再生塔热虹吸再沸器优化选型.pdf

2014,24(3)
李晓东等再生塔热虹吸再沸器优化选型
再生塔热虹吸再沸器优化选型
李晓东*神华宁夏煤业集团有限责任公司煤制油项目指挥部银川750411
张信航天长征化学工程股份有限公司兰州分公司兰州730050
摘要分析工艺流体在再沸器换热管内物理变化过程,结合工程实例,对立式热虹吸再沸器的工艺参数
和结构参数进行优化设计
关键词热虹吸再沸器汽化率安装高度
蒸发器或再沸器可以分成内置式、釜式、卧
可以将换热管内工艺物流分为6部分:①最
式热虹吸式、立式热虹吸式、强制循环式等。卧下部是单相对流显热段,由于静压头的存在,该
式热虹吸再沸器属于壳侧沸腾,为获得均匀的流区域的压力大于流体饱和状态的压力。为使液体
体分布,通常使用多个接管,这样易造成管道系气化沸腾,必须将液体加热到对应压力下的饱和
统复杂,增加设备价格,但换热率高,易维修和温度以上。显热段的长度取决于管壁两侧总的温
清洗,可控性好,不易结垢;立式热虹吸再沸器差、流体的液相传热系数、再沸器进口管的压降
属于管侧沸腾,设备被直接安装在塔旁,由于管等;②当流体经换热管向上流动,压力逐渐降低,
线系统简单,故设备造价低,换热率大,不易结在换热管壁上液体开始形成气泡,此段称为过冷
垢,占地面积小,可用于真空和低压系统。为获沸腾段,由于气泡的作用,该段流体的膜传热系
得良好循环,可能需要比较高的塔裙座高度。管数迅速增加;③当流体持续加热达到饱和温度时,
长通常受塔裙座高度、传热面积的限制,维修和大量气泡在管壁形成,离开换热管内壁并在流体
清洗困难,不能用于有过流量和突然脉动可能的内变大聚集形成气体活塞;④随着气体体积的增
系统,当沸点有较高提升时会降低蒸汽发生率。
加,气体活塞聚集在一起形成一串的气核。这个
选择再沸器的型式时,首先应满足工艺要求
区域气体流速还不足以带动液体向上流动,同时
本文讨论用于再生塔的立式热虹吸再沸器,利用由于气液相间的相互作用,管内液体出现搅动现
热介质在壳侧提供热量将管侧工艺流体加热沸腾,象;⑤当气体的剪切应力足够大时,气体带动液
作为自然循环的单元操作,动力来自与之相连的
体沿换热管向上运动,形成环状流,此时流体在
再生塔堘釜液位产生的静压头和管内流体的密度立式热虹吸再沸器内完成了主要的相变和传热过
差。在工程设计时,要优化设计再沸器的进出口
程;⑥环状流上部有一段区域为雾状流,在再沸
管径、换热管长度、汽化率等,选择合适的安装器设计中一定要注意这一相变过程,雾状流区域
高度以满足操作要求。
液相成分散状,以液滴形式存在于气体之间,管
工艺流体在换热管内的状态变化
壁间传热主要由气体控制,造成总传热系数降低,
立式热虹吸再沸器和卧式热虹吸及罐式再沸因此,设计再沸器时要避免雾状流的出现们。具
器不同。立式热虹吸再沸器的下段,由于受到液体状态变化见图1
柱的静压力,处于未汽化状态,称为显热段,显2换热器工艺参数的优化设计
热段属于对流传热,因此应和蒸发段分开考虑。
因此,先了解工艺流体在换热管内加热沸腾过程2.1汽化率选择
的详细物理变化,将有助于热虹吸换热器的优化
热虹吸再沸器的汽化率是再沸器设计过程中
设计。
一个非常重要的参数,汽化率的大小直接影响再
李晓东:工程师。1998年毕业于抚顺石油学院机械系化工设备与机械专业。主要从事煤化工工程管理工作。联系电话:(0951)
6965776, E-mail: lixiaodong@ snot como
CHEMICAL ENGINEERING DESIGN
化工设计2014,24(3)
器;其次,提高液瓮液面高度也会增加再生塔的
投资费用;最后为了提高再沸器列管内侧传热系
数而下调出口汽化率,再沸器进口管径将采用较
大的管径,也不利于节约投资。根据工程经验,
出口汽化率一般不低于10%、不高于30%;本次
设计中,综合考虑到装置框架高度、再沸器和再
生塔连接的相对位置及进出口管径大小,选择出
口汽化率为16.9%。
11平状流和写环状流段
2.2加热介质的选择
搅动流段
泡状流和活骞流段
般有机液体的温差选用范围为20~50℃。
过冷沸段
当壳侧为有相变的加热介质如饱和蒸汽,或者利
单项对流显热段
用显热加热的具有较宽沸程的混合物时如导热油
宜采用错流。这样可以提高校正温差,还可以增
加工艺流体在换热器內的核沸腾
图1流体在换热管中的变化过程
3换热器结构参数的优化设计
沸器列管内侧传热系数,进而影响再沸器的传热
面积;同时,汽化率还明显影响再沸器的安装高
立式热虹吸再沸器依靠塔釜内的液体静压头
度。在出口汽化量要求固定以及再沸器换热面积和再沸器内两相流的密度差产生推动力形成热虹
固定的情况下,静压头、管内传热系数、校正温吸式的运动,因此塔釜内的液面一般和再沸器的
度和面积裕量随汽化率不同的变化见表1。
上管板在同一高度。如果塔内液位过低,换热管
有很大部分没有利用;如果塔内液位过高,则换
表1各参数和汽化率变化表
热管过热段过长,温度过高,而蒸发沸腾段过短,
汽化率(%)
蒸发量仍然较小,并且过高的管内温度,会导致
10
16
平均校正温差变小,从而使换热面积裕量变小,
净压头,m8.284.112.832.061.82达不到工艺要求的汽化率。因此,换热器结构设
管内传热系数,
wW/(m2℃)
7206670686868066799计一般使管内的状态处于泡核沸腾和环流状态。
GB151对换热器结构尺寸做了明确规定。换
校正温度,℃
56.
热管越小越紧凑,越便宜,但管径小会增加压降
面积裕量,%
14.3113.5613.2213.0112.9
对于气液两相流的介质,一般选用较大的管道
由表1数据可知,再沸器列管内传热系数值随再沸器换热管一般选择25的管子。横缺型折流
出口汽化率的降低而提高,即再沸器传热面积将板可防止壳程流体平行管東流动,减少壳程底部
减少,设计富裕度将提高,有利于设计。但汽化液体沉积;单弓型折流板相比较双弓型折流板压
率不可能无限降低,存在一个极值,因为出口汽降较大,但是传热效果较好;折流板间距小,也
化率调低后,列管内液相量增加,两相流混合密能提髙传热效果,但压降会变大,泄漏量会增加。
度也增加,为保证热虹吸所需的推动力,静压头最小的折流板间距为売程直径的20%,不应小于
也要随之增加。换言之,再生塔液釜液面就要提50mm,最好的板间距应该为壳程的30%~60%。
高。但液釜液面高度是有限的,首先不能高过再综合考虑热负荷、换热器安裝高度等选择再沸器
沸器出口管,否则液体将经出口管逆流进入再沸的结构,见表2。
表2再沸器结构参数
结构
壳体直径
换热管长度换热管直径
管间距
折流板
切割率折流板间距
型式
(mm
(mm
型式
BEM
900
3000
单弓
15
(下转第33页