CN1813155A - 用于将二相流分流成为具有所需汽液比的两个或更多个流股的装置 - Google Patents

Abstract

本发明是一种用于将二相输入流(41)分流成为两个或更多个输出流(42，43)的设备(30)。该设备可以设计为在每个输出流中维持接近相同的汽液比。所述设备的输入流通过输入管道(32)流到分离容器(31)。在该容器中，输入管口下方设有一冲击板(33)，以破坏流股的高速并向分离器内壁引导该流股，液体将在该处冲击并与汽相分离。在分离容器中得到液相和汽相的分离。两个竖直吸入通道(34，35)位于分离器内部。这些吸入通道与两个输出管道(44，45)流体连通，输出流通过所述输出管道离开分离器。所述吸入通道的下端浸没在液相(39)中。所述吸入通道在侧壁上设有孔(36)。蒸汽流过分离器中液面上方的孔部分。当蒸汽流过这些孔，吸入通道壁内外产生压降。液体因此被提升进入吸入通道。液体与吸入通道内部的蒸汽混合，二相混合物向上流经吸入通道并通过输出管道离开分离器及二相流分流器。

Description

用于将二相流分流成为具有所需汽液比的两个或更多个流股的装置

发明背景

发明领域

本发明涉及一种用于将包括例如蒸汽和液体这样的轻相流体和重相流体的二相输入流，分流为两个或更多个二相输出流的装置。该装置能确保每个输出流得到期望的汽液比。每个输出流的总流量不必相同。本发明适于但不限于将沿管道或通道流动的二相工艺流股分流到并联的热交换器、炉管、空气冷却器、化学反应器或管道系统的应用。

相关技术

在很多操作单元中都需要二相流的分离，历史上应用过从简单的对称管道分流器(piping split)或三通的到更复杂的二相流分流器的不同类型的方案。

二相工艺流股分离设备可分为6大类：

第一类：使用标准三通管的对称管道分流器

分离二相流的传统方式是使用标准三通管制造对称管道分流器，并依赖该状态来平均分配到每个支管。一个用于将二相流分成四个输出流的对称管道分流器的例子在图1的等角投影图中示出。二相输入流在输入管道1中流动。管道1使二相流流到第一个三通3，该处流股被分为两个输出流。该示例中，一个90°弯管2位于三通3的上游。由于作用在液体上的离心力，液体趋向于靠近弯管的大半径壁流动，而蒸汽则趋向于靠近小半径壁流动。因而弯管导致横跨管道横截面的相分离和蒸汽、液体的不均匀分布。为了将由上游弯管2导致的对于三通3中分流性能的负面影响降到最低，管道1最好像示出的那样垂直于三通3定义的平面。来自三通3的两输出流中的每个流股在三通5a和5b中被进一步分为两个输出流。三通5a上游有弯管4a，三通5b上游有弯管4b。同样为了将由上游弯管4a和4b中相分离导致的对于三通5a和5b中分流性能的负面影响降到最低，管道7垂直于由三通5a和5b定义的两平面。通过使用对称的管道分流器，管道1中的输入流由此被分成在管道6a、6b、6c和6d中流动的四个产品流股。

对称的管道分流器可能是用于将二相输入流分离为两个或更多个输出流的应用最广的方法。然而历史表明，在很多情况下，该原理不能成功地将液体、蒸汽平均分布到输出流，导致输出流中的汽液比不同。标准三通管型对称管道分流器的主要问题是流股分流的性能要取决于上游管道中的流动方式，而在所有相关工作状况下未必总能保持期望的弥散流动状态。弥散流动状态是一种在流动通道或管道内，在连续汽相中小液滴均匀分布，或在连续液相中小汽泡(泡状流动)均匀分布的流动状态。对称管道分流器的性能还会取决于如前所述管道分流器上游的管道配件的存在。对称管道分流器的主要局限在于输出流的流率要近于相同，以避免输出流汽液比的显著不同。另一局限在于二相流只能被对称地分成2、4、8、16等数目的输出流。因此不能产生3、5、6、7、9...等数目的输出流。

已有提议通过注入化学药品以减小管道分流器上游液体的表面张力来改进标准三通管型对称管道分流器的性能。减小液体表面张力后，在更低流率下将得到弥散流动状态。由此在较广的汽液流率范围可得到对称管道分流器的可接受的性能。美国专利5,190,105给出了一个例子，其中表面活性剂在饱和水蒸气和水的二相流管道分流器的上游被注入到多个注入井中，从而确保到每个注入井的质量(蒸汽部分)相同，以更好地从储油器中回收油。

第二类：在三通管中使用如叶片、挡板或静态混合器的特殊插入物。

人们已经进行了多种尝试，试图通过使用如叶片、挡板或静态混合器的管道插入物来提高标准三通管的分流性能。

美国专利4,396,063记述了第一个例子，其中静态混合器刚好位于一个包括一Y形支管的三通的上游。为了获得好的分流性能，即每个输出流的汽液比相同，弥散流为优选。在弥散流动状态中，二相混合物多少会像单相流体一样行动。小液滴趋于以大致相同的速度跟随蒸汽流，或反之亦然。因此在弥散流动状态下，三通管中常能获得好的分流性能。三通上游的静态混合器的使用提供了垂直于输入管道中流动方向的具有一定的投影面积的表面。液体会冲击这些表面并由此与汽相分开。因此如果采用，静态混合器会干扰期望的弥散流动状态，并会导致不希望的液体和蒸汽的分离。使用静态混合器在操作系统中会引入额外的压降，由于增加了泵和/或压缩机的能量消耗，这会导致额外的操作费用。静态混合器还容易被如锈和腐蚀产物的污染物所污染。

美国专利4,824,614记述了第二个例子。该分流器也包括一位于三通14上游的输入管道中的静态混合器22，其中输入流30被分为两个输出流74和76。在静态混合器22和三通14之间有一水平分层器24(horizontal stratifier)。该分层器从六个不同高度收集流体。在最低即第一高度收集的流体被送到输出流76，在第二高度收集的流体被送到输出流74，在第三高度收集的流体被送到输出流76，等等。如同第一例子的混合器，本例子中的混合器将趋于从蒸汽中分离液体，这是不希望的。该静态混合器也会增加操作费用，且易受污染。该分层器收集流体仅在蒸汽和液体跨管道横截面均匀分布的情况下起作用，而在实际应用中不会有这种情况。混合器/分层器组合在美国专利5,810,032记述的水蒸气/水的实地应用中进行了试验。该试验的结果是在标准缓冲三通中比用混合器/分层器组合得到了更好的水蒸气和水的分流。

美国专利5,810,032记述了第三个例子。不同类型的标准管道三通插入物在具有空气和水的实验室和将水蒸气/水混合物分流到并联的注入井以更好地从储油器回收油的实地都进行了试验。研究了三大类的管道插入物：在标准三通上游的静态混合器，在标准三通上游的垂直流动挡板和在标准三通的两个输出支路中使用节流阀或喷嘴。也研究了这三种插入物的结合。结论是静态混合器和垂直挡板仅导致分流性能的微小改进。在两个输出支路中使用节流阀或喷嘴被声称会导致被试流动状态的稍好的分流性能。然而不清楚在输入管道横截面中液体和蒸汽非均匀分布的情况下，液体均匀分布到喷嘴和三通的输出支路的驱动力是什么。在弥散或泡状流动状态(连续汽相的液滴或连续液相的气泡)中，还未完成任何实验室流动试验，在实验室试验中的估计流动状态是层流、波状层流、段塞流和环流，如同使用Ovid Baker先生的二相流图(1969年10月的Hydrocarbon Processing中第105到116页“How to size process piping for two-phaseflow”)预测的。这可能是为什么发现在低流速和低液体分率情况下带有或不带有插入物的标准三通的分流性能更好的原因。优选的高速流动状态、弥散和泡状流动状态从未试验过。如果在弥散和泡状流动状态进行了试验，那么结论非常可能不同。

其他人提出使用显著改进的三通，而不在标准管道三通中使用特殊插入物。日本专利62059397A2、美国专利4,528,919和美国专利4,512,368记述了改进的管道三通的例子。

第三类：依赖于在管道分流器上游建立的特定流动状态的设备。

由于缺少精确的流动状态图，很难在工业应用中预测流动状态。大多数流动状态图主要基于小直径管道(＜2英寸)中空气和水的二相流动状态数据。因此例如在碳氢化合物/氢系统中，在像加氢处理单元中的高压高温下，流动状态图可能不准确。

除了流动状态图的不可靠之外，还存在用于预测液体和蒸汽的量和性质的热力学模型的不可靠。该不可靠性例如对于复杂的碳氢化合物系统可能很显著，其中碳氢化合物的特征在于采用了假组分，并且其中使用了状态方程来预测汽化度和流体性质。

处理厂中的管道系统还经常是带有如扩张、收缩、弯转、止回阀等管道配件的复杂系统。每当二相流经过这些管道配件，总流动状态就会被干扰并需要长直管道来重建总流动状态。例如，如前所述，弯转趋于分离相，使重的液相靠近弯转大半径壁运动，较轻的蒸气靠近弯转小半径壁运动。

由于这三个原因，通常不可能精确预测管道或流动通道中的实际流动状态。另外，由于操作环境中如温度、压力、流率和流体化学组成之类的变量，通常不可能在操作单元中的所有相关操作环境下均保持一个流动状态。然而，很多二相流分流器被设计为仅用于一个流动状态。

美国专利4,516,986记述了这种二相流分流器的第一个例子。该分流器包括插入主管10中的一内管12。在内管和主管之间的环状区域中有一挡板13。主管中预期的流动状态是环状流动状态，其中液体在管壁附近的环状环中流动，蒸汽以高速在管中心流动。靠近管壁流动的部分液体企图汇聚在封闭端容积14中。从该封闭端容积14，液体流经外线15通过控制阀23。蒸汽从挡板13下游的环状蒸汽容积30中汇聚并通过管道支路11送出，在该支路，蒸汽和来自控制阀的液体并流。管道支路11中二相流中的流量计20用于控制液体流。流量计如何能精确测量汽液比未予表述。为了测量汽液比，通常需要蒸汽和液体流的单独流量测量。在环流之外的其他流动状态，例如段塞流，设备的分流性能可能很差。即使在主管10中环流是主导的流动状态，任何位于分流器上游的如弯管的管道配件都将干扰流动。因此在分流器上游需要特定的直管部分，其将在操作单元中占用额外空间。流率的变化幅度也可能存在限制。当总流率降低到低于设计值，通过挡板13的压降快速降低，通过控制阀23的有效压降也一样会快速降低。在某点控制阀完全打开，不能再控制液体流。通过引入检测仪表和控制阀，该系统不再像其他二相流分流器那样简单和坚固，且通过分流器的压降增大。较高的压降通常会增加操作单元中泵压和/或压缩的操作费用。该专利描述了产生两股输出流的方法。如果需要三个或更多股输出流，那么极有可能需要两个或更多个串联的分流器。如果需要很多输出流，则分流系统将变得相当复杂，且所需压降将变得过大。

美国专利4,800,921记述了第二个例子，其中为水平集管16提供了输出支管14a、14b、14c等，上游输出支管在较高高度，而每个下游输出支管的高度接连降低。该方案应该是，如果环流是集水管中的流动状态，那么输出支管的不同高度应保证环状液体环的厚度在每个输出支管处大致相同。则每个支流中的汽液比声称接近相同。如同已经提到的，难以对所有相关操作环境预测并保持在某一种流动状态。另外，即使环流能够在主管路中维持，也期望汽液比是每个支管路的总流率的函数。每个支管路中的流率越高，被吸入管道的蒸气越多，则汽液比越高。如果在特定操作模式中，流动状态与预期不同，例如层流，则导致所述相到输出支路的严重分布不均。

美国专利4,574,837记述了第三个例子，其中假设已知在水平主管10中的某一相分布。主管具有在不同高度的开口，以允许流体首先流到环状容器12，再进一步到达支管13。支管中流股的汽液比由选择分别位于管10顶部和底部的开口的适当通流面积确定。管顶通流面积相对于底部通流面积越高，支管中得到的汽液比越高。所述设备只在层流和波状层流动状态起作用。并且当主管中的液位和预见的一样，所述设备将只产生具有所需汽液比的分流。因此该设备将只对低速和对固定汽液比及特性起作用。大多的商业应用的特征是高流速和汽液比及特性的显著变化。

美国专利4,574,827和5,437,299记述了依赖于在管道分流器上游建立的特定流动状态的分流器的其他例子。

第四类：应用离心力的设备。

在美国专利5,059,226中记述了离心二相流分流器。该离心分流器有一个切向流体入口28通入一涡流室23。在该涡流室底部具有一中央轮毂38和叶片39，将漩涡式流动的蒸汽和液体引导向输出孔36并进入输出通道37。不容易理解液相分布的驱动力是什么。由于在设备的一侧只有一个入口28，因此液体入口不是对称的。液体沿着涡流室内壁漩涡式流动，但由于不对称设计，无法形成均匀流动和均匀的液层/膜的厚度。因此，某些叶片39预计会比其他叶片集中更多的液体，而导致输出通道37的不是最佳的液体分布。

第五类：使用外部能源来产生弥散流的设备。

欧洲专利0003202 B1记述了这种设备的一例。发动机32和轴28上的旋转搅拌装置用于在输入流分流到输出通道4a、4b和4c的管道分流器上游使液体和蒸汽混合物弥散。由于能够不管流率和液体性质的变化，而通过增加轴28的轴功来产生弥散流动状态，因此该设备可能会有效。这种设备的主要问题是要在轴28和管道/弯管21之间取得好的密封，这在如加氢裂化(高达300巴)的高压应用下不是一项容易的任务(不是廉价的设计)。旋转设备的初始成本、维护成本和发动机的能耗成本也都很高。

第六类：先分离输入流中的蒸汽和液体，再将每一相分布到输出流的设备。

使用传统汽/液分离器和传统装置将二相输入流分流成为三个输出流的分流器的第一个例子如图2所示。二相输入流通过管线11流到分离器10，在该处液相13与汽相12分离。汽相沿着蒸汽输出管线14流到并联的控制阀15a、15b和15c。控制阀的位置或提升高度由流量控制器16a、16b和16c控制，以获得通过每个控制阀的所需的蒸气流率。流量测量通过使用任何如孔板或文丘里管结合ΔP传感器的传统方法获得。流量控制器与一压力控制器17串联。压力控制器根据流量控制器16a、16b、16c改变流量设定值以维持分离器中所需的压力。液相13沿着液体输出管线18流到并联的控制阀19a、19b和19c。控制阀的位置或提升高度由流量控制器20a、20b和20c控制以获得通过每个控制阀的所需的液体流率。流量测量通过使用任何如孔板结合ΔP传感器的传统方法获得。流量控制器与一液位控制器21串联。液位控制器将根据流量控制器19a、19b和19c改变流量设定值以维持分离器10中所需的液位。最后，来自阀15a、15b和15c的蒸气流股与来自阀19a、19b和19c的液体流股合并，以产生三股二相输出流22、23和24。

图2所示的二相流分流器的装置相当复杂，并且随着如传感器、控制阀和控制器之类的元件的复杂性和数目的增加，失败和扰乱的风险也增加。如果汽液比在这种控制系统的失败或扰乱中变得太高或太低，某些下游系统可能会被损坏。例如当管中流动的流股的汽液比突然增加，由于管子过热会产生管子破裂或炉管中炭堆积的风险。另一种例子是如果反应器在过低的汽液比下操作而造成缺氢，即使在很短时间内，也会在并联的催化加氢处理反应器中产生快速炭堆积的风险。控制系统复杂和分离器容器10尺寸大也会导致分流器的高成本。

美国专利4,293,025记述了第二个例子。该二相流分流器包括一具有二相输入管口11的分离器容器10。冲击板14位于输入管口下面，以破坏输入流的高流速。分离器中具有两个或更多个烟囱状物12(chimney)。烟囱状物的上端开放，以允许蒸汽进入烟囱状物。烟囱状物具有孔13，以使液体进入烟囱状物。帽16位于烟囱状物开口上方，以避免在烟囱状物上方的液体直接进入。到每个烟囱状物的液体流量由孔13上方的液压头和孔的通流面积决定。对于容器中给定的液位，到每个烟囱状物的液体流量将近乎恒定。因此这种液压头成为液体分布到并行输出流的驱动力的二相流分流器将确保到每个输出流的恒定液体流量，而不是恒定汽液比。液压头成为分布驱动力的分流器的另一个问题是受限的液体流量变化幅度。必须测量孔13的面积以获得在设计液体流率下的中间液位。如果在某些工作模式液体流量假定高50％，则液位将比设计液位高约2.25倍，且液体可能由此会溢出烟囱状物并导致到输出流的液体分布不均。如果液体流量假定比设计液体流量低50％，则液位将仅约为预计液位的25％。在低液位，由于对波动、非水平安装和其他制造公差的高灵敏度，液体分布性能可能变得很差。可以通过在更多高度处设置孔来扩大分流器的液体流量变化幅度。然而，若在更多高度处设置孔，则设计点的液体分布性能相对于仅在一个高度具有孔的分流器性能下降。

美国专利4,662,391、日本专利03113251 A2和日本专利02197768 A2记述了液位为液体平均分布到每个输出流的驱动力的分流器的其他的例子。

美国专利5,250,104记述了分离液体和蒸汽相的分流器的第三个例子。管道14中流动的二相混合物在分离器12被分离。汽相在三通20被分为两个流股。该两汽相流股中的每个通过孔22和24。液体在集存槽30中集中并经过两并行液体管线32和34。通过孔的蒸气流的压降ΔPv几乎正比于体积蒸汽速率的平方。液流通过液体管线32和34的压降ΔP_L包括一归因于集存槽30中的液位和液体管道端部40和42的液位的高度差的静态项ΔP_SL和一摩擦项ΔP_FL。ΔP_FL几乎正比于体积液体流率的平方。由于蒸汽和液体通过分流器的路径是平行路径，所述压降需要相同：

              ΔPv＝ΔP_SL+ΔP_FL                      (1)

蒸汽孔和液体管道的通流面积是依尺寸制造的以达到特定的蒸气流率Q_V和特定的液体流率Q_L。现在如果例如实际蒸气流量在某些操作模式中高50％，则ΔPv比预计的要高125％。由于液体流量是不变的，ΔP_FL也是不变的。为了满足方程(1)，ΔP_SL因此必须增加1.25×ΔPv。结果集存槽30中的液位需要显著降低，并且在某一点，集存槽30中将没有液位，蒸气和液体都将进入液体管线32和34。这种情况下，将导致液体到并行管线32和34的不良分布。另一方面，如果在某些操作模式中蒸气流量假设比设计蒸气流量低50％，则ΔPv比预计的低75％。那种情况下，集存槽30中的液位将显著升高并溢出集存槽，导致液体流到孔22和24并且分布不均。该分流器将只在设计蒸气流率和液体流率下正常工作。该分流器的液体和蒸气流量变化幅度对大多工业应用而言是不够的，所述工业应用通常特征是液体和蒸汽流率以及如密度、粘度、表面张力的液体和蒸汽性质都显著变化。

发明概要

本发明是用于将二相输入流分流成为两个或更多个输出流的装置。该装置可设计为在每个输出流中维持接近相同的汽液比。

本发明一个实施例的分流器如图3A、3B和3C所示。输入流流过一输入管道到达一分离器容器。所述容器中的输入管口下方设置一冲击板以破坏流股的高流速并将所述流引导向分离器内壁，液体在该处将撞击并与汽相分离。在分离器容器中完成液相和汽相的分离。

在分离器内部设置有两个垂直吸入通道。这些吸入通道与两个输出管道流体连通，输出流通过所述输出管道离开分离器。吸入通道的较低端淹没于液相中。吸入通道侧壁上开孔。蒸汽通过位于分离器中液位上方的孔流动。当蒸汽通过这些孔流动，就产生了吸入通道壁内外的压降。结果液体升高进入所述吸入通道。液体与所述吸入通道内部的蒸汽混合，二相混合物向上流动通过通道并通过输出管道离开分离器和二相流分流器。

分离器内的液位主要由进入容器的蒸汽流率决定。低蒸汽流率下液位高，高蒸汽流率下液位低。所述液位几乎不受液体流率影响。

与上述现有技术不同，本发明具有下述优点：

A)本发明的分流器可以设计为在输出流中维持近于相同的汽液比。或者，分流器可以设计为在输出流中维持特定的不同的汽液比。

B)本发明的分流器可以设计为任何分流比。即使实际分流比在某些操作阶段不同于分流器的设计分流比，本发明也会有效。

C)本发明的分流器在输入管道中所有流动状态下都将同样好地发挥作用。

D)本发明的分流器对上游或下游管道系统的安排不是很敏感。例如，其性能不会受到分流器上游如弯转或阀的管道配件存在的影响。

E)通过使用本发明的分流器可以产生任意数目的输出流。使用缓冲三通(impact tee)的对称管道分流器只能产生2，4，8…等个输出流，而本发明还可产生3，5，6，7，9…等个输出流。

F)本发明的分流器代表了一个简单坚固的设计。它没有检测设备和移动部件。它仅需要低维护，且不需要工厂操作员的关注。

G)本发明的分流器是一开放系统，不易受到污染。在操作单元中使用该分流器因此将不会影响过压保护原理。对于加氢操作单元，位于分流器上游的设备可以由此仍然受到位于分流器下游的卸压阀的过压保护。

H)无论下游系统的压降可能有多高，分流器的压降很低(在设计情况下为～0.05巴)。

I)本发明的分流器代表了一个紧凑的成本功效大的设计。

附图简要说明

图1表现了现有技术，是对称管道分流器包括的管道系统的等角投影图。在对称管道分流器的该示例中，输入流通过使用三个标准管道三通被分为4个输出流。

图2也表现了现有技术，是用于将输入流分流为三个输出流的具有仪表装置的汽/液分离器的工艺流程简图。

图3A、3B和3C表现了本发明的一实施例。图3A是沿A-A线剖切的该实施例的侧面截面图。图3B是沿B-B线剖切的横截面视图。图3C是沿C-C线剖切的俯视图。

图4是显示本发明分流器的第一使用例的工艺流程简图。该分流器用于将二相流分流到包括热交换器、仪表装置和炉管的三个并联的处理系统。

图5是显示本发明分流器的第二使用例的工艺流程简图。该分流器用于将二相流分流到两个并联的滴液床化学反应器。

图6A、6B和6C表现了本发明的另一实施例，并显示了可选的吸入通道的设计。图6A是沿A-A线剖切的该实施例的横截面视图。图6B是沿B-B线剖切的侧面截面图。图6C是沿C-C线剖切的侧面截面图。

图7A和7B表现了分流器被制成化学反应器的组成部分的本发明的再一实施例。图7A是化学反应器底部的侧面截面图。图7B是沿图7A中A-A线剖切的吸入通道的横截面视图。

图8表现了分流器被制成壳体和管道热交换器的组成部分的本发明的一个实施例。图8是热交换器和分流器的侧面截面图。

本发明的可选实施例包括但不限于图中所示的设计。

发明背景

很多类型的工业处理设备上游都需要将二相流分离为两个或更多个输出流并在每个输出流中具有相同汽液比。例如：

●在操作炉中，并联的炉管最常用于过程流体，以避免过大的炉管直径并提供经济的炉设计。因此进料流股需要分流到该炉上游的并联炉管中。

●在现代处理厂中，经常使用并联的系列热交换器，如系列壳体和管式热交换器。这是为了避免过大的管束直径和/或优化处理厂中的热联合。

●由于束尺寸的限制，以及由于在输入集管长度过大的情况下流体到并联的空气冷却器管的不良分布，空气冷却器束最常设置为并联的。

●化学反应器如滴液床反应器可设置为并联结构。在高压应用中，可这样设置以减小反应器的直径并由此降低总反应器成本。在处理厂需要在已有工厂增加更多的催化剂容积的改建中，与已有的化学反应器并联而非串联地增加新的化学反应器，从经济观点来看经常是很有吸引力的。原因是，如果与已有化学反应器串联地增加新的反应器，则总反应器压降显著增加。这会导致需要泵和/或压缩机的昂贵的替换/更新。另一方面，若新的反应器并联增加，则可实际降低压降，从而即使使用相同的泵和压缩机，也能使工厂的生产量更高。

历史表明，分流二相流的努力在很多情况下不能产生相同汽液比的输出流。输出流中具有不同汽液比的结果的例子有：

对于炉：

由于蒸汽相对于液体具有较低的热容，因而获得高汽液比流股的炉管比获得低汽液比流股的炉管更热。因此即使低于炉子的额定热负荷，也可达到最大容许管金属温度。炉可由此不传递其最初被设计传递的热量。结果可能是来自处理单元的较低的生产率。在碳氢化合物作业中，较热的管金属温度导致管壁上的炭形成率增大。结果可能是因炉管需要除焦而使单元过早的停止运转。最后，如果蒸汽和液体通过如流控制阀之类的自动控制系统分布到每个并联的炉管，那么若控制系统失败，一个或多个炉管可能突然就不再得到任何液体供给。结果可导致炉管的过热和破裂。

对于热交换器和空气冷却器：

对于并联的热交换器和空气冷却器，总体热性能在汽液比不等的情况下显著降低。特别是在冷热流之间具有相近温差的特殊应用中。例如，如果热传递系统包括两个并联的热交换器A和B，热交换器A得到高汽液比的流股，而热交换器B得到低汽液比的流股。因热交换器A中的流股热容较低，热交换器A中的驱动ΔT较低。热交换器A中的传递热负荷因此较低。在热交换器B中，因其中的流股热容较高，其驱动ΔT较高。热交换器B中的传递热负荷因此较高。然而，热交换器B中增大的热传递仍高得不够补偿热交换器A中的低热传递。总体效果是这些交换器中传递的总热量显著降低。交换器中低于期望的热传递的结果可能是处理单元的生产率较低，这具有严重的经济后果。

在某些情况，液体到并联的交换器的不均分布也可能导致结垢、堵塞和/或腐蚀。一个例子是具有液体汽化的并联的热交换器。通常，处理厂设计为避免交换器内部完全汽化。换言之，避免通过“干点”。原因在于在过程流股中总存在不汽化的污染物。如果“干点”在交换器中的某位置产生，这些污染物会沉积在传热递表面，这是由于它们原来溶解或分散在其中的液体现在消失了。尽管在工厂设计中未曾预见，但现若并联的交换器中的一个得到显著少于预期值的液体，则干点可能产生在该交换器中。其结果可能是交换器中严重的污染和/或堵塞问题，伴随低传热率以及提前使单元停车以清洁交换器。

另一例子是加氢处理单元中的产品空气冷却器束。当反应器流出物被冷却，NH₄Cl和NH₄HS之类的氨盐将沉淀并可能导致严重的腐蚀和堵塞问题。因此加入清洗水以溶解这些盐。然而，历史表明，将包含清洗水的过程流股分流到并联的空气冷却器束导致了清洗水的不良分布以及在得到很少或未得到清洗水的束中的腐蚀和堵塞问题。

对于化学反应器：

对于加氢处理单元中滴液床反应器之类的并联的化学反应器，在每个反应器的入口中获得相同的汽液比至关重要。在加氢操作反应器中，如加氢裂化或加氢处理反应器，其中，碳氢化合物成分在固体催化剂作用下与氢反应，提供给反应器的低汽液比将导致反应器中较低的氢分压，这还将导致较低的反应速率、高炭堆积速率和催化剂失活。即使提供给反应器太低汽液比的操作时间很短也可导致严重损坏反应器中催化剂粒子的昂贵负载。

详细描述

本发明的分流器可被设计为处理任何需要的分离比。分离比定义为输出流的总质量流量除以输入流的总质量流量。例如，本发明既可被设计为50％/50％分流，也可为5％/95％分流。由于二相流分流器是一没有任何控制阀的具有低总压降的开放系统，因此是下游流系统的液压容量而非二相流分流器本身设定了分离比。当设计正确，即使分流比偏离了二相流分流器的设计分流比，分流器也会确保每个输出流中的汽液比接近相同。在此说明其原因：

假设分流器已被设计为对于吸入通道A和B分别以分离比30％/70％将二相输入流分流为两个输出流。这种设计通常将导致两个吸入通道中孔的大小不同和两个吸入通道的横截面积不同。现在在某些操作模式中，分离比也可为40％/60％，而非二相流分流器的设计值30％/70％。这种情况下，比原来预计的更多的蒸汽流过吸入通道A侧面的孔。吸入通道A从外侧到内侧的压降因此变大。结果更多的液体升高进入该吸入通道。由于吸入通道B的较低分流比，比原来预计的较少的蒸汽流过吸入通道B侧面的孔。吸入通道B从外侧到内侧的压降因此变小。结果较少的液体升高进入该吸水道。以这种方式，该设计趋于抵偿不同的分流比。

如果给定吸入通道的分流比在特定操作模式下高于预计值，那么较高的汽体流量将导致较高的液体流量。类似地，如果给定吸入通道的分流比低于预计值，那么较低的汽体流量将导致较低的液体流量。结果是输出管道中的汽液比只在很低程度上受到变化的分流比的影响。

图4给出了分流器能在输出流中保持相同汽液比第一个示例，其显示了具有并联的热交换器、仪表装置和炉管的处理系统的工艺流程简图。冷的二相进料流50需要通过与热流58和65热交换和使用炉61来加热。冷流50首先通过使用本发明的分流器51分流为三个流股52、53和54。输出流52流过包括壳体的壳壁、管道热交换器55a、55b、55c、55d和炉61的管程67的系列A。输出流53流过包括壳体的壳壁、管道热交换器56a、56b、56c、56d和炉61的管程68的系列B。输出流54流过包括壳体的管壁、管道热交换器57a、57b、57c和控制阀69的系列C。分别来自系列A、B和C的输出流62、63和60合并为产品流64。分流器51的设计汽液流率和性质在表1示出。

表1：图4中分流器51的蒸汽和液体的设计流率和性质

	设计情形
		蒸汽流量，立方米/小时	1400
蒸汽密度，千克/立方米	9.5
		蒸汽粘度，厘泊	0.018
液体流量，立方米/小时	260
		液体密度，千克/立方米	765
液体粘度，厘泊	0.36

液体表面张力，达因/厘米

14.7

分流器51设计为对于系列A、B和C分流比分别为40％/40％/20％。旨在使每个输出流52、53、54具有相同汽液比。当实际分流比与设计分流比40％/40％/20％相同，三个输出流52、53、54的汽液比将接近相同。然而证明是给定流率的压降对于系列A高于预计值的20％。流动阻力的不同是由于两个并联的系列A和B的不同的管道布局和稍有不同的交换器和炉设计。还证明给定流率的压降对于系列C低于原预计值的30％。系列C的流动力较低是由于控制阀69控制的流量需求较高。由于并联的流动系统的流动阻力不同，分流比与预计的不同。

现在，由不同于预期的系列A和C的流动阻力引起的每个并联系列中汽液比的差别被估计为9套汽液比。估计的这几套汽液比和结果在表2给出。蒸汽和液体流量分别对应于蒸汽和液体设计流量的50％、100％和200％。估计的结果，如分流器的ΔP、三个系列的ΔP、流股52、53和54的汽液体积比和％DVLR，也在表2给出。％DVLR定义为：

其中VL_i和VL_feed分别是输出流i和输入进料流的体积汽液比，Nsplit是来自分流器输出流的数目。

如表2所示，即使当下游系统的流动阻力不同于原始设计，给定的分流器设计在很大的汽液比范围内也显示出优越的性能。

汽液比从1.3变化到21.5，系列的压降从1.3巴变化到20.9巴。由系列A的高出20％的流动阻力和系列B的低出30％的流动阻力引起的平均％DVLR低到2.97％。

表2：具有不同于预期的下游系统流动阻力的分流器51的性能

蒸汽流量，立方米/小时	液体流量，立方米/小时	分流器51的ΔP，巴	系列A、B、C中每个的ΔP，巴	汽/液体积比			％DVLR
								流52	流53	流54

700	130	0.02	1.34	5.84	5.39	4.74	6.89
								1400	130	0.03	2.58	11.63	10.78	9.57	6.40
2800	130	0.07	5.51	22.42	21.53	20.27	3.34
								700	260	0.03	2.96	2.78	2.69	2.56	2.77
1400	260	0.05	5.25	5.57	5.38	5.11	2.82
								2800	260	0.09	10.1	10.87	10.59	10.20	2.11
700	520	0.07	7.35	1.36	1.35	1.33	0.71
								1400	520	0.10	11.7	2.72	2.69	2.65	0.87
2800	520	0.15	20.9	5.43	5.38	5.30	0.82
														平均：	2.97

分流器性能受到分流器制造和安装时的机械公差影响。尤其是吸入通道的相对高度和吸入通道中孔的通流面积会影响其性能。

本发明的分流器的应用的第二个例子显示在图5的工艺流程图中。装载了190立方米催化剂颗粒的已有的滴液床反应器75太小，以致不能以需要的速度生产需要的产品。因此需要再增加90立方米催化剂体积。不是在已有的反应器上串联增加新的催化剂体积，而是在已有的反应器75上并联安装新的反应器74。本发明的分流器71被用以将二相进料流70分流成两个分别提供给反应器75和74的输出流72和73。反应器74和75的分流比分别是32％/68％。在反应器下游，来自反应器74的输出流76与来自反应器75的输出流77合并成为产品流78。分流器71中的吸入通道原定为处于相同高度，但在本例中，对应于流股72的吸入通道A比对应于流股73的吸入通道B提高了10mm。而且，吸入通道A中孔的通流面积比原定增大了2％，吸入通道B中孔的通流面积比原定减小了2％。吸入通道的高度差和孔的通流面积的差别都将增大流股72相对于流股73的汽液比。

分流器71被设计为表3的蒸汽和液体流率和性质。

表3：图5中分流器的蒸汽和液体的设计流率和性质

	设计情形
		蒸汽流量，立方米/小时	1170
蒸汽密度，千克/立方米	27.0
		蒸汽粘度，厘泊	0.022
液体流量，立方米/小时	421
		液体密度，千克/立方米	566

液体粘度，厘泊	0.0115
		液体表面张力，达因/厘米	4.5

现在对广大范围的操作条件来评估由上述制造和安装公差导致的方程(2)定义的汽液比差％DVLR。评估的操作条件在表4给出，并分别对应于蒸汽和液体的设计流率的50％、100％和200％。估计的结果，如分流器的ΔP、反应器的ΔP、流股72和73的汽液体积比和％DVLR，也在表4给出。

表4：最差情况的制造和安装公差的分流器性能。

蒸汽流量，立方米/小时	液体流量，立方米/小时	分流器71的ΔP，巴	每个反应器的ΔP，巴	汽/液体积比		％DVLR
							流股72	流股73
				585	211				0.02	0.53	2.87	2.58	5.20
1170	211	0.04	1.00			5.72	5.20	4.69
				2340	211				0.08	2.22	11.39	10.49	4.07
585	421	0.04	1.23			1.44	1.30	5.00
				1170	421				0.06	2.04	2.86	2.62	4.29
2340	421	0.09	3.19			4.65	4.27	4.17
				585	842				0.08	3.33	0.72	0.64	6.01
1170	842	0.12	4.82			1.43	1.30	4.56
				2340	842				0.19	8.08	2.85	2.63	3.99
						平均：	4.66

如表4所示，即便具有最差情形的制造和安装公差，在大范围的蒸汽和液体流率下也得到了优越的分流性能。

对于图4和图5的两个例子，分流器被设计为产生具有相同汽液比的输出流。所述分流器也可设计为产生不同汽液比的输出流。例如，分流器可以设计为把二相输入流分流为三个具有分流比20％/20％/60％以及汽液体积比10/12/20的输出流。在大多数二相流分流器的工业应用中，却是期望在输出流中有相同的汽液比。

本发明的分离器中，蒸汽和液体的分离不必要像传统的相分离器一样好。大部分液体与蒸汽分开即可。也因蒸汽的平均分配，与蒸汽共同通过的较小的液滴将被分配到吸入通道。二相流分流器的分离器能够因此被设计用于比传统相分离器更高的线性蒸汽速率以及因此的更小的横截面积。而且，需要的液体滞留时间对于二相流分流器的分离器比对于像图2所示的具有仪表装置的传统分离器明显更低。具有仪表装置的传统分离器其液体滞留时间为5-20分钟，留出了液位控制系统的响应时间并允许操作者在自动控制系统失效的情况下采取手动行动。对于二相流分流器，液位或多或少被立即固定并主要由蒸汽装载量确定。二相流分流器的分离器中的液体滞留时间因此可低到5秒。总体结果是，二相流分流器的分离器与处理厂中使用的传统相分离器相比很紧凑。作为一例，将被设计为表1中的汽液比和性质的图4中的分流器51的压力容器的尺寸和成本与图2中的传统相分离器的压力容器的尺寸和成本进行比较。传统相分离器也被设计为表1中的蒸汽和液体流量和性质。结果在表5给出。

表5：所述分流器和传统分离器的压力容器尺寸和成本比较

	图4中的分流器	传统相分离器
			容器内径，毫米	800	2750
容器的切线长度，毫米	1830	9700
			设计压力，巴	80	80
设计温度，摄氏度	230	230
			构成材料	碳钢	碳钢
估计设备成本，美元(2003)	21,600	374,000

表5给出的成本是容器加上吸水道之类的内部构件的成本。包括建立、装配、隔离、管路和仪表装置等的安装成本未包括在内。总的安装成本典型地为表5给出的设备成本的3-4倍。从表5可见，相对于使用传统相分离器，本发明的分流器提供了一种紧凑和低廉的选择。

图3A、3B、3C、6A、6B、6C、7A、7B和8提供了本发明的分流器的可选结构。提供这些图只是为了例示本发明和备选方案。他们并不意欲限制在此公开的原理的范围或作为施工图。这些图不能被认为是对发明概念范围的限制。附图显示的相关尺寸不应认为等于或正比于商业实施例。

现在参见本发明的实施例的附图。图3A、3B和3C中所示的分流器30是用于将输入流41分留成两个输出流42和43的分流器。分流器30包括具有一输入管32和两输出管44和45的容器31。输入管32连接到容器31的壁，以形成流体密封。管32的下端开放，以允许输入流42进入容器31。在输入管32下面有一具有侧壁40的冲击板33。冲击板33和侧壁40构成一流动通道，先将输入流41分成两个流，再将这两个流导向容器31的圆柱形壁。两个本质上垂直的吸入通道34和35位于容器31内。每个吸入通道包括一具有开放的上端和下端的圆管。吸入通道的下端湮没于液体39中。吸入通道34的上端或出口连接到输出管道44，吸入通道35的上端或出口连接到输出管道45，以形成离开容器31的两个流道。在容器31的壁和输出管道44和45之间形成流体密封。吸入通道34的管道侧壁上开有孔37，吸入通道35的管道侧壁上开有孔36。

现在在操作过程中，二相输入流41通过管道32进入容器31。二相射流撞击冲击板33，这会破坏该流股的高流速并将该流股导向容器31的圆柱形壁。在容器31内，液相39与汽相38分离。所述液相在容器底部的重相汇聚区域汇聚，而汽相则在容器上部的轻相汇聚区域汇聚。蒸汽38现在流过液面上的吸入通道壁上的孔36和37部分。通过孔的流动会产生从吸入通道外部到吸入通道内部的压降，因而液体升高进入吸入通道。液体39流过吸入通道34和35的下部开放端并通过容器31中液面下的孔36和37部分。所述液体与所述蒸汽在吸入通道中混合，二相混合物在吸入通道内向上流动到其出口并通过输出管道44和45流出容器31。

进料入口最好对称地位于吸入通道之间，如图3A所示。这将使用于汽/液分离需要的容器横截面积极小，而且这还将更均匀地分布通过蒸汽路径的小液滴。分流器最好设计为如图3B和3C所示进料输入流股撞击或者冲击板和壁。当输入进料流股撞击板和壁时，液体趋于从汽相中分离，并防止高速输入射流到达容器中的液面而可能导致液体二次夹带和波动。

选择吸入通道上孔的总面积以获得需要的容器液位。较大的孔面积导致较低的蒸汽压降并由此导致较高的液位，以致较低的压降与液体需要提升的垂直高度相匹配。相反，较小的面积导致较低的液位。每个吸入通道的孔面积可用于设定吸入通道输出流的汽液比。如果吸入通道A的孔面积相对于另一吸入通道B的孔面积增大，那么吸入通道A的输出流的汽液比相对吸入通道B的汽液比增大。每个吸入通道的横截面积和形状也影响容器液位和每个输出流股的汽液比。

图3A所示的吸水道的孔是圆洞。但这些孔也可为垂直沟槽或者具有其他形状，如V形、三角形、矩形、多边形、椭圆形等。孔的面积不必需要在吸入通道的整个高度上均匀分布。例如，吸入通道可在底部附近具有较小的孔面积，并在顶部附近具有较大的孔面积。

图3A和3B所示的吸入通道具有圆形横截面，但吸入通道也可具有很多其它横截面形状，如三角形、矩形、椭圆形、多边形等。吸入通道的横截面也可沿着吸入通道的长度变化。

图3A所示的吸入通道的底部对液体流动是开放的。但在很多情况下，如果所述吸入通道的底部封闭，所有液体因此需要流经液面下的吸入通道侧面的孔，则可获得改善的分流性能。

图3A和3B所示的分流器的吸入通道是竖直的。但吸入通道不需要完全竖直。只要吸入通道具有竖直部分，或者换言之，只要液体被吸入通道约束而向上流动经过蒸汽进入孔，然后到达吸入通道出口以导入输出管道44和45之一就足够了。

图3A、3B和3C中的分流器的容器31是具有椭圆头的水平圆柱容器。但本发明的该分离器或容器可具有任何形状和方向。容器形状和方向的其他例子是竖直圆柱容器、球形容器、具有矩形横截面的盒状容器等。

图4中，输入和输出流通过容器31上壁进出。但输入和输出流可通过如底部壁和侧壁的其他壁进出。

参照图6A、6B和6C所示的分流器说明本发明的变形例。分流器80包括竖直圆柱容器81。该分流器具有输入流88通过贯穿容器81侧壁的管道87进入。竖直的挡水板86位于该入口下游。该分流器具有三个输出流91、92和85。输出流91通过贯穿容器31上壁的输出管道99流出。输出管道99以防漏方式连接到吸入通道82。吸入通道82具有圆形横截面并为渐缩的，以致通道的横截面积向下缩小。吸入通道82设有四个竖直沟槽94。吸入通道82在底端对于液体流动是开放的。输出流92通过贯穿容器31侧壁的输出管道98流出。输出管道98以防漏方式使用90°弯管97连接到吸入通道83。吸入通道83具有方形横截面。吸入通道83设有四个V形沟槽93。吸水道83在底端对于液体流动是开放的。输出流85通过贯穿容器31底部壁的输出管道100流出。输出管道100以防漏方式使用180°弯管96连接到吸入通道84。吸入通道84具有圆形横截面并设有方孔95。吸入通道84在底端对于液体流动是封闭，全部液体因而必须流过方孔95。

在操作过程中，二相输入流88通过管道87进入容器81。二相射流碰撞挡水板86，破坏了流股的高速率并导致某些程度的相分离。容器81内部，液相90从汽相89中分离。液相在容器底部汇聚，而汽相在容器上部汇聚。蒸汽89现在流过分别在吸入通道83、82和84侧面的孔93、94和95。通过孔的蒸汽流动导致从吸入通道外部到吸入通道内部的压降，因此液体被提升进入吸入通道。液体90流过吸入通道82和83的下部开放端，并流过容器81液面下的孔93、94和95的部分。液体在吸入通道内和蒸汽混合，二相混合物在吸入通道内部流动并通过输出管道98、99和100流出容器81。

量化为方程(2)定义的％DVLR的本发明的分流性能在高汽液比应用中降低。在高汽液比应用中，本发明的性能可通过在吸入通道内部使用插入物以增大吸入通道内部的二相流的压降而得到显著改善。在吸入通道内使用一个或多个孔板是这种用于增大压降和改善分流性能的插入物的一例。另外，在吸入通道内使用插入物对吸入通道中的二相流模式具有一定影响。例如，使用孔板有助于消除不需要的液棒(liquid slugs)及汽袋(vapor pockets)周期地在吸入通道中流动的段塞流。通过使用吸入通道插入物而对分流性能的最大改进是在高汽液比应用中得到的，但对于较低汽液比的应用也取得了一定改进。例如分别出自图4和图5的分流器51和71就在吸入通道中包含了插入物用以改善分流性能。

图3A、3B、3C、4、5、6A、6B和6C中的分流器30、51、71和80都具有其自身的分离器或容器。但本发明也可作为例如壳体和管道热交换器和化学反应器之类的其它处理设备的组成部分使用。

图7A和7B显示作为化学滴液床反应器110的组成部分的本发明分流器的一个例子。图7A显示该滴液床反应器的底部。催化剂颗粒103装入带有半球状头部102的圆柱形受压壳体101。催化剂由催化剂支撑格网或筛网104支撑。催化剂支撑格网/筛网设计为催化剂颗粒不能穿过筛网而蒸汽和液体能够穿过。两个竖直吸入通道107位于催化剂支撑格网/筛网下面。每个吸入通道设有八个沟槽108。吸入通道还设有插入物来增加吸入通道的压降。这些插入物包括每个吸入通道的四个孔板109、110、111、112。每个吸入通道107以防漏方式通过使用具有弯管的通道106连接到一输出管口105。

在操作过程中，汽体和液体并流向下流过催化剂颗粒床层103并通过催化剂支撑格网/筛网104。催化剂支撑格网/筛网104下方是一开放空间，液相113在该处与汽相114分离。液相113在反应器底部汇聚。蒸汽114现在流经液面上方的沟槽108部分。通过沟槽108的流动使从吸入通道外面到吸入通道内部产生压降，因此液体被提升进入吸入通道。液体113流经底部孔板112的开孔，并通过液面下的沟槽108部分。液体在吸入通道内与蒸汽混合，流经吸入通道和孔板，并通过流出管口105流出反应器110。

图8显示作为壳体和管道热交换器120的组成部分的本发明分流器的一例。壳体和管道热交换器120包括：

●具有盖板128、管侧输入管口129和管侧输出管口130的头部122

●具有输入管口131和两个输出管口125的壳体121

●包括U形管124、管板135和十三个流动挡板132的U形管束

壳体121的长度比通常的热交换器设计稍有增加，以为最后的流挡板下游和U形管124的180°弯管下游的壳侧壁上的本发明的二相流分流器提供容纳空间。该分流器包括两个基本竖直的在壁上具有洞127的吸入通道126。吸入通道127的底部是开放的，可让液体流动。

在操作过程中，管侧面的流体通过管口129进入交换器，在U形管内部经过，并通过管口130流出交换器。壳体侧面的流体通过管口131进入交换器，可以是单相或二相流。除热传递之外，在交换器中还可能发生冷凝或汽化。壳体侧面的流体在U形管外面流动。流动挡板132产生若干交叉流动截面，在该处，壳体侧面的流体被迫沿着垂直于管道的方向流过。通过最后的流挡板后，二相流进入分离空间，在这里液体133与蒸汽134分离。液相133在壳体121底部汇聚。蒸汽134现在流经液面上方的孔洞127部分。通过这些孔洞的蒸汽流动使从吸入通道外侧到吸入通道内侧产生压降，因此液体被提升进入吸入通道。液体133流经吸入通道126的开放的底部，并流经液面下方的孔洞127部分。液体在吸入通道内与蒸汽混合，并流经吸入通道，通过管口125流出交换器120。

在图4和5给出的例子中，二相输入流被分流到并联的下游管道系统和处理设备。但本发明也可用在处理设备内部，以将蒸汽和液体平均分配到设备中并联的通道中。一个例子是在热交换器或空气冷却器的输入集管中使用本发明，以将蒸汽和液体平均分配到交换器中并联的管道中。

在所有在此给出的本发明的示例中，只有一个吸入通道连接到分流器的每个输出管道。但每个输出流也可使用多于一个的吸入通道。如果每个输出流使用多于一个的吸入通道，那么连接到输出流的吸入通道不必需要相同。例如，被设计用于将二相输入流分流成为两个输出流的分流器可具有总共五个不同尺寸的吸入通道，三个吸入通道都连接到第一输出流，其余的两个吸入通道连接到第二输出流。在某些情况，使用不同尺寸的吸水道连接到相同输出流可使分流性能得到改善。

在此处给出的所有本发明的应用例中，只有一个输入流输入分流器。但也可使用多于一个的输入流流入到分流器的分离容器。也可使用只携带蒸汽或只携带液体的单相输入。

除了能分离二相汽液混合物之外，本发明的分流器还可用于把不互溶的液体二相混合物，如碳氢化合物液相和水溶性液相，分流成为两个或多个输出流，每个输出流具有需要的油水比。

总的来说，关于本发明，应当注意下述几点：

本发明涉及用于将包括轻相和重相的二相输入流分流或者划分成为两个或多个输出流的分流装置，其中每个输出流具有所需轻重相比。该分流装置包括一具有一或多个入口的分离器皿或容器。在容器中进行轻相和重相的部分或完全分离。容器设有至少两个具有下端和上部开放端的中空吸入通道。

每个吸入通道侧面的孔设置在下端和上端之间的至少一个高度上。所述吸入通道的下端淹没于重相中，而所述吸入通道的上端处于轻相中，并以不漏水的方式通过流动通道连接到下游系统。

吸入通道必须具有竖直部分，从而在操作中，至少孔面积的一部分上升到相界面水平面的上方。在操作中，轻相流过相界面水平面上方的孔面积部分并由此造成从吸入通道外侧到内侧的压降。由于这个压降，重相通过任何一个下部开放端并通过任何一个位于相界面水平面下方平面的孔而被提升进入吸入通道。在吸入通道中，重相与轻相混合。该二相流流经吸入通道并通过所述流动通道到达下游系统。

可在吸入通道内部使用插入物或节流阀来增大压降并改变吸入通道中的二相流动状态。

所述插入物可以是具有圆形流动孔的孔板。

吸入通道下端可以是封闭的，所有重相需要流经位于相界面水平面下方的吸入通道侧面的孔。

除分流目的之外，该器皿或容器可以是用于完成化学反应或者热交换之类的其它目的其它处理设备的组成部分。

所述下游系统可以是和以分流器作为其组成部分的设备处于相同部分的并联的流动通道。

所述下游系统可以是包括管道、仪表和设备的处理系统。

所述吸入通道可以具有圆形横截面。

吸入通道侧面的孔可以是圆洞或矩形沟槽。

从吸入通道底部到最高高度的孔的竖直高度最好在100mm和1500mm之间。

在至少一个操作状态中，吸入通道上端的无滑(no-slip)二相流速率最好在0.5m/s和15m/s之间。

可将一个或更多个吸入通道连接到每个下游系统。

所述装置可方便地用于把二相蒸汽/液体混合物分流到并联的热交换器。

所述装置可方便地用于把二相蒸汽/液体混合物分流到并联的炉管。

所述装置可方便地用于把二相蒸汽/液体混合物分流到并联的化学反应器。

所述装置可方便地用于把二相蒸汽/液体混合物分流到并联的空气冷却器。

所述装置可方便地用于把蒸汽和液体分布到二相热交换器或空气冷却器中的并联的热交换管道或通道。

Claims (21)

1、一种用于将一个或更多个包括轻相流体和重相流体的二相输入流，例如二相汽/液混合物，分流为两个或更多个输出流，而每个输出流具有所需轻相对重相之比的分流装置，该装置包括：

相分离器皿或容器，其包括：一个或更多个用于所述输入流的输入流入口，重相汇聚区域，和在所述重相汇聚区域更高位置的轻相汇聚区域；和

两个或更多个吸入通道或管道，至少一个用于每个所述输出流，每个吸入通道或管道包括：与所述重相汇聚区域相通的至少一个重相入口，与所述轻相汇聚区域相通并位于比所述的至少一个重相口入更高位置的至少一个轻相入口，和用于与装置下游的输出流流动管道相通的至少一个输出流出口；所述的至少一个轻相入口位于所述的至少一个重相入口和所述的至少一个输出流出口之间。

2、根据权利要求1的装置，其中，吸入管道包括由上面设有一个或更多个孔的壁所界定的一细长的管状元件，所述管状元件例如是具有圆形或矩形横截面的管子或管道。

3、根据权利要求2的装置，其中，所述管状元件的下端是开放的。

4、根据权利要求2或3的装置，其中，所述一个或更多个孔的形状是从一组包括圆形、椭圆形、卵形、矩形和三角形的形状中选出。

5、根据任一上述权利要求的装置，其中，轻相入口和重相入口由一具有明显的竖直延伸的单孔构成，最好是由一沿所述吸入管道纵向延伸的沟槽。

6、根据权利要求5的装置，其中，所述沟槽的宽度沿着向所述输出流出口的方向增大。

7、根据权利要求5的装置，其中，所述沟槽的宽度实际上是不变的。

8、根据任一上述权利要求的装置，其中，在所述吸入管道内部设置限流装置以增大所述轻相中轻相入口的压降。

9、根据权利要8的装置，其中，所述限流装置包括一挡板，其上具有一个或更多个孔，从而使吸入管道的流动限制到所述一个或更多个孔。

10、根据任一上述权利要求的装置，其中，靠近所述输入流入口处设置有流动冲击装置以使所述输入流冲击所述流动冲击装置。

11、根据任一上述权利要求的装置，其中，所述一个或更多个重相入口的最低部分与所述一个或更多个轻相入口的最高部分之间的竖直距离至少为接近100mm，至多为接近1500mm，优选为400mm和600mm之间，最好为接近500mm。

12、一种包括实施物理或化学处理所用设备、利用二相流和根据权利要求1到10中任意一个的分流装置的处理装置，所述分流装置与所述设备的入口或出口连通。

13、根据权利要求12的装置，其中，所述设备包括一炉子，该炉子包含一套与所述输出流出口连接的炉管。

14、根据权利要求12的装置，其中，所述设备包括与所述输出流出口连接的并联的热交换器。

15、根据权利要求12的装置，其中，所述设备包括与所述输出流出口连接的并联的化学反应器。

16、根据权利要求12的装置，其中，所述设备包括与所述输出流出口连接的并联的空气冷却器。

17、一种二相反应器，例如滴液床反应器或者催化反应器，其包括根据权利要求1到10中任意一个的分流装置。

18、根据权利要求17的反应器，其包括一外部壳体，其中，所述相分离容器位于所述反应器壳体内部。

19、一种热交换器，包括根据权利要求1到10中任意一个的分流装置。

20、根据权利要求19的热交换器，其包括一外部壳体，其中，所述相分离容器位于所述热交换器壳体内部。

21、一种用于将一个或更多个包括轻相流体和重相流体的二相输入流，例如二相汽/液混合物，分流为两个或更多个输出流，而每个输出流具有所需的轻相对重相之比的方法，该方法包括如下步骤：

至少部分地将输入流分离成为位于相间边界面下方的重相区域的重相部分和位于相间边界面上方的轻相区域的轻相部分；

在所述轻相区域中的两处或更多处，将来自所述重相部分的重相流体与来自所述轻相部分的轻相流体混合，以形成所述的两个或更多个二相输出流。

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