換熱器組合形式的選擇

王振華

(中海油石化工程有限公司，山東 青島 266061)

1 換熱器并聯(lián)的應(yīng)用工況

1.1 換熱面積過(guò)大，單個(gè)換熱器無(wú)法滿足。

殼程的并聯(lián)主要應(yīng)用于換熱面積較大，單殼程結(jié)構(gòu)無(wú)法滿足的情況。由于浮頭換熱器或U形管換熱器的管束重量一般要限制在超重機(jī)的吊裝荷載范圍內(nèi)。現(xiàn)代的大型煉油廠或化工廠中換熱器管束的重量一般不超過(guò)10t，對(duì)應(yīng)的換熱面積約為450～500m2。更大的廠區(qū)可允許管束重量在15～20t。而固定管板換熱器的管束，無(wú)須拆卸，沒(méi)有換熱面積方面的限制要求，固定管板換熱器的單殼程換熱器的換熱面積可達(dá)到2000 m2，甚至更高。固定管板換熱器的大型化限制條件主要是設(shè)備的焊接能力、運(yùn)輸能力及平面布置區(qū)域[1-2]。

1.2 各工況操作負(fù)荷差異大時(shí)的應(yīng)用

殼程并聯(lián)使用多應(yīng)用于在多工況控制調(diào)節(jié)中。裝置在各個(gè)工況操作過(guò)程中，流體的流速或換熱負(fù)荷差異較大，當(dāng)物流流速較小的工況運(yùn)行時(shí)，如果不選擇殼程并聯(lián)結(jié)構(gòu)的話，換熱系統(tǒng)的流速會(huì)較正常工況下大大降低，殼程側(cè)介質(zhì)流速較低，較容易積聚污垢，降低傳熱系數(shù)。具體案例詳細(xì)見(jiàn)表1。

表1 各工況下?lián)Q熱器操作參數(shù)

換熱器在兩種工況下運(yùn)行時(shí)，上表中B工況的管殼程中的介質(zhì)流速及熱負(fù)荷是A工況的30%。設(shè)計(jì)過(guò)程中以A工況(全部進(jìn)料)的相關(guān)數(shù)據(jù)進(jìn)行換熱器設(shè)備選型。當(dāng)在工況B運(yùn)行時(shí)，管殼程介質(zhì)的流速都較低，總傳熱系數(shù)降低幅度大，且介質(zhì)容易引起結(jié)垢，不利于長(zhǎng)期低工況運(yùn)行。

實(shí)際設(shè)計(jì)過(guò)程中，不采用單殼程而使用兩個(gè)殼程并聯(lián)的設(shè)計(jì)方案。在B工況下，僅使用一側(cè)的殼程進(jìn)行換熱，殼程側(cè)流體速度較高，換熱效率會(huì)較之間的單殼程設(shè)計(jì)提高。

2 換熱器串聯(lián)的應(yīng)用

2.1 換熱介質(zhì)有溫度交叉時(shí)的應(yīng)用

溫度交叉的工況在換熱過(guò)程中很常見(jiàn)，如塔進(jìn)料與塔底物料換熱；反應(yīng)器產(chǎn)物與反應(yīng)進(jìn)料換熱；塔頂氣與低溫?zé)崴畵Q熱等工況。按嚴(yán)格的換熱理論，單殼程管程的換熱器形式不存在溫度交叉的情況，因?yàn)橐粋€(gè)管程與殼程物流是順流式換熱，另一個(gè)管程與殼程物流是對(duì)流式換熱。在管殼式換熱器設(shè)計(jì)中，由于溫度交叉引起的逆向傳熱對(duì)換熱器的設(shè)計(jì)有極大的影響，不但會(huì)造成換熱面積過(guò)大，甚至無(wú)法滿足工藝要求。在壓降允許的情況下，多殼程串聯(lián)一般用于處理管殼程之間介質(zhì)交叉的問(wèn)題。單管程單殼程換熱器可以實(shí)現(xiàn)換熱的溫度交叉，但單管程換熱器的用途有限，因?yàn)楣艹虃?cè)的數(shù)量需要根據(jù)管程側(cè)內(nèi)流體的流速進(jìn)行調(diào)整，以免流速過(guò)低，換熱系數(shù)過(guò)低。單殼程雙管程的換熱器冷熱物流出口溫度相等, 單殼程與雙殼程結(jié)構(gòu)操作對(duì)比見(jiàn)表2。

因此，如果要實(shí)現(xiàn)換熱溫度交叉的工況，一般需要多殼程串聯(lián)實(shí)現(xiàn)。殼程數(shù)取決于溫度交叉的程度。溫度交叉越多，需要的殼程數(shù)越多。

表2 單殼程與雙殼程結(jié)構(gòu)操作對(duì)比

2.2 提高換熱效率的應(yīng)用

加氫裝置中，原料油與反應(yīng)產(chǎn)物的換熱器的操作條件為高溫、高壓，且兩側(cè)介質(zhì)中氫氣及H2S組分含量較高，所用管殼程側(cè)的金屬材質(zhì)一般為Cr-Ni不銹鋼和Cr-Mo抗氫鋼，為提高換熱器的傳熱效率，一般采用帶隔板的雙殼程結(jié)構(gòu)。采用雙殼程結(jié)構(gòu)后，管殼程兩側(cè)介質(zhì)由原單殼程的半程并流、半程逆流變?nèi)碳兡媪?，溫差校正系?shù)接近于1，顯著提升了溫差；同時(shí)由于隔板的分隔使殼程側(cè)的流體的流速提高了1倍。下表為兩種換熱器結(jié)構(gòu)形式操作參數(shù)的對(duì)比。從表3中可以看出，加隔板雙殼程換熱器結(jié)構(gòu)的傳熱系數(shù)遠(yuǎn)高于普通的單殼程換熱器結(jié)構(gòu)，換熱面積僅為單殼程換熱器的一半，大大節(jié)省了投資。

表3 反應(yīng)產(chǎn)物/原料油換熱器兩種換熱器結(jié)構(gòu)操作參數(shù)對(duì)比

3 換熱器串并聯(lián)的組合應(yīng)用

大部分工況下，換熱器選擇并聯(lián)或串聯(lián)的方式是比較明顯的。然而，有些情況選擇并聯(lián)還串聯(lián)都無(wú)法滿足設(shè)計(jì)要求。表4中為氣分裝置改造項(xiàng)目，脫丙烷塔頂氣的冷卻器設(shè)計(jì)過(guò)程中，由于塔頂氣C2組分含量較高，須冷卻至34℃以下，需要約400噸的冷卻水進(jìn)行冷卻。由于冷卻溫度低，換熱器宜采用多組換熱器串聯(lián)形式，但由于冷卻水量大，管程側(cè)的壓力降可達(dá)65kPa左右，增加了循環(huán)水的供應(yīng)阻力大，引起供水量不足。經(jīng)過(guò)討論，決定采用殼程側(cè)串聯(lián)布置，管程側(cè)并聯(lián)布置的方案可解決上述問(wèn)題。

表4 脫丙烷塔頂氣/循環(huán)水換熱器操作參數(shù)對(duì)比

4 結(jié)論

文中通過(guò)對(duì)換熱器幾種組合形式的適用工況進(jìn)行了詳細(xì)的討論，得出以下結(jié)論：

(1)換熱器并聯(lián)可用于換熱負(fù)荷較大，常規(guī)換熱器的面積無(wú)法滿足換熱要求或用于生產(chǎn)過(guò)程中換熱工況差異較大時(shí)的設(shè)計(jì)條件下。

(2)換熱器串聯(lián)可用于解決換熱兩側(cè)介質(zhì)，溫度交叉情況較嚴(yán)重時(shí)的場(chǎng)合，以避免兩側(cè)介質(zhì)換熱過(guò)程中逆向傳熱的發(fā)生。

(3)當(dāng)兩側(cè)流體對(duì)串、并聯(lián)的要求不致時(shí)，可采用管殼程串并聯(lián)組合的方式，以達(dá)到換熱要求。