立式热虹吸再沸器课程设计

绪 论

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—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。 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,占地面积大,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—釜液.蒸发量,温度,压力，壳程—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,kJ/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

l。

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 — 汽化热，kJkg1 c — 泡核沸腾修正系数 Re — Reynolds 数 di — 传热管内径，m TH — 高温热源温度，K dp — 颗粒直径，m

TL — 低温热源温度，K

hb — 液体的泡核沸腾传热系数，Wm2K1 T0 — 环境温度，K

hbp — 对流传热系数，Wm2K1 x — 釜液气化质量分率，%

hE — 气-液两相流沸腾传热系数，Wm2K1 Xtt — 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1 De — 有效能损失，kW

l — 再沸器上部管板至接管入塔口间的高度，m l — 导热系数，Wm1K1 L — 管长，m m — 粘度，Pa s P — 压力，Pa r — 密度，kgm3

DP –– 压力降，Pa s — 表面张力，Nm1 DPD — 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 — 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

潜热rc=1938.2KJ/Kg 热导率：λc=0.663W/(m·k) 黏度：μc=0.136mPa·s 密度：Pc=863.0Kg/m3

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：λb=0.124W/(m·k) 液相黏度：μb=0.24mPa·s 液相密度：Pb=791g/m3

表面张力：σ=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：μv=0.009mPa·s 蒸汽压曲线斜率（Δt/Δp）3.03·10-3m2·K/Kg

2.1估算再沸器的设备尺寸

（1）计算再沸器的传热速率Q

Q=Vcrc=Vbrb=9000·361.14·1000/3600=902850W （2）计算传热温度差Δtm

(Tt)(Tbtb)

 db =83.6°C  tm

dbln Tbtb

（3）假定传热系数K=605W/m2·K，则估算实际传热面积为 QR

2A K =902850/（605·83.6）=17.9994m tm

（4）拟用传热管规格为：φ19×2mm,L=3m.则传热管数NT为

ANπ·0.015·3)=100.5666 T

d0L

（5）若将传热管按正三角形排列，则计算壳径D为

S0

（1.1√NT-1)+3di=377.9957mm D=32·

可取用管程进、出口直径分别为 Di=250mm Do=600mm 2.2传热系数校核

Dt(b1)(2~3)d

1.显热段传热系数KL

（1）设传热管出口处气化率Xe=0.13. 则循环流量Wt Wt=Q/3600·Xe=9000/3600·0.13=19.23Kg/s （2）计算显热管内传热膜系数 传热管内釜液的质量流速G为 W2

GsdiNT0

s04

G = 19.23·4/π·0.0152·100.5666=1082.657Kg/m2·s 管内流动雷诺准数Re为

diG4

Re

b

普朗特准数Pr为

CPbb

-3

Pr、0.124=3.1

b

显热段传热管内传热膜系数αi为

n0.8i

0.RePir

di

= 0.023*0.124/0.025*676660.83.10.4=2186.316 W/m2·K （3）计算壳程冷凝传热膜系数αo 计算蒸汽冷凝的质量流量Dc

Dc=Q/rc=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M

m

M π*0.019*100.6)=0.0776 1/m·s

d0NT

计算冷凝膜的Re为 4M-3

Re=2283



计算壳程冷凝传热膜系数αo

1/3e2ge21/3

oe ue =1.88×2303-1／3×0.75×[907.4×907.4×9.81×0.535×0.535÷(0.22×10-3×0.22×10-3)] 1／3

=5194.4 W／(㎡·K)

（4）污垢热阻及管壁热阻





a1.88R（）

沸腾侧Ri=5.2×10-4㎡.K／W 冷凝侧Ro=1.76×10-4㎡.K／W

管壁热阻Rw=4.299×10-5㎡·K／W 计算显热段传热系数KL为 1

KL

d0d0d01 RiRwRO

idididm0

= 1／[19÷(2186.35×15)+ 5.2×10-4×19÷15+4.299×10-5×19÷17+1.76×10-4+1／5208.786]

= 606.0419 W／(㎡·K) 2.蒸发段传热系数KE

（1）计算传热管内釜液的质量流量Gh

6

Gh=3600G=3600×391.9647=3.897×10[Kg/(㎡·h)] 当Xe=0.13

时，计算

1/Xtt:

Xe=0.13 可得

1/Xtt=(0.13/0.87)0.9/(791/581）0.5*（0.009/0.24）0.1=1.5184 则由Gh=3.897*106 Kg/m2 ·h 及1/Xtt=1.5184 查得ae’=0.1 当X=0.1 Xe=0.13*0.1=0.013 可得

1/Xtt=(0.013/0.987)0.9/(791/581）0.5*（0.009/0.24）0.1=0.171 则由Gh=3.897*106 Kg/m2 ·h 及1/Xtt=0.119 查得az’=0.5 计算泡核沸腾压抑因数 a=（0.1+0.5）/2=0.3 计算泡核沸腾传热膜系数αnb

αnb=0.225×（0.124÷0.015）×3.0960.69×（902850×0.015÷17.9994

0.690.23

÷361.14÷103÷0.24÷10-3）×（791／5.81-1）×（1.2×105×0.015÷1.738÷10-2）0.31

=3268.526 W／(㎡·K)

（2）计算以液体单独处在基准的对流表面传热系数αi

αi=0.023×（0.124／0.015）×[67666×(1-0.015)] 0.8×3.0960.4 =2186.346 W／(㎡·K) （3）计算对流沸腾因子Ftp为

Ftp=3.5*（1/Xtt）0.5=3.5*（1.5184）0.5=4.31 计算两相对流表面传热系数αtp

αtp=Ftp*αi=4.31*2186=9429.298 W/m2·K (4)计算沸腾传热膜系数αv

αv=αtp+α*αb=12697.82 W/m2·K 综上，计算蒸发段传热系数KE

-4

=1／[19÷(12697.82×15)+ 5.2×10×19÷15+4.299×10-5×19÷15+1.76×10-4+1／5208.786]

=877.4375 W／(㎡·K)

3.计算显热段与蒸发段长度

t p LBCs

LtdiNTKLtm

 pCWsPwLLt

=3.03×10-3／[3.03×10-3+(3.14×0.015×100.6×606×83.6÷1600÷791÷19.23)] =0.235

LBC=3*0.235=0.705m LCD=3-0.705=2.295m

计算平均传热系数Kc

= (606×0.705+877×2.295) ÷3 =813.64 W／(㎡·K) 实际需要的传热面积为 R

（813*83.6）=13.27 m2 C Cm

传热面积裕度

APAC

H100%（17.9994-13.27）/9.61*100%=35.6% A

则H=35.6%>30%。说明该再沸器传热面积合适 2.3循环流量的校核

Q

A

Kt

（1）循环系统的推动力

当X=Xe/3=0.043时，计算Xtt。

Xtt=[(1-X)／X] 0.9(ρv／ ρb）0.5 (Ub／Uv）0.1 =

[(1-0.043)／0.043] 0.9(5.81／791）0.5 (0.248／ 0.009）0.1 =1.93

计算两相流的液相分率为

tt（1.932+21*1.93+1）0.5

R

L

X2(Xtt21Xtt1)0.5

=0.287

计算X=Xe=0.13处两相流的平均密度ρtp

=5.81*（1-0.28)+791*0.27

tpVLbL

= 138.2 Kg/m3

取l=0.8m，则计算循环系统的自动为ΔPD ΔPD = [Lcd(ρb-ρtp)]-lρtp)]g

= [2.29*(791-230)-0.8*138]*9.81 = 11523 Pa (2)循环系统的阻力计算

LiG2 P1i Di2b

ΔPf=ΔP1+ΔP2+ΔP3+ΔP4+ΔP5 (1).管程进口管阻力ΔP1

计算釜液在管程进口管内的质量流速G

i π*0.252 = 391.96 Kg/s

2 i

计算釜液在管程进口管内流动的Rei

(1R)-R





WG

πD4

Rei=0.25×391.96／（0.24

×

10-3）=408296.6

计算进口管长度与局部阻力当量长度Li为

Li=（Di/0.254）/0.3426（Di/0.024-0.1914）=29.298 m 计算进口管内流体流动的摩擦系数λ λi=0.01227+0.7543/Rei0.38=0.017834

计算管程进口管阻力ΔP1

Δ P1=λ1LiG2/Di*2ρb=0.01783*29.298/0.25*391.962/2*791 = 202.9736 Pa

（2）计算釜液在传热管内的质量流速G

G=4Wt/πdi2*NT=19.23*4/π*0.0152*100.6=1082.657 Kg/m2·s 计算进口管内的流体流动的摩擦系数 λ=0.01227+0.7543/Re0.38=0.023285 计算传热管显热段阻力ΔP2

ΔP2=0.023285*0.705/0.25*1082.6572/(2*791)=811.0916 Pa （3）传热管蒸发段阻力的计算

计算气相在传热管内的质量流速Gv

Gv=（2/3Xe）G=2*0.13/3*1082.657=93.83028 Kg/m2·s 计算雷诺准数

Rev=diGv/μv=0.015*93.83/0.0009=1568383.797 计算传热管内气相流动的摩擦系数λv λv=0.01227+0.7543/Rev0.38=0.020282 计算传热管内气相流动阻力

22

ΔPv3=λvLCD*Gv/di*2ρv=0.020282*2.29*93.83/0.015*2*5.81 =22.98796 Pa

计算液相在传热管内的质量流速GL

GL=G-Gv=1082.657-93.83=988.8268 Kg/m2·s 计算液相在传热管内流动雷诺准数ReL

ReL=diGL/μc=0.015*988.8268/0.00024=61801.67 计算传热管液相流动的阻力系数λL

λL=0.01227+0.7543/ReL0.38 =0.023672 计算传热管内液相流动阻力

ΔPL3 = λL*LCD*GL2/di*2ρc=0.02367*2.29*988.832/0.015*2*791 = 53.715 Pa

ΔP3 =( ΔPV3 0.25 +ΔPL30.25 )4 =575 Pa （4）加速损失ΔP4

计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M 2

(1xe)2bxe

M1

RLV(1RL)

= （1-0.13）2/0.16857+(791/5.81)*[0.132/(1-0.16857)] -1 = 6.257467

计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力ΔP4

ΔP4=G2M/ρb=10822*6.257467/791=9272.65055 Pa （5）管程出口管阻力ΔP5

计算管程出口管处汽、液相总质量流速G

G = 4Wt/π*Do2=4*19.23/π*0.62=68.04943 Kg/m2·s 计算气相质量流速GV

GV = Xe*G=0.13*68.04943=8.846423 Kg/m2·s

计算出口管的长度和局部阻力的当量之和l

l= （Do/0.254）/0.3426（Do/0.024-0.1914）=69.51258 m 计算雷诺准数ReV

ReV = Do*Gv/μv =0.6*8.85/0.000009 =4536629 计算气相流动的摩擦系数λv

λv=0.01227=0.7543/Rev0.38=0.014498 计算气相流动阻力ΔPV5

22

ΔPV5 =λv*l*Gv/Do*2ρv=0.0145*69.5/0.6*8.8446/2*5.81 =11.31255 Pa 计算液相质量流速GL

2·

s GL=G-GV =59.203 Kg/m

计算雷诺准数ReL

ReL= Do*GL/μC = 0.6*59.203/0.00024=148007.5 计算液相流动的摩擦系数λL

λL =0.01227+0.7543/ReL0.38 = 0.020452 计算液相流动阻力ΔPL5

ΔPL5 =λL*l*GL2/Do*2ρb=0.020452*69.5*59.2032/0.6*2*791 = 5.295 Pa

计算管程出口管中两相流动阻力ΔP5

ΔP5 =( ΔPV5 0.25 +ΔPL50.25 )4 =125.588 Pa 所以 循环系统的阻力

ΔPf=ΔP1+ΔP2+ΔP3+ΔP4+ΔP5

=202.9736+811.0916+575.0104+9272.65055+125.588 =10987.31 Pa

而循环推动力ΔPD=11522.99 Pa

（ΔPD-ΔPf）/ΔPf=0.04875439

说明出口管的气化率Xe=0.13可以满足要求，即所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。

【第二套方案】

选择252.5 L=3m碳钢管，改变管程接管尺寸为Di=0.15m Do=0.25m,气化率Xe=0.135，用来与已选用的方案作比较。

假定传热系数K=605w/㎡.℃ 计算方法与第一套方案相同 （1

）传热系数的校核

=785.74w/㎡.℃ NT=76.43 Ac=13.744 m2

计算面积裕度

ApAc

30.95% > 30% 裕度合适，符合要求。 Ac

（2）循环流量的校核

ΔPD = [Lcd(ρb-ρtp)]-lρtp)]g

H=

= 11426.08 Pa

ΔPf=ΔP1+ΔP2+ΔP3+ΔP4+ΔP5 =10699.06 Pa

（ΔPD-ΔPf）/ΔPf=0.06795159

说明出口管的气化率Xe=0.135可以满足要求，即所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。 2.两种方案的比较

2.1设备费用计算及方案比较：

总投资费用：1.3f1f2aAcb 其中 f1 =1，f2 =0.65 a =276 b=0.8 生产费用(动力费用)：Cuwθ Cu=0.5元/吨 θ=7200h Ac为传热面积 方案一 ：总投资费用=1.3×1×0.65×276×13.270.8 =1845.28元 生产费用：0.5×7200×9000÷1000=32400元 费用之和：32400+1845.28=34245.28 元

方案二：总投资费用=1.3×1×0.65×276×13.750.8 =1898.49元 生产费用：0.5×7200×6000÷1000=32400元 费用之和：32400+1898.49=34298.49元

2.2.裕度 H1>H2，既节省费用，且安全系数提高。 2.3.AC1>AC2,增加了费用，传热面积变大

改变某一因素，可使某些因素较好地符合要求，但有些却反之，故需要多次选择、计算来达到最优。

【小结】

本次课程设计为期七天，在查找资料，与同学讨论的过程中，使我受益匪浅。现总结如下：

首先，通过此次课程设计，使我巩固了所学知识，进一步理解了换热器的结构、计算方法以及如何选择适合的换热器。

其次，通过此次课程设计，使我更加理解了理论与实践相结合，知识与生产相互结合，更进一步理解了化工原理知识体系构架，也更加明确了化工原理在化工生产中的重要性。

再次，本次课程设计与其他三人组成小组，大家通过前期的方案讨论，确定大体方案后，开始分工协作，在图书馆查阅相关资料，整理相关信息，使整个课程设计过程进行得比较顺利。在这个过程中，自己更加体会到了团队协作的重要性。

最后，非常感谢化学工程学院的老师们给我们制药工程的学生这次锻炼的机会，能够让我们在本专业的学习中了解更多工程类的知识，本次的课程设计将会对我们以后的工作有很大帮助，同时也为以后进一步的学习打下了坚实的基础。

【参考文献】

① 夏清、陈常贵，《化工原理》上册，天津：天津大学出版社，2005； ② 匡国柱、史启才，《化工单元过程及设备课程设计》，北京：化学工业出版社，2002；

③ 刘巍等，《工艺计算手册》，北京：中国石化出版社，2003；

④ 贾绍义、柴诚敬，《化工原理课程设计》，天津：天津大学出版社，2002。