精馏塔釜立式热虹吸再沸器的模拟与优化设计

昃彬，杨向东，曾兆强

(中海油石化工程有限公司，山东济南 250101)

立式热虹吸再沸器以自然循环方式操作，具有传热系数高、结构紧凑、不易结垢等优点，在精细化工和石油化工行业应用较多[1-2]。由于存在流体力学过程与传热沸腾过程的耦合效应，立式热虹吸再沸器的设计较复杂，其中涉及到的工艺参数主要有出口汽化率、循环流量、传热负荷、静压头、压力降分配等。笔者通过Aspen Plus、Aspen EDR模拟软件，研究了精馏塔釜立式热虹吸再沸器的模拟和设计过程，重点分析了维持热虹吸循环稳定运行的影响因素，通过实例评价了立式热虹吸再沸器的优化设计。

1 流程模拟与设计

运用工艺流程模拟软件，以某芳烃分离塔为例，介绍了立式热虹吸再沸器的拆分、模拟、设计过程。工艺参数：进料组成(苯1 272 kg/h、甲苯3 179 kg/h、邻二甲苯3 383 kg/h、正丙苯321 kg/h)，温度50 ℃，压力0.3 MPa。塔顶出苯馏分，塔顶压力0.15 MPa，塔底压力0.2 MPa。分离目标：塔顶馏分中甲苯质量分数小于等于0.000 5%，塔底釜液中苯质量分数小于等于0.005%。

1.1 精馏塔模型建立

根据分离要求在Aspen Plus模拟软件中建立精馏塔模型。首先用“DSTWU”模块对塔进行估算，再用“RadFrac”模块严格计算。经过调整达到分离要求，最后该精馏塔理论塔板数39块，进料位置在22块理论板，回流比R等于2.44，采出比D/F为0.185 7。

1.2 立式热虹吸再沸器建立

对精馏塔塔釜进行拆分建立立式热虹吸再沸器。在Aspen Plus中通过1个加热器和1个闪蒸器的组合来模拟虹吸式再沸器，通过闪蒸器分为气液两相，气相作为上升到(N-1)板的蒸汽，液相作为釜液出料，进而模拟了虹吸式再沸器的工作过程[3]。

为进行全塔物料和热量衡算，在Aspen Plus软件中需设定热虹吸再沸器出口情况，如出口温度、进出口温差或摩尔汽化率。一般立式热虹吸再沸器汽化率为10%～35%，因此，可在Aspen Plus模拟软件中输入初始的汽化率，设初始摩尔汽化率为0.2。拆分后的模拟流程见图1。

图1 精馏塔塔底拆分为虹吸式再沸器的模拟流程

1.3 立式热虹吸再沸器的设计

将Aspen Plus模拟的工艺数据和物性数据传导到Aspen EDR软件中进一步设计。根据Aspen Plus模拟结果，立式热虹吸再沸器的热负荷为883 kW，所需换热面积约98 m2。一般立式热虹吸再沸器需要留有较大的面积余量，因此，根据所需的换热面积，从GB/T 28712.4—2012《热交换器型式与基本参数第4部分：立式热虹吸式重沸器》中选择标准系列对再沸器进一步设计。

2 结果与讨论

塔釜内的液体静压头与再沸器内两相流密度差产生了热虹吸循环的推动力，阻力包括再沸器入口管线阻力、再沸器内的阻力和再沸器出口管线阻力三个部分。

立式热虹吸再沸器一般采用单管程E型壳体。由于垂直管内存在气液两相，应选用较大换热管径，管外径通常为25 mm或38 mm。该例中选择BEM型换热器，首先选择换热管外径25 mm，对立式热虹吸再沸器进行优化设计，并重点分析了维持热虹吸循环稳定运行的影响因素。

2.1 静压头与再沸器结构尺寸的确定

当精馏塔组分分离目标确定后，根据全塔物料和热量衡算，塔釜再沸器的热负荷即得到确定。根据传热方程式，在传热系数、有效传热温差相差不大的情况下，可根据所需的换热面积在标准系列中选型。最佳设计要能够使流体混合物在到达管子顶部时全部完成单程的汽化率，然后气液混合物离开再沸器进入精馏塔底部空间[4]。为了达到该目的，一般可先使再沸器上管板与塔釜液位持平，保证再沸器内的循环。

静压头指的是塔釜正常液位到再沸器下管板的垂直距离。该例中选择了不同的静压头，考察了不同静压头下再沸器的设计情况，结果见表1。

表1 不同静压头下再沸器设计参数

由表1可见：随着静压头的增大，在面积余量均取20%左右时，再沸器的壳程逐渐减小，再沸器费用逐渐降低。因受塔釜静压头的影响，液体汽化压力下对应的泡点逐渐提高。由于管侧发生沸腾传热，壳侧发生冷凝传热，控制性热阻为管侧，随着静压头的增加，换热管长逐渐增加，管侧的传热系数、总传热系数也逐渐增加。因此，针对再沸器循环推动力，静压头越高越有利。

由于精馏塔与再沸器连接的相对位置相关，静压头过高，塔的标高也会相应增加，导致精馏塔的土建成本及安装成本增加。一般立式热虹吸再沸器换热管长应小于4 m。因此，当换热管外径选择25 mm时，立式热虹吸再沸器基本结构尺寸确定为：DN900 mm×3 000 mm，换热面积余量22%，传热系数最高，再沸器费用最低。

2.2 进出口管径对再沸器稳定性的影响

在EDR模拟软件中，热虹吸式再沸器是否稳定可在Results-Flow Analysis-Thermosiphons中查看，管内两相流流型可在Results-Analysis along Tubes-Interval Analysis中查看。

随着管径的减小，管道流速增大，对应的管道内的阻力降增大。因为随着进口管阻力降占比的增加，会消耗部分系统推动力，从而缩短再沸器下部的显热段，有利于提高再沸器的稳定性。但进口管道阻力降占比不能过高，否则进口、管程、出口管压力降分配不均，也影响再沸器的稳定性。出口管速度压头ρν2不能过小，否则气相速率太低不能维持再沸器流体循环[5]。此外，出口管径又影响着再沸器出口两相流的流型，设计中应避免流型处于雾状流区[6]。

当再沸器基本结构尺寸确定后，还需要分析进出口管径对再沸器稳定性的影响，分析结果见表2。

由表2可见：选择的各进出口管径均未导致气液两相流出现雾状流型。当进口管DN150 mm，出口管DN200 mm时，由于进口阻力占比低，出口阻力占比高，三部分阻力分配比例不合适，导致热虹吸循环可能不稳定。根据对比结果，最终选择进口管DN150 mm，进口管流速0.93 m/s，出口管DN300 mm，出口管流速6 m/s，且出口管道阻力降不超过总压降的35%，三部分阻力降分配合适，热虹吸循环稳定。

表2 进出口管径对立式热虹吸再沸器稳定性的影响

2.3 热虹吸循环过程的动态变化

汽化率是热负荷、静压头和再沸器结构参数的函数。在静压头和热负荷、再沸器结构参数确定后，通过EDR软件可计算出实际的循环量和汽化率。当塔釜液位降低时，除静压头外，由于气液两相与塔釜液相存在密度差，也可保持循环。根据热量和压力平衡，静压头减小，液体汽化压力下对应的泡点温度降低，显热段变短，出口蒸汽量增大。

实际操作中，塔釜液位处于动态变化过程中，不同液位(静压头)下，已确定的再沸器内热虹吸循环的情况见表3。

表3 不同液位(静压头)下再沸器热虹吸循环情况

由表3可见：该例中塔釜液位降低到设计正常液位20%以下时，操作点超过了两相流稳定流动的范围，两相流密度差不足以维持循环。当塔釜液位远超过再沸器返回管口时，因EDR软件默认有错误，无法计算。但根据上述分析可知，静压头增大，再沸器可超大流量循环，液体汽化压力下对应的泡点升高，产生的蒸汽量减少。塔釜液出现鼓泡区，液面极不稳定，浪涌严重，容易引起大量气液夹带，导致塔釜产品不合格。

实际操作中，应保持塔釜液位不能过低，否则两相流密度差不足以维持热虹吸循环。塔釜液位也不能高于再沸器返回管口，否则引起大量气液夹带，导致塔釜产品不合格。

3 实施方案的运行对比分析

因立式热虹吸再沸器换热管径可选择25 mm或38 mm，2种换热管径设计方案结果对比见表4。

表4 2种换热管径设计方案结果对比

由表4可见：在相同静压头下，选择较小的换热管径，可提高管侧的传热系数，从而提高总传热系数，在达到相近换热面积余量时，再沸器投资费用少，更加经济。

该例中精馏塔塔釜立式热虹吸再沸器最终优化设计结果为：壳内径900 mm，换热管φ25 mm×2 mm，换热管长3 000 mm，管间距25 mm，管子数为605，管子排列方式为30°，折流板为圆缺率40%的单弓形折流板，板间距400 mm，进口管DN150 mm，出口管DN300 mm。

4 结论

立式热虹吸再沸器设计参数较多，设计难度较大。通过实例的模拟与设计，优化了精馏塔釜立式热虹吸再沸器的结构参数，并得到以下结论。

1)塔釜内的液体静压头与再沸器内两相流密度差产生了热虹吸循环的推动力，设计中应综合考虑，选择合适的静压头从而确定再沸器的基本结构参数。针对再沸器循环推动力分析，静压头越高越有利，但静压头过高，精馏塔的土建成本及安装成本也会增加。

2)当推动力大于阻力且循环阻力在再沸器进口、再沸器内、出口三段管线中分配的比例合适时，才能产生稳定的热虹吸循环。

3)实际操作中，应保持塔釜液位不能过低，否则两相流密度差不足以维持热虹吸循环。塔釜液位也不能高于再沸器返回管口，否则会引起大量气液夹带，导致塔釜产品不合格。