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。

对于立式热虹吸再沸器很难在理论上对其作出精确的计算，所以多年来人们都是根据经验进行热虹吸再沸器的设计。

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。

但是由于结构上的原因，壳程不能采用机械方法清洗，因此不适宜用于高粘度或者较脏的加热介质。

同时由于是立式安装，因而增加了塔的裙座高度。

图1-1釜内液位与再沸器上管板平齐管内分两段：——显热段LBC——蒸发段LCD3工艺机构尺寸的估算3.1依据工艺要求计算传热速率Q（3-1）式中（3-1）b 、c 分别代表蒸发和冷凝，r 表示潜热，D 为蒸发量则：3.2计算传热温差（3-2）式中T d 、T b 、t b 分别为壳程露点温度、壳程泡点温度、管程平均温度。

则：3.3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3.4计算传热面积A p(3-3)式中Q 为传热速率，K 为传热系数，为传热温差。

则b bccD r D r =b bc cQ D r D r ==610442.322251000/3600 6.45410()b b c cQ D r D r w ===⨯⨯=⨯()()lnd b b b m d b b bT t T t t T t T t ---∆=--()()(146112)(130112)25.16()146112ln ln130112d b b b m d b b bT t T t t K T t T t ------∆===----2605/()K W m K =g RpmQ A K t =⋅∆626.4541042460525.16p m Q A m K t ⨯===⋅∆⨯m t ∆3.5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 ，如图（1-2a ）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，因此不需要清洗所以选择三角形图1-2排列，传热管的根数为：（3-4）式中A 为传热面积，d 0为管径，L 为管长。

则：3.6壳体直径按三角形排列时，传热管构成如图（1-2a ）正六边形排列,，排管数为a ，最大正六边形内对角戏上管子数目b 和再沸器壳体内径D ，可分别按下式进行计算：（3-5） （3-6）（3-7）4241800()3.140.0253T o A N d L π===⨯⨯根T o A N d Lπ==3a(1)121(1)(2~3)T N a b a D t b d ++=+=-+式中，T N 为排列管子总数：a 为正六边形的个数：t 为管心距，mm ，d 0为传热管外径，mm 。

因此由于=3a(1)1T N a ++=1800，解得a=24(a=-25舍去)。

再由b=2a+1解得b=49。

于是取进口管D i =250mm ，出口管直径D 0=600mm 。

4传热系数校核 4.1显热段传热系数K L1、假设传热管出口气化率为x e =0.021（其值得的大致范围为：对于水的汽化一般为2%~5%，对于有机溶剂一般为10%~20%），釜液蒸发量D b ，则循环量W t 为：（3-8）式中，D b 为釜液蒸发质量流量，kg/s ；W t 为釜液循环流量，kg/s 。

所以2、显热段传热管内传热膜系数 ，设传热管内流通截面积S i ，则传热管内釜液的质量流率G 为（3-9）式中S i 为管内流通截面积，m 2；d i 为传热管内径，m ；N T 为传热系数管数。

设 为管内液体的粘度，则管内流动的雷诺数及普朗特数分别为：（3-10）0(1)(2~3)32(491)3251600mmD t b d =-+=⨯-+⨯≈beD Wt x =10442.3138(/)36000.021b t e D W kg s x ===⨯i αb μ24tii i TW G S S d N π==Re Pr pb bi bbC d Gμμλ==式中，为管内液体粘度Pa ·s ；C pb 为管内液体定压比热容kJ/(kg · K)； 为管管内液体热导率，W/（m ·K ）。

因此若Re > 104，0.6< Pr >160，显热段长与管内径之比L BC / d i >50时，则按圆形直管强制湍流公式来计算显热段传热管内表面的传热系数 即（3-11）则：3、显热段课程冷凝传热膜系数（3-12）式中怪外凝液密度、壳程凝液热导率、管外凝液粘度。

则：b μb λ22220.7850.02118000.6231()4138221.47[/()]0.6231i i T t i S d N m W G kg m s S π==⨯⨯====g 3330.021221.47Re 186030.25104.2289100.2510Pr 1.5410.6862i b pb bbd GC μμλ--⨯===⨯⨯⨯⨯===i α0.80.40.023Rebi riP d λα=0.80.40.80.420.68620.023Re 0.02318603 1.5412327[/]0.021b i r i P W m k d λα==⨯⨯⨯=g 0α111123233333022041.87Re 1.87ccc cc c c c T g g Dd N ρλρλαμμμπ--⎛⎫⎛⎫⎛⎫== ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭c 04Re =()C C c c c C T cD M QM D r d N r ρλμμπ== , , 为蒸汽冷凝潜热、、分别表示11233302123332320.75 1.87Re 85998.10.535413635=0.75 1.873600 3.140.02518000.2105224.5/(m )ccc g W K ρλαμ----⎛⎫=⨯ ⎪⎝⎭⎛⎫⨯⨯⨯⎛⎫⨯ ⎪ ⎪⨯⨯⨯⨯⨯⨯⎝⎭⎝⎭⎡⎤⎣⎦g （0.210）式中，0.75是双组分按单组分计算的校正系数。

4、污垢热阻，沸腾侧：424204.29910/ 1.7210/i R m k W R m k W --=⨯=⨯ g g 冷凝侧：524.29910/W R m k W -=⨯g 管壁：5、显热段的传热系数(3-13)4.2蒸发段传热系数K E1、管内沸腾—对流传热膜系数（3-14） 泡核沸腾的平均修正系数a(3-15)(3-16) (3-17)式中，G h 为管内质量流速，kg/(m 2·h)， x 为蒸汽质量分数；Ψ为与无形有关的参数；分别为沸腾侧汽相与液相的密度kg/m 3; 分别为沸腾侧汽相与液相的粘度，Pa ·s 。

（3-18）式中X tt 为Lockhat-Martinelli 参数，表示液体和蒸汽动能的比例。

当x=x e =0.021时10000014542d d 1=d d 25 4.2991025 4.299102511.721023272121235224.5698/(i W L i ii m R R d K R d W m K αα-----⎛⎫++++ ⎪⎝⎭⎛⎫⨯⨯⨯⨯=+++⨯+ ⎪⨯⎝⎭⎡⎤=⎣⎦g ）v αv b tpa b ααα=+'2E a a a +=520.50.10.50.136003600221.478.010/()0.880.250.041239500.012h V b b V G G kg m h ρμρμ⎡⎤==⨯≈⨯⎣⎦⎛⎫⎛⎫⎛⎫⎛⎫ψ=== ⎪ ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭g 0.90.90.0210.0211110.0210.7460.04123x ttx x X ψ=⎛⎫⎛⎫⎪ ⎪--⎝⎭⎝⎭===b V ρρ、b V μμ、0.90.50.10.9111V V tt b b xx x X x ρμρμψ⎛⎫ ⎪⎛⎫⎛⎫⎛⎫-== ⎪ ⎪ ⎪ ⎪-⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎪⎝⎭查化工原理课程设计图3-30得a E =0.45 当x=0.4x e =0.0084时查化工原理课程设计图3-30得a ’=1.0 将数据带入式（3-15）得： 泡核沸腾传热膜系数（3-19）改式为麦克内利（Mcnelly ）公式，式中，di 为歘热管内径，m ；rb 为釜液汽化潜热，J/kg ；p 为塔底操作压力（绝对压力），Pa ； 为釜液表面张力，N/m 。