釜式再沸器

釜式再沸器

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

图 1 再沸器型式

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％，且实际运行过程没有

问题）。卧式虹吸再沸器的分馏效果小于一块理论塔板，且由于出口管线较长阻力降较大，不适用于低压和真空操作工况。 1.2.2. 立式虹吸再沸器

立式虹吸再沸器一般采用固定管板、单管程、管内汽化，出口管与塔体连接，减小了阻力，适用于低压和真空操作。其分馏效果低于一块理论塔板，气化率一般按10～15％考虑。按工艺过程可分为一次通过式和循环式，为了使操作稳定常在塔底部加一块隔板，流程图见图 3。

图 3 立式热虹吸再沸器流程

图 2 卧式热虹吸再沸器流程

1.3. 强制循环式再沸器

强制循环式再沸器依靠泵的外加机械能维持强制循环，因而循环速度便于控制和调节，物料停留时间短，适用于粘稠物料、有少量固体的悬浮液和热敏性物料，也分为立式和卧式两种，其传热和压降均可按强制对流进行。 1.4. 内置式再沸器

将管束直接置于塔内，不需要壳体和工艺配管，结构简单，投资小，易清洗，但塔内容积有限，传热面积小，液体循环差，不适于粘稠液体，设计计算原则与釜式再沸器相同。 1.5. 选择再沸器应考虑的因素

选择蒸馏塔再沸器时，在满足工艺要求的前提下优先选用立式热虹吸再沸器，因为它具有一系列突出的优点和良好性能，但下面情况不能选用立式虹吸再沸器。 1.5.1. 再沸器中静压波动较大的场合

当蒸馏塔在较低液位排除塔釜液、间歇排除塔釜业、对塔釜液面不作严格控制时会产生压力波动，应采用釜式再沸器。 1.5.2. 高真空操作或结垢严重时

1.5.3. 气化率低于5％不会产生热虹吸，气化率大于40％时应采用釜式 1.5.4. 塔的安装高度受限或没有足够空间安装立式虹吸再沸器 2. 再沸器设计考虑的因素 2.1. 结垢因素

一般根据工程经验选择污垢热阻值，由于沸腾传热系数一般较高，所以指定的污垢热阻通常在总传热系数中占相当大的比例，应通过设备形式的选择和操作条件的调整，做到尽可能降低污垢热阻的影响。 2.1.1. 影响污垢生成的因素

污垢的生成与流体流动速度、温度、汽化热有关，或三者兼而有之。

含沉淀物或重残渣等介质，污垢的生成与速度关系密切，因此提高流速来减少结垢是首要问题。这种工况下应首选立式虹吸式再沸器，也可选择卧式强制循环再沸器，不能使用釜式再沸器。

与流体温度有关的结垢一般是通过某种化学反应形成的，当管子温度超过反应温度时结垢速度会迅速增加。由于釜式重沸器可以在较低的有效温差下操作，是比较合适的选择。

汽化敏感的结垢常发生在重组分随汽化的发生从液体中析出的时候，在釜式或液体循环速率较低的卧式虹吸再沸器中易发生，此时选立式虹吸再沸器合适。 2.1.2. 气化率对结垢的影响

在较低的气化率下各种结垢都有减小的倾向，对容易结垢的介质其气化率以不超过20％为宜。

2.1.3. 流动分布的影响

壳程不良的流动分布将导致结垢的加快，例如管心距太小、旁路面积较大、折流板切

口太大或切口方位错误等都可能造成不良的流动分布。任何引起局部高气化率、高壁温或低流速的壳程几何形状都将引起严重的结垢。管子壁温高也会促进另一侧介质结垢加快。 2.1.4. 尽量采用符合实际的污垢系数

不推荐为了保险而采用过高的污垢系数，过大的污垢系数将使换热面积过大造成浪费，并使得新设备开车时所需的T比正常操作要小很多，再沸器操作性能变差。若污垢热阻选择过大，会使实际运行条件和设计条件相差悬殊，开工时若根据设计条件去分析实际运行情况就没有意义了。 2.2. 有效温差T

再沸器设计时都要考虑一定的污垢热阻，新设备开工时需要将T、介质的膜传热系数降低到设计水平以下来补偿暂时不存在的污垢热阻。 2.2.1. 开工时对操作的考虑

再沸器开工时需要的T远远低于达到规定的污垢热阻时的T，若开工时对新设备提供满足设计的T就可能使再沸器处于膜状沸腾，所以开工时要使T尽可能小，然后逐渐增加T达到设计能力，防止不必要的模式沸腾。

对再沸器热源的控制是降低开工时T的有效方法。若采用蒸汽加热，可在蒸汽进口管线上设置阀门进行节流，通过降低蒸汽的压力和饱和温度来降低T，但设备有很大潜力时，可以使用冷凝液淹没法。对于用无相变流体加热的情况可以设置旁路，开工时用旁路减小热流体流量从而降低热流出口温度，用此方法来调节T。 2.2.2. 在很低的T下操作

由于工艺的限制，再沸器有时需要在很低的T（小于4℃）下操作，此时泡核沸腾传热系数受表面粗糙度的影响很大，变得很不稳定。此工况下，为增强泡核沸腾效果，对于不易结垢的流体可使用多孔表面管或T型管改变表面，使操作变得稳定。

2.2.3. 在较高的T下操作

再沸器在较高的T下操作会产生三种不同的极限状态，即膜状沸腾、雾状流和不稳定沸腾，超过临界最大热通量会发生上述三种状态之一。

有些工况需要使用高温加热介质，此时的T比泡核沸腾所需要的T要高出很多，这种情况下可以将再沸器设计成处于膜状沸腾状态，但由于操作难以控制所以除非必要一般不推荐。

总之，再沸器的设计要尽量处于完全泡核沸腾状态或处于完全膜状沸腾状态，由于泡核沸腾传热系数高得多且壁温较低，总是优先考虑泡核沸腾状态。 2.3. 操作压力的考虑 2.3.1. 接近临界压力的操作

接近临界压力时蒸汽密度接近液体密度，降低了循环的推动力，此时汽液分离能力较差，会使泡核沸腾的最大热通量降低。这种工况下釜式再沸器有较好的操作性能，内置式的再沸器效果会更好，若采用立式热虹吸再沸器需要采用大直径和较短的管子、

2.3.2. 高真空下操作

由于真空条件下易产生较大的过冷区，会使沸腾传热效率下降。采用立式虹吸再沸器时过冷区长度小于等于管子长度的1/4为宜，另外真空下泡核沸腾需要更大的空穴，最好采用多孔表面管或T型管来提高传热效率。

大部分真空操作带来的问题属于流体动力学的问题，选择对流体动力学最不敏感的釜式再沸器是最适宜的，其次为立式虹吸再沸器但需要保证足够的循环推动力。

3. 釜式再沸器

釜式再沸器的管束沉浸于封头液体中，液体在管束间受热沸腾，汽液化合物向上运动，而液体则自管束两边底部进入，形成空间上不均匀的循环运动，每根管的热流密度和给热系数也是不均匀的，见图 4。上部管排的传热面积会被下部管排产生的蒸汽覆盖，特别是在管间距较小时，导致给热系数减小；实际上液体的循环流动与上升气泡引起的扰动又可以促进传热，对于这两种矛盾因素的影响还没有一致的结论。 3.1. 沸腾传热简介

按沸腾液体所处空间与流动条件的不同沸腾分为池内沸腾和流动沸腾。

池内沸腾：亦称大容积沸腾，加热面沉浸于液体中，生成的气泡脱离加热面后自由浮生，液体的运动是由气泡扰动和自然对流引起的，不存在液体的平均宏观流动。

流动沸腾：液体以一定的宏观流速受迫掠过加热壁面的沸腾。

立式虹吸再沸器属于流动沸腾过程，釜式、内置式、卧式虹吸再沸器属于池内沸腾过程，卧式虹吸再沸器的壳程侧有一定的宏观流速，它的沸腾过程二者都有，目前设计时还是多按照池式沸腾处理。 3.2. 池内沸腾机理及沸腾曲线

池内沸腾过程中，传热强度随着传热温差T变化，以沸腾传热强度q作为传热温差

T的函数，将单管沸腾过程热强度的变化汇成曲线，见图 5。

图 4 釜式再沸器断面

自然对流区：在AB区，管子表面处的液体没有过热到足以产生泡核，因此没有气泡产生，此时热量靠自然对流传递。

初始沸腾区：在BC区，随着传热温差T的升高开始有气泡产生，脱离表面后在液体中自由浮生。在C点附近气泡在上升的过程中逐渐消失，此时的热量传递是自然对流和泡核沸腾的结合。

泡核沸腾区：在CD区，随着传热温差T的继续升高，近壁面的液体达到过热并开始汽化，在壁面的凹坑或划痕处形成气泡，气泡带走了相变时的汽化潜热，同时扰动了受热面附近的液体，因而也增加了对流传热。在这个区域内，气泡连续不断的在加热表面产生，设计蒸发器时要求置于泡核沸腾区内操作。D点是产生泡核沸腾

的最大热通量点，从受热面上逸出的气泡数目太多可能阻碍液体的补充，这样蒸汽在受热面上形成亦称隔绝层，使受热面温度升高产生烧毁现象（亦称沸腾危机）。通常把此点的温差称为临界温差，热通量称为临界最大热通量。

过渡沸腾区：在DE区，随着传热温差T的增大，汽层和液层交替覆盖受热面，致使表面温度波动，传热效率下降，操作变得不稳定，开始向膜状沸腾过渡。

膜状沸腾区：在EF区，管壁受热面不再存在液体，管子被一层稳定的蒸汽膜包围，随着传热温差T的进一步升高，热通量也会继续提高，这是有辐射传热造成的，温度过高会使壁面损害，没有特殊要求一般不将蒸发器设计在膜状沸腾状态。 3.3. 单管和管束的沸腾曲线对比

文献中的大部分数据都是论及单管沸腾的，将单管和管束的热强度曲线绘在同一张图上可以看出明显的差异，见图 6。

a 各种情况的自然对流曲线是相同的；

b 管束越大发生初始沸腾的

T越低；

图 5 池内沸腾曲线

c 各曲线的泡核沸腾区斜率大致相同；

图 6 单管与管束的池内沸腾比较

d 管束越大，临界最大热通量qmax越低，且发生在较低的温差处； e 各曲线的膜状沸腾最小热强度相同； f 各曲线的膜状沸腾曲线相同。

3.4. 临界最大热通量qmax及其影响因素 3.4.1. 临界最大热通量qmax

设计釜式再沸器时其热通量的上限值不应超过qmax，而下限值不应低于初期沸腾区域。临界最大热通量qmax的计算方法很多，可以采用图表法、单管修正系数法、经验关联式法等，下面介绍一下单管修正系数法，HTRI软件中采用此方法。

qpqR

式 1

0.28

0.73

式中qR为单管的最大热通量，计算方法如下：

PqR0.7664

PCP

1PC

PC

式 2

式中：0.7为推荐的安全系数 P为操作压力（2in2

绝压） 绝压）

PC为临界压力（ 为管束校正系数，其取值很复杂，在此不多说了 3.4.2. qmax的影响因素

影响qmax的因素有流体性质、压力和设备几何形状等，介绍一下主要影响因素： 3.4.2.1. 压力影响

根据实验数据，当对比压力（操作压力比临界压力）等于0.3左右时，最大热通量通过一个峰值，对比压力大于0.3后热通量随对比压力的增加而下降，只有当对比压力小于0.3时，最大热通量随临界温差的增加而增加。压力越大，临界温差越小到达临界热通量越快。

3.4.2.2. 管束几何形状的影响

管束的几何尺寸中对qmax影响主要的是管子数和管间距，qmax与管间距成正比、与管子数的平方根成反比。当确定了换热管直径和管间距后，增加管子数（即加大直径）会使临界热通量和临界温差降低。 3.4.2.3. 表面粗糙度的影响

表面状况对泡核沸腾传热系数有很大影响，见表面加工出大量固定的汽化核心可以保持长期稳定的高效沸腾传热，目前工业上多使用多孔表面和T型管。 3.5. 设计步骤

a、 获取有关物料的物性数据和所需要的参数； b、 根据蒸发量求取再沸器的热负荷Q；

c、 选定加热介质或根据给定的加热介质计算总的传热温差T（热流体和冷流体的温差）；

d、 根据经验假设总传热系数值H0，由已知的热负荷、总温差计算所需传热面积A0，

选择标准再沸器管束尺寸或自行设计管束尺寸；

e、 按所选换热器的几何参数计算出管内流体的给热系数hi，并折算为以外表面积为基准的给热系数ht，将壁厚热阻、污垢热阻也按外表面积折算为rw和rf，计算htwf；

rwrf 均为按外部面积折算后的值 twft

f、 计算Ttwf，然后计算Tb与临界沸腾温度相比确定沸腾状态；

TtwfQ

Ahtwf

A为选定设备的实际换热面积

TbTTtwf

Ttwf表示热流体至管外污垢表面的温差，Tb表示管外污垢表面与沸腾侧的温差

若沸腾状态为膜状沸腾一般要重新计算，最好保持在泡核沸腾状态

g、 计算沸腾侧给热系数，进一步计算总传热系数H，比较H和初始假设的H0，若相等或H略大说明所选设备合适，若相差较大应重新选择设备重复上述计算直到满意为止；

h、 校核热流强度，若超过热流强度需要重新核算；

计算过程中的热流强度是考虑了污垢热阻的，新设备刚开工时是清洁表面热流强度可能要大很多，因此要同时校核清洁表面条件下的热流强度并在设计中予以说明。 i、 确定壳体直径及局部尺寸； 3.6. 釜式蒸发器的有关结构与尺寸 3.6.1. 形状

釜的形状可以为圆筒形，但大多采用如图 7的形式，这种形式蒸汽流向合理，管束较低有效蒸发空间大。通常其大端直径与小端直径之比为1.5～2.0，连接锥角多为30°。 3.6.2. 管间距

当蒸汽负荷较大或直径较大时，管间距pt可增加至（1.5～2.0）d0，必要时可适当在管束间设置一些蒸汽垂直上升通道。 3.6.3. 液体浸没高度

通常釜内液面高度应比加热管束上表面高出约50mm，有时为了保证液体浸没管束，并使出口的液体能与蒸汽较好分离，可在管束尾部设置溢流堰，堰高可取管束直径加65mm。 3.6.4. 壳体内径

釜式再沸器对液体夹带量的要求不是很严格，如果夹带量大就意味着塔的分离效率下降，并增加气体管道的压力降，因此一般要求液体夹带量小于2

％。为满足要求液面上方

图 7 釜式再沸器简图

应保留足够的分离空间，在连续操作条件下为保证过程相对稳定，釜内也要有足够的液体体积作为缓冲，一般液面上方至壳顶的自由空间高度至少为0.25m，设计时管束顶部管的中心线至壳顶的距离不宜小于壳径的40％。

壳体尺寸的选择是由堰上空间蒸汽的水平流速决定的，规定蒸汽在水平空间的最大允许值为vmax2v111.6，根据vmax计算出堰上空间最小流通横截面积。

Aminxv

max

xv为汽化量，m3/s；为蒸汽密度

v

根据Amin和管束直径Db查附图或附表确定需要的壳体直径，将查得结果适当放大即可，附图或附表中的缓冲体积指液体高度等于管束公称直径及1m管长时的体积数，由此可计算釜内的缓冲体积。当再沸器出料直接去储罐时，缓冲体积应满足一分钟的抽送量；如向下一塔进料，应保证五分钟不被抽空。 3.6.5. 进出口接管及数量

液体进口接管与出口管间应保持尽可能大的距离，液体出口管的直径不能太小，以避免釜内液面升高。若壳体很长（超过20英尺）可设置多个蒸汽出口管，数量按下式估计：

NLt

Db

3.6.6. 液体分配器

釜式再沸器的进口应装有液体分配器以使入口流体均匀地分布在整个管束长度上，分配器通常设计成一个倒置的槽钢，其宽度一般取进口接管直径的1.5倍，见图 8。

分配器的截面积要略大于进口接管的截面积，在分配器顶面等距地开许多孔，孔的直径不应小于0.25″通常采用0.5″的孔，有时可用长缝代替。孔的总面积要保证孔中的v2应不超过500。 3.6.7. 堰设计

堰安置在U弯或浮头之后，主要保持一个平静或阻尼区以能适当控制沸腾液位，堰主要有两种型式：溢流式和阻尼式，见图 9。

如果壳体的一端用来贮存液体，则采用溢流堰，溢流堰至封头切线的距离要满足工艺上物

料停留时间的要求，为了防止固

图 8 液体分配器

图 9 堰的型式

体集聚在溢流堰后面可以安装一根联通管，见图 10。

如果不需要贮存液体则采用阻尼堰，距离x一般为壳体内径的10～15％，此时需要注意釜内液面的控制方法，控制不好会出现液面不能全部浸没管子的情况，要对控制原理进行重点审查，通常应保证液体浸没管束，如图 11所示。 3.6.8. 折流板区

如果液体过冷度较大，而且液体区的传热速率很低，可以在釜进口处装一段折流板。若用一块折流板应为水平圆缺型，若用多块，折流板应为垂直切割，以避免蒸汽封死，折流板区的大小应确保折流板区出口侧的液体达到操作压力下的饱和温度，见图 12。

图 11 阻尼堰简图 图

10 溢流堰简图

图 12 釜入口处的折流板

说明：附表摘自《化工单元操作设计手册 上册》、附图摘自《石油化工设计手册 第三卷》。

沸腾传热系数及阻力降的计算方法很复杂，本文中没有涉及，有关计算方法上面提到的两本书中有详细的介绍，同时两本书中都有关于釜式再沸器设计的例题，大家可以自己去看一下，这两套书论坛中都有。

另外重点给大家推荐一本书：换热器设计手册 上下两册 上海石油化工总厂设计院与洛阳石化工程公司合作翻译的著作，主编和总校审为刘巍（冷换设备工艺计算手册的主编），洛阳石化工程公司1994年出版。个人认为这本书非常经典，内容非常丰富，对计算方法介绍的也很详细。声明：不要找我要该书的电子版，我只有纸质版没有电子版，目前我在网络上也没有发现电子版，内容很多没有精力扫描，若需要里面的个别内容我可以用相机照下来发给你。

参考文献：

1、冷换设备工艺计算手册 刘巍主编 中国石化出版社 2003.9

2、化工单元操作设计手册 化学工业部化学工程设计技术中心站主编 化学工业部第六设计院出版 1987

3、石油化工设计手册 王松汉主编 化学工业出版社 2002.1

4、换热器设计手册 上海石油化工总厂设计院与洛阳石化工程公司合作翻译 刘巍主编 洛阳石化工程公司出版 1994.8