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1、 再沸器 再沸器是蒸餾塔底或側(cè)線的熱交換器，用來汽化一部分液相產(chǎn)物返回塔內(nèi)作氣相回流，使塔內(nèi)汽液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行，同時提供蒸餾過程所需的熱量，又稱重沸器。設計再沸器時，必須同蒸餾塔的操作特點和結(jié)構(gòu)聯(lián)系起來。 圖 1 再沸器型式 工業(yè)中應用的再沸器多為管殼式換熱器，主要有釜式、虹吸式（立式和臥式）、強制循環(huán)式和內(nèi)置式等型式，見圖 1。 1. 各種型式再沸器介紹 1.1. 釜式再沸器 由一個擴大部分的殼體和一個可抽出的管束組成，管束末端有溢流堰以保證管束能有效的浸沒在沸騰液體中，故循環(huán)在管束與其周圍液體之間進行，溢流堰外側(cè)空間作為出料液體的緩沖區(qū)，殼側(cè)擴大部分空間作為汽液分

2、離空間。釜式再沸器的氣化率可達到80％以上，相當于一塊理論塔板的作用。 其優(yōu)點是維修和清洗方便，傳熱面積大，氣化率高，操作彈性大，可在真空下操作。但其傳熱系數(shù)小，殼體容積大，物料停留時間長易結(jié)垢，占地面積大，金屬耗量大，投資較高。 1.2. 熱虹吸式再沸器 熱虹吸式再沸器為有組織的自然循環(huán)式，精餾塔底的液體進入再沸器被加熱而部分汽化，形成的汽液混合物密度顯著減小，并一起進入精餾塔內(nèi)，在塔內(nèi)進行汽液分離，利用兩側(cè)的密度差使塔底液體不斷被虹吸入再沸器。虹吸式再沸器分為兩類：立式和臥式，通常管內(nèi)蒸發(fā)采用立式，且為單管程；殼程蒸發(fā)采用臥式，可以為多管程。煉油工業(yè)約95％使用臥式熱虹吸，而化工行業(yè)

3、約95％使用立式熱虹吸，石油化工行業(yè)介于期間，其原因與裝置規(guī)模及介質(zhì)的結(jié)垢性有關(guān)，也與使用習慣有關(guān)。 1.2.1. 臥式虹吸再沸器 授課：XXX 殼體可采用J、H、X型結(jié)構(gòu)。按照工藝過程臥式虹吸再沸器又可分為一次通過式和循環(huán)式，一次通過式是指塔底出產(chǎn)品，進再沸器的物料由最下一層塔板抽出其組成與塔底產(chǎn)品不同；循環(huán)式是指塔底產(chǎn)品和再沸器進料同時抽出其組成相同。一次通過式和循環(huán)式也可由泵強制輸送。流程見圖 2。 圖 2 臥式熱虹吸再沸器流程 臥式虹吸式再沸器的氣化率不應過大，對于烴類設計的氣化率一般小于30％，對于水溶液一般不超過20％，氣化量較大時需采用循環(huán)式（個人見過的ABB公司用

4、于丙烯塔底的臥式虹吸再沸器，循環(huán)式流程，殼程采用X結(jié)構(gòu)4進4出，氣化率可達到50％，且實際運行過程沒有問題）。臥式虹吸再沸器的分餾效果小于一塊理論塔板，且由于出口管線較長阻力降較大，不適用于低壓和真空操作工況。 1.2.2. 立式虹吸再沸器 圖 3 立式熱虹吸再沸器流程 立式虹吸再沸器一般采用固定管板、單管程、管內(nèi)汽化，出口管與塔體連接，減小了阻力，適用于低壓和真空操作。其分餾效果低于一塊理論塔板，氣化率一般按10～15％考慮。按工藝過程可分為一次通過式和循環(huán)式，為了使操作穩(wěn)定常在塔底部加一塊隔板，流程圖見圖 3。 授課：XXX 1.3. 強制循環(huán)

5、式再沸器 強制循環(huán)式再沸器依靠泵的外加機械能維持強制循環(huán)，因而循環(huán)速度便于控制和調(diào)節(jié)，物料停留時間短，適用于粘稠物料、有少量固體的懸浮液和熱敏性物料，也分為立式和臥式兩種，其傳熱和壓降均可按強制對流進行。 1.4. 內(nèi)置式再沸器 將管束直接置于塔內(nèi)，不需要殼體和工藝配管，結(jié)構(gòu)簡單，投資小，易清洗，但塔內(nèi)容積有限，傳熱面積小，液體循環(huán)差，不適于粘稠液體，設計計算原則與釜式再沸器相同。 1.5. 選擇再沸器應考慮的因素 選擇蒸餾塔再沸器時，在滿足工藝要求的前提下優(yōu)先選用立式熱虹吸再沸器，因為它具有一系列突出的優(yōu)點和良好性能，但下面情況不能選用立式虹吸再沸器。 1.5.1. 再沸

6、器中靜壓波動較大的場合 當蒸餾塔在較低液位排除塔釜液、間歇排除塔釜業(yè)、對塔釜液面不作嚴格控制時會產(chǎn)生壓力波動，應采用釜式再沸器。 1.5.2. 高真空操作或結(jié)垢嚴重時 1.5.3. 氣化率低于5％不會產(chǎn)生熱虹吸，氣化率大于40％時應采用釜式 1.5.4. 塔的安裝高度受限或沒有足夠空間安裝立式虹吸再沸器 2. 再沸器設計考慮的因素 2.1. 結(jié)垢因素 一般根據(jù)工程經(jīng)驗選擇污垢熱阻值，由于沸騰傳熱系數(shù)一般較高，所以指定的污垢熱阻通常在總傳熱系數(shù)中占相當大的比例，應通過設備形式的選擇和操作條件的調(diào)整，做到盡可能降低污垢熱阻的影響。 2.1.1. 影響污垢生成的因素 污垢的生成與流

7、體流動速度、溫度、汽化熱有關(guān)，或三者兼而有之。 含沉淀物或重殘渣等介質(zhì)，污垢的生成與速度關(guān)系密切，因此提高流速來減少結(jié)垢是首要問題。這種工況下應首選立式虹吸式再沸器，也可選擇臥式強制循環(huán)再沸器，不能使用釜式再沸器。 與流體溫度有關(guān)的結(jié)垢一般是通過某種化學反應形成的，當管子溫度超過反應溫度時結(jié)垢速度會迅速增加。由于釜式重沸器可以在較低的有效溫差下操作，是比較合適的選擇。 汽化敏感的結(jié)垢常發(fā)生在重組分隨汽化的發(fā)生從液體中析出的時候，在釜式或液體循環(huán)速率較低的臥式虹吸再沸器中易發(fā)生，此時選立式虹吸再沸器合適。 2.1.2. 氣化率對結(jié)垢的影響 在較低的氣化率下各種結(jié)垢都有減小的傾向，對容易

8、結(jié)垢的介質(zhì)其氣化率以不超過20％為宜。 授課：XXX 2.1.3. 流動分布的影響 殼程不良的流動分布將導致結(jié)垢的加快，例如管心距太小、旁路面積較大、折流板切口太大或切口方位錯誤等都可能造成不良的流動分布。任何引起局部高氣化率、高壁溫或低流速的殼程幾何形狀都將引起嚴重的結(jié)垢。管子壁溫高也會促進另一側(cè)介質(zhì)結(jié)垢加快。 2.1.4. 盡量采用符合實際的污垢系數(shù) 不推薦為了保險而采用過高的污垢系數(shù)，過大的污垢系數(shù)將使換熱面積過大造成浪費，并使得新設備開車時所需的比正常操作要小很多，再沸器操作性能變差。若污垢熱阻選擇過大，會使實際運行條件和設計條件相差懸殊，開工時若根據(jù)設計條件去分析實際運

9、行情況就沒有意義了。 2.2. 有效溫差 再沸器設計時都要考慮一定的污垢熱阻，新設備開工時需要將、介質(zhì)的膜傳熱系數(shù)降低到設計水平以下來補償暫時不存在的污垢熱阻。 2.2.1. 開工時對操作的考慮 再沸器開工時需要的遠遠低于達到規(guī)定的污垢熱阻時的，若開工時對新設備提供滿足設計的就可能使再沸器處于膜狀沸騰，所以開工時要使盡可能小，然后逐漸增加達到設計能力，防止不必要的模式沸騰。 對再沸器熱源的控制是降低開工時的有效方法。若采用蒸汽加熱，可在蒸汽進口管線上設置閥門進行節(jié)流，通過降低蒸汽的壓力和飽和溫度來降低，但設備有很大潛力時，可以使用冷凝液淹沒法。對于用無相變流體加熱的情況可以設置旁路，

10、開工時用旁路減小熱流體流量從而降低熱流出口溫度，用此方法來調(diào)節(jié)。 2.2.2. 在很低的下操作 由于工藝的限制，再沸器有時需要在很低的（小于4℃）下操作，此時泡核沸騰傳熱系數(shù)受表面粗糙度的影響很大，變得很不穩(wěn)定。此工況下，為增強泡核沸騰效果，對于不易結(jié)垢的流體可使用多孔表面管或T型管改變表面，使操作變得穩(wěn)定。 2.2.3. 在較高的下操作 再沸器在較高的下操作會產(chǎn)生三種不同的極限狀態(tài)，即膜狀沸騰、霧狀流和不穩(wěn)定沸騰，超過臨界最大熱通量會發(fā)生上述三種狀態(tài)之一。 有些工況需要使用高溫加熱介質(zhì)，此時的比泡核沸騰所需要的要高出很多，這種情況下可以將再沸器設計成處于膜狀沸騰狀態(tài)，但由于操作難以

11、控制所以除非必要一般不推薦。 總之，再沸器的設計要盡量處于完全泡核沸騰狀態(tài)或處于完全膜狀沸騰狀態(tài)，由于泡核沸騰傳熱系數(shù)高得多且壁溫較低，總是優(yōu)先考慮泡核沸騰狀態(tài)。 2.3. 操作壓力的考慮 2.3.1. 接近臨界壓力的操作 接近臨界壓力時蒸汽密度接近液體密度，降低了循環(huán)的推動力，此時汽液分離能力較差，會使泡核沸騰的最大熱通量降低。這種工況下釜式再沸器有較好的操作性能，內(nèi)置式的再沸器效果會更好，若采用立式熱虹吸再沸器需要采用大直徑和較短的管子、 授課：XXX 2.3.2. 高真空下操作 由于真空條件下易產(chǎn)生較大的過冷區(qū)，會使沸騰傳熱效率下降。采用立式虹吸再沸器時過冷區(qū)長度小于等

12、于管子長度的1/4為宜，另外真空下泡核沸騰需要更大的空穴，最好采用多孔表面管或T型管來提高傳熱效率。 大部分真空操作帶來的問題屬于流體動力學的問題，選擇對流體動力學最不敏感的釜式再沸器是最適宜的，其次為立式虹吸再沸器但需要保證足夠的循環(huán)推動力。 3. 釜式再沸器 釜式再沸器的管束沉浸于封頭液體中，液體在管束間受熱沸騰，汽液化合物向上運動，而液體則自管束兩邊底部進入，形成空間上不均勻的循環(huán)運動，每根管的熱流密度和給熱系數(shù)也是不均勻的，見圖 4。上部管排的傳熱面積會被下部管排產(chǎn)生的蒸汽覆蓋，特別是在管間距較小時，導致給熱系數(shù)減?。粚嶋H上液體的循環(huán)流動與上升氣泡引起的擾動又可以促進傳熱，對

13、于這兩種矛盾因素的影響還沒有一致的結(jié)論。 3.1. 沸騰傳熱簡介 按沸騰液體所處空間與流動條件的不同沸騰分為池內(nèi)沸騰和流動沸騰。 圖 4 釜式再沸器斷面 池內(nèi)沸騰：亦稱大容積沸騰，加熱面沉浸于液體中，生成的氣泡脫離加熱面后自由浮生，液體的運動是由氣泡擾動和自然對流引起的，不存在液體的平均宏觀流動。 流動沸騰：液體以一定的宏觀流速受迫掠過加熱壁面的沸騰。 立式虹吸再沸器屬于流動沸騰過程，釜式、內(nèi)置式、臥式虹吸再沸器屬于池內(nèi)沸騰過程，臥式虹吸再沸器的殼程側(cè)有一定的宏觀流速，它的沸騰過程二者都有，目前設計時還是多按照池式沸騰處理。 3.2. 池內(nèi)沸騰機理及沸騰曲線 池內(nèi)沸騰過程中，傳

14、熱強度隨著傳熱溫差變化，以沸騰傳熱強度作為傳熱溫差的函數(shù)，將沸騰過程熱強度的變化匯成曲線，見圖 5。 自然對流區(qū)：在區(qū)，管子表面處的液體沒有過熱到足以產(chǎn)生泡核，因此沒有氣泡產(chǎn)生，此時熱量靠自然對流傳遞。 授課：XXX 初始沸騰區(qū)：在區(qū)，隨著傳熱溫差的升高開始有氣泡產(chǎn)生，脫離表面后在液體中自由浮生。在點附近氣泡在上升的過程中逐漸消失，此時的熱量傳遞是自然對流和泡核沸騰的結(jié)合。 圖 5 池內(nèi)沸騰曲線 泡核沸騰區(qū)：在區(qū)，隨著傳熱溫差的繼續(xù)升高，近壁面的液體達到過熱并開始汽化，在壁面的凹坑或劃痕處形成氣泡，氣泡帶走了相變時的汽化潛熱，同時擾動了受熱面附近的液體，因而也增加了對流傳熱。在這

15、個區(qū)域內(nèi)，氣泡連續(xù)不斷的在加熱表面產(chǎn)生，設計蒸發(fā)器時要求置于泡核沸騰區(qū)內(nèi)操作。點是產(chǎn)生泡核沸騰的最大熱通量點，從受熱面上逸出的氣泡數(shù)目太多可能阻礙液體的補充，這樣蒸汽在受熱面上形成亦稱隔絕層，使受熱面溫度升高產(chǎn)生燒毀現(xiàn)象（亦稱沸騰危機）。通常把此點的溫差稱為臨界溫差，熱通量稱為臨界最大熱通量。 過渡沸騰區(qū)：在區(qū)，隨著傳熱溫差的增大，汽層和液層交替覆蓋受熱面，致使表面溫度波動，傳熱效率下降，操作變得不穩(wěn)定，開始向膜狀沸騰過渡。 膜狀沸騰區(qū)：在區(qū)，管壁受熱面不再存在液體，管子被一層穩(wěn)定的蒸汽膜包圍，隨著傳熱溫差的進一步升高，熱通量也會繼續(xù)提高，這是有輻射傳熱造成的，溫度過高會使壁面損害，沒有特

16、殊要求一般不將蒸發(fā)器設計在膜狀沸騰狀態(tài)。 3.3. 臨界最大熱通量及其影響因素 3.3.1. 臨界最大熱通量 設計釜式再沸器時其熱通量的上限值不應超過，而下限值不應低于初期沸騰區(qū)域。臨界最大熱通量的計算方法很多，可以采用圖表法、單管修正系數(shù)法、經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式法等，下面介紹一下單管修正系數(shù)法，HTRI軟件中采用此方法。 式 1 式中為單管的最大熱通量，計算方法如下： 式 2 式中：0.7為推薦的安全系數(shù) 授課：XXX 為操作壓力（絕壓） 為臨界壓力（絕壓） 為管束校正系數(shù)，其取值很復雜，在此不多說了 3.3.2. 的影響因素

17、 影響的因素有流體性質(zhì)、壓力和設備幾何形狀等，介紹一下主要影響因素： 3.3.2.1. 壓力影響 根據(jù)實驗數(shù)據(jù)，當對比壓力（操作壓力比臨界壓力）等于0.3左右時，最大熱通量通過一個峰值，對比壓力大于0.3后熱通量隨對比壓力的增加而下降，只有當對比壓力小于0.3時，最大熱通量隨臨界溫差的增加而增加。壓力越大，臨界溫差越小到達臨界熱通量越快。 3.3.2.2. 管束幾何形狀的影響 管束的幾何尺寸中對影響主要的是管子數(shù)和管間距，與管間距成正比、與管子數(shù)的平方根成反比。當確定了換熱管直徑和管間距后，增加管子數(shù)（即加大直徑）會使臨界熱通量和臨界溫差降低。 3.3.2.3. 表面粗糙度的影響

18、 表面狀況對泡核沸騰傳熱系數(shù)有很大影響，見表面加工出大量固定的汽化核心可以保持長期穩(wěn)定的高效沸騰傳熱，目前工業(yè)上多使用多孔表面和T型管。 3.4. 設計步驟 a、 獲取有關(guān)物料的物性數(shù)據(jù)和所需要的參數(shù)； b、 根據(jù)蒸發(fā)量求取再沸器的熱負荷； c、 選定加熱介質(zhì)或根據(jù)給定的加熱介質(zhì)計算總的傳熱溫差（熱流體和冷流體的溫差）； d、 根據(jù)經(jīng)驗假設總傳熱系數(shù)值，由已知的熱負荷、總溫差計算所需傳熱面積，選擇標準再沸器管束尺寸或自行設計管束尺寸； e、 按所選換熱器的幾何參數(shù)計算出管內(nèi)流體的給熱系數(shù)，并折算為以外表面積為基準的給熱系數(shù)，將壁厚熱阻、污垢熱阻也按外表面積折算為和，計算；

19、均為按外部面積折算后的值 f、 計算，然后計算與臨界沸騰溫度相比確定沸騰狀態(tài)； 為選定設備的實際換熱面積 授課：XXX 表示熱流體至管外污垢表面的溫差，表示管外污垢表面與沸騰側(cè)的溫差 若沸騰狀態(tài)為膜狀沸騰一般要重新計算，最好保持在泡核沸騰狀態(tài) g、 計算沸騰側(cè)給熱系數(shù)，進一步計算總傳熱系數(shù)，比較和初始假設的，若相等或略大說明所選設備合適，若相差較大應重新選擇設備重復上述計算直到滿意為止； h、 校核熱流強度，若超過熱流強度需要重新核算； 計算過程中的熱流強度是考慮了污垢熱阻的，新設備剛開工時是清潔表面熱流強度可能要大很多，因此要同時校核清潔表面條件下的熱流強度并在設

20、計中予以說明。 i、 確定殼體直徑及局部尺寸； 3.5. 釜式蒸發(fā)器的有關(guān)結(jié)構(gòu)與尺寸 3.5.1. 形狀 圖 6 釜式再沸器簡圖 釜的形狀可以為圓筒形，但大多采用如圖 6的形式，這種形式蒸汽流向合理，管束較低有效蒸發(fā)空間大。通常其大端直徑與小端直徑之比為1.5～2.0，連接錐角多為30°。 3.5.2. 管間距 當蒸汽負荷較大或直徑較大時，管間距可增加至（1.5～2.0），必要時可適當在管束間設置一些蒸汽垂直上升通道。 3.5.3. 液體浸沒高度 通常釜內(nèi)液面高度應比加熱管束上表面高出約50mm，有時為了保證液體浸沒管束，并使出口的液體能與蒸汽較好分離，可在管束尾部設置溢流堰

21、，堰高可取管束直徑加65mm。 3.5.4. 殼體內(nèi)徑 釜式再沸器對液體夾帶量的要求不是很嚴格，如果夾帶量大就意味著塔的分離效率下降，并增加氣體管道的壓力降，因此一般要求液體夾帶量小于2％。為滿足要求液面上方應保留足夠的分離空間，在連續(xù)操作條件下為保證過程相對穩(wěn)定，釜內(nèi)也要有足夠的液體體積作為緩沖，一般液面上方至殼頂?shù)淖杂煽臻g高度至少為0.25m，設計時管束頂部管的中心線至殼頂?shù)木嚯x不宜小于殼徑的40％。 殼體尺寸的選擇是由堰上空間蒸汽的水平流速決定的，規(guī)定蒸汽在水平空間的最大允許值為，根據(jù)計算出堰上空間最小流通橫截面積。 為汽化量，；為蒸汽密度 根據(jù)和管束直徑查附圖或附表確定需

22、要的殼體直徑，將查得結(jié)果適當放大即可，附圖或附表中的緩沖體積指液體高度等于管束公稱直徑及1m管長時的體積數(shù)，由此可計算釜內(nèi)的緩沖體積。當再沸器出料直接去儲罐時，緩沖體積應滿足一分鐘的抽送量；如向下一塔進料，應保證五分鐘不被抽空。 授課：XXX 3.5.5. 進出口接管及數(shù)量 液體進口接管與出口管間應保持盡可能大的距離，液體出口管的直徑不能太小，以避免釜內(nèi)液面升高。若殼體很長（超過20英尺）可設置多個蒸汽出口管，數(shù)量按下式估計： 為防止固體積聚在堰板底部，可以加一根連通管以除去固體， （注：可編輯下載，若有不當之處，請指正，謝謝!） 授課：XXX