立式热虹吸再沸器

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热虹吸再沸器是利用热介质在壳侧提供热量将管侧工艺流体加热沸腾的管壳式换热器，它是自然循环的单元操作，动力来自与之相连的精馏塔塔釜液位产生的静压头和管内流体的密度差。热虹吸再沸器分为立式热虹吸再沸器和卧式热虹吸再沸器。热虹吸再沸器由于传热速率高，结构简单，且在循环液体中无能量消耗，故被广泛应用。

立式热虹吸再沸器适用于低压和真空操作，由于管内易于清洗，适用于容易结垢的情况。因为立式热虹吸再沸器较其他两种自循环式更有优越性，如传热速率高，占地小，流体在加热区停留时间短，设计与操作可靠等。

在不同工业中的应用情况。如前所述，按卧式和立式热虹吸再沸器的使用比情况：石油炼制工业是95 %以上使用卧式热虹吸再沸器；对于石油化学工业是70%以上使用卧式热虹吸再沸器，对于化学工业大部分使用立式热虹吸再沸器。不同工业有不同使用情况的主要原因是热负荷大小和操作结垢的可能性。

本文所处理物系是化学工业中的含盐醇水体系，选用立式热虹吸再沸器。

利用HTRI计算报告：①能给出再沸器所需的换热面积和设计裕量；②可以准确分析出工艺流体在换热管内的物理变化过程；③计算真实的循环量和气化率；④满足循环所需的静压头，进而决定塔器和再沸器之间的相对布置关系；⑤按压力降分配法确定进出口管的尺寸；⑥在运算信息栏里给出再沸器运行的各种报告，包括振动报告，稳定运行报告以及流体流速和流型报告。这些结果可以帮助我们优化再沸器的设计。

1立式热虹吸再沸器原理

立式热虹吸再沸器的安装及加热方式如图1所示。由图1可见，立式热虹吸再沸器管内流体的上升过程可以分为以下几段。

塔釜液体在B点时，由于管内流体液注静压力的影响，B点处的流体压力大于其饱和蒸汽压力。换句话说，B点的温度低于其压力下对应的泡点。当流体经换热管向上流动，压力逐渐降低，直到达到C点，即流体压力为换热管壁温所对应的饱和蒸气压时，在换热管壁上液体开始形成气泡。因此，在流体沿换热管上流到C点之前，管内液体是单向升温过程，因此，LBC被称为显热段。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。真空操作工况下这一区域相对较长，正压操作工况下相对较短。

当流体自C点经换热管向上流动直至D点，流体沸腾且部分气化。LCD段被称为蒸发段。在蒸发段中，再沸器管内流体呈现气液两相流运动。

图1  立式热虹吸再沸器管内流体的物流变化过程

2 HTRI计算

表1 冷物流参数

采用0.4MPa饱和蒸汽作为再沸器热源，饱和蒸汽温度153℃。

冷热物流基本工艺参数输入如下：

表2 冷热物流基本工艺参数

3.再沸器结构参数

壳程结构如图所示。采用BEM形式换热器。壳体直径800mm。具体见图2。

图2 壳程结构

3.1 壳程结构

立式热虹吸再沸器一般选用固定管板，单管程，流体在管内气化，壳程为加热介质。因此，本文选用BEM。

3.2 折流板形式

折流板形式选择单弓形折流板。折流板缺口大小按照25%，折流板间距300mm。

3.3 管程结构

选用38mm管，单管程，管长2米，排列方式按照30°角。

图3  管程结构

4 关键参数的调整

4.1 气化率

在立式换热器设计中，气化率是非常重要的参数。应控制气化率在一定范围内，以保证再沸器管内液体的流动处于泡核沸腾状态。根据工程经验，再沸器出口的最大气化率不应该大于30%。对于烃类化合物，气化率一般为10~25%。对于水和水溶液，气化率一般不大于10%。根据本文流体特征，由于铵盐体系在浓度较大时容易析出，经计算发现，气化率设置在5%较为合适。

在选择合适的气化率时，应注意，推动力和阻力相等时候的气化率即设计操作过程的气化率。当气化率降低时，两相流的气液相密度差降低，推动力减小。因再沸器热负荷不变，气化率的降低导致再沸器循环量的增大，从而导致阻力增大。 为了平衡推动力和阻力，要想得到较低的气化率，必须设法增大推动力或者减小阻力。在HTRI计算中，可以通过加大静压头H来增大推动力。通过增大再沸器管程出入口的管径，来减小阻力。

4.2 再沸器安装高度

立式热虹吸再沸器的安装高度，应使压力平衡能够满足循环流量的要求。主要的可变因素是进出口管线的管径和再沸器换热管的管长。再沸器的上管板与塔底的一般保持在同一高度，标高差尽量不超过0.6m。为了满足再沸器的循环要求，可以考虑增加进出口管线的直径和调整再沸器换热管管长。管程的增加使得循环推动力增加，但同时塔的标高也会相应增加。

在HTRI计算中，再沸器的安装高度反映在塔液位到再沸器底管板的静压头上。如表3所示，静压头越大，则推动力越大，气化率降低，循环量增加。根据上述讨论，气化率定在5%较为合适，因此，选定静压头为1.3m，即塔液位到再沸器底管板的距离为1.3m。

表3 静压头对传热效果的影响

4.3 压降

立式热虹吸再沸器的压力降可分为入口管压力降、管程压力降和出口管压力降三个部分。其中管程压力降由显热段的液相流动摩擦压降和蒸发段的两相流动摩擦压降组成 ，出口管压力降由出口管两相流动摩擦压降和两相流流速增大后引起的加速动能损失。在HTRI报告中有再沸器的总压力降数据，及进口管和出口管压力降数据，重要的是在设计中怎样控制各部分压降占总压降的比例，再沸器才能稳定运行。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，同时还可以减少再沸器下部的过冷段显热段。根据工程经验，入口管压力降占总压降的20％～30％为宜，出口管压力降占总压降的10％～20％，不能超过35％。

再沸器的压降与循环量、换热管管径、长度、管壳程开口大小等因素有关。在本文设定参数下，经调整HTRI计算参数，选择再沸器管程入口为DN80，出口为DN200。壳程入口为DN150，出口为DN50。此时各部分的压降较为合适。

5 结论

采用HTRI换热器计算软件，对于特定精馏工艺的再沸器进行模拟计算，得出了再沸器结构参数。在此基础上，对于影响再沸器换热效果的关键参数进行了分析讨论。经讨论得出：采用BEM600形势换热器，在选定再沸器设计参数下，换热器气化率为5%，由此得出静压头为1.3m。再沸器管程入口为DN80，出口为DN200。壳程入口为DN150，出口为DN50。

参考文献

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