立式热虹吸再沸器的设计Word下载.docx
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3。
立式热虹吸再沸器的工艺设计
3.1.。
估算再沸器尺寸
3.1.1.。
再沸器的热流量
3.1.2。
计算传热温差
3.1.3.。
假定传热系数K
3.1.4.。
估算传热面积
3.1.5.。
工艺结构设计
3.2.。
传热能力核算
3.2.1.。
显热段传热系数计算KL
3.2.2.。
计算显热段管内传热膜系数αi
3.2.3.。
壳程冷凝传热膜系数计算α。
3.2.4.。
计算显热段传热系数KL
3.3.。
蒸发段传热系数KE计算
3.4.。
显热段及蒸发段长度
3.5.。
计算平均传热系数KC
3.6.。
面积裕度核算
3.7.。
循环流量的校核
3.7.1.。
计算循环推动力△PD
3.7.2.。
循环阻力△Pf
设计任务书
任务：
连续精馏塔再沸器的设计
一、工艺条件
釜液组成：
2%苯，98%甲苯（质量分率）
操作压力：
塔顶压力为常压
加热方式：
间接蒸汽加热
蒸发速率：
7200kg/h
加热蒸汽压力：
2.2Mpa
塔底部压力：
0.12Mpa
设备型式：
立式热虹吸再沸器
二、设计内容
1、设计方案的选择及流程说明
2、工艺计算
3、主要设备工艺尺寸设计
三、设计成果
完成设计说明书一份
7200kg/h
立式热虹吸再沸器简介：
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。
设计方法和步骤：
立式热虹吸式再沸器的流体流动系统式有塔釜内液位高度Ι、塔釜底部至再沸器下部封头的管路Ⅱ、再沸器的管程Ⅲ及其上部封头至入塔口的管路Ⅳ所构成的循环系统。
由于立式热虹吸再沸器是依靠单相液体与汽液混合物间的密度差为推动力形成釜液流动循环，釜液环流量，压力降及热流量相互关联，因此，立式热虹吸再沸器工艺设计需将传热计算和流体力学计算相互关联采用试差的方法，并以出口气含率为试差变量进行计算。
假设传热系数，估算传热面积。
其基本步骤是：
1、依据估算的传热面积，进行再沸器的工艺结构设计；
2、假设再沸器的出口气含率，进行热流量核算；
3、计算釜液循环过程的推动力和流动阻力，核算出口气含率。
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
（1）再沸器壳程与管程的设计条件
壳程管程
温度/℃190~210116
压力/Mpa2.20.12
蒸发量/（kg/h）7200
（2）物性数据
壳程液体在定性温度200℃下的物性数据：
潜热rc=1938.2kJ/kg热导率λc=0.663W/（m.k）
黏度μc=0.136mPa.s密度ρc=863.0kg/m3
管程流体在定性温度116℃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ρb=791kg/m3
表面张力σ=0.0173N/m液相比热容Cpb=1.6kJ/（kg.k）
汽相密度ρv=5.81kg/m3汽相黏度μv=0.009mPa.s
蒸汽压曲线斜率（Δt/Δp）=0.00303m2.K/kg
1、估算再沸器尺寸
（1）再沸器的热流量
：
物流相变热，kJ/kg,
V:
相变质量流量，kg/s,
b,c分别表示蒸发和冷凝
（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
（3）.假定传热系数K
查表
有机液体-水蒸汽570-1140W/（m2·
K）
假设传热系数K=600W/（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
管规格：
、φ25×
2.5
管长L：
2000mm
计算管数：
壳径DS：
且取管程进口管直径Di=250mm,出口管直径D。
=300mm
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，查表
2、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=0.15（＜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
（2）计算显热段管内传热膜系数αi
S0:
管内流通截面积，m2
di:
传热管内径，m
NT:
传热管数
管内Re和Pr数：
Re>
104,0.6<
Pr<
160,LBC/di>
50
（3）壳程冷凝传热膜系数计算α。
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KL
污垢热阻R—查表
沸腾侧Ri=1.76*10-4[m2*K/W]冷凝侧R。
=5.2*10-4[m2*K/W]
管壁热阻Rw=4.299*10-5[m2*K/W]
3.蒸发段传热系数Ke计算
设计思路：
xe<
25%
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
αv：
管内沸腾表面传热系数
αtp:
两相对流表面传热系数
αnb:
泡核沸腾表面传热系数
a:
泡核沸腾压抑因数
Ke=887W/m2*K
4.显热段及蒸发段长度
根据饱和蒸汽压和温度关系计算
5.计算平均传热系数KC
6.面积裕度核算—30%，若不合适要进行调整
7、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
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）循环阻力△Pf
△Pf=△P1+△P2+△P3+△P4+△P5
①管程进出口阻力△P1
②传热管显热段阻力△P2
③传热管蒸发段阻力△P3
④管内动能变化产生阻力△P4
⑤管程出口段阻力△P5
①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
②传热管显热段阻力△P2
LBC：
显热管长度，m
di：
传热管内径，m
釜液在传热管质量流速，kg/m2s
③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:
④管内动量变化产生阻力△P4
M：
动量变化引起的阻力系数
⑤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
--
【总结】该比值在0.01~0.05之间，符合设计要求，所以设计合理
小结与体会：
通过此次化工原理课程设计，我获益颇丰，在这次设计中，既巩固了我所学的知识，又自学了新的知识，真心希望以后多多拥有这样的机会，能锻炼了自我的动手能力，思维能力。
附：
参考文献
【1】《化工单元过程及设备课程设计》匡国柱，史启才。
北京：
化学工业出版社2002
【2】《化工原理课程设计》（化工传递与单元操作课程设计）贾绍义，柴诚敬。
天津大学出版社2002
【3】《化工设计》黄璐王保国北京：
化学工业出版社2001
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