再生塔热虹吸再沸器优化选型

2014-06-13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

化工设计 2014年3期

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

蒸发器或再沸器可以分成内置式、釜式、卧式热虹吸式、立式热虹吸式、强制循环式等。卧式热虹吸再沸器属于壳侧沸腾，为获得均匀的流体分布，通常使用多个接管，这样易造成管道系统复杂，增加设备价格，但换热率高，易维修和清洗，可控性好，不易结垢;立式热虹吸再沸器属于管侧沸腾，设备被直接安装在塔旁，由于管线系统简单，故设备造价低，换热率大，不易结垢，占地面积小，可用于真空和低压系统。为获得良好循环，可能需要比较高的塔裙座高度。管长通常受塔裙座高度、传热面积的限制，维修和清洗困难，不能用于有过流量和突然脉动可能的系统，当沸点有较高提升时会降低蒸汽发生率。

选择再沸器的型式时，首先应满足工艺要求。本文讨论用于再生塔的立式热虹吸再沸器，利用热介质在壳侧提供热量将管侧工艺流体加热沸腾，作为自然循环的单元操作，动力来自与之相连的再生塔塔釜液位产生的静压头和管内流体的密度差。在工程设计时，要优化设计再沸器的进出口管径、换热管长度、汽化率等，选择合适的安装高度以满足操作要求。

1 工艺流体在换热管内的状态变化

立式热虹吸再沸器和卧式热虹吸及罐式再沸器不同。立式热虹吸再沸器的下段，由于受到液柱的静压力，处于未汽化状态，称为显热段，显热段属于对流传热，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的详细物理变化，将有助于热虹吸换热器的优化设计。

可以将换热管内工艺物流分为6部分:①最下部是单相对流显热段，由于静压头的存在，该区域的压力大于流体饱和状态的压力。为使液体气化沸腾，必须将液体加热到对应压力下的饱和温度以上。显热段的长度取决于管壁两侧总的温差、流体的液相传热系数、再沸器进口管的压降等;②当流体经换热管向上流动，压力逐渐降低，在换热管壁上液体开始形成气泡，此段称为过冷沸腾段，由于气泡的作用，该段流体的膜传热系数迅速增加;③当流体持续加热达到饱和温度时，大量气泡在管壁形成，离开换热管内壁并在流体内变大聚集形成气体活塞;④随着气体体积的增加，气体活塞聚集在一起形成一串的气核。这个区域气体流速还不足以带动液体向上流动，同时由于气液相间的相互作用，管内液体出现搅动现象;⑤当气体的剪切应力足够大时，气体带动液体沿换热管向上运动，形成环状流，此时流体在立式热虹吸再沸器内完成了主要的相变和传热过程;⑥环状流上部有一段区域为雾状流，在再沸器设计中一定要注意这一相变过程，雾状流区域液相成分散状，以液滴形式存在于气体之间，管壁间传热主要由气体控制，造成总传热系数降低，因此，设计再沸器时要避免雾状流的出现［1］。具体状态变化见图1。

2 换热器工艺参数的优化设计

2.1 汽化率选择

热虹吸再沸器的汽化率是再沸器设计过程中一个非常重要的参数，汽化率的大小直接影响再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度。在出口汽化量要求固定以及再沸器换热面积固定的情况下，静压头、管内传热系数、校正温度和面积裕量随汽化率不同的变化见表1。

图1 流体在换热管中的变化过程

表1 各参数和汽化率变化表

由表1数据可知，再沸器列管内传热系数值随出口汽化率的降低而提高，即再沸器传热面积将减少，设计富裕度将提高，有利于设计。但汽化率不可能无限降低，存在一个极值，因为出口汽化率调低后，列管内液相量增加，两相流混合密度也增加，为保证热虹吸所需的推动力，静压头也要随之增加。换言之，再生塔液釜液面就要提高。但液釜液面高度是有限的，首先不能高过再沸器出口管，否则液体将经出口管逆流进入再沸器;其次，提高液釜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%。

2.2 加热介质的选择

一般有机液体的温差选用范围为20～50℃。当壳侧为有相变的加热介质如饱和蒸汽，或者利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内的核沸腾。

3 换热器结构参数的优化设计

立式热虹吸再沸器依靠塔釜内的液体静压头和再沸器内两相流的密度差产生推动力形成热虹吸式的运动，因此塔釜内的液面一般和再沸器的上管板在同一高度。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，则换热管过热段过长，温度过高，而蒸发沸腾段过短，蒸发量仍然较小，并且过高的管内温度，会导致平均校正温差变小，从而使换热面积裕量变小，达不到工艺要求的汽化率。因此，换热器结构设计一般使管内的状态处于泡核沸腾和环流状态。

GB 151对换热器结构尺寸做了明确规定。换热管越小越紧凑，越便宜，但管径小会增加压降。对于气液两相流的介质，一般选用较大的管道。再沸器换热管一般选择Φ25的管子。横缺型折流板可防止壳程流体平行管束流动，减少壳程底部液体沉积;单弓型折流板相比较双弓型折流板压降较大，但是传热效果较好;折流板间距小，也能提高传热效果，但压降会变大，泄漏量会增加。最小的折流板间距为壳程直径的20%，不应小于50mm，最好的板间距应该为壳程的30% ～60%。综合考虑热负荷、换热器安装高度等选择再沸器的结构，见表2。

表2 再沸器结构参数

换热管结构参数选择后，需分析再沸器进出口管径对进口管压力降、管程压力降和出口管压力降三部分的影响。通常情况下，尽量增加入口管的阻力降，这样有助于提高再沸器运行的稳定性，同时还可减少再沸器下部的过冷段显热段，入口管压力降占总压力降的20%～30%为宜，还要注意在调整出口管直径时出口管气相βν2不能小于100kg/ms2。表3为固定塔釜内的液面和再沸器的上管板在同一高度时，进出口管径对压降以及汽化率等的影响。

表3 进出口管径对压降和汽化率影响

根据结构参数，确定再沸器的上管板与塔釜液面在同一高度，即静压头为3m;换热器进口管径为300mm，出口管径为400mm，校核汽化率为16.9%，满足工艺要求。计算该换热器换热面积为112.68m2，每平方换热面积的热负荷为58470W/m2，满足水或者低浓度水溶液再沸器动力式和热虹吸式最大允许热负荷为90000 W/m2的要求。