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1、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012，水0.8，均为摩尔分数,釜液可视为纯水。具体条件及物性如下操作条件壳程管程温度1430（露点-泡点）2(平均沸点)压力（绝对）Ma0.50.16蒸发量(gh）1042.3壳程凝液物相(138）管程流体物相（12)液相气相潜热c=17J/225 kJ/Kg热导率0。50。6862黏度0。2.0。02密度859Kg/ m39500。88比热容.289表面张力0。0602蒸汽压曲线斜率t/p=000191 / 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
2、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2。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
3、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
4、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
5、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3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（)b、c分别代表蒸发和冷凝，r表示潜热，为蒸发量则：32计算传热温差（3-2)式中d、Tb、tb分别为壳程露点温度、壳程泡点温度、管程平均温度。则：。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。4计算传热面积Ap(3-3）式中Q为传热速率，K为传热系数， 为传热温差.则3.选取传热管规格、计算传热管根数选取传热管规格为2m
6、m2m，L=300m,如图（12a）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12排列,传热管的根数为：（34）式中为传热面积，d0为管径，L为管长.则：36壳体直径按三角形排列时,传热管构成如图(-2)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:（35）(3-6）(37)式中,为排列管子总数：a为正六边形的个数：为管心距，m，d0为传热管外径，m。因此由于1800,解得a=24(a=-5舍去）。再由=a解得b=4。于是取进口管Di20m,出口管直径D0
7、=0mm。4传热系数校核4。1显热段传热系数KL、假设传热管出口气化率为xe=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100)，釜液蒸发量D，则循环量W为：（3-8）式中，Db为釜液蒸发质量流量，kg/s;t为釜液循环流量,k/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Si，则传热管内釜液的质量流率G为(3）式中i为管内流通截面积,m2；di为传热管内径，；NT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：（30）式中, 为管内液体粘度Ps;Cpb为管内液体定压比热容kJ/(kgK)； 为管管内液体热导率，W/（
8、)。因此若e 14，0.6 Pr160，显热段长与管内径之比LBC / 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:、显热段课程冷凝传热膜系数(3-1)式中怪外凝液密度、壳程凝液热导率、管外凝液粘度.则:式中，075是双组分按单组分计算的校正系数. 4、污垢热阻,沸腾侧: 5、显热段的传热系数(3）.2蒸发段传热系数KE1、管内沸腾对流传热膜系数(-14）泡核沸腾的平均修正系数(35)（3-16)(3-17)式中,Gh为管内质量流速，kg/（m2h), x为蒸汽质量分数；为与无形有关的参数； 分别为沸腾侧汽相与液相的密度g/m3； 分别为沸腾侧汽相
9、与液相的粘度，P。(18）式中Xt为ockhtMartinlli参数,表示液体和蒸汽动能的比例。当x=x=0。021时查化工原理课程设计图3-得aE=.45当x=0.4xe=0.008时查化工原理课程设计图3-3得=0将数据带入式（315)得：泡核沸腾传热膜系数改式为麦克内利（Mcnell）公式，式中，i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),P; 为釜液表面张力，/m.则:质量分数0.4xe处的对流传热膜系数 ，（320)式中, 为两厢对流传热修正系数其值为：（2）式（-21）成为（Denger）公式。当x=04xe时，用式（3-18)计算出Xt再用式（
10、3-1)求得 ，最后用式（3-0）求取 。则管内沸腾对流传热膜系数 2、蒸发段传热系数.显热段和蒸发段长度显热段长度BC和传热管总长L之比为（33）式中（t/）s 为沸腾物系蒸汽压曲线的斜率。则：.4平均传热系数Kc（-2）.5面积裕度核算比较K计算和K假定,若K计算比假定高出2，则说明假定值尚可，否则要重新假定K值（-25)环流的校核由于在传热计算中,再沸器内德釜液循环量是在假设的出口气化率下得出的，因而釜液循环量是否正确。核算方法是在给定的出口气化率下，计算再沸器内的流体流动循环推动力及其阻力，应使循环推动力等于或略大于流动阻力，则表明假设的出口气化率正确,否则应重新假设出口气化率,重新进
11、行计算。5。循环推动力pD(3-6）(327）式中, 为对应传热管出口气化率/处的两相流平均密度,kg/m3； 为传热管出口处两相流平均密度，kg/m3； 为再沸器上部管板至接管入塔口间的高度l，其参数可查表3结合机械设计需要选取.表31 的参考值再沸器公称直径4060801001200140016001800/m080.01。02112124.。61。8当x1/3x=0。00时,（32）式中,L为两相流的液相分数。当e时，按上述同样的方法求得参照表3并根据焊接需要选取再沸器上部管板至接口管入塔口间的高度 ，计算循环推动力：52循环推动阻力pf循环流动阻力的计算一般是采用分段计算的方法，即分别
12、计算管程进口管阻力、加速阻力、传热管显热段阻力、传热管蒸发段阻力和管程出口管阻力，然后叠加得到总的阻力,即:（7)1、管程进口管阻力2、加速阻力3、传热管显热段阻力损失按直管阻力损失计算：、传热管蒸发段阻力该段为两相流,故其流动阻力损失计算应按两相流考虑。计算方法是分别计算该段的汽-液相流动的阻力,然后按一定方法加和,求得阻力损失.汽相流动阻力，取该段内的平均气化率3e=0.，则汽相质量流速G为：汽相流动的ReV为：液相流动阻力两相压降5、管程出口阻力汽相流动阻力 出口管中汽相质量流率为：出口管中气象流动的ReV为液相流动阻力液相流率L为:也像流动Re为：两相压降循环阻力：53循环推动力与循环
13、阻力的相对误差核算满足要求，所设计的再沸器满足要求。传热面积裕度所需换热面积面积裕度壳层管程物料名称进口混合蒸汽水出口凝液水和水蒸气流量(kg/）进口165出口1635操作温度()141301气化率e0021热负荷Q(kW）.454106操作压力P（Ma）00。1定性温度（)13112污垢热阻(2K)1704429104液相物性参数比热Cp(KJkg）4。44。99导热系数（WmK）0.53562密度（k/m3)859950粘度（mPas）0。20。5表面张力（N/m)5。60210-2汽化潜热r（kJ/kg）225气相物性数据密度(kg/）.1。88粘度（mPas）。0140.012阻力Pf(a）8238传热温差()25。16计算总传热系数Kc（W/m2K）828设备型号及主要尺寸传热面
