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1、再沸器工艺设计,一. 再沸器的类型和选择 立式 ： 热虹吸式 强制循环式 卧式： 热虹吸式 强制循环式 釜式再沸器 内置式再沸器,立式热虹吸： 循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 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缓冲区。,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
2、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
3、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, b-boiling, c-condensation,3. 假定传热系数K 查表3-15（p.91） 有机液体-水蒸汽 570-1140 W/（m2K）,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,管规格：383、 382.5、252.5 252、 192 参见p61表3-2 管长L：2000、3000、4500、6000mm 计算管数：,壳径DS： 正三角形排列：,L/DS应合理约46，不合理时要调整 卷制壳体内径以4
4、00mm为基数，以100mm为进档级。 接管尺寸，参照p92页表3-16,五、传热能力核算,1.显热段传热系数计算KL (1) 设传热管出口处气含率xe （25%），计算循环量,Db:釜液蒸发质量流量，kg/s Wt:釜液循环质量流量，kg/s,S0:管内流通截面积，m2 di:传热管内径，m NT:传热管数,（2） 计算显热段管内传热膜系数i,Re 104, 0.650,管内Re和Pr数：,(3)壳程冷凝传热膜系数计算O,m:蒸汽冷凝液质量流量，kg/s Q:冷凝热流量，W c:蒸汽冷凝热，kJ/kg,(4) 计算显热段传热系数KL,污垢热阻R- p74,表3-9,2. 蒸发段传热系数KE计
5、算,设计思路：xe25% 控制在第二区：饱和泡核沸腾和两相对流传热,双机理模型：同时考虑两相对流传热机理和饱和泡核沸腾传热机理。,v ：管内沸腾表面传热系数 t p: 两相对流表面传热系数 P94-95 n b: 泡核沸腾表面传热系数 a: 泡核沸腾压抑因数,3.显热段及蒸发段长度,根据饱和蒸汽压和温度关系计算,5.面积裕度核算 30%，若不合适要进行调整,4.计算平均传热系数KC,六、循环流量的校核,（1）计算循环推动力PD 液体气化后产生密度差为推动力（p.97-98）,L 的参考值 见相关手册,蒸发段两相流平均密度以出口气含率的1/3计算。,管程出口管内两相流密度以出口气含率计算。,（2
6、）循环阻力Pf Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 管程进出口阻力P1 传热管显热段阻力P2 传热管蒸发段阻力P3 管内动能变化产生阻力P4 管程出口段阻力P5,管程进出口阻力P1,Li：进口管长度和当量长度之和，m Di ：进口管内径， m G：釜液在进口管内质量流速，kg/m2s,传热管显热段阻力P2,LBC：显热管长度，m di：传热管内径， m G：釜液在传热管质量流速，kg/m2s,传热管蒸发段阻力P3 分别计算传热管蒸发段气液两相流动阻力，再以一定方式相加。,汽相阻力,LCD：蒸发段长度，m x: 该段平均气含率。,液相阻力:,蒸发段阻力P3:,管内动量变化产生阻力
7、P4,M：动量变化引起的阻力系数,管程出口段阻力P5,汽相阻力,液相阻力,管程出口段阻力P5,（3）循环推动力PD与循环阻力Pf的比值计算 正常工作时，两项数值相等 设计时，推动力应略大于阻力（安全设计）,上述比值太大，则应降低xe 上述比值太小，则应升高xe -重新假设传热系数K和气含率xe重复上述计算过程，直至满足传热和流体力学要求。,回流冷凝器,按冷凝器与塔的位置，可分为： 整体式 自流式 和强制循环式。,如图 (a)和(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与
8、冷凝器间距离，导致塔体过高。 该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。,（1）整体式,图6-1 冷凝器的型式,（2）自流式 如图6-1（c）所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。,如图6-1（D）、（e）所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。 需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。,（3）强制循环式,接管直径,各接管直径由流体速度及其流量，按连续性方程决定，即： 式中：VS流体体积流量，m3/ s； u流体流
9、速，m/ s； d管子直径，m。,（1）塔顶蒸气出口管径DV,蒸气出口管中的允许气速UV应不产生过大的压降，其值可参照下表。,表 蒸气出口管中允许气速参照表,（2）回流液管径DR,冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为0.20.5m/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取1.52.5m/s。,料液由高位槽进塔时，料液流速取0.40.8m/s。由泵输送时，流速取为1.52.5 m/s。,（3）进料管径dF,（4）釜液排除管径dW 釜液流出的速度一般取0.51.0m/s。 （5）饱和水蒸气管 饱和水蒸气压力在295kPa（表压）以下时，蒸气在管中流速取为2040m/
10、s；表压在785 kPa以下时，流速取为4060m/s；表压在2950 kPa以上时，流速取为80m/s。,加热蒸气鼓泡管（又叫蒸气喷出器）若精馏塔采用直接蒸气加热时，在塔釜中要装开孔的蒸气鼓泡管。使加热蒸气能均匀分布与釜液中。其结构为一环式蒸气管，管子上适当的开一些小孔。当小孔直径小时，汽泡分布的更均匀。但太小不仅增加阻力损失，而且容易堵塞。其孔直径一般为510mm，孔距为孔径的510倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.21.5倍，管内蒸气速度为2025m/s。加热蒸气管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保证蒸气与溶液有足够的接触时间。,加热蒸气鼓泡管,离心泵的选择，一般可按下列的方法与
11、步骤进行： （1）确定输送系统的流量与压头液体的输送量一般为生产任务所规定，如果流量在一定范围内波动，选泵时应按最大流量考虑。根据输送系统管路的安排，用柏努利方程计算在最大流量下管路所需的压头。 （2）选择泵的类型与型号 首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型，然后按已确定的流量Qe和压头He从泵的样本或产品目录中选出合适的型号。显然，选出的泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量Qe和压头He完全相符，且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量，所选泵的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即点（Qe、He）坐标位置应靠在泵的高效率范围所对应的H-Q曲线下方。另外，泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。 （3）核算泵的轴功率 若输送液体的密度大于水的密度时，可按核算泵的轴功率。,离心泵的选择,
