radfrac中塔再沸器的热负荷是怎么计算的？
本帖最后由 liudunqiang 于 2016-1-27 09:05 编辑radfrac计算出的塔，最后一块塔板一般是再沸器，气相流量一般几乎为0，但是液相比上面塔板却突然大了很多。首先可以肯定的是，这个流量就是再沸器的循环量。但是，有以下疑问：
1再沸器的热负荷是怎么计算的？
2再沸器的循环量是怎么计算的？
从论坛中搜索，没有搜到相关的计算原理资料 这个问题，我也很想知道，思考过很久。
以热虹吸为例：
1，热负荷按模块中的results菜单中的结果计算，实际设计热负荷可能会高一点，但差值应该很小。
2，循环量和再沸器设计时的气化率有关，此值好像需要试差法得到。比方说气化率最后得到0.22，那么剩下的0.78（液相）在气化时也会被携带出来，但是很少会随着气相向塔顶上升，而是随着下来的液相到了塔底，参与循环，多少和再沸器设计计算的气化率有关。气化量可以从图中最下平衡级（再沸器）的vapor flow得到，就是0.21kg/h，热负荷就是气化的这部分。因为你没有把信息展看，最下的平衡级应该还有采出量。把信息展开，LZ看着数据可以再理解理解，理解一下工作原理。
LZ还可以参考一下热虹吸再沸器的设计书，如《石油化工设计手册》第三卷，里面有一些说明解释，还有具体实例。
模拟和设计还有一段距离。最后，个人理解，仅供参考！！！ 本帖最后由 liudunqiang 于 2016-1-21 10:12 编辑
tiandaowuyu 发表于 2016-1-19 08:46
这个问题，我也很想知道，思考过很久。
以热虹吸为例：
1，热负荷按模块中的results菜单中的结果计算，实 ...
你说的循环量的得来很对，profile信息已经全部展开，下面没有数据了。
实际上这最后一块塔板的液体流量，其实是塔底采出+再沸器循环量之和。这个从下面的图中可以看出。
tiandaowuyu 发表于 2016-1-19 08:46
这个问题，我也很想知道，思考过很久。
以热虹吸为例：
1，热负荷按模块中的results菜单中的结果计算，实 ...
ASPEN中的气相分率都是指摩尔气相分率，我查了一些资料，多数是这样说的。但是没有确凿证据。楼主不妨查查资料。 气相分率或者气化率一般设计时我要试差求出来，模拟时我没有指定过，所以第一眼看到平衡级的气液数据时，发现物料不守恒，你后面的贴图我才明白。
塔底为纯组分时，摩尔还是质量无所谓，但是混合物时就有差别。一般应该默认的事摩尔气相分率。
再交流！ tiandaowuyu 发表于 2016-1-21 11:13
气相分率或者气化率一般设计时我要试差求出来，模拟时我没有指定过，所以第一眼看到平衡级的气液数据时，发 ...
汽化率你一般是根据N-1块板的气相/N块板的液相得来的吧，
那你是怎样试差得到的汽化率？
对于热虹吸再沸器，汽化率你一般怎么取？
热虹吸，常压的的话，我取20%左右，不高于30%，真空的话50%汽化率。 参考《石油化工设计手册》第三卷中热虹吸再沸器设计章节。我是对再沸器设计时进行试差计算出来的，只估算初始值。在Aspen模拟时没有考虑过气化率是多少的问题，应该默认的是1吧。
模拟解决热负荷和气化量的问题
设计解决气化率和再沸器规格的问题
A为热负荷；B为塔釜液相采出，C为离开N-1平衡级的液相流量，D为气化量；B+D=C物料守恒。
气化率在模拟中指定可能塔径计算有关。个人想法。 tiandaowuyu 发表于 2016-1-21 15:48
参考《石油化工设计手册》第三卷中热虹吸再沸器设计章节。我是对再沸器设计时进行试差计算出来的，只估算初 ...
我上图中的图3 中指定了汽化率，因为项目保密，所以不能上传源文件。
汽化率设置N-1及以上的塔板气液流量影响不大，主要是影响N块板的流量，并且改变汽化率不会改变再沸器的热负荷。
你上的图中N块板的流量比N-1流量小，我觉得很奇怪，我计算的都是N块板流量猛的增加。
能否上传你的源文件？ 1，我举例说热虹吸，那是设计。模拟中我默认选用kettle型换热器。
2，选择kettle还是热虹吸，我比较了一下结果，中间2-N-1块平衡级基本没有区别，但第一块数据不一样，但也能解释的通。关键是第N块，选择热虹吸，对照塔釜模式（thermosiphon config.）不仅关系到气化率，本身好像塔釜还有蒸发，图中第一个塔釜模式，到第N-1平衡级的气相除了再沸器的气相（这一部分Aspen看做vopor product，其实是回流到第N-1块塔板），塔釜本身还有一股气相去第N-1块塔板，这个值很小，就是你首楼图中数据0.21kg/h。
3，你讲view选项卡中的summary换做all，再理解一下塔釜的物料平衡关系吧。
4，不知道我哪里出的问题，当我选择热虹吸换热器时，我的目标采出达不到我设定的要求，并且减少流量很多时候也不收敛，以前也遇到过，只是忽略了，故至今再沸器仍然选择kettle式再沸器，只是模拟一下气化量和再沸器热负荷。其余的如我前面所说，交给真正的设计完成。所以源文件就不需要上传了，你可以换一下再沸器模式，看看数据差异，这样更有助于你的理解。
我前面解释的和做的没有说清楚。特此说明一下。 本帖最后由 liudunqiang 于 2016-1-25 14:51 编辑
tiandaowuyu 发表于 2016-1-23 11:20
1，我举例说热虹吸，那是设计。模拟中我默认选用kettle型换热器。
2，选择kettle还是热虹吸，我比较了一下 ...
我比较了一下釜式和热虹吸式，明白了为什么你的数据中N块板的液相流量比N-1液相流量小，N块板的气体流量比液体流量大很多。
1当使用kettle时，第N块板的液相为塔底采出，气相为釜式再沸器气化量。第1块板液相为回流量。2C:\Documents and Settings\leo\桌面当使用thermosiphon时，第N块板上液相为塔底采出+热虹吸式再沸器循环量。第1块板液相为冷凝器冷凝量（即塔顶采出+回流量）。
经过这几次的讨论，总结了上面2条。外加你提出的再沸器热负荷计算来历。算是总结出3条有用的经验了。谢谢你的帮助。
tiandaowuyu 发表于 2016-1-23 11:20
1，我举例说热虹吸，那是设计。模拟中我默认选用kettle型换热器。
2，选择kettle还是热虹吸，我比较了一下 ...
你说的第4条：
不妨试试设置塔底或者塔顶采出/进料量比值，也许能收敛。
你不使用热虹吸，使用釜式计算得来的热负荷是没问题的，正如你解释的自由度问题，这在他参数输入完全后，是个定值。
要是碰到非得使用热虹吸再沸器时，你只能给设计院提供热负荷了，再沸器的循环量没法提供，所以建议楼主做做热虹吸再沸器的详细设计。
我对HTRI有些研究，有需要探讨的话，可以私信我。 本帖最后由 liudunqiang 于 2016-1-25 15:56 编辑
tiandaowuyu 发表于 2016-1-23 11:20
1，我举例说热虹吸，那是设计。模拟中我默认选用kettle型换热器。
2，选择kettle还是热虹吸，我比较了一下 ...
根据你第2条建议，更改了塔釜模式(thermosiphon confi.)更改了三种不同形式，如下图：
我在reboiler中设置了汽化率均为0.221，第一种形式，从结果计算的汽化率接近0.221，塔釜加了挡板和辅助挡板的，汽化率更高。
因此我觉得，加了挡板后，可以提高再沸器的汽化率。
图中的汽化率计算公式是：vapor product/（liquid flow-liquid product）。
liudunqiang 发表于 2016-1-25 15:50
根据你第2条建议，更改了塔釜模式(thermosiphon confi.)更改了三种不同形式，如下图：
我在reboiler ...
1，以三种模式和数据看，第一、二种模式基本一样，只是塔釜循环液的流动和停留稍有不同。而第三种模式数据虽不同，但注意到第NT-1平衡级液相数据和前两种模式的第NT平衡级一致。仔细看看模式的图示，只是定义的平衡级不一样，而数据就那几个值加加减减。所以，并没有提高再沸器的气化率。一定温度压力下物质的汽化焓一定，热负荷不变，增加的气化率从哪里来的，只是数据分析的基准不一样罢了。
2，三种模式，只是象征对塔釜加热和采出的位置不同而已，具体有多大区别，没有实践经验。
3，这三种模式只是理论上的需要，实际恐没有这样绝对。建议不要太纠缠。 此贴可以加精
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