器进料同时抽出其组成相同。
一次通过式和循环式也可由泵强制输送。
流程见图 2。
卧式虹吸式再沸器的气化率不应过大，对于烃类设计的气化率一般小于30,，对于水溶液一般不超过20,，气化量较大时需采用循环式(个人见过的ABB公司用于丙烯塔底的卧式虹吸再沸器，循环式流程，壳程采用X结构4进4出，气化率可达到50,，且图 2 卧式热虹吸再沸器流程实际运行过程没有问题)。
化工原理课程设计再沸器的设计
再沸器的设计一、设计条件以在五个大气压下（0.5Mpa ）的饱和水蒸汽作为热源。
设计条件如下：（1）管程压力、、管程压力(以塔底压力计算)：MPa KPa P w 12.0120217.03.105==⨯+=（2）将釜液视为纯氯苯，在釜底压力下，其沸点：根据安托因公式：tB CA p +-=log 查资料得：A=9.25 B=225.69 C=1516.04 则有： 69.22504.1516)1012.0log(b 6+-⨯t⇒ b t =137.8℃ （3）再沸器的蒸发量由于该塔满足恒摩尔流假设，则再沸器的蒸发量：h kg VM D b /61.1086461.11242.282=⨯==（4）氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103KJ/Kmol （即为313.5KJ/kg ）.纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：38.01238.012⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛--=t t t t rrc c (t c=359.2℃)其中8.1372==b t t ℃,8.1311=t ℃,KJ/kg 5.3131=r ,则：KJ/kg 3.3105.3138.1312.3598.1372.35938.038.02=⎪⎭⎫ ⎝⎛--=r二、工艺结构尺寸的估算 （1）、计算传热速率QW 103647.93600/10003.31061.108645⨯=⨯⨯==b b r D Q(2)、计算传热温差△t m△t m =T -t b =151.7-137.8=13.9℃(3)、假定传热系数K依据壳程与管程中介质的种类，按竖直管式查表，从中选取K =800W/（m 2.k ）(4)、计算传热面积A p25p m 84=9.138********.9tm ⨯⨯=∆⋅=K Q A（5）、传热管规格选为Φ25mm ×2mm,L =4000mm,按正三角形排列，则传热管的根数为（根）2684025.014.384=⨯⨯=L d A N o Tπ （6）、壳体直径按3.4.3.2节中介绍的方法求取壳体直径。
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.
2
卧式热虹吸式：
▲循环推动力：釜 液和换热器传热管 外气液混合物的密 度差。
▲占地面积大，传 热系数中等，维护、 清理方便。
▲塔釜提供气液分 离空间和缓冲区。
.
3
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。
.
4
釜式再沸器：
▲可靠性高， 维护、清理方便。 ▲传热系数小， 壳体容积大， 占地面积大， 造价高， 易结垢。
Re >104, 0.6<Pr<160, LBC/di>50时：
i 0.0 2d3ii R . 0e.8Pr0.4
15
(3)壳程冷凝表面传热系数或壳程无相变表面传热系数
的计算αO 纯蒸汽冷凝（竖管）：
ao 1.88Re1/32g231/3
Re 4 M m
M
d0 NT
无相变冷却：
m:蒸汽冷凝液质量流量，kg/s Q:冷凝热流量，W c:蒸汽冷凝热，kJ/kg
I ——单相对流传热； II ——两相对流和饱和泡 核沸腾传热； III ——块状流沸腾传热； IV ——环状流沸腾传热； V ——雾状流沸腾传热。
传热膜系数
鼓泡流、块状流、环状流（避免雾状流）
.
18
设计思路：一般xe＜25% 控制在第二区：饱和泡核沸腾和两相对流传热
双机理模型：同时考虑两相对流传热机理和饱和泡
（2) 计算显热段管内表面传热系数αi
G Wt si
si
4
di2NT
si:管内流通截面积，m2 di:传热管内径，m NT:传热管数
.
14
管内Re和Pr数：
Re d iG
b
Pr
CPbb b
G W si
b :管内流体粘度 Pa， s
Cpb:管内流体比定压热 J/(容 kgK，)
b：管内流体热导W率/(m，K)
.
5
内置式再沸器：
▲结构简单。 传热面积小， 传热效果不理想。
.
6
二、 立式热虹吸 式再沸器管内流 体的受热分析
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
.
7
I ——单相对流传热； II ——两相对流和饱和泡核沸
腾传热； III ——块状流沸腾传热；
IV ——环状流沸腾传热； V ——雾状流沸腾传热。
计算管数，壳径，接管尺寸
管规格：φ38×3、φ38×2.5、φ25×2.5、φ25×2、φ19×2 ，
参见p61表3-2
管长L：2000、3000、4500、.6000mm等
12
计算传热管数目（取整数）：
NT
A估
d 0 L
正三角形排列： b1.1 NT
壳径DS
D St(b 1 )(2~3 )d0
气含率xe
.
10
（一）估算设备尺寸
1.计算传热速率（不计热损）：物流相变热，kJ/kg,
QR Vbb
V:相变质量流量，kg/s,
Q RV cc(或 mP ct)
2. 计算传热温差
tmTtb
b-boiling, c-condensation
T：壳程水蒸气冷凝温度 Td：混合蒸汽露点(壳程)
或加热介质入口温度
适用于4：M 2100
0
0.3
.
6o
de
R0e.55P1r/3
16
(4) 计算显热段总传热系数KL
KL d0
idi
Ri dd0i
1
Rwddm 0 RO10
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
.
17
６.2蒸发段传热系数KE计算
图１ 管内沸腾传热的流动 流型及其表面传热系数
tm
(Td
tb)(Tb lnTd tb
tb)
Tb tb
Tb：混合蒸汽泡点(壳程)
或加热介质出口温度
tb：釜液泡点
.
11
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
570-1140 W/（m2·K）
4. 估算传热面积
A估
QR K tm
5.工艺结构设计
选定传热管规格、单程管长、管子排列方式
再沸器工艺设计
一. 再沸器的类型和选择
立式： 立式热虹吸式
立式强制循环式
卧式：卧式热虹吸式
卧式强制循环式
釜式再沸器
内置式再沸器
.
1
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， 不适宜高粘度或较 脏的传热介质。
▲塔釜提供气液分离 空间和缓冲区。
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 式（3-69) a: 泡核沸腾压抑因数 式（3-70)
K
1
E
d 0
Rd0 Rd0 R1
d Vi
d i
.i
wd m
O 0
19
６.3 显热段及蒸发段长度
LBC
计算出的Ds应取整。卷制壳体内径以400mm为基数， 以100mm为进档级。
L/DS应合理—约4~6，不合理时要调整 最大接管尺寸，参照p92页表3-16
.
13
６.传热能力核算
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
Wt
Db xe
Db:釜液蒸发质量流量，kg/s Wt:釜液循环质量流量，kg/s
t p
s
L
t p
s
di NT KLtm CPwLLWt
pt s：沸腾物系蒸汽压斜曲率线
P97 表3-18查取
根据饱和蒸汽压和温度关系计算
.
20
６.4 计算平均传热系数KC
KCKLLBC LKELCD
６.5 面积裕度核算
应30%，若不合适要进行调整
AC
QR KC tm
H A实AC 10% 0
AC
.
21
7.循环流量的校核
（1）计算循环推动力△PD ，Ｐa 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
L ：蒸发段高,度 m CD
：釜液密度 ,kg/ m3 b
：蒸发段两相平均密 ,kg度/ m3 tp
：管程出口管内两相 均平 密度,kg/ m3 tp
图１ 管内沸腾传热的流动流型 及其表面传热系数
传热膜系数
.
8
三.立式热虹吸式再沸器设计条件
流体 管程—塔内釜液：蒸发量； 温度；压力 壳程—加热蒸汽：冷凝量（热衡 算）；温度；压力 —加热流体：流体流量、 进出口温度
物性参数确定 蒸汽压曲线斜率的确定
.
9
四.设计步骤 估算传热面积：根据热负荷、两侧流体温度变化， 进行再沸器的工艺结构设计 核算热流量：假设再沸器的出口气含率xe 计算釜液循环过程的推动力和流动阻力→核算出口