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。

假设传热系数，估算传热面积。

其基本步骤是：1、初选传热系数，估算传热面积，2、依据估算的传热面积，进行再沸器的工艺结构设计；3、假设再沸器的出口气含率，进行热流量核算；4、计算釜液循环过程的推动力和流动阻力，核算出口气含率。

图15.再沸器管程加热方式釜内液位与再沸器上管齐平管内分为两段：LBC显热段LCD蒸发段3.1.3设计条件及主要物性参数3.1.4工艺设计计算3.1.4.1估算再沸器面积（1）再沸器的热流量再沸器的热流量以管程液流蒸发所需的热流量并考虑热损失进行计算，若可以忽略热损失，则按下式计算Φ=q mbγb式中，γb为釜液的汽化潜热，kJ/kg；q mb釜液的汽化量，kg/h。

1.蒸汽qmb1=1550000/1926=804 kg/h2.液流qmb2=1550000/307.10=5047.2 kg/h （2）计算传热温差∆t m=t2t1lnt2-t1∆∆∆∆∆t m=[（210-188）-（190-188）]/ln[（210-188）/（190-188）]=8.34℃估算传热面积假设传热系数K=605W/（m2K)Q=1550000⨯1000/3600=430555.5W估算传热面积 Ap=Q/k∆t m=1550000/605*8.34=85.3 m23.1.4.2选取传热管规格、计算传热管根数选取传热管规格为φ25mm⨯2mm，L=3000mm，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，因此不要清洗，所以选择三角形。

N T=Ap/πdl=85.3/π×0.025×3=362根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）d=32×（49-1）+3×25=1600 mm取管程进口管直径Di=250 mm，出口管直径Do=600 mm3.1.4.3传热系数校核（1）显热段传热系数Kcl设传热管出口处汽化率x=0.024，则计算循环流量q mt =5047.2/（0.024×3600）=58.4 kg/s显热段管内表面传热系数4N d Si T2i π=G=im tS q =58.4/(π0.0212×362)=116.4[])/(2s m kg ⋅ 雷诺数ηρdu Re ==31017.0116.2021.0-⨯⨯=14354>10000普朗特数Pr=2.32⨯0.17/0.09375=4.2计算显热段传热管内表面传热系数hi 为0.40.8Pr Re d0.023hi λ==385.8()[]K m ⋅2/W计算管外冷凝表面传热系数q m0=r φ=1550000/(1926.5⨯1000)=0.8046 kg/s 计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量M 为M=TmdN q π=0.8046/(π⨯0.025⨯362)=28.3⨯310- [])/(h m kg • 计算冷凝液膜的R e0为R e0=4M/η= 4⨯28.3⨯310-/(0.136⨯310-)=832.3<2100计算管外冷凝表面传热系数h 0为1/3-e01/32320R g 1.88h ⨯⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯=ηλρξ=7291.2()[]K m ⋅2/W 式中，ξ为矫正系数，是多组分冷凝按单组份计算的校正。

污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧Ri=4.299×10-4m 2k/w ，冷凝侧R 0=1.72×10-4m 2k/w ，管壁热阻Rw=4.299×10-5m 2k/w 。

计算显热段传热系数K L 为0m 0w i 0i i i 0CL h 1R d d R d d R d h d 1K ++++==600()[]K m ⋅2/W（2）蒸发段传热系数K CL 计算传热管内釜液的质量流量G h 为G h =3600G=3600×116.4=4.19×510 [])/(2s m kg ⋅当x e =0.024时，计算参数X tt 为X tt =[（1-0.024）/0.024]0.9（3.05/708）0.5（0.01016/0.17）0.1=1.382521/X tt =0.723由G h =4.19×510[])/(2s m kg ⋅及1/X tt =0.723，查图3-29得a E =0.9 X=0.4x e =0.0096时h nb =()4.08.0Pr ]1)[Re /(225.0x d i b -λ=400 ()[]K m ⋅2/W计算对沸腾因子tp F =3.5（1/X tt ）0.5=3.5×0.7230.5=2.98计算两相对流表面传热系数3902.98h tp ⨯==1162.2 ()[]K m ⋅2/W计算沸腾传热膜系数为h iE =1162.2+0.7⨯385.8=1712.26 ()[]K m ⋅2/W计算蒸发段传热膜系数K CE 为K CE =0m 0w i 0i i i 0h 1R d d R d d R d h d 1++++=602.8 ()[]K m ⋅2/W（3）显热段和蒸发段长度计算显热段的长度L BC 传热管总长L 的比值为L BC /L=mtb pi m L T i s sq c t K N d p t p ρπ∆+⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛∆∆∆∆)/t (=1.59⨯-310/[1.59⨯-310+58.4708.4323208.34386.23620.021⨯⨯⨯⨯⨯⨯π]=0.666L BC =0.666⨯3=1.99 m L CD =3-1.83=1m（4）平均传热系数 K C =LL CDCE BC CL K L K +=(136.4⨯1.83+317.4⨯1.17)/3=809 ()[]K m ⋅2/W需要传热面积为Ac=）（m C t K /∆⨯Φ=1550000⨯1000/（8.34⨯809⨯3600）=63.8 m 2 （5）面积裕度实际传热面积 A=3.14⨯0.025⨯3⨯362=85.25 m 2H=（A-Ac ）/Ac=33%该再沸器的面积合适。

3.1.4.4循环流量校核（1）循环推动力 当x=x e /3=0.024/3=0.008时，计算X ttX tt =[（1-0.008）/0.008]0.9（3.05/708）0.5（0.01016/0.17）0.1=3.79 计算两相流的液相分率R LR L =3.79/（3.792+21⨯3.79+1）0.5=0.389计算两相流平均密度tp ρ=3.05⨯(1-0.389)+708.43⨯0.389=277.44kg/m 3参照表3-19选取l=1.4m ，于是计算循环推动力D p ∆。

D p ∆=[]g l tp tp ρρρ--）（b CD L =[2⨯(708.43-277.44)-1⨯277.44]=5728 Pa（2）循环阻力管程进口阻力1p ∆的计算计算釜液在管程进口管内的质量流速G 为G=imt D 24q π=58.4⨯4/π0.252=1189.7[])/(2s m kg ⋅计算釜液在进口管内的流动雷诺数i Re =0.25⨯1189.7⨯1000/0.25=1189715计算进口管长度与局部阻力当量长度Li 为Li=（0.25/0.0254）2/[0.3426⨯（0.25/0.0254-0.1914）]=29.3m计算进口管内流体流动的摩擦系数为i λ=0.01227+0.7543/38.0i Re =0.01598计算进口管阻力1p ∆=0.01598⨯29.3/0.25⨯11902/2⨯708=1873pa 传热管显热段阻力 计算釜液在传热管内的质量流量G 为G=imt D 24q π=58.4⨯4/π0.0212⨯1300=130.589[])/(2s m kg ⋅计算釜液在传热管内流动时的雷诺数Re 为Re=0.021⨯130.589⨯1000/0.17=16131.6进口管内流体流动的摩擦系数λ为λ=0.01227+0.7543/38.0i Re =0.03126计算传热管显热段阻力2p ∆为2p ∆=b 2i BC 2G d L ρλ⨯=0.03126⨯（1.99/0.021）⨯（130.5892/2⨯708.43）=35.6Pa 传热管蒸发段阻力G=130.589[])/(2s m kg ⋅计算釜液在传热管内的质量流速V G 为V G =xG=（2xe/3）G=2.89[])/(2s m kg ⋅计算气相在传热管内的流动雷诺数V Re 为V Re =0.021⨯2.89⨯1000/(0.01016)=5973.4计算传热管内汽相流动的摩擦系数V λ为V λ=0.01227+0.7543/（5973.4）0.38=0.04计算传热管内汽相流动阻力v3p ∆为v3p ∆=v2v i CD 2Gd L ρλ⨯=0.04⨯1/0.021⨯2.892/(2⨯3.05)=2.6 Pa计算液相在传热管内的质量流量L G 为L G =G-V G =130.589-2.89=127.7[])/(2s m kg ⋅计算液相在传热管内的流动雷诺数L Re 为L Re =0.021⨯127.7⨯1000/0.25=10726.8计算摩擦系数=L λ=0.01227+0.7543/（10726.8）0.38=0.03446计算管内液相流动阻力L3p ∆为L3p ∆=0.03446⨯1/0.021⨯127.7/2⨯708=0.148 Pa计算3p ∆=()40.250.250.1482.6+=12.8Pa 管程内因动量变化引起阻力计算阻力系数ξ=1-0.024-10.0243.057080.3890.024-122）（）（⨯+=2.58 计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力4p ∆为4p ∆=130.4892⨯2.58/708=62 Pa管程出口管阻力 计算管程出口管中汽、液相总质量流速G 为G=imt D24q π=58.4⨯4/π⨯0.62=206.5[])/(2s m kg ⋅计算管程出口管中汽相质量流速V G 为V G =xeG=0.024⨯206.5=4.956[])/(2s m kg ⋅计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l '为l '=）（）（0.1914-0.6/0.02540.34260.6/0.02542=69.5m 计算管程出口管汽相质量流动雷诺数V Re 为V Re =0.6⨯4.956⨯1000/0.01016=292677计算管程汽相流动摩擦系数V λV λ=0.01227+0.7543/（292677）0.38=0.01858计算管程出口管汽相流动阻力v5p ∆为v5p ∆=0.01858⨯（69.5/0.6）⨯4.9562/（2/3.05）=80.6Pa计算液相质量流速L GL G =G-V G =201.544[])/(2s m kg ⋅计算管程出口管中液相流动雷诺数L Re 为L Re =0.6⨯206.5⨯1000/0.25=495600计算管程出口管中液相流动的摩擦系数L λ为L λ=0.01227+0.7543/（495600）0.38=0.017439计算管程出口液相流动阻力L5p ∆为L5p ∆=0.0162⨯69.5/0.6⨯201.5442/2⨯708=53.8Pa计算管程出口管中两相流动阻力5p ∆为5p ∆=40.250.2553.880.6）（+=1059 Pa计算循环阻力f p ∆为f p ∆=54321p p p p p ∆+∆+∆+∆+∆=3042.4 Pa循环推动力D p ∆与循环阻力f p ∆的比值为D p ∆/f p ∆=5728/3042.4=1.88循环推动力略大于循环阻力。