立式热虹吸再沸器课程设计.docx

一•立式热虹吸再沸器的基本情况介绍：热虹吸原理虹吸现象是液态分子间引力与位能差所造成的,即利用水柱压力差,使水上 升后再流到低处•由於管口水面承受不同的大气压力，水会由压力大的一边流向 压力小的一边，直到两边的大气压力相等，容器内的水面变成相同的高度，水就 会停止流动.利用红吸现象很快就可将容器内的水抽出.虹吸管是人类的一种古老发明，早再公元前1世纪，就有人造出了一种奇特 的虹吸管.事实上,虹吸作用并不完全是由大气压力所产生的,在真空里也能产生虹吸 现象.使液体向上升的力是液体间分子的内聚力•在发生虹吸现象时，由於管内 往外流的液体比流入管子内的液体多，两边的重力不平衡,所以液体就会继续沿 一个方向流动•在液体流入管子里，越往上压力就越低•如果液体上升的管子很 高,压力会降低到使管内产生气泡（由空气或其他成分的气体构成），虹吸管的作 用高度就是由气泡的生成而决定的•因为气泡会使液体断开，气泡两端的气体分 子之间的作用力减至0,从而破坏了虹吸作用，因此管子一定要装满水•在正常的 大气压下,虹吸管的作用比在真空时好，因为两边管口上所受到的大气压提高了 整个虹吸管内部的压力.热循环运动被称为热虹吸效应，集热器和热交换器之间的温差越大，水体在 两者之间的循环流动的速度越快。

热虹吸式再沸器热虹吸再沸器依靠塔釜内的液体静压头核再沸器内两相流的密度差产生推 动力形成热虹吸式运动热虹吸式再沸器利用再沸器中气一液混合物和塔底液 体的密度差为推动力，增加流体在管内的流动速度，减少了污垢的沉积，提高 了传热系数，装置紧凑，占地面积小可以分为立式热虹吸式再沸器和卧式热虹吸式再沸器一般立式热虹吸式的管程走工艺液体，壳程走加热蒸汽；卧式热虹吸式再 沸器的蒸发侧不加限制，可以根据工艺要求，如蒸发量大小和是否容易结垢来 选择流径卧式热虹吸式再沸器的安装高度低于立式，其循环推动力较大，循环量也 较大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.卧式热虹吸：▲循环推动力:釜液和换热器传热管气液混合物的密度差.▲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2. 立式热虹吸再沸器的选用和设计计算步骤强制循环式：▲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. 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 尢造价高，易结垢.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管内分两段:LBC—显热段LCD—蒸发段二•立式热虹吸式再沸器管内流体的受热分析三. 设计条件：流体，管程一釜液•蒸发量，温度，压力，壳程一加热蒸汽或热水 冷凝量（热水流量），温度，压力，物性参数确定蒸汽压曲线斜率的确定四. 设计步骤估算传热面积,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）2. 计算传热温差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,J/kg,V:相变质量流量,kg/s,3. 假定传热系数K有机液体-水蒸汽570-1140 W/（m2・K）4. 估算传热面积5. 工艺结构设计：选定传热管规格，单程管长，管子排列方式计算管数，壳径，接 管尺寸工艺流体在换热管内的物理变化过程在介绍热虹吸再沸器I优化设计之前，先了解工艺流体在换热管内加热沸腾过程中的物理变化，将有助于理解再沸器的工作原理。

可以根据流体的不同物理状态将换热管分成若干个区域，见图1坏找和粗霁坏吧流用爸M海和斩握汛段曲顶时沆处拔用图一1 •单相对流显热段由于静压头的存在，该区域的压力大于流体饱和状态的压力为使液体气化沸 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2 •过冷沸腾段当流体经换热管向上流动，压力逐渐降低，直到接近换热管壁温所对应的饱和 蒸气压时，在换热管壁上液体开始形成气泡，气泡不断长大，破裂尽管没有 气体产生，但由于气泡的作用，该段流体的膜传热系数迅速增加3•泡状流和活塞流段当流体持续加热达到饱和温度时，大量气泡在管壁形成，离开换热管内壁并在 流体内变大聚集形成气体活塞4•搅动流段随着气体体积的增加，气体活塞聚集在一起形成一连串的气核但在这个区域 气体流速还不足以带动液体向上流动，同时由于气液相间的相互作用，管内液 体出现搅动现象5 •环状流段当气体的剪切应力足够大时，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液两相经过再沸器上封头 进入精馏塔。

在图1中，环状流上部有一段区域为雾状流，在再沸器设计中一定 要注意这一相变过程，雾状流区域液相成分散状，以液滴形式存在于气体之间, 管壁间的传热图2用户自定义组成的VLE对话框主要由气体控制，这就大大降低 了总传热系数，因此，设计再沸器时要避免雾状流的出现符号说明：B0(p)—液固混合物沸腾系数r 一 汽化热，kJ-kg-1c —泡核沸腾修正系数Re 一 Reynolds 数di —传热管内径，mTH —高温热源温度，Kdp —颗粒直径，mTL —低温热源温度，Khb 一液体的泡核沸腾传热系数，W・m-2・K-1T0 —环境温度，Khbp —对流传热系数，W・m-2・K-1x —釜液气化质量分率，%hE —气-液两相流沸腾传热系数，W・m-2・K-1Xtt — Lockhat-Martinelli 参数hLS —液-固两相流传热系数，W・m-2・K-1希腊字母 hm —气-液-固三相流沸腾传热系数，W・m-2・K-1 eS —固体颗粒体积分率，%htp —对流传热系数，W・m-2・K-1De —有效能损失，kWl —再沸器上部管板至接管入塔口间的高度，ml —导热系数，W・m-1・K-1L —管长，m m —粘度，Pa・sP — 压力，Pa r — 密度，kg・m-3DP —压力降，Pa s 一表面张力，N・m-1DPD —循环流动推动力，Pa下标DPf —循环流动阻力，Pa L —液相Pr — Prandtl 数S —固相q 一热通量，W・m-2 V —气相Q —热负荷，W［再沸器工艺计算】1. 物性数据定性温度：壳程水蒸汽的定性温度T=200°C热导率：入c=0・663W/(m・k)c密度：Pc=863.0Kg/m3潜热 rc=1938・2KJ/Kg 黏度：p c=0・136mPa • s管程流体在定性温度116°C下的物性数据液相潜热：rb=361 ・14KJ/Kg 液相热导率：入b=0・124W/(m・k)液相黏度：p b=0.24mPa • s 液相密度：Pb=791g/m3表面张力：a =1.73 • 10-2N/m 气相密度：Pv=5.81g/m3液相比热容：Cpb=1・6KJ/Kg・K 气相黏度：p v=0.009mPa - s蒸汽压曲线斜率(A t/A p) 3.03 • 10-3m2 • K/Kg2・1估算再沸器的设备尺寸(1) 计算再沸器的传热速率=V r =Vbrb=9000 ・ 361.14 ・ 100O/36O0=9O2850Wb b(2) 计算传热温度差A tmmAt = £ =83.6 °Cm T — tIn d bT — tb b(3)假定传热系数K=605W/m2 • K,则估算实际传热面积为A = kAT =902850/ (605 • 83.6) =17.9994m2m(4) 拟用传热管规格为：p 19X2mm,L=3m.则传热管数N为TN =±7.A994/(n • 0. 015 • 3)=100.5666T兀d L0(5) 若将传热管按正三角形排列，则计算壳径D为D = t(b — 1) + (2 〜3)dS 0D=32 ・(1.1 JN—1)+3d=377.9957mm 可取用管程进、出口直径分别为D =250mm D =600mm 2.2传热系数校核 i O1.显热段传热系数K(1 )设传热管出口处气化率Xe=O.13.则循环流量WtW=Q/3600 ・ Xe=9000/3600 • 0.13=19・23Kg/s(2)t计算显热管内传热膜系数 传热管内釜液的质量流速G为G _ WG _ s _ d 2 Ns o 4 i t0 牛d GRe _ ib普朗特准数Pr为G = 19.23 • 4/n ・ 0.0152 ・ 100. 5666=1082・657Kg/m2 ・ s 管内流动雷诺准数Re为=0. 015*1082.657/0.24=67666 > 104P _ C卩P p b = 1600*0.24.10-3、0.124=3・1显热i为ba _ 0.023 i Reo.8 Pni ri=0. 023*0.124/0.025*676660.83・1。

4=2186.316 W/m2 • K(3) 计算壳程冷凝传热膜系数a o计算蒸汽冷凝的质量流量DeD =Q/r =902850/1938.2=0.4658 Kg/s计算传热管外单位润温周边上冷凝液的质量流量M1/m • s=0. 4658/(n *0.019*100.6)=0.0776计算冷凝膜的Re为=4*0.0776/0.136*10-3=2283计算壳程冷凝传热膜系数a oa _ 1.88R T/3( pe2g九e2 )1/3o e ue2=1.88X2303-1 /3X0.75X [907・4X907・4X9・ 81X0.535X0.535 4-(0.22X10-3X0.22X10-3)] 1/3=5194.4 W / (m?・ K)(4) 污垢热阻及管壁热阻沸腾侧 Ri=5.2Xio-4m2.K/W冷凝侧 Ro=1.76 X io-4^.K / W管壁热阻Rw=4.299 X10-5^ ・ K / W计算显热段传热系。