目录
第一章概述 (3)
第二章为什么要使用蒸汽 (6)
第三章蒸汽产生过程的节能技术 (10)
第四章如何保障蒸汽的品质 (11)
一、蒸汽管道的流速 (11)
二、蒸汽管道的散热 (14)
三、蒸汽主管的基本设计 (15)
四、管道的死点疏水 (16)
五、蒸汽主管的疏水器选型 (17)
六、超低流速状态 (17)
七、蒸汽支管的一般设计 (19)
八、其他 (19)
第五章蒸汽传输过程的节能技术 (20)
一、保持蒸汽的干燥 (20)
二、汽水分离 (20)
三、过热蒸汽 (21)
四、减压使用蒸汽 (22)
五、从蒸汽中排出空气 (22)
第六章蒸汽使用过程的节能技术 (25)
一、蒸汽的驱动作用 (25)
二、蒸汽主管的凝结水量 (25)
三、伴热小管的凝结水量 (27)
四、浸入式盘管的凝结水量 (29)
五、空气加热机组的凝结水量 (31)
六、换热器疏水器的正确选型 (32)
七、二次蒸汽的再利用 (33)
八、蒸汽系统的产用平衡 (35)
第七章凝结水回收过程的节能技术 (37)
一、凝结水管道的口径 (37)
二、凝结水压力次序 (38)
三、总管网设计 (39)
四、凝结水自动泵 (40)
五、分散前沿加压回收技术 (41)
六、蒸汽及凝结水节能效益计算 (43)
第八章凝结水的净化再利用 (44)
一、除油工艺 (44)
二、除铁工艺 (45)
三、高温凝结水净化装置工艺流程简图 (45)
四、净化装置布置图 (45)
五、高温凝结水净化装置的特点 (46)
六、凝结水净化处理的经济效益 (46)
第一章概述
目前，随着经济的不断发展，我国的能源生产和消耗都已经处在世界的前列，但是，我们的人均能源占有值却是非常低的，煤炭是世界人均占有的1/4，石油是世界人均占有的1/40，与此同时，我们能源综合利用效率却只有30％，而日本的能源综合利用效率为52％，也远远不及其他发达国家。在许多企业常常见到的蒸汽随处泄漏，凝结水基本不回收就是最直观的反映，是我们企业的产品成本高居不下的重要原因，严重影响着企业的生存能力和国际竞争力。
水蒸汽是企业里最常见的二次能源，蒸汽凝结水系统是保障企业正常生产运行的重要基础，它能实现企业生产所需要的换热、伴热、机械驱动力、工艺混合蒸汽以及采暖吹扫等辅助功能，实际上，它是企业的能量流的最大交换平台，因此，通过实施节能改造，保障蒸汽凝结水系统的稳定高效运行，对提升企业的市场竞争力具有十分重要的意义。
要真正实现蒸汽凝结水系统的稳定高效运行，必须要改变观念，依靠科技；全局着眼，重点突破。
蒸汽凝结水系统节能的全局要点是：能量的高效使用不仅仅是“零泄漏”，而且还在于“高热高用、低热低用”。根据多汽源、多用户的特点，优化整合蒸汽传输管网，保证系统产用平衡，既不进行减温减压，亦无多余低压蒸汽放空。使得蒸汽的多个压力档次、多种流向的复杂系统能够满足不同的用汽工况，以最低蒸汽消耗值保障企业生产的正常运行。
蒸汽凝结水系统的节能优化可以从五个过程着手：蒸汽的产生、传输、使用、回收（凝结水）以及凝结水的净化再利用。
一、蒸汽的产生阶段的节能要点在于：利用自身的长期稳定的热阱（吸热）资源，最大程度地吸收整个企业的低温余热，减少燃料消耗，单位燃料可以产生更多的蒸汽。减少了锅炉自耗汽，提高锅炉的产汽效率。
二、蒸汽的传输阶段的节能要点在于：减少泄漏，保障品质（压力和温度）。最需要强调的是：保持蒸汽的品质不降低，实质就是减少用户对蒸汽的需求量。
三、蒸汽的使用阶段的节能要点在于：仔细研究每个换热设备的设计耗能和实际耗能之间的差距，找出过多耗能的原因。空气的排放、疏水器的合理选型都是保障各种不同换热设备既不泄漏蒸汽又能及时排水的重要因素，同时也能降低因蒸汽品质降低而带来蒸汽耗量增大等现象。
四、凝结水的回收阶段的节能要点在于：采用凝结水管网整体优化设计以及“分散前沿加压回收技术”。主动加压输送凝结水，既能保障疏水器上游换热器的正常工作，又能保障凝结水管网的高效运行。
五、凝结水的净化处理再利用阶段：目前已经证实，采用“特种树脂”，以类萃取和过滤法，可以使凝结水在高温（120℃以下）直接进行除油除铁的净化处理，由此实现凝结水中含油量小于 1.0ppm，含铁量小于50ppb，满足中压（ 3.5MPa）锅
炉的进水标准。
六、蒸汽凝结水系统节能的潜力简单揭示：以我们过去的优化改造经验知，通常节约蒸汽的潜力在5％～22％左右，增加凝结水回收率为40％～80％。凝结水中含有“余热、水和软化费”三项效益。例如：对一个蒸发量在100吨/小时的企业，目前可以轻松实现的节约蒸汽率为8％，新增凝结水回收量为60％，年节约蒸汽的经济效益为600万元左右，节水效益在380万元左右，节约燃料在95万元左右，三项合计超过了1000万元。因此，蒸汽凝结水系统的节能潜力十分巨大，对其实行恰当的节能改造，投资的回收周期往往超不过一年。（详见第七章表14）
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蒸汽——石化企业无处不在
第二章为什么要用蒸汽
人类的生存和发展离不开热能，热能可以从燃料中获得，即从煤、焦炭、煤气、天然气、电、木材、石油或原子能获得。但是，在大多数情况下，直接从燃料中提取热量加以利用是行不通的。通常，我们要在一个集中燃烧的热交换过程中----即锅炉中获得热量并加以利用。
在热交换中，我们往往无法直接将热量传递给受热物体，要靠中间载热体来传送，通常用饱和水蒸汽、水或油。其中用得最广泛的是饱和蒸汽。
饱和蒸汽的优点很多，它由水蒸发而成，非常容易获得，十分清洁，生产过程比较简单。
饱和蒸汽的汽化和凝结时的相变潜热比较大，远比热水或热油所携带的能量多，不需要太粗的管道就可以传输大量的能量，效率很高。
不同压力下的饱和蒸汽温度曲线
饱和蒸汽的另一个非常可贵的特点是它的温度和压力之间有固定的关系（见表1），也就是说，控制了蒸汽压力就同时控制了蒸汽温度，这对需要加热的工艺过程和加热空间都是十分重要的。特别是对于那些需要保持在最低温度以上的工艺过程更要紧，因为低于这个最低温度，就不能使那个产品按要求的状态改变；或者高于某个最高温度极限，产品就要被破坏，甚至还会发生危险。
一个
典
型例子是橡胶生产的硫化工艺过程，加热温度必须控制在150℃到154℃之间，因为温度低于150℃，橡胶就不能很好地硫化，产品欠硫。如温度高于154℃，橡
胶因过硫化而变硬。欠硫和过硫都将出现劣质产品。
为此查看表1的150℃至154℃之间所对应饱和蒸汽压力，就知道这时蒸汽压力要用
4巴。 利
用饱
和蒸
汽传热的缺点是：随时的放热都会有凝结水产生，在管网的任何截
面处，都是水汽两相共存，具体的混合比例难以摸清。
如不严格进行控制，蒸汽压力降低时温度就必然降低。这时任何加热工艺过程或空间加热设备的热量输出就会减少。
如果某加热器组设计蒸汽压力是 6.2巴，但实际供应的蒸汽压力是 4.8巴，那么，它的输出在一般情况下要减少10～15%。
蒸汽的显热潜热图
表 1 蒸汽特性表
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0.30 69.10 289.23 2336.1 1652.3 5.229
0.50 81.33 340.49 2305.4 2645.9 3.240
0.75 91.78 384.39 2278.6 2663.0 2.217
0.95 98.20 411.43 2261.8 2673.2 1.777
????
0.00 100.00 419.04 2257.0 2676.0 1.673
0.10 102.66 430.20 2250.2 2680.4 1.533
0.20 105.00 440.80 2243.4 2684.2 1.414
0.30 107.39 450.40 2237.2 2687.6 1.312
0.40 109.55 459.70 2231.3 2691.0 1.225
0.50 111.61 468.30 2225.6 2693.9 1.149
0.60 113.56 476.40 2220.4 2696.8 1.083
0.70 115.40 484.10 2215.4 2699.5 1.024
0.80 117.14 491.60 2210.5 2702.1 0.971
0.90 118.80 498.90 2205.6 2704.5 0.923
1.00 120.42 505.60 2201.1 2706.7 0.881
1.10 121.96 51
2.20 2197.0 2709.2 0.841
1.20 123.46 518.70 219
2.8 2711.5 0.806
1.30 124.95 524.60 2188.7 2713.3 0.773
1.40 126.28 530.50 2184.8 2715.3 0.743
1.50 127.62 536.10 2181.0 2717.1 0.714
1.60 128.89 541.60 2177.3 2718.9 0.689
1.70 130.13 547.10 2173.7 2720.8 0.665
1.80 131.37 55
2.30 2170.1 2722.4 0.643
1.90 13
2.54 557.30 2166.7 2724.0 0.622
2.00 13
3.69 562.20 2163.3 2725.5 0.603
2.20 135.88 571.70 2156.9 2728.6 0.568
2.40 138.10 580.70 2150.7 2731.4 0.536
2.60 140.00 589.20 2144.7 273
3.9 0.509
2.80 141.92 587.40 2139.0 2736.4 0.483
3.00 143.75 605.30 2133.4 2738.7 0.461
3.20 145.46 612.90 2188.1 2741.0 0.440
3.40 147.20 620.00 2122.9 2742.9 0.422
3.60 148.84 627.10 2117.8 274
4.9 0.405
3.80 150.44 63
4.00 2112.9 2746.9 0.389
4.00 151.96 640.70 2108.1 2748.8 0.374
4.50 15
5.55 65
6.30 2096.7 2753.0 0.315
5.00 158.92 670.90208
6.0 2756.9 0.292
5.50 162.08 684.60 2075.7 2760.3 0.272
???????????????????????,Bar ???/????/????/???3/??6.00 165.04 697.50 2066.0 2763.5 0.2720
6.50 16
7.83 709.70 2056.8 2766.5 0.2550
7.00 171.50 721.40 2047.7 2769.1 0.2400
7.50 173.02 732.50 2039.2 2774.7 0.2270
8.00 175.43 743.10 2030.9 2774.0 0.2150
8.50 177.75 753.30 2022.9 2776.2 0.2040
9.00 179.97 763.00 2015.1 2778.1 0.1940
9.50 182.10 772.50 2007.5 2780.0 0.1850
10.00 184.13 781.60 2000.1 2781.7 0.1770
10.50 186.05 790.10 1993.0 2783.3 0.1710
11.00 188.02 798.80 1986.0 2784.8 0.1630
11.50 189.92 807.10 1979.1 2786.3 0.1570
12.00 191.68 815.10 1972.5 2787.6 0.1510
12.50 193.43 822.90 1965.4 2788.8 0.1480
13.00 195.10 830.40 1959.6 2790.0 0.1410
13.50 196.62 837.90 1953.2 2791.1 0.1360
14.00 198.35 845.10 1947.1 2792.2 0.1320
14.50 199.92 852.10 1941.0 2793.1 0.1280
15.00 201.45 859.00 1935.0 2794.0 0.1240
15.50 202.92 865.70 1928.8 2794.4 0.1990
16.00 204.38 872.30 1923.4 2795.7 0.1170
17.00 207.17 885.00 1912.1 2797.1 0.1100
18.00 209.90 897.20 1901.2 2798.5 0.1050
19.00 212.47 909.00 1890.5 2799.5 0.1000
20.00 214.96 920.30 1880.2 2800.5 0.0949
21.00 217.35 931.30 1870.1 2801.4 0.0906
22.00 219.65 941.90 1860.1 2802.0 0.0868
23.00 221.85 952.20 1850.4 2802.6 0.0832
24.00 224.02 962.20 1840.9 2803.1 0.0797
25.00 226.12 972.10 1831.4 2803.5 0.0768
26.00 228.15 981.60 1822.2 2803.8 0.0740
27.00 230.14 990.70 1813.3 2804.0 0.0714
第三章 蒸汽产生过程的节能技术
蒸汽的获得办法主要有：自备锅炉（余热锅炉）发生，或者从外部供汽系统购入。
若必需自产蒸汽，锅炉设计压力宜尽量高。即：尽量产生过热蒸汽，经过汽轮机发电，然后再向用热设备供汽。这样可以在同样供汽量下联产出更多的功。蒸汽的焓值与作功能力成正比。
在保证适应产汽量波动和保持备用设施条件下，锅炉的单台设计负荷宜尽量大些；以利于提高效率和采用较高的压力参数。 如果企业邻近有较大规模的高效热电站，可以保证稳定供应工艺所需参数的蒸汽时（一般 1.0～ 3.5MPa ），应优先考虑购进蒸汽。因为在一般情况下，即使自备电站充分实现了功热联产，小规模、烧油或中压的锅炉产汽成本也无法同大型热电站相
比。在两者价格相近时，再做仔细的技术经济比较
。
以蒸汽锅炉为基本配置的企业蒸汽系统，“以汽定电”是功热联产设计的基本原则。一般情况下，不宜片面追求用电自给。因为超出联产能力之外的、通过凝汽式汽轮机发出的电力，其成本太高无法同电网供电竞争
。 除开锅炉本身包括燃烧办法改进等节能措施不提，尽量提高锅炉的给水温度，是产汽阶段节能的最现实、
最实
惠的办法。
应当用回收余热的方法提高锅炉的给水温度，使锅炉中的水在转变为蒸汽之前，其水温尽可能地先升高到该锅炉压力下的沸点。外来的给水的温度愈高，则锅炉生产蒸汽所需的燃料就愈少。一般说来，给水温度每增加6℃，则锅炉使用的燃料
将减少1%。
为此目的，回收余热的最常用的方法是尽量将全部的凝结水送回给水箱。在一般使用的蒸汽设备中，只是从蒸汽中取出潜热，因此由疏水阀排出的凝结水仍然含
有大约25%的热量。如果回收的余热温度较低，不能用来加热锅炉补给水，则可以用来加
热生水，以减少动力站的自耗蒸汽。
从锅炉连续排污中，可以回收大量的能量。通常为了得到满意的锅炉运行性能，必须降低水中的固体杂质含量，故常用连续排污系统。污水由锅炉底部连续排出，当杂质含量大时，锅炉排污水要按总蒸发量的5%～10%。这么大的比例排污水，显然浪费大，这是因为排出的是用锅炉燃料升温的高压热水，会有大量的闪蒸汽产生，最可行的方法是：加设一个可以排污泥的闪蒸罐，从排污水中提取二次蒸汽，用来加热锅炉补给水。
第四章蒸汽传输过程的节能技术
蒸汽的传输靠的是遍布全厂的蒸汽管网。许多企业是逐年不断扩建而成的，其蒸汽传输管网也同样是不断续接的，往往存在许多复杂的问题，使得我们总觉得供出的蒸汽总是大于设计上所需要的数值。在蒸汽管网的任何截面处，都因散热而有凝结水产生，所以永远总是水汽两相共存的两相流，再加上难以避免的固体杂质，实际上管网中是“三相流”。其流态控制变得非常复杂，很容易出现水击危害、热应力危害等。蒸汽管网的凝结水往往通过疏水器对大气直接排放，往往是“云雾昭昭”或“白龙飞舞”。
蒸汽传输的要点是减少泄漏，并保障品质。但是，在实际中，我们往往忽略了保障蒸汽品质，因为很难确切地预测和控制管道内的流动的蒸汽状态，以及达到用汽点
某石化公司蒸汽系统简图
的实际压力、蒸汽饱和度参数。根据经验，在蒸汽管网的有效的节能保质措施以下几方面组成。
一、蒸汽管道的流速
管内流速过大，蒸汽压降大。一些新建的车间是在原有的车间主管上引入蒸汽的，导致局部管线内的流速过大，压力损失增大，用汽点的蒸汽品质下降，最终消耗更多的蒸汽。相反地，有些工艺已经改变的车间蒸汽需求减少了，输汽管线还是老管线，内部流速过低，热损增大，从而大量的蒸汽就直接转变成无法使用的凝结水。
恰当的管径是蒸汽节能保质的基础，现有两种方法来选择管径：
第一种方法：“速度法”
如果我们假定了速度、然后根据输送蒸汽的比容，可以求出管子需要的横截面积。 对于干饱和蒸汽管，根据实际经验可采用合适的速度为25～35米/秒。但这是上限，高于它就会发生噪音和冲蚀，特别是当蒸汽带水时。为了避免高的压降，特别是短距离用支线输送到车间时，更实用的是采用15米/秒。
表2给出在某一速度时管径选择参考值，单位：公斤/小时 这种管径确定法只考虑了速度而没考虑长度。管子越长，到末端用汽点所能使用的压力
就越低。事实上，确定管网中产生的压降也是非常比较复杂的。 第二种方法：“压降法” 对用户来说，重要的是实现被加热介质的温度。只要是饱和蒸汽，压力和温度是一一对
应的，所以我们要两者配合一起考虑，通过控制压力来实现控制温度。 有许多计算图、表都可以用来确定压降和管径的关系。经过多年的使用证明“压降法”
来确定管径是比较令人满
意的方法，见表
3和表4。
压力 速度 蒸 汽 管 径 MPa 米/秒 DN25 DN40 DN50 DN65 DN80 DN100 DN150 15 25 59 109 166 250 431 1,006 25 45 100 182 287 430 716 1,575 0.07 40 68 107 298 428 630 1,108 2,417 15 45 100 182 280 410 715 1,580 25 70 162 295 428 656 1,215 2,520
0.20 40 115 275 475 745 1,010 1,895 4,175 15 70 156 281 432 635 1,166 2,460 25 115 270 450 742 1,080 1,980 4,225 0.40 40 197 466 796 1,247 1,825 3,120 7,050 15 105 225 425 632 925 1,555 3,400 25 162 370 658 1,065 1,520 2,530 6,175 0.60 40 270 595 1,025 1,620 2,270 4,210 9,445 15 126 285 475 800 1,125 1,990 4,540 25 205 465 810 1,260 1,870 3,240 7,120 0.80 40 327 730 1,370 2,065 3,120 5,135 12,470 15 155 372 626 1,012 1,465 2,485 5,860 25 267 562 990 1,530 2,205 3,825 8,995 1.00 40 408 910 1,635 2,545 3,600 6,230 14,390 15 205 465 810 1,270 1,870 3,220 7,890 25 331 740 1,375 2,080 3,120 5,200 12,560 1.40 40
555
1,210
2,195
3,425
4,735
8,510
18,630
表 2
它是基于下面的简单的公式:
F=(P 1-P 2)/L
式中: P 1:和初压有关的压力系数(根据初压在表4中查出)。
P 2:和终压有关的压力系数(根据终压在表4中查出)。 L:相当于管长
F:压降系数(相当于每米管子的压降)，相当于每米管长的压降。
根据蒸汽主管的不同口径，对每个压降系数都有两行水平的“X ”、“Y ”值。
“X ”表示不同压将系数值时、不同管径通过的蒸汽量。 “Y ”表示对于与上述相同蒸汽量的速度系数。
表3中的压降系数F= (P 1-P 2)/L 的中P 1 、P 2是从表4查得的。
压降系数
蒸 汽 管 径
F DN25 DN40 DN50 DN65 DN80 DN100 DN150 DN200 DN300 X 18.63
56.39 118.20 215.80 355.50 784.60 2,305 4,904 14,956 0.002
Y 10.54
13.81
16.72
18.93
21.77
26.88 35.28 42.09 57.24 X 30.40
90.23 196.10 354.00 578.60 1,275 3,732 8,189 24,469 0.005
Y 17.20
20.10
27.74
31.05
35.43
43.68 57.05 70.28 93.64 X 44.13
130.40 283.90 514.90 845.90 1,863 5,492 11,867 35,307 0.010
Y 24.97
31.94
40.16
45.16
51.80
63.83 84.07 101.80 135.10 X 63.75
189.30 411.90 760.10 1,226 2,697 7,993 17,163 50,508 0.020
Y 36.07
46.36
58.27
66.67
75.01
92.41 122.30 147.30 193.30 X 77.23 229.90 501.10 919.40 1,480
3,264 9,792 20,917 62,522 0.030
Y 43.70 56.31 70.86 80.64
90.62 111.80 149.90 179.50 239.30 X 104.40 313.80 676.70 1,231
2,020
4,413 13,044 28,441 85,324 0.050
Y 59.08
76.86
95.73 108.00 123.70
151.20 199.70 244.10 326.50 X 134.80 402.10
872.80 1,594
2,599
5,688 16,672 36,532 0.080
Y 76.28 98.49
123.50 139.80 159.10 194.90 255.20 313.50 X 167.70 500.20
1,079
1,986
3,236
7,110 20,841 0.120
Y 94.90 122.50
152.60 174.20 198.10
243.60 319.00 X 220.70 662.00 1,427
2,599
4,217
9,317
0.200
Y 124.90 162.10 201.90 228.00 258.20 319.20
X 323.60 961.10 2,059 3,727
0.400
Y 183.10 235.40 291.30 326.90
X 402.10 1,201
0.600
Y 227.50 284.10
X 465.60
0.800
Y 263.60
X=公斤/小时,Y=米/秒，在比容为1米3/公斤时表3，蒸汽管道压降系数
例如:假定初压是7巴，从表4查得压力系数P 1是56.38。如终压是 6.4巴，压力系数P 2是48.48。假定管长(包括弯头和配件)是263米，
(P 1-P 2)/L=F=(56.38-48.48)/263=0.030
从表3左边查得F=0.030，往右边查到65毫米管径，它能输送蒸汽919.4公斤(X)，速度系数(Y)是80.64米/秒。
已经说明Y 是速度系数，它是基于蒸汽比容为1米3
/公斤时。对于其它比容的真
正速度用下式计算:
真正速度=Y ×实际比容 这时如速度系数(Y)=80.64米/秒、蒸汽压力是7巴，则比容是0.24米3/公斤(表1)。我们可以代入上式
得到真正速度如下: 真
正速
度=Y ×0.24
真正速度=80.64×0.24=19.35米/秒
二、 蒸汽管道的散热
所有热的表面、管子、法兰、阀门等都应适当地进行保温，可以减少由于没有保温和保温不合理而造成的大量的辐射散热损失，同时，也可以尽量防止蒸汽主管内壁的凝结水被蒸汽吹起，造成水击和产生湿蒸汽。
有时候，我们可以看到同方向的多根管道
输
同向多管输汽
压力 比容 压力 比容
Bar 米
3
/公斤
压力系数
Bar 米3
/公斤
压力系数 0.50 1.149 2.230 7.50 0.227 63.390 1.00 0.881 3.878 8.00 0.215 70.800 1.50 0.714 5.961 8.50 0.204 78.610 2.00 0.663 8.473 9.00 0.194 86.810 2.50 0.522 11.410 9.50 0.185 95.410 3.00 0.461 14.760 10.00 0.177 104.400 3.50 0.413 18.540 11.00 0.163 123.540 4.00 0.374 22.720 12.00 0.151 144.250 4.50 0.342 27.320 13.00 0.141 166.500 5.00 0.315 32.320 14.00 0.130 190.290 5.50 0.292 37.730 15.00 0.122 215.610 6.00 0.272 43.540 16.00 0.115 242.460 6.50 0.225 49.760 17.00 0.109 270.830 7.00
0.240
56.380 18.00
0.104
300.720
表4，不同压力下的压力系数
送蒸汽。这种同一方向的多根管线，造成了散热外表面积的大大增加，散热损失随着增加了。
例如：在0.6MPa 下，一根DN150的蒸汽管道的输送能力与4根DN80的管道大约相同，但是，4根DN80的散热损失却是DN150的 2.3倍。
三、 主管排水的基本设计
任何蒸汽管道都会有部分蒸汽由于辐射散射损失而凝结成水，如果主管线排凝设置存在缺陷，凝结水不能正常排出，凝结水就去冲击沿线的阀门、仪表、弯头，同时造成蒸汽带水而降低换热器的换热效果。
例如，内径100毫米良好保温的管子，蒸汽压力是7Bar 。当周围气温是10℃时，30米长管子每小时要凝结约16公斤蒸汽。这个数字还不到主管输汽量的1/100。换句话说，它意味着1小时后主管中除了蒸汽还有16升水，2小时后有32升水，依此类推，数量惊人。
蒸汽主管沿管长平均间隔30-50米应该设立排水点。在设计中自然形成的任何低点都应设立类似的排水点。而且，排水点的构造应进行合理设计。
在一根大口径管上焊一根15毫米或20毫米的小管来排水的作法是常犯的错误(见下图)。事实上，高压的凝结水直接排向大气后，一定会产生大量的闪蒸汽，往往被误认为排出的主要是蒸汽，没有多少凝结水。
由于排凝管太小，排凝管无论在“跨距”和“宽度”上都不能使凝结水全部“陷落”并排出，大量的凝结水被送往下游。见下图。
唯有设置大口径集水管才能充分地在主管线内全部“陷落”凝结水，并由疏水器排出。最理想的做法是使集水管的直径和母管的直径相同。但在实际上对100毫米口
径以下的主管采用相同的直径，在150毫米的管线上采用100毫米的集水管，200毫米的管线上采用150毫米的集水管，依次类推。详见表5。集水管的布置见下图。
表5 集水管的管径和长度表
集水管通径 集水管最小高度H(mm) 蒸汽主管线通径
D(mm)
d(mm) 监控升温方式
自动升温方式
25 25 250 700 50 50 250 700 80 80 250 700 100 100 250 700 150 100 250 700 250 150 375 700 400
200
600
700
在主管上升时，特别需要注意凝结水面对着蒸汽流企图向下流，我们必须必须加大主管的口径，降低蒸汽速度，使蒸汽速度降到15米/秒以下，以免再使水吹起成丘状。同时，还要增加集水管数目，防止凝结水在管路中集结。
四、 管路死点疏水
蒸汽总管路中总会有一些爬坡或翻越马路，通常靠龙门架来解决，同时也是一个热力膨胀弯。管线中未能排出的凝结水，大都在这里汇集，在爬升高度之前，应当将凝结水排出管道，否则，会出现“喉部限流”，带来额外的蒸汽压降。其实，这正是最好的凝结水排出点，在此处的凝结水排放，同样也要采用集水管结构。
五、 主管线疏水器选型
为了使排水点的凝结水排净，疏水阀的选择很重要，但即使是最好的设计，水击有时还能发生，所以最好选择用一种最坚固耐用的主管疏水器，特别是那些装在户外的，会出
现冰冻现象，疏水阀应当良好保温。
蒸汽主管疏水器后的管线要特别注意闪蒸汽的排放和回收，否则会造成凝结水管线憋压，
阻碍其他部位的凝结水的正常排出。
六、 超低流速状态
厂内多点产汽时，往往忽视对蒸汽管内流动的验算推证，没有发现局部管线处于“对顶”状态，或者说管线内的蒸汽处在超低流速状态。即：实际流量很低甚至没有流量，这段管线的主要作用就成了加热大气环境，凝结水大量积存，成为严重的水击隐患。见下图。
假设动力站锅炉B1最大产汽70吨/小时，余热锅炉B2汽30吨/小时，用户负荷如下：
龙门架死点疏水 ×
√
超低流量散热简图
可以推算出来，当C3,C4,C5,C6都在用汽的时候，管网A 点至D 点的管道内是“零流量”状态。这种超低流量状态下，内部存积大量的凝结水，在随后的压力波动时，会产生十分巨大的水击，对管网产生严重危害。有些企业的蒸汽总管断裂，甚至总管从管架上振动或者脱落，就是这个原因。
消除这种现象的办法是： 1，加强对可能超低流量的管道进行多种工况的模拟，及时调整运行方案，防止或减少超低流量的发生。
2，在无法避免的、或可能的蒸汽总管段，采用强化疏水技术，及时排出凝结水，以消除水击的危害。所谓强化疏水，即：每15～20米间隔，加设一个带集水管的疏水点，选用低压差大排量疏水
器，及时将凝结水排出管外。参见右图。
用 户 用汽量（吨/小时）
备 注 C1 车间 25 C2 车间 45 C3 罐区 5 间歇加热 C4 罐区 8 间歇加热 C5 车间 12 C6 站台 10 间歇加热
合计
105
七、蒸汽支管的一般设计
所有蒸汽支管都应从主管的顶部引出，以便使设备得到尽可能干燥的蒸汽。主管底部经常有凝结水，流向下一个排水点。如支管从主管的底部引出，它就起辅助排水的作用，供应到用户的将是凝结水和湿蒸汽的混合物。
从高位主管引出到地面的支管，在送到设备之前的低点必须进行预先排水，特别当在管路上装有控制阀或减压阀时。因为一个为蒸汽设计的阀，泡在水中是不能有效的工作的，而且会提前损坏。
八、其他
蒸汽主管网通常还不应缺少波动吸收装置、压力控制、流量计量措施等等。否则会导致运行管理没有科学的依据，只能粗抓粗管，必然导致能耗高居不下。
第五章 如何保持蒸汽的品质
一、 保持蒸汽的干燥
饱和蒸汽总认为是干饱和蒸汽，这是不太确切的。因为锅炉输送的蒸汽一般都是湿的。在多数框架式锅炉中，特别是那些最新设计的，因为要节约空间，努力做到小型化，因而它更容易产生湿蒸汽。究竟多湿，它决定于许多因素：汽包水位距离排汽口的高低；峰值负荷的大小；锅炉负荷的波动；水表面的压力和水的含盐量。任何其中的一项或几项的综合作用就会使水进入蒸汽中去。
实际上，一个简单的、普通的原因是锅炉水处理不良。一个有趣的试验：锅炉运行炉水含盐量为百万分之二千时，蒸汽带水是5%。如果过量加入水处理化合物，水含盐量增加到百万分之三千时，蒸汽湿度升高到35%。
让我们看一看影响湿蒸汽的另一个原因:
在任何框架式蒸汽锅炉中，水面上会喷出许多蒸汽泡。喷出的水滴上升进入蒸汽空间，有些水滴又落回水里，但部分水滴特别靠近出口阀的水滴和蒸汽一起带出锅炉，如左图。 这些进入蒸汽的水滴不带潜热。它们增加了在热交换受热面上水膜的阻力。这样降低了传热效率。通常它还能使疏水阀和凝结水处理
设备负荷过大而不能正常发挥作用。
二、 汽水分离
当利用蒸汽作为热载介质时，大多数热交换器的蒸汽侧表面都覆盖着一层水膜（见右图），这是因为蒸汽放出潜热就凝结成水。在任何正确设计的设备中，这种水膜总是不断地往下流，而新到的蒸
汽又
在表面上凝结。对于同样的厚度
，
锅 炉