再沸器设计

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）)(12ttCpmVVQccccbbR2.计算传热温差bmtTtbbbdbbbdmtTtTtTtTtln)()(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,b-boiling,c-condensation3.假定传热系数K查表3-15（p.91）有机液体-水蒸汽570-1140W/（m2·K）mRtKQA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：φ38×3、φ38×2.5、φ25×2.5•φ25×2、φ19×2参见p61表3-2•管长L：2000、3000、4500、6000mm•计算管数：LdANT00)3~2()1(dbtDSTNb1.1•壳径DS：•正三角形排列：•L/DS应合理—约4~6，不合理时要调整卷制壳体内径以400mm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ebtxDW0sWGTiNds204Db:釜液蒸发质量流量，kg/sWt:釜液循环质量流量，kg/sS0:管内流通截面积，m2di:传热管内径，mNT:传热管数（2）计算显热段管内传热膜系数αiRe104,0.6Pr160,LBC/di50nriiiPd8.0Re023.0biGdRebbPbrCP管内Re和Pr数：)/(K)kJ/(kg::KmWCsPapbb：管内流体热导率，管内流体比定压热容，管内流体粘度，(3)壳程冷凝传热膜系数计算αOcrQm3/188.1eoRaM4ReTNdmM021004M适用于：m:蒸汽冷凝液质量流量，kg/sQ:冷凝热流量，Wc:蒸汽冷凝热，kJ/kg(4)计算显热段传热系数KL000011OmwiiiiLRddRddRddK污垢热阻R--p74,表3-92.蒸发段传热系数KE计算设计思路：xe25%控制在第二区：饱和泡核沸腾和两相对流传热nbtPVa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。αv：管内沸腾表面传热系数αtp:两相对流表面传热系数P94-95αnb:泡核沸腾表面传热系数a:泡核沸腾压抑因数tLPwLmLTissBCWCtKNdptptLL3.显热段及蒸发段长度斜率：沸腾物系蒸汽压曲线spt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mCRCtKQA%100AAAHCP4.计算平均传热系数KCLLKLKKCDEBCLC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）glLpttpbCD])([PDmlmkgmkgmkgmLPatptpbCD,/,/,/,,:P333D管入塔口间高度：再沸器上部管板到接均密度：传热管出口处两相平：蒸发段两相平均密度：釜液密度：蒸发段高度循环推动力，L的参考值见P98，表3-19LbLVtpRR)1(5.02)121(ttttttLXXXR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。1.05.09.0)/()/(]/)1[(VbbVttxxX3exxexx（2）循环阻力△Pf△Pf=△P1+△P2+△P3+△P4+△P5①管程进出口阻力△P1②传热管显热段阻力△P2③传热管蒸发段阻力△P3④管内动能变化产生阻力△P4⑤管程出口段阻力△P5①管程进出口阻力△P1biiiGDLP22138.07543.001227.0ieiR)1914.0254.0/(3426.0)0254.0/(2iiiDDL2785.0iiDWGbiGDReLi：进口管长度和当量长度之和，mDi：进口管内径，mG：釜液在进口管内质量流速，kg/m2s②传热管显热段阻力△P2biBCGdLP22238.07543.001227.0eRTiiNdWG2785.0biGdReLBC：显热管长度，mdi：传热管内径，mG：釜液在传热管质量流速，kg/m2s③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。VViCDVVGdLP22338.07543.001227.0VeVRxGGVVViGdRe汽相阻力LCD：蒸发段长度，mx:该段平均气含率。bLiCDLLGdLP22338.07543.001227.0LeLRxGGVVViGdRe41/4L1/4V3)PPP33(液相阻力:蒸发段阻力△P3:④管内动量变化产生阻力△P4bMGP/241)1()1(22LeVbLeRxRxMM：动量变化引起的阻力系数⑤管程出口段阻力△P5VViVVGdLP22538.07543.001227.0VeVRxGGVVViGdRe汽相阻力2785.0otDWGbLiLLGdLP22538.07543.001227.0LeLRxGGVVViGdRe41/4L1/4V5)PPP55(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）05.0~01.0DfDPPP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。