浅谈热虹吸再沸器安装高度的合理设计

王二东 惠生工程(中国)有限公司北京分公司 北京 10012

再沸器是石油化工装置中不可缺少的传热设备，常用于精馏塔塔釜或侧线，用来汽化一部分液相产物返回塔内作为气相回流，为塔内气液两相间的接触传质传热提供能量。目前，除了易结垢、粘度高的物料，以及间歇蒸馏或间歇出料等条件下不宜使用外，在大多数工艺设计过程中，热虹吸式再沸器已成为广泛采用和首选的再沸器类型[1]。

热虹吸式再沸器为自然循环式再沸器，运行过程中无需额外添加动力，再沸器与精馏塔之间由管线连接，构成物料循环系统，来自精馏塔釜的液体进入再沸器被加热部分汽化，使上升管内气液混合物的相对密度明显低于入口管液体的相对密度，再沸器入口和出口产生静压差，塔釜液体不断被吸入再沸器形成虹吸过程。再沸器的液体循环量取决于驱动这个系统的静压差，所以在设计再沸器时，应进行压力平衡计算，以确定塔和再沸器之间的标高差和进出管尺寸，保证再沸器操作的正常循环。

1 热虹吸再沸器类型及特点

根据其安装和沸腾传热形式不同分为卧式热虹吸再沸器和立式热虹吸再沸器。

1.1 卧式热虹吸再沸器

卧式热虹吸再沸器通常属于壳侧沸腾，处理的物料在壳侧汽化，管内为加热介质，常用壳体形式有H和J两种，J壳体适用于较高的压力，为一进两出式；H壳体大多在操作压力较低的工况下使用，为两进两出式，壳体中心线需有一块多孔的分配板。卧式热虹吸再沸器能得到中等程度的传热系数，处理的物料在加热区内停留时间短，不易结垢，调节容易，维修和清理方便，但其安装占地面积大，出口管线较长、阻力大，不适用于低压和真空操作工况。

1.2 立式热虹吸再沸器

立式热虹吸再沸器属于管内沸腾，处理的物料在管内汽化，壳侧为加热介质，一般采用固定管板、单管程，出口管一般与塔体直接相接，减少了上升管内的阻力和出现块状流的情况，适用于低压和真空操作。立式热虹吸式再沸器具有传热系数高、结构紧凑、占地面积少、配管安装简单等优点，在设计过程中往往优先考虑采用。但由于立式热虹吸再沸器采用固定管板结构，其垂直管束不易拆卸，清洗和维修较困难，故在工艺介质结垢严重时不宜采用。另外，当工艺介质的粘度较大时，介质在垂直管内流动困难或当处理量较大时，塔和再沸器的尺寸较大，受塔裙座高度及投资费用限制也不宜采用。

2 热虹吸再沸器设计

2.1 压力平衡及安装高度计算

热虹吸再沸器运行过程为自然循环过程，循环推动力为再沸器进出口侧静压差，在设计再沸器时，除了进行再沸器传热计算，还应进行压力平衡计算，以确定塔和再沸器之间的安装高度及各项安装尺寸，保证再沸器操作时正常循环。

压力平衡计算遵循的原则是推动力△Pd大于等于热虹吸再沸器的压力降△Pf，以卧式热虹吸再沸器为例，见图1。

图1 卧式热虹吸再沸器安装高度

推动力主要由以下三部分组成，分别为塔釜正常液位高度H1、塔釜下切线与卧式再沸器上表面高度Hx、再沸器当量直径Ds；再沸器的压力降分为入口管摩擦压力降△P1、出口管摩擦压力降△P2及静压降△P3、再沸器摩擦压力降△P4及静压降△P5五个部分。本文规定Hx为再沸器安装高度。

(1)入口管摩擦压力降△P1。从塔底部出口至再沸器入口管线为单相流，单相流的摩擦压降[2]计算式:

(1)

式中，ΔP1为再沸器入口管摩擦压力降，m液注；λ1为再沸器入口管摩擦系数，无因次；L1为塔底出口到再沸器入口的管线直管部分长度，m；Le1为塔底出口到再沸器入口的管线管件、阀门等当量长度，m；u1为再沸器入口管液体流速，m/s；g为重力加速度，m/s2；d1为再沸器入口管内径，m。

(2)出口管线的摩擦损失△P2及静压降△P3。从再沸器出口返回塔的管线为汽液两相流，流动过程十分复杂，常用计算两相流压降的模型有均相流模型和分相流模型。均相流模型假定气液两相在相同的速度下流动，其物性介于液相和气相之间，均相流模型未考虑多相流管中各相间的相互作用；分相流模型考虑了气液两相在管内以非同等速度流动的影响，如杜克勒法、洛-马法、马-纳法。采用不同的两相流模型得到的摩擦损失差别较大，选取合适的两相流模型对再沸器的压力平衡计算十分重要。根据经验比较，本文推荐采用杜克勒法进行计算。

摩擦损失△P2计算分两步进行，首先试差计算得到液相实际体积分率KL，然后根据KL数据计算直管段及其管件的摩擦压力降[2]。

液相实际体积分率KL：

KL=1-K×(1-XL)

(2)

其中，XL=uL/uH

当Z≤10时：

K=-0.16367+0.31037×Z-0.03525×Z2+0.001366Z3

当Z>10时：

K=0.75545+0.003585×Z-0.00001436×Z2

以上公式中，KL为液相实际体积分率(试差初值可取KL=0.5)；XL为液相体积分率； K为班可夫流动参数；uL为液相流速，m/s；uH为气液两相流平均流速，m/s；μTP为气液两相流混合粘度，Pa·s；Fr为均相弗鲁特数；Re为雷诺数；Z为中间参数；WL为液相质量流量，kg/h；WT为气液两相流总质量流量，kg/h。

摩擦损失△P2：

(3)

其中，λTP=αX×λ0

αX=1-lnX/ξ
ξ=1.28+0.478×lnX+0.444×(lnX)2+
0.094×(lnX)3+0.00843(lnX)4
ρCS=ρL×X2/KL+ρg×(1-X)2/(1-KL)

μH=X×μL+(1-X)×μg

以上公式中，△P2为摩擦损失压降，m液注；λTP为气液两相流摩擦系数；ρCS为气液两相流平均密度的校正密度，kg/m3；λ0为单相流摩擦系数；αX为摩擦系数率；L2为再沸器出口到塔入口的管线直管部分长度，m；Le2为再沸器出口到塔入口的管线管件，阀门当量长度，m；μH为气液两相流粘度，Pa·s；d2为再沸器出口管管径，m；ρ1为再沸器入口液体密度；ξ为中间参数。

静压降△P3：

ΔP3=(H1+H2+HX)×ρCS/ρl

(4)

式中，ΔP3为出口管线静压降，m液注；H1为塔釜正常液位高度，m；H2为塔釜正常液面至再沸器返回管线高度，m；其余符号意义同前。

由于再沸器出口至塔的返回管线较短，气体和液体体积分率及气体密度沿管道的流向的变化不大，本文未考虑速度压力降的影响。

(3)再沸器摩擦压力降△P4及静压降△P5。再沸器内流体的压力降包括摩擦压降和静压降两部分，其值可从HTRI 软件计算结果中读取，本文不再赘述。

(4)再沸器安装高度。如图1所述，再沸器安装高度为塔底下切线至再沸器(卧式)顶部的之间的标高差Hx，根据压力平衡原理，再沸器安装高度可由式(5)计算得到。

ΔPd=H1+HX+DS≥ΔPf=
ΔP1+1.15(ΔP2+ΔP3)+ΔP4+ΔP5

(5)

式中，1.15为两相流压降安全系数。

2.2 再沸器进出口管线尺寸确定

压力降大小与再沸器进出口管线直径相关，通常情况下尽量增加入口管线的压力降有助于增加再沸器操作的稳定性[3]。再沸器入口管线压力降占总压力降的20%～30%为宜，出口管线在设计过程中两相流的压降应尽可能小，管道布置尽可能短而直，减少不必要的弯头及管件数量，出口管线压力降占总压力降的10 % ～ 20 %，不能超过35 %。还应注意在调整出口管线直径时保证出口管线气相ρu2不能小于100 kg/(m·s2)，否则气相速率太低不能维持再沸器流体循环[4]。

2.3 再沸器出口汽化率控制

卧式热虹吸再沸器的汽化率不应过大，否则会引起上升管的管壁干竭和发生雾状流，对于烃类，设计的汽化率须小于30 %，对于水溶液则不超过20 %。当汽化量较大时，不能采用一次通过式，而须采用循环式。立式热虹吸再沸器在汽化率过大时，极易发生干管现象或雾状流的危险，所以设计出口汽化率时，烃类设计的汽化率须小于35%，对于水溶液则不超过10%。

2.4 再沸器出口流型判断

再沸器出口管线为气液两相流，在工程设计中，一般要求两相流的流型为分散流或环状流，避免柱状流和活塞流的出现，以免引起管路及设备的严重振动[2]。若选用的管路经计算后为柱状流或活塞流，应在压力降允许的情况下尽量缩小管径，增大流速，使其形成环状流或分散流。

水平管流型可由图2判断，此图将两相流在水平管中的流动分为七个流型区域。

图2 水平管内气-液两相流流型图

参数Bx、By可由式(6)、(7)求得：

(6)

式中，Bx为伯克参数；WG、WL为气相、液相质量流量，kg/h；VG、VL为气相、液相体积流量，m3/s；其余符号意义同前。

(7)

式中，By为伯克参数；A为管道截面积，m2；其余符号意义同前。

垂直管流型[3]可由图3判断，此图将两相流在垂直管中的流动分为四个流型区域。

图3 垂直管内气-液两相流流型图

参数Fr、Fv可由式(8)、(9)求得：

(8)

式中，Fr为弗鲁特数；其余符号意义同前。

(9)

式中，Fv为气相体积分率；其余符号意义同前。

3 实例计算

某30万吨/年甲醇制烯烃装置，该装置在第一次开车运行过程中，位于水汽提塔T-1004底的再沸器E-1009出现运行不稳定、再沸器出口管线明显振动的状况，装置安全运行受到影响。经分析发现，再沸器E-1009实际安装情况偏离工艺设计文件，原设计建议的安装高度为0.3 m，而实际给出的安装高度为2.5 m，循环推动力变大，造成再沸器实际循环量发生变化，出口流型改变是造成再沸器无法稳定运行的主要原因。

3.1 安装高度核算

再沸器E-1009循环系统见图4。

图4 再沸器E-1009循环系统图

E-1009为卧式热虹吸再沸器，形式为BHU型，工艺物料在壳侧汽化，管口两进两出，管内为加热介质，壳径为1 m，塔釜正常液位高度为1.1 m，正常液位至再沸器返回口距离为1.66 m。根据配管专业提供的单线图，换热器入口总管直径为0.3 m，在换热器入口处分为对称布置的直径为0.3 m的两个分支，总管直管段长度10 m，管件当量长度为65 m，支管直管段长度1 m，管件当量长度25 m，换热器出口为直径0.6 m的两根支管汇合成一根直径为0.6 m的总管，总管直管段长度5 m，管件当量长度为115 m，支管直管段长度1 m，管件当量长度65 m。

E-1009物性条件：再沸器入口温度143℃，液体流量178340 kg/h，密度871 kg/m3，粘度0.193 cp；出口汽化率为10 %，温度144.7℃，气液相密度分别为2.18、869.2 kg/m3，气液相粘度分别为0.014、0.191 cp，液相表面张力49.3 mN/m。

按照上述工艺数据进行计算，得到再沸器压力平衡数据：

=0.19+0.24+0.16×(HX+2.76)+0.66

根据压力平衡计算得到再沸器E-1009自循环需要的最小安装高度为-0.67 m，考虑到计算统计误差、塔釜液位可能存在液位不稳定的情况，安装高度在计算结果基础上考虑一定的安全余量，本文计算的安装高度与原设计相近。

3.2 出口管流型

由于实际安装高度大于原设计提供的安装高度，推动力变大，再沸器E-1009实际循环量发生变化，当再沸器E-1009安装高度为2.5 m时，再沸器实际循环量为396000 Kg/h，大于原设计流量178340 kg/h，实际出口汽化率为4.6 %，小于原设计汽化率10 %。根据实际循环量及汽化率计算再沸器出口管水平段及垂直段两相流流型，水平管及垂直管段流型均为柱状流，计算结果见表1。

表1 再沸器出口管两相流流型判断

3.3 优化措施

实际安装高度偏离设计提供安装高度，热虹吸再沸器的循环量增大，出口管线汽化率降低，两相流流型改变是造成再沸器出口管线振动及再沸器无法稳定运行的主要原因。因此，减小再沸器E-1009循环推动力，改变两相流流型可从根本上解决再沸器出口管线振动的问题，可考虑采用以下几种方法：

(1)降低与再沸器相连的塔T-1004正常塔釜液位，减少循环推动力。

(2)在再沸器E-1009入口管线加一个调节阀，将多余的循环推动力消耗掉。

(3)再沸器出口管线合适的位置加支撑，固定管线，防止振动。

(4)减小再沸器出口管线尺寸，增加其出口管线压力降，将不稳定流型柱状流变为环状流。

(5)减小再沸器安装高度。

考虑到更换出口管线尺寸及降低再沸器安装高度施工过程较为复杂，经与业主商量，决定采用适当降低塔釜液位高度、再沸器入口管线增加调节阀、出口管线加固的方法进行改造，改造后该装置顺利开车运行，此换热器自开车后操作稳定，出口管线无振动情况。

4 结语

项目实例结果表明，再沸器进出口管线压降、汽化率大小、两相流流型均对再沸器稳定运行产生影响。为保证再沸器正常操作，可适当增加入口管线压降，其压力降约占总压力降的20%～30%为宜；出口管线在设计过程中两相流的压降应尽可能小，管道布置尽可能短而直，减少不必要的弯头及管件数量，出口管线压力降占总压力降的10%～20%，不能超过35%。再沸器出口管线两相流流型最好为分散流或环状流，避免柱状流和活塞流的出现，以免引起管路及设备的严重振动。再沸器实际安装高度应尽量满足设计提出的安装高度要求，避免偏离设计要求过多。