立式热虹吸再沸器设计
热虹吸式再沸器的设计与选用解析
热虹吸式再沸器的设计与选用解析作者：陈发挥来源：《中国化工贸易·中旬刊》2018年第10期摘要：再沸器常用于蒸馏塔底，对塔底流体加热使其部分汽化返回塔内，为蒸馏塔提供上升蒸汽，设计再沸器时，必须与蒸馏塔的使用特点和结构联系起来。
在石油化工厂，热虹吸式再沸器应用很广泛，且多采用管壳式。
关键词：再沸器;热虹吸式;设计;选用1 常见再沸器的种类1.1 立式热虹吸再沸器如图所示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。
立式及卧式热虹吸再沸器本身没有气、液分离空间和缓冲区，这些均由塔釜提供。
工艺物流侧在管程，传热系数高，投资低，为获得好的循环，可能需要比较高的塔裙高度。
汽化率为15%-40%。
可用于真空和低压系统。
式热虹吸再沸器具有的特点：循环推动力是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;设备被直接安装在塔旁由于管线系统简单，故设备造价低。
1.2 卧式热虹吸式再沸器如图所示卧式热虹吸式再沸器加热介质在管内流动，管程可以为单流程也可以为多流程。
进料是从塔底下降管引入再沸器，液体在壳程沸腾发生汽化，形成密度较小的汽液混合物，由于进料管和排出管中液体的密度差产生静压差，成为流体自然循环的推动力。
臥式热虹吸式再沸器具有的特点：循环推动力是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。
有较高的循环率，因而有较高的流速和较低的出口干度，从而防止了高沸点组分的积聚和降低了结垢的速率。
工艺物流侧在壳程，传热系数中偏高，投资适中，占地面积大，裙座高度低，汽化率为3%-35%。
2 热虹吸式再沸器流动沸腾机理立式热虹吸式再沸器的受热段可分为五段，分别为：①单相对流显热段，由于静压头的存在，该区域的压力大于流体饱和状态的压力。
立式热虹吸再沸器机械设计说明书(相关知识)
大连理工大学本科课程设计立式热虹吸式再沸器机械设计说明书学院（系）：化工机械与安全学院专业：过程装备与控制工程学生姓名：孔闯学号：201242052指导教师：由宏新、代玉强评阅教师：完成日期：2015.10.2大连理工大学Dalian University of Technolog摘要本课程设计主要任务是设计1台立式热虹吸式再沸器，作为丙烯-丙烷精馏塔的提馏段加热设备。
在大三下学期的时候已经初步完成了再沸器的工艺部分的设计和核算，本次设计主要进行再沸器的机械部分的计算及校核，包括再沸器各部分的结构说明，筒体壁厚的计算，封头壁厚的计算，管箱法兰和管板的计算，筒体和封头开孔及补强等。
通过3周的工作，已完成了再沸器的机械参数的计算，手工绘制了再沸器的装配图1张和管板零件图1张。
目录摘要 (I)1设计基础 (2)1.1项目背景 (2)1.2设计依据 (2)1.3技术来源及授权 (2)1.4项目简介 (2)2结构工艺说明 (1)2.1管程和壳程物料的选择 (1)2.2换热管 (1)2.3管板 (1)2.3.1 管板结构尺寸 (1)2.3.2 换热管与管板连接 (2)2.3.3 排管及管孔 (3)2.4折流板 (5)2.5接管及连接附件 (6)2.6安全泄放 (7)2.7耳式支座 (8)2.8管箱、管箱法兰与封头 (11)3强度计算 (13)3.1工艺参数计算结果表 (13)3.2计算条件 (14)3.3强度计算 (15)3.3.1 壳程圆筒计算 (15)3.3.2 前端管箱筒体计算 (16)3.3.3 前端管箱封头计算 (18)3.3.4 后端管箱筒体计算 (19)3.3.5 后端管箱封头计算 (20)3.3.6 开孔补强设计计算 (21)3.3.7 兼作法兰固定式管板计算 (24)3.3.8 管箱法兰计算 (34)4结论 (36)附录A 过程工艺与设备课程设计任务书 (38)1设计基础1.1项目背景本项目来源于大连理工大学过程装备与控制工程专业大四年级过程工艺与设备课程设计题目；设计者为过程装备与控制工程专业在校大四学生，与项目发布者为师生关系；本项目设计装置为立式热虹吸式再沸器。
立式热虹吸式再沸器毕业设计
立式热虹吸式再沸器毕业设计摘要本篇毕业设计主要研究了立式热虹吸式再沸器的设计和性能分析，对于该种型号的再沸器进行了深入的研究和探索。
通过对立式热虹吸式再沸器的热工特性和传热机理进行分析，提出了一种优化设计方案，使得该型号再沸器在使用过程中能够更加高效地运行，提高了热能利用率。
在实验过程中，对比了优化前后的性能指标，证明了优化方案的可行性和有效性。
关键词：立式热虹吸式再沸器；传热机理；优化设计；性能指标AbstractKeywords: vertical thermo-siphon reboiler; heat transfer mechanism; optimized design; performance indicators一、引言二、热虹吸式再沸器的传热机理热虹吸式再沸器主要由三部分组成，一个加热器、一个再沸器和一个地下水箱。
由于热水比重小，故而在水箱中形成了温度分层，上层为凉水，下层为热水。
当提高加热器的温度时，热水开始上升，形成热虹吸效应。
热水上升后，流入到水箱下部的再沸器中，并加热未完全再沸的物料，物料受到加热后，再次蒸发并上升，贯穿整个再沸器，最后通过管道排出。
热虹吸式再沸器的传热机理主要由三部分组成，包括对流传热、辐射传热和传导传热。
其中，对流传热是热虹吸效应的主要形式，其原理是利用热量作用在液体上，使得液体的密度发生变化，从而形成自然对流的循环。
在该过程中，辐射传热和传导传热也参与其中。
三、优化设计方案为了提高热虹吸式再沸器的传热效率，在设计过程中，我们提出了一种优化方案，主要包括以下几个方面：（1）加热器的设计在加热器设计中，我们采用了高效的加热元件，并减小加热器对外面空间的影响。
同时也采用了优化导流板等措施，使得加热器可以更加均匀地加热物料。
这些优化措施可以有效提高加热器的能量利用率。
在再沸器的设计中，我们主要采用了优化分层结构的方式，使得水箱中的冷水和热水能够更加有效地分离。
浅析立式热虹吸再沸器热应力及管道设计
ｓ ｈ ｅ ｌ ｌ ｓ ｉ ｄ ｅ ｔ ｏ ｈ ｅ ａ ｔ ｔ ｈ ｅ ｔ ｕ ｂ ｅ ｓ ｉ ｄ ｅ ｐ ｒ ｏ ｃ ｅ ｓ ｓ ｆ ｌ ｕ ｉ ｄ ｔ ｏ ｂ ｏ ｉ ｌ ｉ ｎ ｇ ． Ｔ ｈ ｉ ｓ ｐ ａ ｐ ｅ ｒ ｉ ｎ ｔ ｒ ｏ ｄ ｕ ｃ ｅ ｓ ｔ ｈｅ ｔ ｈ ｅ ｒ ｍａ ｌ —ｓ ｔ ｒ ｅ ｓ ｓ ａ ｎ ｌｙ ａ ｓ ｉ ｓ ｏ ｆ ｖ ｅ ｒ ｔ ｉ ｃ ｌ ａ
ｔ ｈ ｅ ｍｏ ｒ ｓ ｙ ｐ ｈ ｏ ｎ ｒ ｅ ｏｉ ｂ ｌ ｅ ｒ ｎｄ ａ ｔ ｈ ｅ ｍａ ｔ ｔ ｅ ｒ ｓ ｎ ｅ ｅ ｄ ｉ ｎ ｇ ａ ｔ ｔ ｅ ｎ ｔ ｉ ｏ ｎ ｉ ｎ ｐ ｉ ｐ ｅ ｌ ｉ ｎ ｅ ｄ ｅ ｓ ｉ ｇ ｎ ．Ｔ ａ ｋ ｉ ｎ ｇ ｔ ｈ ｅ Ａｒ ｏ ｍａ ｔ ｉ ｃ ｓ Ｓ ｅ ｐ ａ ｒ ａ ｔ ｉ ｏ ｎ Ｕｎ ｉ ｔ ａ ｓ ｎ ａ ｅ ｘ ａ ｍｐ ｌ ｅ
而容器 的管 口在 竖直方向上将产生较 大的热胀 反力 和弯矩 ， 亦 即在管 口与容器 的连接点将产生很 高 的应 力。如果应力 过高 ， 超过容器管 口允许受 力 （ 力矩 ） ， 很 容 易造成 法兰泄 露 ， 从而造 成危险 。 （ １ ） 对于 图 １ （ ａ ） 中所示的支撑结 构 ， 通 常将根 据 ２台设备 的温度 、 材质等来确定 再沸 器支撑 在塔 上 的位置 ， 同时确 定再 沸器的支耳 位置 ， 以使 Ａ—Ｂ的膨胀 量与 Ｃ—Ｄ点 的膨胀 量相 等或相近 ； 如果 相等（ 通 常这难 以实现 ） ， 则支 架 的刚度要 求很 大； 如果不 等 ， 通 常是 Ｃ—Ｄ点 的膨 胀量大 于 Ａ—Ｂ的膨胀 量 ， 这时则需要选择合适 的支架 型钢 ， 在满 足强 度控 制 的前提 下 ， 同时满足刚度的要求 ， 即允许 支架 型钢 有一定 的挠度 ， 用 以吸 收一些热 膨 胀 ， 从 而 使 设 备 口 的力 和力 矩 减 小 到 允 许 的 范 围内。 （ ２ ） 对于图 １ （ ｂ ） 中所 示的支撑结构 ， 一种 做法是尽量 找出 再 沸器 上的 ｃ点 ， 在这点上再沸器 Ｃ点 一Ｄ点 的膨胀量 等于或 接 近塔 Ａ点 一Ｂ点 的膨胀 量 ， 此时不 用在 支耳 处设 置 弹簧架 ， 但 由于受 系统稳 定性 、 容器 设计 和安 装等很 多 因素 的限 制 ， 这 点通 常很难做 到。更好 的方 法是 在再沸 器 的 ４个 （ 或 ２个 ） 支耳处设置 弹簧 支架 ， 而通 过设 定弹 簧荷 载 的办法 ， 使 设备 管 口处 的作用力 和力矩减小 到允许 的范围内 ， 这样就相对简单 。
立式热虹吸再沸器工艺设计教学文案
立式热虹吸再沸器工艺设计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0.12，水0.88，均为摩尔分数，釜液可视为纯水。
具体条件及物性如下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23%。
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。
立式虹吸式再沸器校核及优化设计
ｄｏｉ：１０ ３９６９／ｊ ｉｓｓｎ １００４－２７５Ｘ ２０２０ ０９ ０３９立式虹吸式再沸器校核及优化设计杨永青１，王霄２（１ 中核华纬工程设计研究有限公司，江苏 南京 ２１００１９；２ 中国化学工程第三建设有限公司，江苏 南京 ２１００１２）摘 要：立式虹吸式再沸器有操作简单、占地少、投资节约等特点，广泛应用于化工行业。
根据工程实际，对工艺包中再沸器进行了校核，并进行了合理优化。
关键词：再沸器；ＨＴＲＩ；优化设计中图分类号：ＴＱ０５１ 文献标识码：Ａ 文章编号：１００４－２７５Ｘ（２０２０）０９－１１９－０３ＣｈｅｃｋａｎｄＯｐｔｉｍｉｚａｔｉｏｎＤｅｓｉｇｎｏｆＶｅｒｔｉｃａｌＳｉｐｈｏｎＲｅｂｏｉｌｅｒＹａｎｇＹｏｎｇｑｉｎｇ１，ＷａｎｇＸｉａｏ２ （１ ＣｈｉｎａＮｕｃｌｅａｒＩｎｄｕｓｔｒｙＨｕａｗｅｉＥｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇＤｅｓｉｇｎ＆ＲｅｓｅａｃｈＣｏ ，Ｌｔｄ，Ｊｉａｎｇｓｕ Ｎａｎｊｉｎｇ，２１００１９ ２ ＣｈｉｎａＮａｔｉｏｎａｌＣｈｅｍｉｃａｌＥｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇＴｈｉｒｄＣｏｎｓｔｒａｃｔｉｏｎＣｏ ，Ｌｔｄ，Ｊｉａｎｇｓｕ Ｎａｎｊｉｎｇ，２１００１２） Ａｂｓｔｒａｃｔ：Ｖｅｒｔｉｃａｌｓｉｐｈｏｎｒｅｂｏｉｌｅｒｈａｓｔｈｅａｄｖａｎｔａｇｅｓｏｆｓｉｍｐｌｅｏｐｅｒａｔｉｏｎ，ｌｅｓｓｌａｎｄｏｃｃｕｐａｔｉｏｎａｎｄｌｅｓｓｉｎｖｅｓｔｍｅｎｔ Ｓｏｉｔｉｓｗｉｄｅｌｙｕｓｅｄｉｎｃｈｅｍｉｃａｌｉｎｄｕｓｔｒｙ Ｔｈｅｒｅｂｏｉｌｅｒｉｎｔｈｅｐｒｏｃｅｓｓｐａｃｋａｇｅｉｓｃｈｅｃｋｅｄａｎｄｏｐｔｉｍｉｚａｔｉｏｎｄｅｓｉｇｎｅｄａｃｃｏｒｄｉｎｇｔｏｅｎｇｉ ｎｅｅｒｉｎｇｅｘｐｅｒｉｅｎｃｅ Ｋｅｙｗｏｒｄｓ：ＲｅｂｏｉｌｅｒＨＴＲＩ；Ｏｐｔｉｍｉｚａｔｉｏｎｄｅｓｉｇｎ 热虹吸式再沸器，根据形式，分为立式和卧式。
其中，立式虹吸式再沸器操作简单、占地少、投资节约，在化工行业应用非常广泛。
立式热虹吸式再沸器的布置及配管
框架结构支撑是指再沸器同其他设备一起安装在合适的 钢框架上。这种支撑形式也会存在不同膨胀量引起的相对位移， 但是土建投资方面则会优于独立结构。需要注意的是，再沸器布 置于框架内时，容易忽略再沸器上方是否留有足够的抽芯检修 空间，以及设备吊装是否方便。再者，共用框架平台一般很难做 到因再沸器支撑标高而调整框架层高，只能将框架标高设计低 于再沸器支撑标高，通过增加独立的支撑结构来达到合适的要 求标高。这就需要所有设备统筹考虑，甚至加入再沸器支撑弹簧 的因素，综合所有涉及项，完成整个框架和设备的标高确定。
Equipment Layout and Piping Design for Vertical Thermosiphon Reboiler
CHEN Wei-zhong(Beijing Petrochemical Engineering Co., Ltd., Xi’an Branch, Xi’an 710075, China)
1 立式热虹吸式再沸器的特点
热虹吸式再沸器为自然循环式，塔釜的液体进入再沸器被 加热而部分汽化，再沸器入口管线中充满液体，而出口管线中 是汽液两相混合物。再沸器的汽化率越大，则出口管线中物料 的密度越小，两者的密度差就越大，利用进出口管线的密度差 使塔底液体不断被“虹吸”入再沸器，加热汽化后的汽液混合物 则返同塔内，整个过程不需要用泵就可以实现不断循环[1]。这 种物料循环方式，决定了其具有连接管线短、传热系数高、占地 面积小、总投资低等特点。因其与塔管口以较短的管线直接相 连，管程流体不易结垢，加热段的停留时间较短，流率稳定性较 高，实现了良好的可控性。
2.2 支撑形式的确定
ห้องสมุดไป่ตู้
塔器
汽相 液体
蒸汽 再 沸 器
立式热虹吸再沸器工艺设计
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0。
12，水0。
88，均为摩尔分数，釜液可视为纯水。
具体条件及物性如下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23%。
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。
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立式热虹吸再沸器简介图14.立式热虹吸再沸器（1）立式热虹吸再沸器是利用热介质在壳侧提供热量将管侧工艺流体加热沸腾的管壳式换热器，它是自然循环的单元操作，动力来自与之相连的精馏塔塔釜液位产生的静压头和管内流体的密度差。
（2）立式热虹吸再沸器广泛地应用于化与卧式相比, 其循环速率高, 传热膜系数高。
但是, 工业上应用的立式热虹吸再沸器其加热督要有一定高度才能获得较高的传热速率, 而塔底液面与再沸器上部管板约为等高, 这样就提高了塔底的标高, 使设备安装费增加, 并且设备的清洗和维修也困难。
（3）立式热虹吸再沸器的不稳定性, 往往是由于两相流的不稳定流型所致。
在立式热虹吸管内蛇两相流沸腾流型, 自下而上相继出现（4）鼓泡流、弹状流、环状流及环雾流等。
弹状流的大汽抱的不断出现与破裂, 激发了操作的不稳定性。
（5）立式热虹吸再沸器与卧式相比, 虽有较好的防垢性能, 但对于粘度大的物料, 例如, 石按化工中一些高分子聚合物, 也常因结垢堵塞管道, 而要定期清除垢物。
严重的情况下, 运转一年就会将再沸器中绝大部分管子堵死, 垢物的清除费力费时, 十分困难。
（6）一般立式热虹吸式的管程走工艺液体，壳程走加热蒸汽。
改善立式热虹吸再沸器的操作性能, 强化其传热, 具有十分重要的意义其特点有：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.3.1.1 立式热虹吸再沸器的选用和设计计算步骤（1）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。
（2）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3.1.2 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、初选传热系数，估算传热面积，2、依据估算的传热面积，进行再沸器的工艺结构设计；3、假设再沸器的出口气含率，进行热流量核算；4、计算釜液循环过程的推动力和流动阻力，核算出口气含率。
图15.再沸器管程加热方式釜内液位与再沸器上管齐平管内分为两段：LBC显热段LCD蒸发段3.1.3设计条件及主要物性参数3.1.4工艺设计计算3.1.4.1估算再沸器面积（1）再沸器的热流量再沸器的热流量以管程液流蒸发所需的热流量并考虑热损失进行计算，若可以忽略热损失，则按下式计算Φ=q mbγb式中，γb为釜液的汽化潜热，kJ/kg；q mb釜液的汽化量，kg/h。
1.蒸汽qmb1=1550000/1926=804 kg/h2.液流qmb2=1550000/307.10=5047.2 kg/h （2）计算传热温差∆t m=t2t1lnt2-t1∆∆∆∆∆t m=[（210-188）-（190-188）]/ln[（210-188）/（190-188）]=8.34℃估算传热面积假设传热系数K=605W/（m2K)Q=1550000⨯1000/3600=430555.5W估算传热面积 Ap=Q/k∆t m=1550000/605*8.34=85.3 m23.1.4.2选取传热管规格、计算传热管根数选取传热管规格为φ25mm⨯2mm，L=3000mm，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，因此不要清洗，所以选择三角形。
N T=Ap/πdl=85.3/π×0.025×3=362根若将传热管按正三角形排列，则计算壳径D为D=t（b-1）+（2~3）d=32×（49-1）+3×25=1600 mm取管程进口管直径Di=250 mm，出口管直径Do=600 mm3.1.4.3传热系数校核（1）显热段传热系数Kcl设传热管出口处汽化率x=0.024，则计算循环流量q mt =5047.2/（0.024×3600）=58.4 kg/s显热段管内表面传热系数4N d Si T2i π=G=im tS q =58.4/(π0.0212×362)=116.4[])/(2s m kg ⋅ 雷诺数ηρdu Re ==31017.0116.2021.0-⨯⨯=14354>10000普朗特数Pr=2.32⨯0.17/0.09375=4.2计算显热段传热管内表面传热系数hi 为0.40.8Pr Re d0.023hi λ==385.8()[]K m ⋅2/W计算管外冷凝表面传热系数q m0=r φ=1550000/(1926.5⨯1000)=0.8046 kg/s 计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量M 为M=TmdN q π=0.8046/(π⨯0.025⨯362)=28.3⨯310- [])/(h m kg • 计算冷凝液膜的R e0为R e0=4M/η= 4⨯28.3⨯310-/(0.136⨯310-)=832.3<2100计算管外冷凝表面传热系数h 0为1/3-e01/32320R g 1.88h ⨯⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯=ηλρξ=7291.2()[]K m ⋅2/W 式中，ξ为矫正系数，是多组分冷凝按单组份计算的校正。
污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧Ri=4.299×10-4m 2k/w ，冷凝侧R 0=1.72×10-4m 2k/w ，管壁热阻Rw=4.299×10-5m 2k/w 。
计算显热段传热系数K L 为0m 0w i 0i i i 0CL h 1R d d R d d R d h d 1K ++++==600()[]K m ⋅2/W（2）蒸发段传热系数K CL 计算传热管内釜液的质量流量G h 为G h =3600G=3600×116.4=4.19×510 [])/(2s m kg ⋅当x e =0.024时，计算参数X tt 为X tt =[（1-0.024）/0.024]0.9（3.05/708）0.5（0.01016/0.17）0.1=1.382521/X tt =0.723由G h =4.19×510[])/(2s m kg ⋅及1/X tt =0.723，查图3-29得a E =0.9 X=0.4x e =0.0096时h nb =()4.08.0Pr ]1)[Re /(225.0x d i b -λ=400 ()[]K m ⋅2/W计算对沸腾因子tp F =3.5（1/X tt ）0.5=3.5×0.7230.5=2.98计算两相对流表面传热系数3902.98h tp ⨯==1162.2 ()[]K m ⋅2/W计算沸腾传热膜系数为h iE =1162.2+0.7⨯385.8=1712.26 ()[]K m ⋅2/W计算蒸发段传热膜系数K CE 为K CE =0m 0w i 0i i i 0h 1R d d R d d R d h d 1++++=602.8 ()[]K m ⋅2/W（3）显热段和蒸发段长度计算显热段的长度L BC 传热管总长L 的比值为L BC /L=mtb pi m L T i s sq c t K N d p t p ρπ∆+⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛∆∆∆∆)/t (=1.59⨯-310/[1.59⨯-310+58.4708.4323208.34386.23620.021⨯⨯⨯⨯⨯⨯π]=0.666L BC =0.666⨯3=1.99 m L CD =3-1.83=1m（4）平均传热系数 K C =LL CDCE BC CL K L K +=(136.4⨯1.83+317.4⨯1.17)/3=809 ()[]K m ⋅2/W需要传热面积为Ac=）（m C t K /∆⨯Φ=1550000⨯1000/（8.34⨯809⨯3600）=63.8 m 2 （5）面积裕度实际传热面积 A=3.14⨯0.025⨯3⨯362=85.25 m 2H=（A-Ac ）/Ac=33%该再沸器的面积合适。
3.1.4.4循环流量校核（1）循环推动力 当x=x e /3=0.024/3=0.008时，计算X ttX tt =[（1-0.008）/0.008]0.9（3.05/708）0.5（0.01016/0.17）0.1=3.79 计算两相流的液相分率R LR L =3.79/（3.792+21⨯3.79+1）0.5=0.389计算两相流平均密度tp ρ=3.05⨯(1-0.389)+708.43⨯0.389=277.44kg/m 3参照表3-19选取l=1.4m ，于是计算循环推动力D p ∆。
D p ∆=[]g l tp tp ρρρ--）（b CD L =[2⨯(708.43-277.44)-1⨯277.44]=5728 Pa（2）循环阻力管程进口阻力1p ∆的计算计算釜液在管程进口管内的质量流速G 为G=imt D 24q π=58.4⨯4/π0.252=1189.7[])/(2s m kg ⋅计算釜液在进口管内的流动雷诺数i Re =0.25⨯1189.7⨯1000/0.25=1189715计算进口管长度与局部阻力当量长度Li 为Li=（0.25/0.0254）2/[0.3426⨯（0.25/0.0254-0.1914）]=29.3m计算进口管内流体流动的摩擦系数为i λ=0.01227+0.7543/38.0i Re =0.01598计算进口管阻力1p ∆=0.01598⨯29.3/0.25⨯11902/2⨯708=1873pa 传热管显热段阻力 计算釜液在传热管内的质量流量G 为G=imt D 24q π=58.4⨯4/π0.0212⨯1300=130.589[])/(2s m kg ⋅计算釜液在传热管内流动时的雷诺数Re 为Re=0.021⨯130.589⨯1000/0.17=16131.6进口管内流体流动的摩擦系数λ为λ=0.01227+0.7543/38.0i Re =0.03126计算传热管显热段阻力2p ∆为2p ∆=b 2i BC 2G d L ρλ⨯=0.03126⨯（1.99/0.021）⨯（130.5892/2⨯708.43）=35.6Pa 传热管蒸发段阻力G=130.589[])/(2s m kg ⋅计算釜液在传热管内的质量流速V G 为V G =xG=（2xe/3）G=2.89[])/(2s m kg ⋅计算气相在传热管内的流动雷诺数V Re 为V Re =0.021⨯2.89⨯1000/(0.01016)=5973.4计算传热管内汽相流动的摩擦系数V λ为V λ=0.01227+0.7543/（5973.4）0.38=0.04计算传热管内汽相流动阻力v3p ∆为v3p ∆=v2v i CD 2Gd L ρλ⨯=0.04⨯1/0.021⨯2.892/(2⨯3.05)=2.6 Pa计算液相在传热管内的质量流量L G 为L G =G-V G =130.589-2.89=127.7[])/(2s m kg ⋅计算液相在传热管内的流动雷诺数L Re 为L Re =0.021⨯127.7⨯1000/0.25=10726.8计算摩擦系数=L λ=0.01227+0.7543/（10726.8）0.38=0.03446计算管内液相流动阻力L3p ∆为L3p ∆=0.03446⨯1/0.021⨯127.7/2⨯708=0.148 Pa计算3p ∆=()40.250.250.1482.6+=12.8Pa 管程内因动量变化引起阻力计算阻力系数ξ=1-0.024-10.0243.057080.3890.024-122）（）（⨯+=2.58 计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力4p ∆为4p ∆=130.4892⨯2.58/708=62 Pa管程出口管阻力 计算管程出口管中汽、液相总质量流速G 为G=imt D24q π=58.4⨯4/π⨯0.62=206.5[])/(2s m kg ⋅计算管程出口管中汽相质量流速V G 为V G =xeG=0.024⨯206.5=4.956[])/(2s m kg ⋅计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l '为l '=）（）（0.1914-0.6/0.02540.34260.6/0.02542=69.5m 计算管程出口管汽相质量流动雷诺数V Re 为V Re =0.6⨯4.956⨯1000/0.01016=292677计算管程汽相流动摩擦系数V λV λ=0.01227+0.7543/（292677）0.38=0.01858计算管程出口管汽相流动阻力v5p ∆为v5p ∆=0.01858⨯（69.5/0.6）⨯4.9562/（2/3.05）=80.6Pa计算液相质量流速L GL G =G-V G =201.544[])/(2s m kg ⋅计算管程出口管中液相流动雷诺数L Re 为L Re =0.6⨯206.5⨯1000/0.25=495600计算管程出口管中液相流动的摩擦系数L λ为L λ=0.01227+0.7543/（495600）0.38=0.017439计算管程出口液相流动阻力L5p ∆为L5p ∆=0.0162⨯69.5/0.6⨯201.5442/2⨯708=53.8Pa计算管程出口管中两相流动阻力5p ∆为5p ∆=40.250.2553.880.6）（+=1059 Pa计算循环阻力f p ∆为f p ∆=54321p p p p p ∆+∆+∆+∆+∆=3042.4 Pa循环推动力D p ∆与循环阻力f p ∆的比值为D p ∆/f p ∆=5728/3042.4=1.88循环推动力略大于循环阻力。