某化工裝置蒸發器的設計分析

王彥斌

(中石化寧波工程有限公司上海分公司，上海 200030)

換熱器是化工單元操作中的重要組成部分，目前在大型化工生產裝置中，各種換熱設備的數量一般占靜設備總數量的30%以上。因此，換熱器的設計對產品質量、能耗、生產經濟性、生產可靠性起著重要作用。本案例蒸發流程采用強制循環，殼程采用飽和蒸汽加熱，詳見圖1。

圖1 蒸發流程示意圖

1 選型

物料蒸發或濃縮存在以下特點：為減少能耗，多采用多效蒸發；為降低投資，多不設置備用換熱器；蒸發或濃縮物料存在結晶、凝結等特性，導致換熱器易堵塞，影響設備的長周期運行，因此蒸發器的設計核心是保證設備長周期運行，避免因換熱器頻繁堵塞而導致停工、同時減少操作工人的勞動負荷。本文針對以上問題及生產現場的運行經驗，對某新建化工項目的蒸發器進行設計、核算，保證設備可以長周期運行。

換熱器中固定管板式應用廣泛，冷凝器、冷卻器、加熱器、再沸器等均適合，缺點是管殼程存在膨脹差，一般適用于管殼程溫差不大于100℃[1]的工況，蒸發器的管殼程溫差一般不大，利用殼程上設置膨脹節可克服上述膨脹差，因此本案例蒸發器選型采用固定管板式，對應TEMA選型為BEM[2]。

本案例待蒸發物料宜堵，必須走管程；殼程為比較干凈的低壓蒸汽，介質潔凈、允許壓降大、流速高，因此換熱管采用正三角形排列，折流板選用單弓型，同時蒸汽入口防沖擋板[3]。

根據以上分析及經驗，選定蒸發器參數見表1。

表1 蒸發器基本參數

2 對比

探討在其他參數不變的情況下，物料循環量、殼體直徑、換熱管長、換熱管徑及管程污垢熱阻對傳熱效果的影響。

2.1 物料循環量對傳熱的影響

保持其他參數不變，選取物料循環量600、800、1000、1200、1400 t/h，研究其對傳熱的影響，見圖2～5。

圖2 管內流速隨循環量的變化

圖2可看出，循環量對流速影響比較平緩。這是因為本案例流體在管內蒸發，屬于汽液兩相流，循環量小時氣化率大，因此換熱管內的總體積流量變化不大。在換熱器設計時，流體流速在允許壓降范圍內應盡量選高，以便獲得較大傳熱系數和較小污垢沉積，但需注意流速過大在某些工況下會造成腐蝕或振動。

圖3可看出，隨循環量的增加，管內α隨之增加。管內沸騰的同時流體也在流動，導致加熱面上產生的氣泡不能自由浮升，被迫與液體一起流動，出現復雜的氣液流動狀態[4]。

圖3 膜傳熱系數隨循環量的變化

圖4 總傳熱系數隨循環量的變化

圖5 富余量隨循環量的變化

圖5可看出，增加循環量后富余量同步增加。

綜上：高循環量需要增加泵的流量、揚程、擴大管路管徑等，這將增大裝置的一次投資與能耗，且對傳熱提高有限。因此本案例采用800 t/h的循環量，在保證換熱器富余量和流速的基礎上，具有較好的經濟性。

2.2 殼體直徑對傳熱的影響

保持其他參數不變，選取殼體直徑1500、1700、1900、2100、2300 mm，研究其對傳熱的影響，見圖6～9。

圖6 管內流速隨殼體直徑的變化

圖7 膜傳熱系數隨殼體直徑的變化

圖8 總傳熱系數隨殼體直徑的變化

圖9 富余量隨殼體直徑的變化

圖6可看出，殼體直徑為2300 mm時，管內流速僅有1.17 m/s，對于含有顆粒的流體，流速過低時污垢易聚結在管壁導致熱阻增加，最終影響設備的長周期運行；當殼體直徑取1500 mm時，管內流速為2.87 m/s，此時計算結果顯示管內壓降為21kPa，壓降偏大。

圖8可看出，隨殼體直徑的增加，總傳熱系數在下降，但圖9中換熱器計算富余量仍在增加，是因為隨殼體直徑的增加，換熱面積大幅增加。但這種靠增加設備尺寸來提高設計余量的方案往往是不經濟的，其弊端有增大投資、設備占地、使設備笨重增大檢修難度等。

綜上：本設計采用1900mm的殼體直徑是合適的，在保證換熱器富余量和流速的基礎上，具有較低一次投資。

2.3 換熱管長對傳熱的影響

保持其他參數不變，選取換熱管長3500、4000、4500、5000、5500 mm，研究其對傳熱的影響，見圖10、11。

圖10 總傳熱系數隨換熱管長的變化

圖11 富余量隨換熱管長的變化

換熱管長增加，換熱面積線性增加，膜傳熱系數幾乎不變。

圖10可看出，隨換熱管長增加，總傳熱系數保持不變，因此，如果布置允許，可以通過增加換熱管長來提高設計富余量。但本案例為立式布置，換熱管加長，支撐設備的結構框架也要同步加高，成本會隨之上升[5]。

綜上：本設計采用4500 mm的換熱管，考慮到設備的長周期運行，多預留一定設計富余量。

2.4 換熱管管徑對傳熱的影響

保持其他參數不變，選取不同換熱管φ14、φ19、φ25、φ32、φ38，研究其對傳熱的影響，見圖12～15。

圖12 排管數隨管徑的變化

圖13 換熱面積隨管徑的變化

圖14 膜傳熱系數隨管徑的變化

圖15 富余量隨管徑的變化

圖12、13可看出，同樣的殼體，采用小管徑可以排列更多的換熱管，從而得到更大的換熱面積。因此，如果流體潔凈且滿足允許壓降的要求，一般推薦選用φ19或更小的換熱管；而對于易結垢的物料，則建議至少選用φ25的換熱管。

對于流速，一般管程液體流速：0.6～3 m/s；殼程液體流速：0.3～1.5 m/s；流速控制的目的是使流體達到湍流狀態，以便保證足夠的傳熱系數；因為殼程在較低的雷諾數下便可達到湍流狀態，故常將雷諾數較低者，即流速小、粘度大的物料放在殼程。

圖14可以看出，管徑增大后，管內膜傳熱系數減小。

2.5 管程污垢熱阻對傳熱的影響

保持其他參數不變，選取不同管內污垢熱阻值(單位m2·h.C/104kcal)：2、3、4、5、6、7，研究其對傳熱的影響，見圖16、17。

污垢的形成機理可分為：沉淀污垢、顆粒污垢、化學反應污垢、腐蝕污垢、生物污垢等，可單獨發生或同時發生，其生長速率由取決于操作條件下的物理、化學關系。污垢隨換熱器操作時間而加厚，合適的污垢熱阻應能保證換熱器在兩次清洗時間之間具有足夠的總傳熱系數以保證傳熱速率。

圖16、17可以看出污垢熱阻對換熱器的總傳熱系數及富余量均影響較大，減小污垢熱阻能有效提高換熱器的效率。對于易堵塞物料，污垢熱阻往往很難選取，一般需要依據經驗值。

圖16 總傳熱系數隨污垢熱阻的變化

圖17 富余量隨污垢熱阻的變化

近年來可減緩管壁污垢形成的分散劑越來越多的得到應用，如果物料有合適的分散劑，則在計算時污垢熱阻可適當取小。

3 結論

通過探討管程液體循環量、殼體直徑、換熱管長和換熱管徑對蒸發器的影響得出如下結論：

(1)提高管程循環量對管內膜傳熱系數有利，管程循環量為800 t/h時，管內流速1.74 m/s，壓降、總傳熱系數均適宜，繼續提高循環量對換熱器富余量影響不大。

(2)放大殼體直徑對總傳熱系數不利，但是換熱面積在增大，換熱器設計富余量仍可提高。本設計采用1900 mm的殼體直徑，可以在保證換熱器富余量和流速的基礎上，具有較低一次投資和管內壓降。

(3)在布置允許的情況下，可以通過增加換熱管長來提高換熱器富余量，本設計在管長為4500 mm時，富余量已達到設計要求。

(4)在介質允許的情況下，選用小管徑對總傳熱系數及換熱面積都有利，可降低換熱器的尺寸及成本，考慮到介質宜堵特性，本設計采用φ25換熱管。

(5)在管程介質加入分散劑可增加換熱器的設計富余量，從而提高換熱器長周期運行時間。

[1]昝河松.管殼式換熱器工藝設計[J].化工設計，2007,17(5):22-26.

[2]中國國家標準化管理委員會.GB 151-2014 管殼式換熱器[S].北京：中國標準出版社,2014.

[3]吳德榮.化工工藝設計手冊(上冊)[M].北京：科學出版社，2009:605-615.

[4]譚天恩，竇 梅，周明華.化工原理[M].北京：化學工業出版社，2009:132-193.

[5]張德姜，王懷義，劉紹葉.工藝管道安裝設計手冊(第一篇 設計與計算)[M].北京：中國石化出版社,2009：91-98.

(本文文獻格式：王彥斌.某化工裝置蒸發器的設計分析[J].山東化工,2018,47(7):120-123.)