一种重沸器系统及其蒸汽进料方法与流程

本发明属于化工领域，更具体地，涉及一种重沸器系统及其蒸汽进料方法。

背景技术：

重沸器作为分馏塔热源设备被广泛地应用于石油及石油化工领域，在各种热源介质的重沸器当中，采用蒸汽做热源的重沸器是最为常见的。

根据作为热源的水蒸汽的压力等级和用量的不同，一般采用如下流程：

1、当水蒸汽用量较少，压力较低时，利用如图1所示的简单重沸器流程，将作为加热介质的水蒸汽通过管道直接引入重沸器的热源入口，在重沸器内，过热的水蒸汽被冷却冷凝，凝结水自重沸器排出，通过在凝结水排出的管道上设置有调节阀，调节重沸器排出的凝结水流量控制重沸器返回分馏塔的物流温度，达到控制重沸器热负荷的目的；

2、当水蒸汽用量较多、压力较高时，利用如图2所示的带凝结水罐的重沸器流程，该流程与上述流程不同的是在重沸器排出的凝结水管道上设置有专门的凝结水罐，具体为：将作为加热介质的水蒸汽通过管道直接引入重沸器的热源入口，在重沸器内，过热的水蒸汽被冷却、冷凝，凝结水自重沸器排出，通过在凝结水排出的管道上设置有专门的凝结水罐，收集来自于重沸器的凝结水，凝结水罐的底部液位通过调节排放的凝结水流量来控制，并在重沸器的水蒸汽进入管道上设置一调节阀，通过控制水蒸汽的流量来控制重沸器返回分馏塔的物流温度，进而达到控制重沸器热负荷的目的。

目前，石油炼制和石油化工领域中，作为热源介质的水蒸汽通常在动力站发生并通过管网送给用户，由于用户的距离远近不一，用户需要的条件(温度、压力)千差万别，为了同时满足不同用户的用汽需求，以及在管网的输送中不发生冷凝现象，通常这些蒸汽的过热程度较高。

在这种情况下，发明人发现，采用现有技术的蒸汽重沸器流程和控制方法存在着两个问题：①蒸汽温度过高，导致无法使用碳钢重沸器，造成设备投资显著增加；②过热蒸汽在重沸器中需要有相当的面积用于脱过热，造成蒸汽侧膜传热系数降低，重沸器换热面积加大，设备投资增加。

技术实现要素：

为了解决现有蒸汽重沸器流程和控制方法中所存在的问题，本发明提出一种重沸器系统，通过设置蒸汽脱过热塔，改变蒸汽系统的工艺流程，改善重沸器的操作条件，实现降低重沸器的用材标准，提高重沸器的传热效率，降低设备投资的目的。

为了实现上述目的，本发明一方面提供一种重沸器系统，该重沸器系统包括：蒸汽脱过热塔和重沸器；

所述蒸汽脱过热塔塔顶设有饱和蒸汽出口，塔底设有凝结水出口，上部设有凝结水入口，中部设有过热蒸汽入口；

所述重沸器分别设有分馏塔物流入口、分馏塔物流出口、热源入口以及热源出口；

所述饱和蒸汽出口通过管道与热源入口相连，所述凝结水入口通过管道与热源出口相连；

所述分馏塔物流入口用于与分馏塔塔底相连，所述分馏塔物流出口与分馏塔下部相连。

本发明中，对蒸汽脱过热塔没有严格的限制，可以为设置有一段填料床层的填料塔或设置有塔盘的板式塔，填料与塔盘的设置均是用于过热蒸汽的脱过热，具体为，在蒸汽脱过热塔内，过热蒸汽与来自重沸器的凝结水通过填料或塔盘进行充分接触，实现热量交换，在此过程中，过热蒸汽温度降低，达到饱和态；过热蒸汽从过热到饱和所释放的显热使得部分凝结水汽化，也达到饱和态。

根据本发明，优选地，所述过热蒸汽入口连接有过热蒸汽进料管线，所述过热蒸汽进料管线上设有调节阀，用以控制和调节蒸汽脱过热塔塔顶的压力，也就是控制和调节饱和蒸汽的压力和温度，进而控制和调节重沸器内返回分馏塔的物流温度，达到控制重沸器热负荷的目的。通过设置这种串级控制回路可以使控制系统的调节更加可靠。

同时，本发明中，优选地，所述凝结水出口连接有凝结水排出管线，所述凝结水排出管线上设有调节阀，用以控制蒸汽脱过热塔塔底的液位。

根据本发明，优选地，所述凝结水入口设置于热源出口以下，所述凝结水入口与所述热源出口的高度差使得重沸器内的凝结水依靠重力可回流至蒸汽脱过热塔上部，不再需要额外的动力设备。

在本发明中，通过将热源过热蒸汽转换为饱和蒸汽，所述重沸器的材质选用碳钢即可。

本发明中，为了使过热蒸汽和冷凝水充分接触，优选地，所述蒸汽脱过热塔内部设置有凝结水分布器以及蒸汽分布器，所述凝结水分布器与凝结水入口相连，所述蒸汽分布器与过热蒸汽入口相连。

本发明另一方面提供一种重沸器蒸汽进料方法，该重沸器蒸汽进料方法包括：

过热蒸汽直接进入蒸汽脱过热塔内，与来自重沸器的饱和蒸汽凝结水进行换热，使过热蒸汽达到饱和状态，然后将饱和蒸汽从蒸汽脱过热塔塔顶引出，送至重沸器；

饱和蒸汽在重沸器内与来自分馏塔塔底的物料进行换热，经冷凝得到的饱和蒸汽凝结水从重沸器底部引出，送至蒸汽脱过热塔上部；

蒸汽脱过热塔的凝结水从塔底排出。

根据本发明，优选地，重沸器底部引出的饱和蒸汽凝结水通过管道自流进入蒸汽脱过热塔上部，与自蒸汽脱过热塔下部上升的过热蒸汽实现热量交换。

将本发明的重沸器系统应用到实际化工生产中，其表现出了较高的先进性。某石油化工企业轻烃回收装置稳定塔底重沸器的物流条件：流量573t/h，温度173-181℃，热负荷9.93mkcal/h。按照现有技术可知，该重沸器需要3.7mpag等级水蒸汽作为热源，该级别水蒸汽的操作温度415℃，最高温度450℃；操作压力3.7mpag，最高操作压力3.9mpag。采用如图2所示的带凝结水罐的重沸器流程进行工艺计算可知，选用的重沸器规格应为φ1000×6000，有效传热面积为274m²，设计温度为455℃，设计压力为4.55mpag。材料选择的结果是重沸器须采用cr-mo钢材料，流程共计消耗3.7mpag蒸汽19136kg/h。

采用相同规格的重沸器，应用图4所示的本发明的重沸器流程，通过工艺计算可知，设计温度300℃、设计压力3.2mpag，重沸器采用碳钢材料就可以满足要求，该流程共计消耗3.7mpag蒸汽18180kg/h，较上述带凝结水罐的重沸器流程可节约蒸汽956kg/h。

以此，采用本发明重沸器流程，重沸器材质降低，过热蒸汽消耗量减少，节省了投资费用和操作费用。

上述计算是在重沸器热负荷q给定的情况下进行的，热负荷q的计算方式如式1所示：

q＝ka△tm＝m(h1-h2)式1

其中，

q——重沸器的热负荷；

a——计算需要的换热面积；

k——重沸器的传热系数；

△tm——重沸器的传热温差；

m——热源蒸汽的流量；

h1——热源蒸汽的焓值；

h2——凝结水的焓值。

当重沸器的热负荷q确定之后，通过重沸器的传热及水力学计算，获得重沸器的传热面积a＝q/(k△tm)。采用现有技术，如图2的流程和控制方法，重沸器的热源条件是固定的，过热蒸汽温度415℃，过热蒸汽压力3.7mpag，在这样的条件下，计算选用的重沸器规格为φ1000×6000，其有效传热面积为274m²。

另一方面，在给定重沸器热负荷的前提下，采用本发明的流程，该重沸器热源的条件是随着重沸器传热面积大小而发生改变的。这是因为采用本发明后，重沸器热源入口的蒸汽是饱和水蒸气，饱和水蒸气的温度和压力随着重沸器传热面积大小的不同而发生改变，本发明的流程也支持并能够控制和调节这种改变。

如下表1～2给出了选用不同面积时，使用本发明和使用现有技术相比的节能效果：

表1：

表2：

由表1～2可知，当采用相同的重沸器规格，相同的热源时，使用本发明的重沸器系统消耗的蒸汽量更少，操作条件更加温和，热效率更高。将本发明中不同重沸器换热有效面积下的蒸汽消耗量进行对比，统计结果见图6，由图6可知，换热面积越大时，采用本发明流程消耗的过热蒸汽量就越少，热源的操作条件也越缓和。

与现有技术相比，本发明有如下优点：

(1)本发明中将重沸器的热源由过热蒸汽变成了饱和蒸汽，蒸汽温度大幅降低，压力也有所降低，重沸器设计温度和压力的降低使得设备成本减少。

(2)本发明中采用饱和蒸气进行换热，其传热膜系数远高于过热蒸汽的传热膜系数，提高了单位面积内重沸器的传热效率，更加节能。

(3)基于对本发明的重沸器系统的热平衡和传热分析可知，在给定的重沸器热负荷下，传热面积越大，传热效率越高，使得凝结水的排出温度越低，所消耗的蒸汽量越少，也就越节能。

本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。

图1示出了现有技术中重沸器蒸汽进料流程示意图。

图2示出了现有技术中重沸器蒸汽进料流程示意图。

图3示出了本发明对比例中重沸器蒸汽进料流程示意图。

图4示出了本发明一个具体的实施例中重沸器蒸汽进料流程示意图。

图5示出了本发明一个具体的实施例中蒸汽脱过热塔的示意图。

图6示出了本发明一个具体的实施例中采用不同重沸器有效换热面积时不同的过热蒸汽消耗量示意图。

附图标记说明：

1、重沸器；2、分馏塔；3、蒸汽脱过热塔；4、凝结水分布器；5、填料；6、蒸汽分布器；7、饱和蒸汽出口；8、凝结水入口；9、过热蒸汽入口；10、凝结水出口；11、凝结水罐。

具体实施方式

下面将更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然以下描述了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。

实施例1

本实施例用于说明本发明的重沸器系统，该重沸器系统包括：蒸汽脱过热塔3和重沸器1；

蒸汽脱过热塔3为碳钢材质的填料塔，塔顶设有饱和蒸汽出口7，塔底设有凝结水出口10，上部设有凝结水入口8，中部设有过热蒸汽入口9；其中，过热蒸汽入口9连接有过热蒸汽进料管线，过热蒸汽进料管线上设有调节阀，用以控制蒸汽脱过热塔3塔顶的压力，凝结水出口10连接有凝结水排出管线，凝结水排出管线上设有调节阀，用以控制蒸汽脱过热塔3塔底的液位。

蒸汽脱过热塔3(见图5)内部填料上下部分别设置有凝结水分布器4以及蒸汽分布器6，凝结水分布器4与凝结水入口8相连，蒸汽分布器6与过热蒸汽入口9相连。

重沸器1分别设有分馏塔物流入口、分馏塔物流出口、热源入口以及热源出口；重沸器1壳径为1000mm，管长为6000mm。

饱和蒸汽出口7通过管道与重沸器热源入口相连，凝结水入口8通过管道与重沸器热源出口相连；分馏塔物流入口用于与分馏塔2塔底相连，分馏塔物流出口用于与分馏塔2下部相连。凝结水入口8设置于热源出口下方，凝结水入口8与热源出口的高度差使得重沸器1内的凝结水依靠重力可回流至蒸汽脱过热塔3上部。

采用上述重沸系统进行蒸汽进料，进料流程如图4所示：

温度为415℃，压力为3.7mpag的过热蒸汽进入蒸汽脱过热塔内，与来自重沸器的饱和蒸汽凝结水进行换热，使过热蒸汽达到饱和状态，然后将饱和蒸汽从蒸汽脱过热塔塔顶引出，送至重沸器；

饱和蒸汽在重沸器内与来自分馏塔塔底的物料进行换热，被冷凝的饱和蒸汽凝结水从重沸器底部引出，送至蒸汽脱过热塔上部；

蒸汽脱过热塔中的凝结水从塔底排出，凝液温度为224℃。

对比例1

该对比例采用的重沸器系统包括：凝结水罐11和重沸器1；

重沸器1的材质为15crmo，分别设有分馏塔物流入口、分馏塔物流出口、热源入口以及热源出口；热源入口与过热蒸汽进料管线相连，热源出口与凝结水罐11上部相连；凝结水罐罐底设有凝结水采出管线；分馏塔物流入口用于与分馏塔2塔底相连，分馏塔物流出口用于与分馏塔2下部相连。

采用上述重沸系统进行蒸汽进料，进料流程如图3所示：

温度为415℃，压力为3.7mpag的过热蒸汽作为热源引入重沸器1内，与来自分馏塔2塔底的物流进行换热，经过加热气化的分馏塔2塔底的物流返回分馏塔，冷凝下来的凝结水进入凝结水罐11中，并从凝结水罐底排出，凝结水温度为246℃。

将实施例1与对比例1的重沸系统蒸汽进料流程进行对比，对比结果见表2：

表2

由上可知，对比例1的重沸器系统主要存在两个问题：

1、重沸器的材质选择过高，这是因为来自管网的过热蒸汽温度较高(达到了415℃)，导致重沸器的设计条件提高。

2、重沸器蒸汽侧的传热系数偏低，这是因为过热蒸汽在重沸器内的冷凝实际上分为两个阶段：①过热蒸汽的脱过热，从过热蒸汽进入重沸器开始换热到过热蒸汽变为饱和蒸汽为止，这个过程主要是过热蒸汽的显热释放过程，传热系数偏低；②饱和蒸汽的冷凝，这个过程是饱和蒸汽冷凝潜热的释放过程，传热系数较大，对比例1中由于第一个阶段的存在，导致总的蒸汽侧传热系数不高。

而实施例1中通过引入蒸汽脱过热塔，使415℃的过热蒸汽降低为224℃的饱和蒸汽，改善了重沸器的操作条件，使重沸器的材质由15crmo降低为普通碳钢，蒸汽侧的传热系数由5807kcal/m²·h·℃增加到14918kcal/㎡·h·℃，实现了降低重沸器的用材标准，提高重沸器的传热效率，降低设备投资的目的。

就经济和节能效益方面而言，实施例1采用本发明流程后，和对比例1相比，脱过热塔增加内件，增加投资约25万元；重沸器材质降低，投资减少约10万元，过热蒸汽消耗减少956kg/h，年操作费用可节省约120万元；投资回收期在0.5年以内，投资回报好，节能效果显著。

以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。