淺談熱虹吸再沸器安裝高度的合理設計

王二東 惠生工程(中國)有限公司北京分公司 北京 10012

再沸器是石油化工裝置中不可缺少的傳熱設備，常用于精餾塔塔釜或側線，用來汽化一部分液相產物返回塔內作為氣相回流，為塔內氣液兩相間的接觸傳質傳熱提供能量。目前，除了易結垢、粘度高的物料，以及間歇蒸餾或間歇出料等條件下不宜使用外，在大多數工藝設計過程中，熱虹吸式再沸器已成為廣泛采用和首選的再沸器類型[1]。

熱虹吸式再沸器為自然循環式再沸器，運行過程中無需額外添加動力，再沸器與精餾塔之間由管線連接，構成物料循環系統，來自精餾塔釜的液體進入再沸器被加熱部分汽化，使上升管內氣液混合物的相對密度明顯低于入口管液體的相對密度，再沸器入口和出口產生靜壓差，塔釜液體不斷被吸入再沸器形成虹吸過程。再沸器的液體循環量取決于驅動這個系統的靜壓差，所以在設計再沸器時，應進行壓力平衡計算，以確定塔和再沸器之間的標高差和進出管尺寸，保證再沸器操作的正常循環。

1 熱虹吸再沸器類型及特點

根據其安裝和沸騰傳熱形式不同分為臥式熱虹吸再沸器和立式熱虹吸再沸器。

1.1 臥式熱虹吸再沸器

臥式熱虹吸再沸器通常屬于殼側沸騰，處理的物料在殼側汽化，管內為加熱介質，常用殼體形式有H和J兩種，J殼體適用于較高的壓力，為一進兩出式；H殼體大多在操作壓力較低的工況下使用，為兩進兩出式，殼體中心線需有一塊多孔的分配板。臥式熱虹吸再沸器能得到中等程度的傳熱系數，處理的物料在加熱區內停留時間短，不易結垢，調節容易，維修和清理方便，但其安裝占地面積大，出口管線較長、阻力大，不適用于低壓和真空操作工況。

1.2 立式熱虹吸再沸器

立式熱虹吸再沸器屬于管內沸騰，處理的物料在管內汽化，殼側為加熱介質，一般采用固定管板、單管程，出口管一般與塔體直接相接，減少了上升管內的阻力和出現塊狀流的情況，適用于低壓和真空操作。立式熱虹吸式再沸器具有傳熱系數高、結構緊湊、占地面積少、配管安裝簡單等優點，在設計過程中往往優先考慮采用。但由于立式熱虹吸再沸器采用固定管板結構，其垂直管束不易拆卸，清洗和維修較困難，故在工藝介質結垢嚴重時不宜采用。另外，當工藝介質的粘度較大時，介質在垂直管內流動困難或當處理量較大時，塔和再沸器的尺寸較大，受塔裙座高度及投資費用限制也不宜采用。

2 熱虹吸再沸器設計

2.1 壓力平衡及安裝高度計算

熱虹吸再沸器運行過程為自然循環過程，循環推動力為再沸器進出口側靜壓差，在設計再沸器時，除了進行再沸器傳熱計算，還應進行壓力平衡計算，以確定塔和再沸器之間的安裝高度及各項安裝尺寸，保證再沸器操作時正常循環。

壓力平衡計算遵循的原則是推動力△Pd大于等于熱虹吸再沸器的壓力降△Pf，以臥式熱虹吸再沸器為例，見圖1。

圖1 臥式熱虹吸再沸器安裝高度

推動力主要由以下三部分組成，分別為塔釜正常液位高度H1、塔釜下切線與臥式再沸器上表面高度Hx、再沸器當量直徑Ds；再沸器的壓力降分為入口管摩擦壓力降△P1、出口管摩擦壓力降△P2及靜壓降△P3、再沸器摩擦壓力降△P4及靜壓降△P5五個部分。本文規定Hx為再沸器安裝高度。

(1)入口管摩擦壓力降△P1。從塔底部出口至再沸器入口管線為單相流，單相流的摩擦壓降[2]計算式:

(1)

式中，ΔP1為再沸器入口管摩擦壓力降，m液注；λ1為再沸器入口管摩擦系數，無因次；L1為塔底出口到再沸器入口的管線直管部分長度，m；Le1為塔底出口到再沸器入口的管線管件、閥門等當量長度，m；u1為再沸器入口管液體流速，m/s；g為重力加速度，m/s2；d1為再沸器入口管內徑，m。

(2)出口管線的摩擦損失△P2及靜壓降△P3。從再沸器出口返回塔的管線為汽液兩相流，流動過程十分復雜，常用計算兩相流壓降的模型有均相流模型和分相流模型。均相流模型假定氣液兩相在相同的速度下流動，其物性介于液相和氣相之間，均相流模型未考慮多相流管中各相間的相互作用；分相流模型考慮了氣液兩相在管內以非同等速度流動的影響，如杜克勒法、洛-馬法、馬-納法。采用不同的兩相流模型得到的摩擦損失差別較大，選取合適的兩相流模型對再沸器的壓力平衡計算十分重要。根據經驗比較，本文推薦采用杜克勒法進行計算。

摩擦損失△P2計算分兩步進行，首先試差計算得到液相實際體積分率KL，然后根據KL數據計算直管段及其管件的摩擦壓力降[2]。

液相實際體積分率KL：

KL=1-K×(1-XL)

(2)

其中，XL=uL/uH

當Z≤10時：

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

當Z>10時：

K=0.75545+0.003585×Z-0.00001436×Z2

以上公式中，KL為液相實際體積分率(試差初值可取KL=0.5)；XL為液相體積分率； K為班可夫流動參數；uL為液相流速，m/s；uH為氣液兩相流平均流速，m/s；μTP為氣液兩相流混合粘度，Pa·s；Fr為均相弗魯特數；Re為雷諾數；Z為中間參數；WL為液相質量流量，kg/h；WT為氣液兩相流總質量流量，kg/h。

摩擦損失△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為摩擦損失壓降，m液注；λTP為氣液兩相流摩擦系數；ρCS為氣液兩相流平均密度的校正密度，kg/m3；λ0為單相流摩擦系數；αX為摩擦系數率；L2為再沸器出口到塔入口的管線直管部分長度，m；Le2為再沸器出口到塔入口的管線管件，閥門當量長度，m；μH為氣液兩相流粘度，Pa·s；d2為再沸器出口管管徑，m；ρ1為再沸器入口液體密度；ξ為中間參數。

靜壓降△P3：

ΔP3=(H1+H2+HX)×ρCS/ρl

(4)

式中，ΔP3為出口管線靜壓降，m液注；H1為塔釜正常液位高度，m；H2為塔釜正常液面至再沸器返回管線高度，m；其余符號意義同前。

由于再沸器出口至塔的返回管線較短，氣體和液體體積分率及氣體密度沿管道的流向的變化不大，本文未考慮速度壓力降的影響。

(3)再沸器摩擦壓力降△P4及靜壓降△P5。再沸器內流體的壓力降包括摩擦壓降和靜壓降兩部分，其值可從HTRI 軟件計算結果中讀取，本文不再贅述。

(4)再沸器安裝高度。如圖1所述，再沸器安裝高度為塔底下切線至再沸器(臥式)頂部的之間的標高差Hx，根據壓力平衡原理，再沸器安裝高度可由式(5)計算得到。

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

(5)

式中，1.15為兩相流壓降安全系數。

2.2 再沸器進出口管線尺寸確定

壓力降大小與再沸器進出口管線直徑相關，通常情況下盡量增加入口管線的壓力降有助于增加再沸器操作的穩定性[3]。再沸器入口管線壓力降占總壓力降的20%～30%為宜，出口管線在設計過程中兩相流的壓降應盡可能小，管道布置盡可能短而直，減少不必要的彎頭及管件數量，出口管線壓力降占總壓力降的10 % ～ 20 %，不能超過35 %。還應注意在調整出口管線直徑時保證出口管線氣相ρu2不能小于100 kg/(m·s2)，否則氣相速率太低不能維持再沸器流體循環[4]。

2.3 再沸器出口汽化率控制

臥式熱虹吸再沸器的汽化率不應過大，否則會引起上升管的管壁干竭和發生霧狀流，對于烴類，設計的汽化率須小于30 %，對于水溶液則不超過20 %。當汽化量較大時，不能采用一次通過式，而須采用循環式。立式熱虹吸再沸器在汽化率過大時，極易發生干管現象或霧狀流的危險，所以設計出口汽化率時，烴類設計的汽化率須小于35%，對于水溶液則不超過10%。

2.4 再沸器出口流型判斷

再沸器出口管線為氣液兩相流，在工程設計中，一般要求兩相流的流型為分散流或環狀流，避免柱狀流和活塞流的出現，以免引起管路及設備的嚴重振動[2]。若選用的管路經計算后為柱狀流或活塞流，應在壓力降允許的情況下盡量縮小管徑，增大流速，使其形成環狀流或分散流。

水平管流型可由圖2判斷，此圖將兩相流在水平管中的流動分為七個流型區域。

圖2 水平管內氣-液兩相流流型圖

參數Bx、By可由式(6)、(7)求得：

(6)

式中，Bx為伯克參數；WG、WL為氣相、液相質量流量，kg/h；VG、VL為氣相、液相體積流量，m3/s；其余符號意義同前。

(7)

式中，By為伯克參數；A為管道截面積，m2；其余符號意義同前。

垂直管流型[3]可由圖3判斷，此圖將兩相流在垂直管中的流動分為四個流型區域。

圖3 垂直管內氣-液兩相流流型圖

參數Fr、Fv可由式(8)、(9)求得：

(8)

式中，Fr為弗魯特數；其余符號意義同前。

(9)

式中，Fv為氣相體積分率；其余符號意義同前。

3 實例計算

某30萬噸/年甲醇制烯烴裝置，該裝置在第一次開車運行過程中，位于水汽提塔T-1004底的再沸器E-1009出現運行不穩定、再沸器出口管線明顯振動的狀況，裝置安全運行受到影響。經分析發現，再沸器E-1009實際安裝情況偏離工藝設計文件，原設計建議的安裝高度為0.3 m，而實際給出的安裝高度為2.5 m，循環推動力變大，造成再沸器實際循環量發生變化，出口流型改變是造成再沸器無法穩定運行的主要原因。

3.1 安裝高度核算

再沸器E-1009循環系統見圖4。

圖4 再沸器E-1009循環系統圖

E-1009為臥式熱虹吸再沸器，形式為BHU型，工藝物料在殼側汽化，管口兩進兩出，管內為加熱介質，殼徑為1 m，塔釜正常液位高度為1.1 m，正常液位至再沸器返回口距離為1.66 m。根據配管專業提供的單線圖，換熱器入口總管直徑為0.3 m，在換熱器入口處分為對稱布置的直徑為0.3 m的兩個分支，總管直管段長度10 m，管件當量長度為65 m，支管直管段長度1 m，管件當量長度25 m，換熱器出口為直徑0.6 m的兩根支管匯合成一根直徑為0.6 m的總管，總管直管段長度5 m，管件當量長度為115 m，支管直管段長度1 m，管件當量長度65 m。

E-1009物性條件：再沸器入口溫度143℃，液體流量178340 kg/h，密度871 kg/m3，粘度0.193 cp；出口汽化率為10 %，溫度144.7℃，氣液相密度分別為2.18、869.2 kg/m3，氣液相粘度分別為0.014、0.191 cp，液相表面張力49.3 mN/m。

按照上述工藝數據進行計算，得到再沸器壓力平衡數據：

=0.19+0.24+0.16×(HX+2.76)+0.66

根據壓力平衡計算得到再沸器E-1009自循環需要的最小安裝高度為-0.67 m，考慮到計算統計誤差、塔釜液位可能存在液位不穩定的情況，安裝高度在計算結果基礎上考慮一定的安全余量，本文計算的安裝高度與原設計相近。

3.2 出口管流型

由于實際安裝高度大于原設計提供的安裝高度，推動力變大，再沸器E-1009實際循環量發生變化，當再沸器E-1009安裝高度為2.5 m時，再沸器實際循環量為396000 Kg/h，大于原設計流量178340 kg/h，實際出口汽化率為4.6 %，小于原設計汽化率10 %。根據實際循環量及汽化率計算再沸器出口管水平段及垂直段兩相流流型，水平管及垂直管段流型均為柱狀流，計算結果見表1。

表1 再沸器出口管兩相流流型判斷

3.3 優化措施

實際安裝高度偏離設計提供安裝高度，熱虹吸再沸器的循環量增大，出口管線汽化率降低，兩相流流型改變是造成再沸器出口管線振動及再沸器無法穩定運行的主要原因。因此，減小再沸器E-1009循環推動力，改變兩相流流型可從根本上解決再沸器出口管線振動的問題，可考慮采用以下幾種方法：

(1)降低與再沸器相連的塔T-1004正常塔釜液位，減少循環推動力。

(2)在再沸器E-1009入口管線加一個調節閥，將多余的循環推動力消耗掉。

(3)再沸器出口管線合適的位置加支撐，固定管線，防止振動。

(4)減小再沸器出口管線尺寸，增加其出口管線壓力降，將不穩定流型柱狀流變為環狀流。

(5)減小再沸器安裝高度。

考慮到更換出口管線尺寸及降低再沸器安裝高度施工過程較為復雜，經與業主商量，決定采用適當降低塔釜液位高度、再沸器入口管線增加調節閥、出口管線加固的方法進行改造，改造后該裝置順利開車運行，此換熱器自開車后操作穩定，出口管線無振動情況。

4 結語

項目實例結果表明，再沸器進出口管線壓降、汽化率大小、兩相流流型均對再沸器穩定運行產生影響。為保證再沸器正常操作，可適當增加入口管線壓降，其壓力降約占總壓力降的20%～30%為宜；出口管線在設計過程中兩相流的壓降應盡可能小，管道布置盡可能短而直，減少不必要的彎頭及管件數量，出口管線壓力降占總壓力降的10%～20%，不能超過35%。再沸器出口管線兩相流流型最好為分散流或環狀流，避免柱狀流和活塞流的出現，以免引起管路及設備的嚴重振動。再沸器實際安裝高度應盡量滿足設計提出的安裝高度要求，避免偏離設計要求過多。