再沸器的设计
一、设计条件
以在五个大气压下（0.5Mpa）的饱和水蒸汽作为热源。设计条件如下：
（1）管程压力、、
管程压力(以塔底压力计算)：
Pw=105.3+0.7⨯21=120KPa=0.12MPa
（2）将釜液视为纯氯苯，在釜底压力下，其沸点：
C
B+t
查资料得：A=9.25 B=225.69 C=1516.04
根据安托因公式：logp=A-
则有： log(0.12⨯106)-
1516.04tb+225.69
⇒ tb=137.8℃
（3）再沸器的蒸发量
由于该塔满足恒摩尔流假设，则再沸器的蒸发量：
Db=VM=282.42⨯112.61=10864.61kg/h
（4）氯苯的汽化潜热
常压沸点下的汽化潜热为35.3×10KJ/Kmol（即为313.5KJ/kg）.纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：
0.38
3
r
1
20.38
⎛c-2⎫
⎪=
-⎪⎝tct1⎭
(tc=359.2℃)
其中t2=tb=137.8℃,t1=131.8℃,r1=313.5KJ/kg,则：
⎛359.2-137.8⎫=⎪r2 359.2-131.8⎝⎭
0.38
313.50.38=310.3KJ/kg
二、工艺结构尺寸的估算 （1）、计算传热速率Q
Q=Dbrb=10864.61⨯310.3⨯1000/3600=9.3647⨯105W
(2)、计算传热温差△tm
△tm=T-tb=151.7-137.8=13.9℃
(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K=800W/（m2.k） (4)、计算传热面积Ap
Q9.3647⨯105 Ap===84 m2
K⋅∆tm800⨯13.9
（5）、传热管规格选为Φ25mm×2mm,L=4000mm,按正三角形排列，则传热管的根数为
NT
A84==268（根） πdoL3.14⨯0.025⨯4
（6）、壳体直径
按3.4.3.2节中介绍的方法求取壳体直径。由NT=3a(a+1)+1=268 解得a=9(另外一负值舍去)则b=2a+1=19。于是：
D=t(b+1)+3do=32⨯(19-1)+3⨯25=648mm
取进口管直径Di=250mm，出口管直径Do=600mm 三、传热系数校核 1.显热段传热系数KL
① 假设传热管出口气化率为xe=0.13,釜液蒸发量为Db,则循环量
Wt为
Wt=
Db10864.61
==30(kg/s) xe3600⨯0.10
② 显然段传热管内传热膜系数 设传热管内流通截面积为SI,则传热管内釜液的质量流率G为
Si=(π4)diNT=0.785⨯0.0212⨯268=0.928m2
2
G=
Wt30==325.05kg/(m2∙s) SI0.0928
diG
=
0.021⨯325.05
=31027
0.22⨯10-3
1.6748⨯103⨯0.22⨯10-3==3.543
0.104
Re=
μb
Pr=
Cpbμb
λb
显热段传热管内传热膜系数αi为
αi=0.023
λb
di
RePr
0.8
0.4
=740.75W/(m2∙K)
[]
③壳程冷凝传热膜系数αo
ρc2gλc31/3
αo=1.87()Re
2μc
-1/3
o
=7747.5W/(m2∙K)
[]
④ 污垢热阻
Ri=4.299⨯10-5m2∙K/W 冷凝侧：RO=1.72⨯10-5m2∙K/W 沸腾侧：
管壁：Rw=4.299⨯10-6m2∙K/W
⑤
显热段的传热系数
KL=
1
d0RdRd1
+i0+w0+R0+αidididmαo
1
0.0254.299⨯10-5⨯0.0254.229⨯10-6⨯0.0251
+++1.72⨯10-5+
477⨯0.0210.0210.02311369.7=376.44[W/(m2∙K)]=
2.蒸发段传热系数KE
(1) 管内沸腾-对流传热膜系数αv
αv=aαb+bαtp ①泡核沸腾的平均修正系数a
a=
aE+a'
2
Gh=3600G=3600⨯325.05≈1.17⨯106kg/(m2∙h)
ψ=(
ρV0.5μb0.13.9550.50.220.1
)()=()()=0.08807 ρbμv977.50.0085
(
x0.90.130.9
)()
1==1.572 当x=xe=0.10时 x=0.021=Xttψ0.08807
查图得aE=0。
1Xtt
x0.90.040.9
)()===0.65 ψ0.08807(
当x=0.4xe=0.04时 查图得a＇=0.43。
x=0.0084
a=a'E+a2=0+0.432
=0.215
②泡核沸腾传热膜系数αb
αb=0.225
λb
dP0.69
i)0.69（ρb-1)0.33(Pdi)0.31=0.225⨯0.104
r
(
Qdi
0.021
⨯3.5430.69Arμ⨯bbρVσ（9.365⨯105⨯0.021329⨯310.3⨯103⨯0.22⨯10
-3
）0.69
（977.55
0.331.2⨯10⨯0.0210.313.955—1）（1.96⨯10
-2
）=163W/(m2∙K)③质量分数x=0.4xe处的对流传热膜系数αtp
ξ=3.5(
1)0.5
=3.5⨯0.650.5X=2.82 tt
α.4.8tp=0.023ξ
λb
d[Re(1-x)]0.8P0r=0.023⨯2.82⨯0.1040.021
[31027（1-0.04）
]03.5430.4i
=2023.3W/(m2∙K)
④管内沸腾-对流传热膜系数αv
αv=aαb+bαtp=0.23⨯163+1⨯2023.3=2058.4W/(m2∙K) （2）蒸发段传热系数KE
3.显热段和蒸发段长度
显热段长度LBC和传热管总长L之比为
LBC(∆t∆p)s2.159⨯10-3
L=∆tdNK∆t=3.14⨯0.021⨯1047⨯376.44⨯13.9=0.4398
∆p+iTLmC2.159⨯10-3+
pbρbWt
1674.8⨯977.5⨯30LBC=0.4398⨯4=1.7592(m) LCD=4-1.7592=2.2408(m)
4.平均传热系数Kc KKLLBC+KELCD376.44⨯1.c=
L=7592+1042⨯2.2408
4
=960W/(m2∙K)
5.面积裕度核算 比较K
计算
和K
假定
，若K
计算
比K
假定
高出20%，则说明假定值尚可，
否则要重新假定K值。
Kc-K960-800
==20.11% K800
四、循环流量的校核 1.循环推动力∆pD 当x=xe=0.033时，Xtt=ψ(
RL=
1
3
1-x0.91-0.0330.9
)=0.08807()=0.6363 x0.033
Xtt0.6363
==0.279 220.50.5
(0.6363+21⨯0.6363+1)(Xtt+21Xtt+1)
tp=ρv(1-RL)+ρbRL=3.955(1-0.279)+977.5⨯0.279=275.9kg/m3
当x=xe时，按上述同样的方法求得ρtp=165kg/m3
查表并根据焊接需要选取再沸器上部管板至接管入塔口间的高度
l=0.9m
计算循环推动力∆pD
∆pD=gLCD(ρb-ptp)-lρtp=9.81⨯[2.2408(977.5-245.8)-0.9⨯165]=13397Pa
[]
2.循环阻力∆pf
∆pf=∆p1+∆p2+∆p3+∆p4+∆p5 （1）管程进口管阻力∆p1
G=
Wt30==615.1kg/(m2∙s) 220.785⨯0.250.785Di
Re
=
DiG
i
μb
=
0.25⨯615.15
=6.99⨯10
0.22⨯10-3
i
λi=0.01227+0.Re0.38=0.0168
(Di0.0254)2(0.250.0254)2
Li===29.3m
0.3426(Di0.0254-0.1914)0.3426(0.250.0254-0.1914)
LiG2
∆p1=λi=7249Pa
Di2ρb
(2)加速损失∆p2
(1-xe)2ρbxe
M=+()-1=6.85
RLρv1-RL
2
G=Wt
π
4
diNT=325.05kg/(m2∙s)
2
∆P2=G2M/ρb=187.532⨯9.14/977.5=740Pa
(3)传热管显热段阻力损失∆p3 按直管阻力损失计算
λ=0.01227+0.Re0.38=0.01227+0.7543/310270.38=0.0271
2
LBCG
∆P3=λ⨯=122Pa
di2ρb
(4) 传热管蒸发段阻力损失∆p4
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气液两相流动的阻力，然后按一定方法加和，求得阻力损失。
①气相流动阻力损失∆pv4 取该段内的平均气化率
x=
2
xe=0.067，则气相质量流速Gv为 3
GV=xG=0.067⨯=325.05kg/(m2∙s)
气相流动的ReV: ReV=
λV=0.01227+
diGV
μV
=53536
0.7543
=0.0243 Re0V.38
2
LCDGV
∆P=153Pa V4=λV
di2ρV
②液相流动损失∆pL4
GL=G-GV=303.38kg/(m2∙s)
ReL=
diGL
μb
=
0.021⨯303.38
=28959 -3
0.22⨯10
0.7543
=0.0275 0.38
ReL
λL=0.01227+
2
LCDGL
∆PL4=λL=138Pa
di2ρb
③两相压降∆p4
∆p4=(∆pV4
+∆pL4)4=2333Pa
4
（5）管程出口阻力∆p5
①气相流动阻力损失∆pv5 出口管中气相质量流率为：
GV=xeG=0.10⨯
302
=21.67kg/(m∙s) 2
0.785⨯0.6
出口管中气相流动的ReV为：
ReV=
DoGV
μV
=
0.6⨯21.67
=1.52⨯106 -3
0.0085⨯10
0.7543ReV
0.38
λV=0.01227+
=0.0152
(Di/0.0254)2(0.6/0.0254)2
l'===69.51m 0.3426(Di/0.0254-0.1914)0.3426(0.6/0.0254-0.1914)
2GVl'
∆P⨯=222Pa V5=λV
Do2ρV
②液相流动阻力∆pL5 液相流率GL为：GL=G-GV=
682
-31.26=209.2kg/(m∙s) 2
0.785⨯0.6
液相c动ReL为：ReL=
λL=0.01227+
DoGL
μb
=
0.6⨯209.25
=5.7⨯10 -3
0.22⨯10
0.7543
=0.02748 0.38
ReL
2
l'GL
∆PL5=λL⨯=111Pa
Do2ρb
③两相压降∆p5
∆p5=(∆pV5
4
+∆pL5)4=2549Pa
4
循环阻力∆pf ∆pf=∆p1+∆p2+∆p3+∆p4+∆p5=12638Pa 3.循环推动力∆PD与循环阻力∆Pf的相对误差
∆PD-∆Pf
∆PD
=
13397-12738
=0.049
13397
核算满足要求，所设计的再沸器合适。 五、传热面积裕度
Q9.3647⨯105
==70.1m2 所需换热面积 A=
Kc∆tm776⨯13.9
面积裕度 H=
Ap-AA
=
329-254
=20.11% 254