再沸器工艺设计.
负压降膜再沸器设计
负压降膜再沸器设计
根据您的要求，我为您提供一份负压降膜再沸器设计方案，不包含真实姓名和引用。
设计目标：
- 实现高效的负压降膜再沸器，用于在化工工艺中进行传热和分离操作。
- 提高传热效率和产能，同时减少能耗和维护成本。
设计方案：
1. 设备选择：
- 选择耐腐蚀、耐高温的材料，如不锈钢，以确保设备长期稳定运行。
- 选择适当的换热表面结构（如板式换热器）和传热介质，以提高传热效率。
2. 入口设计：
- 设计合适的入口形状，以确保流体均匀分布在沸腾面积内，并避免积液或气泡停留。
- 采用合理的入口速度和流量，以避免液体溢出。
3. 降膜设计：
- 设置合适的降膜板结构，以增加液体和蒸气之间的接触面积，提高传热效率。
- 设计合适的板间距和倾角，以促进液滴和液膜的分离和流动。
- 定期清洗和维护降膜板，以防止污垢堆积导致传热效率下降。
4. 出口设计：
- 设计合适的出口形状和位置，以确保液体和蒸气分离，并避免液体挂在出口。
- 采用合适的流速和流量，以避免液滴随蒸汽一起带出。
5. 安全设计：
- 安装适当的压力和温度传感器，在超过设定范围时自动停机。
- 安装防爆装置和泄压阀，以防止设备过压和事故发生。
6. 运行和维护：
- 定期检查设备运行状态和传热效果，对需要修理或更换的部件进行维护。
- 严格按照操作手册进行操作，确保安全和效率。
请注意，该设计方案仅供参考，具体的设备设计需要根据实际需求和工艺要求进行详细研究和分析。
化工设计-再沸器的设计
1概述再沸器是蒸馏塔底或侧线的热交换器，用来汽化一部分液相产物返回塔内作气相回流，使塔内汽液两相间的接触传质得以进行，同时提供蒸馏过程所需的热量，又称重沸器。
1.1再沸器设备的研究现状再热器是广泛应用于石油、化工生产过程中的工艺设备。
目前国内外的工程上对再沸器的基本要求是操作稳定、调节方便、结构简单、加工制造容易、安装检修方便、使用周期长、运转安全可靠，同时也应考虑其占地面积和安装空间高度要合适。
目前我国再沸器技术基础研究仍然薄弱。
相对于国外先进水平，我国换热器产业在产品的基础研究和原理研究上存在较大的技术差距。
在换热器制造上，我国目前还以仿制为主。
由于在再沸器的相关计算等方面缺少大型专业化软件支持，使得我国对设计出来的再沸器产品无法准确预计其使用效果。
随着我国工业化和城镇化进程的加快，国内市场和出口市场对换热器的需求量将会保持增长，客观上为我国再沸器产业的快速发展提供了广阔的市场空间。
在石油、化工、电力、轻工、食品等行业仍然保持稳定增长，将对再沸器产业产生巨大的需求拉动。
1.2常见的再沸器类型再沸器可分为交叉流和轴向流两种类型。
在交叉流类型中，沸腾过程全部发生在壳程，常用的形式有釜式再沸器、内置式再沸器和水平热虹吸式再沸器。
在轴向流类型中，沸腾的再热蒸汽、气体或液体顺着轴向流动，热量载体与塔底产物的热量交换主要在管程进行，最常用的形式为立式热虹吸式再沸器。
当热虹吸式再沸器的循环量不够时，则使用泵来增加循环量，这时，称之为强制循环式再沸器。
强制循环式再沸器既可以为立式结构，也可以为水平结构。
在目前的化工工程中，最常用的再沸器为立式热虹吸式再沸器，其性能最稳定，节能效果较好，使用周期长，操作、维修费用较低，综合效率较高。
1.3再沸器的连接方式再沸器与换热管间有3种连接方式:焊接、胀接以及焊胀并用。
心连心化肥的再沸器采用的是焊接方式。
再沸器的运行效率受到温差应力、管壳程压力、介质腐蚀、流体腐蚀以及自身设计等因素的影响。
毕业设计(论文)-甲醇精馏再沸器设计
毕业设计（论文）-甲醇精馏再沸器设计1. 引言甲醇是一种广泛应用的有机化合物，在医药、化工等领域有着重要的用途。
甲醇的精馏过程是其中一种重要的分离方法，而再沸器作为精馏塔中的核心设备之一，对甲醇的分离效果有着重要影响。
本文旨在设计一个高效的甲醇精馏再沸器，提高甲醇的纯度和回收率。
2. 再沸器的作用和原理再沸器是精馏塔中的重要设备，其主要作用是将下塔的部分液体再次蒸发，并与上塔的汽液混合，增加塔内气液交换，从而提高分离效果。
再沸器一般为一个闭式容器，内部有加热元件，通过加热使液体蒸发并与塔内气相充分接触，以提高传质效果。
3. 设计要求甲醇精馏再沸器的设计要求如下：3.1 蒸发效率要高再沸器的主要作用是将下塔液体再次蒸发，因此其蒸发效率直接影响到分离效果。
设计中需要选择适当的加热元件和控制方法，确保再沸器蒸发效率高。
3.2 控制温度稳定由于甲醇的物性随温度变化较大，再沸器需要能够精确控制温度。
设计中需要选择合适的温度传感器和控温装置，以保证再沸器内的温度稳定在设定值附近。
3.3 与精馏塔连接紧密再沸器需要与精馏塔进行紧密连接，以确保液体的顺利转移和气液的有效交换。
设计中需要考虑再沸器与精馏塔的连接方式和密封性，以避免泄漏和传质效果不佳的问题。
4. 设计方案根据以上设计要求，本文设计了以下甲醇精馏再沸器方案：4.1 加热元件选择考虑到加热速度和控制精度，本设计采用电加热元件作为加热源。
电加热元件有较快的升温速度和较高的温度控制精度，能够满足再沸器的要求。
4.2 温度传感器和控温装置选择本设计选择了Pt100温度传感器作为温度测量元件，它具有较高的测量精度和稳定性。
控温装置采用PID控制算法，根据传感器测量到的温度值与设定值的偏差，调节加热元件的加热功率，以达到控制温度稳定的效果。
4.3 连接方式和密封性设计再沸器需要与精馏塔进行紧密连接，以确保气液的有效交换。
设计中采用法兰连接方式，并在连接处设置密封垫圈，以保证连接的密封性。
立式热虹吸再沸器设计
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。
再沸器设计
传热膜系数
鼓泡流、块状流、环状流（避免雾状流）
A
18
设计思路：一般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
适用于4：M 2100
0
0.3
A
6o
de
R0e.55P1r/3
16
(4) 计算显热段总传热系数KL
KL d0
idi
Ri dd0i
1
Rwddm 0 RO10
管外和和管内污垢热阻Ro、Ri-- p74，表3-9或其它资料 管壁热阻Rw=b/λm 金属壁
A
17
６.2蒸发段传热系数KE计算
图１ 管内沸腾传热的流动 流型及其表面传热系数
A
5
内置式再沸器：
▲结构简单。 传热面积小， 传热效果不理想。
A
6
二、 立式热虹吸 式再沸器管内流 体的受热分析
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
A
7
I ——单相对流传热； II ——两相对流和饱和泡核沸
腾传热； III ——块状流沸腾传热；
IV ——环状流沸腾传热； V ——雾状流沸腾传热。
（2) 计算显热段管内表面传热系数αi
G Wt si
si
4
di2NT
si:管内流通截面积，m2 di:传热管内径，m NT:传热管数
A
14
管内Re和Pr数：
Re d iG
b
Pr
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。
浅谈塔底再沸器的两种工艺及管道设计要点
浅谈塔底再沸器的两种工艺及管道设计要点摘要:塔底再沸器是化工生产过程中的重要设备,其工作效率的高低主要决定于内部组成部分的布置及管道系统的设计。
本文简要地谈论了两种塔底再沸器的设备布置工艺及这两种再沸器的管道设计要点。
关键词:塔底再沸器工艺管道塔底再沸器也即塔底重沸器,是化工生产过程中常用的传热工具,主要是借助带有热量的蒸汽、气体或者液体作为载体来将蒸馏塔中的塔底产物的加热及汽化。
再沸器在传热过程中,蒸发量主要受塔底产物和载热体的温度差值限制,在很多种情况下,二者温差很小,蒸发率很低,传热量少,不能达到满意的传热效果。
因此,我们需要选择一种工艺较好的再沸器,能够在温差很小的情况下仍然能够获得较好的传热效果,并且耗费较少的能源。
1 塔底再沸器的分类及要求塔底再沸器有两个组成重要部分:一是设备布置;二是管道的设计。
这两部分的布置及设计不仅影响着再沸器的工作效率并且决定着整个传热过程中消耗的能量大小。
不同的再沸器有着不同的传热原理,因此应根据再沸器工作原理合理地布置再沸器内部的设备并恰当地设计再沸器的管道系统。
根据塔底再沸器内载有热量的介质的流向不同可以将塔底再沸器分为轴向流和交叉流两种。
在轴向流塔底再沸器中,沸腾的载热蒸汽、气体或者液体顺着轴向流动,热量载体与塔底产物的热量交换主要在管程进行,而在交叉流塔底再沸器中,这些热量交换则全部在壳程进行。
常见的轴向流再沸器为立式热虹吸再沸器,强制流动再沸器;交叉流再沸器在形式上则主要包括内置式、釜式及水平热虹吸式。
在实际工程应用中,要求塔底再沸器不仅能够性能稳定、使用方便、制造简单、维修容易、使用时间长,而且要求其立体占用空间少,平地占用面积少等。
当然,满足上述所有条件是十分不容易的,所以在实际应用时应根据现场状况找出最主要的因素,选择一种适合于自身工程的再沸器形式。
在工程中,最常用的再沸器为立式热虹吸再沸器,该形式的再沸器的性能最稳定,节能效果较好,使用周期较长,维修费用较低,综合效率较高。
釜式再沸器的设计
釜式再沸器的设计一、设计任务1.处理能力： 60129.36t/a 甲苯2.设备形式：釜式列管式再沸器。
二、操作条件1.甲苯：进口温度110.6℃，出口温度110.6℃；2.加热介质：245.165KPa 水蒸汽，入口温度126.7℃，出口温度126.7℃3.允许压降：不大于105Pa ；4.每天按300天，每天按24小时连续运行。
釜式再沸器的设计——工艺计算书本设计的工艺计算如下：1. 计算传热量QKW r m Q s 8.8353.3603600/7200/36.601291=⨯==(查的甲苯在t=110.6℃下的r=360.3KJ/Kg •s)2. 总温差ΔTΔT=t 水蒸气-t 原溶液=C C C ︒=︒-︒1.166.1107.1263.管内侧膜传质系数αi现选定C h m Kcal i ︒⋅⋅=2/2000α4.假定内外侧污垢皆为零5.金属管壁的热阻选用外径为19mm ，厚度mm 0.2=δ的钢管，其导热系数为C h m Kcal ︒⋅⋅=/40λ管子平均直径()()mm D D D m 172/019.0015.0201=+=+= 故管壁热阻Kcal C h m D D m /000056.0017.0019.040002.020︒⋅⋅=⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=λδ 6.再求管外壁面和本沸点的温差t ∆先从管内侧传热系数与管壁热阻污垢热阻推求一个复合传热系数e α。
如下：Kcal C h m D D D D m W i e /000689.0017.0019.040002.0015.0019.020*********︒⋅⋅=⨯+⨯=⨯+⨯=λδαα 故C h m kcal e ︒⋅⋅=2/925.1450α管外沸腾侧膜传质系数可用Mostinski 计算，甲苯的临界压2510186.4104.4-⋅⨯==m kg MPa Pc 对比压力06.04104165.245===Pc P R()272.5)06.01006.0406.08.1(1010186.41.01048.11010.033.3102.117.069.04533.3102.117.069.04=⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⨯+⨯+⨯⨯⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡++⎪⎭⎫ ⎝⎛=R R R Pc Z假定蒸汽覆盖的校正系数58.02=φ沸腾温度范围的校正系数F 2可从下式估算()[]647.0))6.1107.126(027.0ex p(027.0ex p 02=-⨯-=--=bi b T T F 其中T b0为再沸器被蒸发的蒸汽温度，T bi 为再沸器入口液体的沸腾温度 ()1.1633.322=∆+∆⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⋅⋅=∆t t Z F T e αφ 试差可求得C t ︒>=∆55.11由此可见自然对流的影响可忽略不计。
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2. 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。
V tP a nb
αv ：管内沸腾表面传热系数 αt p: 两相对流表面传热系数 P94-95 αn b: 泡核沸腾表面传热系数 a: 泡核沸腾压抑因数
1/ 3
m:蒸汽冷凝液质量流量，kg/s Q:冷凝热流量，W
m M d 0 N T
c:蒸汽冷凝热，kJ/kg
Q m rc
4M 适用于： 2100
(4) 计算显热段传热系数KL
KL
1 d0 d0 d0 1 Ri Rw RO i di di dm 0
污垢热阻R-- p74,表3-9
• 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） ：物流相变热，kJ/kg,
QR Vb b Vc c
mcCpc (t 2 t1 )
2. 计算传热温差
Hale Waihona Puke V:相变质量流量，kg/s,
b-boiling, c-condensation
T:壳程水蒸气冷凝温度 Td:混合蒸汽露点
t m T tb
(Td t b ) (Tb t b ) Tb:混合蒸汽泡点 t m Td t b t:釜液泡点 ln Tb t b
3. 假定传热系数K
查表3-15（p.91）
K L LBC K E LCD KC L
5.面积裕度核算— 30%，若不合适要进行调整
QR AC K C t m
AP AC H 100 % A
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）
PD [ LCD ( b tp ) l t p ]g
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。
PD : 循环推动力，Pa LCD：蒸发段高度, m
b：釜液密度, kg / m
3
tp：蒸发段两相平均密度, kg / m
3
tp：传热管出口处两相平均密度, kg / m
3
l：再沸器上部管板到接管入塔口间高度, m
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。
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。
二 . 立式热虹 吸式再沸器管 内流体的受热 分析
• 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
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
△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
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 2 W G s0 di NT s0 4 S0:管内流通截面积，m2
di:传热管内径，m
Db Wt xe
Db:釜液蒸发质量流量，kg/s
NT:传热管数
管内Re和Pr数：
Re
diG
b
Pr
C Pb b
b
xe x 3
X tt [(1 x) / x] ( V / b )
0.9 0.5
(b / V )
0.1
RL
X tt
2 ( X tt 21X tt 1) 0.5
tp V (1 RL ) b RL
管程出口管内两相流密度以出口气含率计算。
x xe
（2）循环阻力△Pf
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，
3.显热段及蒸发段长度
t p LBC s L t d i NT K L t m p C W s PwL L t
t 斜率 p ：沸腾物系蒸汽压曲线 s
根据饱和蒸汽压和温度关系计算
4.计算平均传热系数KC
有机液体-水蒸汽
4. 估算传热面积
570-1140 W/（m2· K）
QR A K tm
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：
b : 管内流体粘度，Pa s
C pb : 管内流体比定压热容， kJ/(kg K)
：管内流体热导率，W /(m K )
Re >104, 0.6<Pr<160, LBC/di>50
i 0.023
i
di
Re
0.8
Pr
n
(3)壳程冷凝传热膜系数计算αO
ao 1.88Re
Re 4M
• 壳径DS： • 正三角形排列： b 1.1 NT
A NT d 0 L
DS t (b 1) (2 ~ 3)d0
• 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