换热器的配管设计

刘敏,等:换热器的配管设计81应妨碍设备内部的管束或是内管的抽出，管道及支架不卸。在管箱的上方或下方布置的管道,为方便管箱端的应布置在管束的长度加1.5m的范围内(从管板算起)。拆卸 ,需要设计带可拆卸法兰的短管,不可拆卸部分的抽出管束范围上部布置管道时,不应妨碍起运设备的操管道设永久性支架 ,如图3和图4。作,如图2所示。管道布置不应影响管箱及封头端的拆最小净距150拆卸螺栓所需要的空间250 250应供有管東抽出的场地日+-引(tE5可能的地方，可取消弯头直线敷设管长+15000一O HDXIO OX广. 最小净距150最小人行通道的净宽600O一HDXHOHXHP 中'θ HXH最小净距250图2换热器的管道布置示意图图3管道布置在换热器上方时示意图图4管道布置在换热器下方时示意图(5)换热器封头端或管箱端有拆卸吊柱时,布置管道应避开吊柱活动范围，如图5。吊柱的旋转半径R.吊柱中国煤化工YHCNMHG图5带吊柱的换热器配管示意图图6气液两相流两支管布置示意图8总第200期2016年第2期(第42卷)安徽化工(6)在换热器壳体吊出检修区域内,其轴线的正上(9)2台或2台以上并联操作的换热器的入口管道不得布置管道。宜对称布置,气液两相流的管道必须对称布置,以保证(7)高温管道的配管形状还应考虑到有足够的热均匀地达到工艺设计的传热效果。另外,在分支前的主补偿能力,设置固定支架机导向支架,管道的反作用力管上还应设置指定长度的直管段，实现热量的等量分不可集中在换热器的管口上。此段管道必需经过应力分配,如图6所示。析以后才能确定最终的配管方案。(10)布置气液两相流的管道应使管道走向尽量(8)换热器的管道布置还应该考虑到合理的支架,短,不得存在液袋,管道支架还应该防止管道的振动。不能够使管道、阀门及管件的重量都附加在设备的管口(11)单相流体进人并联的换热器，且没有任何调上。设备管口的受力不应该超过管口的允许值。节手段时,进出口的主管不得变径,如图7所示。主管4D由西由由由由由曲g工工。q。平平里(一宜不宜允许图7单相流体并联换热器的配管示意图(12)两相流体进人并联换热器，且没有任何调节分支管与主管管径相同,如图8所示。手段时,主管与分支管上下连接时,分支管不应变径,即人分一工001图8两相流体并联换热器的配管示意图(13)换热器的冷却水管的管径≤DN150时，宜采管,不得与总管直接连接,宜配置两个90°的弯头,弯取直接与地下总水管垂直连接;管径≥DN200的冷却水头间的水平管段上应安装阀门,如图9所示。固定架Y5Dn≤150mmDn≥200mm图9冷却水管与地下总管连接示意图(14)应根据管道布置来确定换热器的管口方位。不宜设低 点排液阀的管道除外)。当阀门装在设备管口为降低换热器的安装高度或方便接管,可以使用切线管下方的垂声等所iT九籍冗二阀i]间的管段上应设中国煤化工口或弯管,但管口形式均应便于流体的流动。置供设备fYHCNM HG过一般选为DN20,如(15)换热器管程及壳程的下部管口与其它管道或图10所示。是阀门相连接时,需在管道最低点设置排液阀(若规定刘敏,等:换热器的配管设计83必须安装设备管口.上时,管口方位图应在设计前期就能够确定。当再沸器支撑在独立构架上时,其出口管口与返塔管口之间需要添加- -段直管段。 再沸器的支架宜设置弹簧支座,还需要经应力计算后最终确定弹簧支座形式。②再沸器的长径比(LD)大于6时,再沸器应设置导向支架。DN 20③蒸汽调节阀组、疏水阀组宜设置在再沸器的两图10管程和壳程下部管口管道上排液阀的布置示意图侧,留出一-定操作和检修空间。(16)检修时需要抽出内管的套管换热器，配管应(3)卧式再沸器的配管要求设置配对的可拆卸法兰,并应考虑操作和维修时拆卸法①当卧式再沸器安装在地面上时，宜与管廊成兰和紧固螺栓拆卸的空间。90° 布置,减少占地,且能使检修和抽出管束方便,再沸3再沸器的配管器的安装高度还必须满足工艺的需求,最低安装高度需(1)再沸器按结构可分为立式、卧式和釜式三种。满足蒸汽调节阀和疏水阀组的安装要求。当须提高再沸再沸器进出口管道的特点:温度高、流速快、管径大。管器安装高度时,应设独立构架,使其操作平台与塔平台道布置应考虑安装、检修及操作所必需的空间。管道应相连通。尽量短、少拐弯、降低阻力等,在热应力允许范围内尽量②对于满足应力分析条件下的再沸器工艺介质的简化管道。进出口管道,宜采用直管与塔体连接,尽量减少管道长(2)立式再沸器的配管要求度。若应力分析必须通过增加管道长度来解决热补偿①支撑在塔体上的立式再沸器的工艺介质的出口时,可采用侧面塔管口的配管形式,如图11所示。管道与塔管口对接时,中间不应再添加直管段。若仪表在满足管道应力要求的物理下优先采用如果管子应力需要9r支座蒸汽疏水阀组切线增中心线通常变度藁汽调节阀组L蒸汽调节阀组要满足水力计算的要求弓地面A要满足力计算要求管廊柱子中心线图11卧式再沸器的管道布置示意图③塔与再沸器间的管道，当管底净空2.2m时,宜阀组时,阀组宜布置在再沸器管程进口附近的地面或操在塔与再沸器间留出约1m宽的人行通道。若塔和再沸作平台上。器间的管道标高比较低,且无法满足人通行时,在符合⑥再沸器抽出管的液体为饱和液体时，如因管道热应力条件下,再沸器尽可能靠近塔体布置。系统产生压力降,液体产生闪蒸,引发气液的两相流,影④再沸器有2个升气管口时，为使其管内的流量响控制及测量仪声的操4炖电中出考虑管道布置时,中国煤化工均均,升气管道应对称布置。若实在不能满足对称布置应尽量降低成调节阀的上游不CNMH G时,应尽量使这两根管道的阻力降保持-致。能装有垂直上时昌议,如口12所小。⑤若再沸器管程加热介质的进口管道上装有调节8总第200期2016年第2期(第42卷)安徽化工不正确的管道设计正确的管道设计图12再沸器调节阀的设置示意图(4)釜式再沸器的配管要求阀的旁通阀进行手工调节液位。①蒸汽管道的调节阀组和工艺管道的调节阀组一③当液位计安装高度超出正常操作范围时，需为般布置在釜式再沸器的两侧。操作仪表设置平台或爬梯。再沸器的管束抽出端需要留②液位计和液位控制阀毗邻配置,便于利用控制出抽管区域,如图13 所示。抽营区气液出口如果工艺专业同意这种布置比较经济<总管需要时加一对法兰里$n-液位控制器“海体进口抽管区F“集液装置李>η5Q液面控制器直爬梯一直爬梯150mm保湿层高酒计联能管。A_ +7.液面计, 液位开关地坪蒸汽出口L液体进口.A-A工图13釜式再沸器管道的布置示意图④釜式再沸器的固定架位置取决于它与塔之间的道长度。所有前提是再沸器的安装高度在满足PID的要相对位置,一般选择靠近塔 中心线的再沸器支架为固定求下(由塔和釜式再沸器液面间的相对高度决定),其布架。再沸器底部标高尽可能与塔底封头切线的标高接置如图14所示。近,以减少调节再沸器与塔之间垂直管段膨胀所需的管困定架塔器再温茶.青动支架中国煤化工.↑AA↑YHCNMH G图14釜式再沸器的管道布置示意图(下转第86页)86总第200期2016年第2期(第42卷)安徽化工所用硝酸的浓度以及硝酸和气氨的温度。硝酸的浓度和条件下进行,则蒸汽带走的硝酸铵损失量-般大于在酸温度愈高,放出的热量就愈多。但硝酸浓度过高,会使管性条件下的损失量。这是因为在较高的温度下溶液中的式反应器温度过高,使硝酸气化或分解,增加氨氮损失，氨极易挥发,并夹带硝铵溶液雾沫增加了硝铵损失。因不利于生产的进行。由于中和得到的是硝酸铵溶液,因此,中和过程在微酸性条件下进行较为有利。但过分地此,当可以利用的中和热愈多,从硝酸铵溶液中蒸发出增加溶液中游离酸的含量,中和和蒸发后的溶液里要加去的水分也愈多，则得到的硝酸铵溶液的浓度也越高。人较多的氨才 能调整到接近中性和微酸性。因此,要严在硝酸浓度过低时,会使硝酸铵溶液浓度过低。所以,在格控制反应摩尔比,只要保持中和过程能稳定在微酸性硝酸铵生产中通常使用的硝酸浓度为60%左右,硝酸温条件下进行,随蒸汽带走的固定氮损失就可能降到最低度也不易过高,否则,会加剧设备腐蚀。水平。(3)管式反应器出口压力:酸氨反应生成硝酸铵是(2)应严格控制出管式反应器分离蒸汽的pH,根-个体积缩小的反应提高管式反应器出口压力有利于据其大小及变化,调节进人中和器的氨量,控制其冷凝反应的进行，同时使酸与氨在管式反应器中停留时间延液酸碱度符合工艺指标。在操作中,可以固定进入中和长,有利于硝铵的生成。因此提高压力能够提高硝铵产率。器的酸量和氨量,通过旁路加氨来调节pH,这种方法酸(4)气氨和硝酸的压力:管式反应器的工作原理:碱度容易控制。液体硝酸在较高的压力下，以损失-一定压头为条件,经(3)由于合成氨厂送来的液氨压力不稳定,在进人过喷头雾化后变成液滴,使表面积增大很多,并具有一中 和器的酸量- -定的情况下 ,进人中和器的气氨量不能定的动能(即速度),此时与进人混合室的气氨进行混合保持稳定,气氨量随液氨总管压力的增高而增大,因此，并反应,生成硝酸铵。适当地提高硝酸的压力可以使硝在操作中应随时注意进人中和器的氨流量的变化。酸经过喷头后雾化更加完全;而适当地提高气氨的压(4)保持管式反应器较高出口压力，氨易挥发,保力,气氨与硝酸能更加充分混合,反应更加完全。因此，持较高 压力可以减少硝铵溶液进人闪蒸槽闪蒸时带走适当提高气氨与硝酸的压力可以提高硝酸铵的产率。的氨，,减少氨氮损失;同时保持较高压力还可以促进管4管式反应器的操作要点及注意事项.式反应器中硝铵的生成。口(1)实践证明,气氨和硝酸的中和过程,如在碱性(上接第84页)4结束语参考文献换热器是化工生产中的重要设备之- - ,正常运行的1] 中国石化集团上海工程有限公司.石油化工设备设计选用手换热器是保证化工企业正常生产的前提条件。规范合理.册[M].北京:化学工业出版社,2008.的配管设计是保证换热器正常运行，延长其使用寿命,[2]化工装置配管布置设计规定HG/T20549-1998.北京:国家石油和化学工业局, 1999.提高其换热效率的基础条件。化工设计过程中要根据换[3]石油化工金属管道布置设计规范SH 3012 2011.1 北京:中国石热器类型换热条件等因素合理进行配管设计,最终保化工程建设公司,2011.证工艺介质达到指定的工艺温度，充分提高能源利用[4]中国石化集团上海工程有限公司化工工艺设计手册[M].北京:率,降低整个装置的建设费用,保证生产的安全运行。化学工业出版社,2009.口Piping Design of Heat ExchangersLIU Min, WANG Yong -liang, CHENG Yu(Anhui Design Institute of Chemical Industry , Hefei 230009 ,China)Abstract: Heat exchangers are the main equipment for heating or cooling working fluids and improving the efficiency ofenergy utilzation in chemical industry. This paper introduced the applicatio中国煤化工het exchangers. Thepiping design of heat exchangers and its points for attention were then des，the piping design of:TYHCN MH G'reboilers was discussed, including vertical, horizontal and ketle- -type reboilters.Key words: heat exchanger; reboiler; piping design