換熱器的配管設計

劉敏,等:換熱器的配管設計81應妨礙設備內部的管束或是內管的抽出，管道及支架不卸。在管箱的上方或下方布置的管道,為方便管箱端的應布置在管束的長(cháng)度加1.5m的范圍內(從管板算起)。拆卸 ,需要設計帶可拆卸法蘭的短管,不可拆卸部分的抽出管束范圍上部布置管道時(shí),不應妨礙起運設備的操管道設永久性支架 ,如圖3和圖4。作,如圖2所示。管道布置不應影響管箱及封頭端的拆最小凈距150拆卸螺栓所需要的空間250 250應供有管東抽出的場(chǎng)地日+-引(tE5可能的地方，可取消彎頭直線(xiàn)敷設管長(cháng)+15000一O HDXIO OX廣. 最小凈距150最小人行通道的凈寬600O一HDXHOHXHP 中'θ HXH最小凈距250圖2換熱器的管道布置示意圖圖3管道布置在換熱器上方時(shí)示意圖圖4管道布置在換熱器下方時(shí)示意圖(5)換熱器封頭端或管箱端有拆卸吊柱時(shí),布置管道應避開(kāi)吊柱活動(dòng)范圍，如圖5。吊柱的旋轉半徑R.吊柱中國煤化工YHCNMHG圖5帶吊柱的換熱器配管示意圖圖6氣液兩相流兩支管布置示意圖8總第200期2016年第2期(第42卷)安徽化工(6)在換熱器殼體吊出檢修區域內,其軸線(xiàn)的正上(9)2臺或2臺以上并聯(lián)操作的換熱器的入口管道不得布置管道。宜對稱(chēng)布置,氣液兩相流的管道必須對稱(chēng)布置,以保證(7)高溫管道的配管形狀還應考慮到有足夠的熱均勻地達到工藝設計的傳熱效果。另外,在分支前的主補償能力,設置固定支架機導向支架,管道的反作用力管上還應設置指定長(cháng)度的直管段，實(shí)現熱量的等量分不可集中在換熱器的管口上。此段管道必需經(jīng)過(guò)應力分配,如圖6所示。析以后才能確定最終的配管方案。(10)布置氣液兩相流的管道應使管道走向盡量(8)換熱器的管道布置還應該考慮到合理的支架,短,不得存在液袋,管道支架還應該防止管道的振動(dòng)。不能夠使管道、閥門(mén)及管件的重量都附加在設備的管口(11)單相流體進(jìn)人并聯(lián)的換熱器，且沒(méi)有任何調上。設備管口的受力不應該超過(guò)管口的允許值。節手段時(shí),進(jìn)出口的主管不得變徑,如圖7所示。主管4D由西由由由由由曲g工工。q。平平里(一宜不宜允許圖7單相流體并聯(lián)換熱器的配管示意圖(12)兩相流體進(jìn)人并聯(lián)換熱器，且沒(méi)有任何調節分支管與主管管徑相同,如圖8所示。手段時(shí),主管與分支管上下連接時(shí),分支管不應變徑,即人分一工001圖8兩相流體并聯(lián)換熱器的配管示意圖(13)換熱器的冷卻水管的管徑≤DN150時(shí)，宜采管,不得與總管直接連接,宜配置兩個(gè)90°的彎頭,彎取直接與地下總水管垂直連接;管徑≥DN200的冷卻水頭間的水平管段上應安裝閥門(mén),如圖9所示。固定架Y5Dn≤150mmDn≥200mm圖9冷卻水管與地下總管連接示意圖(14)應根據管道布置來(lái)確定換熱器的管口方位。不宜設低 點(diǎn)排液閥的管道除外)。當閥門(mén)裝在設備管口為降低換熱器的安裝高度或方便接管,可以使用切線(xiàn)管下方的垂聲等所iT九籍冗二閥i]間的管段上應設中國煤化工口或彎管,但管口形式均應便于流體的流動(dòng)。置供設備fYHCNM HG過(guò)一般選為DN20,如(15)換熱器管程及殼程的下部管口與其它管道或圖10所示。是閥門(mén)相連接時(shí),需在管道最低點(diǎn)設置排液閥(若規定劉敏,等:換熱器的配管設計83必須安裝設備管口.上時(shí),管口方位圖應在設計前期就能夠確定。當再沸器支撐在獨立構架上時(shí),其出口管口與返塔管口之間需要添加- -段直管段。 再沸器的支架宜設置彈簧支座,還需要經(jīng)應力計算后最終確定彈簧支座形式。②再沸器的長(cháng)徑比(LD)大于6時(shí),再沸器應設置導向支架。DN 20③蒸汽調節閥組、疏水閥組宜設置在再沸器的兩圖10管程和殼程下部管口管道上排液閥的布置示意圖側,留出一-定操作和檢修空間。(16)檢修時(shí)需要抽出內管的套管換熱器，配管應(3)臥式再沸器的配管要求設置配對的可拆卸法蘭,并應考慮操作和維修時(shí)拆卸法①當臥式再沸器安裝在地面上時(shí)，宜與管廊成蘭和緊固螺栓拆卸的空間。90° 布置,減少占地,且能使檢修和抽出管束方便,再沸3再沸器的配管器的安裝高度還必須滿(mǎn)足工藝的需求,最低安裝高度需(1)再沸器按結構可分為立式、臥式和釜式三種。滿(mǎn)足蒸汽調節閥和疏水閥組的安裝要求。當須提高再沸再沸器進(jìn)出口管道的特點(diǎn):溫度高、流速快、管徑大。管器安裝高度時(shí),應設獨立構架,使其操作平臺與塔平臺道布置應考慮安裝、檢修及操作所必需的空間。管道應相連通。盡量短、少拐彎、降低阻力等,在熱應力允許范圍內盡量②對于滿(mǎn)足應力分析條件下的再沸器工藝介質(zhì)的簡(jiǎn)化管道。進(jìn)出口管道,宜采用直管與塔體連接,盡量減少管道長(cháng)(2)立式再沸器的配管要求度。若應力分析必須通過(guò)增加管道長(cháng)度來(lái)解決熱補償①支撐在塔體上的立式再沸器的工藝介質(zhì)的出口時(shí),可采用側面塔管口的配管形式,如圖11所示。管道與塔管口對接時(shí),中間不應再添加直管段。若儀表在滿(mǎn)足管道應力要求的物理下優(yōu)先采用如果管子應力需要9r支座蒸汽疏水閥組切線(xiàn)增中心線(xiàn)通常變度藁汽調節閥組L蒸汽調節閥組要滿(mǎn)足水力計算的要求弓地面A要滿(mǎn)足力計算要求管廊柱子中心線(xiàn)圖11臥式再沸器的管道布置示意圖③塔與再沸器間的管道，當管底凈空2.2m時(shí),宜閥組時(shí),閥組宜布置在再沸器管程進(jìn)口附近的地面或操在塔與再沸器間留出約1m寬的人行通道。若塔和再沸作平臺上。器間的管道標高比較低,且無(wú)法滿(mǎn)足人通行時(shí),在符合⑥再沸器抽出管的液體為飽和液體時(shí)，如因管道熱應力條件下,再沸器盡可能靠近塔體布置。系統產(chǎn)生壓力降,液體產(chǎn)生閃蒸,引發(fā)氣液的兩相流,影④再沸器有2個(gè)升氣管口時(shí)，為使其管內的流量響控制及測量?jì)x聲的操4燉電中出考慮管道布置時(shí),中國煤化工均均,升氣管道應對稱(chēng)布置。若實(shí)在不能滿(mǎn)足對稱(chēng)布置應盡量降低成調節閥的上游不CNMH G時(shí),應盡量使這兩根管道的阻力降保持-致。能裝有垂直上時(shí)昌議,如口12所小。⑤若再沸器管程加熱介質(zhì)的進(jìn)口管道上裝有調節8總第200期2016年第2期(第42卷)安徽化工不正確的管道設計正確的管道設計圖12再沸器調節閥的設置示意圖(4)釜式再沸器的配管要求閥的旁通閥進(jìn)行手工調節液位。①蒸汽管道的調節閥組和工藝管道的調節閥組一③當液位計安裝高度超出正常操作范圍時(shí)，需為般布置在釜式再沸器的兩側。操作儀表設置平臺或爬梯。再沸器的管束抽出端需要留②液位計和液位控制閥毗鄰配置,便于利用控制出抽管區域,如圖13 所示。抽營(yíng)區氣液出口如果工藝專(zhuān)業(yè)同意這種布置比較經(jīng)濟<總管需要時(shí)加一對法蘭里$n-液位控制器“海體進(jìn)口抽管區F“集液裝置李>η5Q液面控制器直爬梯一直爬梯150mm保濕層高酒計聯(lián)能管。A_ +7.液面計, 液位開(kāi)關(guān)地坪蒸汽出口L液體進(jìn)口.A-A工圖13釜式再沸器管道的布置示意圖④釜式再沸器的固定架位置取決于它與塔之間的道長(cháng)度。所有前提是再沸器的安裝高度在滿(mǎn)足PID的要相對位置,一般選擇靠近塔 中心線(xiàn)的再沸器支架為固定求下(由塔和釜式再沸器液面間的相對高度決定),其布架。再沸器底部標高盡可能與塔底封頭切線(xiàn)的標高接置如圖14所示。近,以減少調節再沸器與塔之間垂直管段膨脹所需的管困定架塔器再溫茶.青動(dòng)支架中國煤化工.↑AA↑YHCNMH G圖14釜式再沸器的管道布置示意圖(下轉第86頁(yè))86總第200期2016年第2期(第42卷)安徽化工所用硝酸的濃度以及硝酸和氣氨的溫度。硝酸的濃度和條件下進(jìn)行,則蒸汽帶走的硝酸銨損失量-般大于在酸溫度愈高,放出的熱量就愈多。但硝酸濃度過(guò)高,會(huì )使管性條件下的損失量。這是因為在較高的溫度下溶液中的式反應器溫度過(guò)高,使硝酸氣化或分解,增加氨氮損失，氨極易揮發(fā),并夾帶硝銨溶液霧沫增加了硝銨損失。因不利于生產(chǎn)的進(jìn)行。由于中和得到的是硝酸銨溶液,因此,中和過(guò)程在微酸性條件下進(jìn)行較為有利。但過(guò)分地此,當可以利用的中和熱愈多,從硝酸銨溶液中蒸發(fā)出增加溶液中游離酸的含量,中和和蒸發(fā)后的溶液里要加去的水分也愈多，則得到的硝酸銨溶液的濃度也越高。人較多的氨才 能調整到接近中性和微酸性。因此,要嚴在硝酸濃度過(guò)低時(shí),會(huì )使硝酸銨溶液濃度過(guò)低。所以,在格控制反應摩爾比,只要保持中和過(guò)程能穩定在微酸性硝酸銨生產(chǎn)中通常使用的硝酸濃度為60%左右,硝酸溫條件下進(jìn)行,隨蒸汽帶走的固定氮損失就可能降到最低度也不易過(guò)高,否則,會(huì )加劇設備腐蝕。水平。(3)管式反應器出口壓力:酸氨反應生成硝酸銨是(2)應嚴格控制出管式反應器分離蒸汽的pH,根-個(gè)體積縮小的反應提高管式反應器出口壓力有利于據其大小及變化,調節進(jìn)人中和器的氨量,控制其冷凝反應的進(jìn)行，同時(shí)使酸與氨在管式反應器中停留時(shí)間延液酸堿度符合工藝指標。在操作中,可以固定進(jìn)入中和長(cháng),有利于硝銨的生成。因此提高壓力能夠提高硝銨產(chǎn)率。器的酸量和氨量,通過(guò)旁路加氨來(lái)調節pH,這種方法酸(4)氣氨和硝酸的壓力:管式反應器的工作原理:堿度容易控制。液體硝酸在較高的壓力下，以損失-一定壓頭為條件,經(jīng)(3)由于合成氨廠(chǎng)送來(lái)的液氨壓力不穩定,在進(jìn)人過(guò)噴頭霧化后變成液滴,使表面積增大很多,并具有一中 和器的酸量- -定的情況下 ,進(jìn)人中和器的氣氨量不能定的動(dòng)能(即速度),此時(shí)與進(jìn)人混合室的氣氨進(jìn)行混合保持穩定,氣氨量隨液氨總管壓力的增高而增大,因此，并反應,生成硝酸銨。適當地提高硝酸的壓力可以使硝在操作中應隨時(shí)注意進(jìn)人中和器的氨流量的變化。酸經(jīng)過(guò)噴頭后霧化更加完全;而適當地提高氣氨的壓(4)保持管式反應器較高出口壓力，氨易揮發(fā),保力,氣氨與硝酸能更加充分混合,反應更加完全。因此，持較高 壓力可以減少硝銨溶液進(jìn)人閃蒸槽閃蒸時(shí)帶走適當提高氣氨與硝酸的壓力可以提高硝酸銨的產(chǎn)率。的氨，,減少氨氮損失;同時(shí)保持較高壓力還可以促進(jìn)管4管式反應器的操作要點(diǎn)及注意事項.式反應器中硝銨的生成?？?1)實(shí)踐證明,氣氨和硝酸的中和過(guò)程,如在堿性(上接第84頁(yè))4結束語(yǔ)參考文獻換熱器是化工生產(chǎn)中的重要設備之- - ,正常運行的1] 中國石化集團上海工程有限公司.石油化工設備設計選用手換熱器是保證化工企業(yè)正常生產(chǎn)的前提條件。規范合理.冊[M].北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2008.的配管設計是保證換熱器正常運行，延長(cháng)其使用壽命,[2]化工裝置配管布置設計規定HG/T20549-1998.北京:國家石油和化學(xué)工業(yè)局, 1999.提高其換熱效率的基礎條件?；ぴO計過(guò)程中要根據換[3]石油化工金屬管道布置設計規范SH 3012 2011.1 北京:中國石熱器類(lèi)型換熱條件等因素合理進(jìn)行配管設計,最終?；こ探ㄔO公司,2011.證工藝介質(zhì)達到指定的工藝溫度，充分提高能源利用[4]中國石化集團上海工程有限公司化工工藝設計手冊[M].北京:率,降低整個(gè)裝置的建設費用,保證生產(chǎn)的安全運行?；瘜W(xué)工業(yè)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中國煤化工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