李良，陳英建

（中國(guó)石化鎮(zhèn)海煉化分公司，浙江寧波315200）

某企業(yè)甲苯歧化裝置（簡(jiǎn)稱歧化裝置）采用技術(shù)成熟經(jīng)濟(jì)合理的臨氫/固定床氣固催化甲苯歧化工藝，在高溫臨氫狀態(tài)下，以甲苯和C9芳烴為原料，通過(guò)裝填于軸向流固定床絕熱反應(yīng)器中的HAT-099催化劑床層，發(fā)生甲苯歧化反應(yīng)和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，生成苯和二甲苯，歧化裝置原設(shè)計(jì)加工能力為100萬(wàn)t/a。由于裝置長(zhǎng)期運(yùn)行，反應(yīng)進(jìn)料和出料換熱器換熱效果變差，需要進(jìn)行節(jié)能改造。

1 歧化裝置用能分析

1.1 歧化裝置生產(chǎn)中存在的問(wèn)題

歧化裝置自開工起已經(jīng)運(yùn)行9年，原反應(yīng)出料/進(jìn)料換熱器為PACKINOX板式換熱器，結(jié)垢較為嚴(yán)重，換熱效果下降，在120 t/h進(jìn)料量下，熱端溫差由原設(shè)計(jì)時(shí)的36℃上升到使用末期的69℃，反應(yīng)進(jìn)料出E101后，需要進(jìn)料加熱爐F101加熱，歧化裝置的工藝流程見圖1。

反應(yīng)進(jìn)料經(jīng)加熱爐加熱后溫度升高近50℃，導(dǎo)致加熱爐超負(fù)荷，爐膛溫度已超工藝卡片要求，達(dá)到870℃左右（原設(shè)計(jì)溫度＜850℃，目前新的工藝指標(biāo)為＜880℃），爐膛溫度偏高不利于加熱爐長(zhǎng)周期運(yùn)行。由于吸附單元經(jīng)過(guò)擴(kuò)能，C8芳烴的需求量增大，為滿足對(duì)C8原料的需求，需要對(duì)歧化裝置擴(kuò)能25%，歧化裝置擴(kuò)能后F101超負(fù)荷的情況將會(huì)進(jìn)一步加劇，爐膛溫度超標(biāo)、負(fù)壓偏高等問(wèn)題將更加嚴(yán)重。另外大量的反應(yīng)熱不能有效地回收，造成能量的大量損失，進(jìn)一步使反應(yīng)產(chǎn)物的冷卻負(fù)荷加大，裝置能耗較高。

1.2 歧化裝置換熱網(wǎng)絡(luò)分析

基于夾點(diǎn)技術(shù)的過(guò)程能量綜合優(yōu)化方法是通過(guò)改善夾點(diǎn)附近的流股匹配，減少穿越夾點(diǎn)的熱流量，以減少系統(tǒng)的公用工程消耗量。使用夾點(diǎn)技術(shù)對(duì)當(dāng)前歧化裝置的換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行分析，相應(yīng)物流選取見表1。

由于換熱的物流有氣相和液相兩種狀態(tài)，平均溫差選為30℃，進(jìn)行夾點(diǎn)分析后得到溫焓圖，見圖2。

分析得到歧化裝置換熱網(wǎng)絡(luò)夾點(diǎn)在平均溫度360.3℃（熱物流溫度375.3℃，冷物流溫度345.3℃）處，最小加熱公用工程量為4 008.48 kW，最小冷卻公用工程量為135 534.38 kW，而當(dāng)前所分析的換熱網(wǎng)絡(luò)加熱公用工程量為32 731.92 kW，節(jié)能潛力為28 723.44 kW，當(dāng)前裝置的換熱初始網(wǎng)絡(luò)見圖3。

圖1 歧化裝置流程

表1 物流數(shù)據(jù)

續(xù)表

根據(jù)夾點(diǎn)技術(shù)原則，即不應(yīng)有跨越夾點(diǎn)的傳熱、夾點(diǎn)之上不應(yīng)設(shè)置任何公用工程冷卻器、夾點(diǎn)之下不應(yīng)設(shè)置任何公用工程加熱器。分析歧化裝置當(dāng)前的換熱網(wǎng)絡(luò)，在夾點(diǎn)之下設(shè)有加熱公用工程F101，還有較高溫位的物流產(chǎn)生蒸汽如E110、E111、E112或者直接用空冷冷卻如A101、A102、A103等，未充分利用低溫余熱。如果要消除夾點(diǎn)下內(nèi)，將換熱管按螺旋線形狀交替纏繞而成，相鄰兩層螺旋狀換熱管的螺旋方向相反，以提高換熱系的加熱公用工程，需要利用歧化裝置熱物流反應(yīng)器出料H1將反應(yīng)器進(jìn)料C1加熱至345.3℃，需要降低反應(yīng)進(jìn)料/反應(yīng)出料換熱器熱端溫差，因此需將板式換熱器更換為傳熱效果更好的換熱器。

圖2 冷熱物流復(fù)合溫焓

圖3 歧化裝置當(dāng)前換熱網(wǎng)絡(luò)

2 纏繞管式換熱器技術(shù)原理和技改方案

纏繞管換熱器目前較多地應(yīng)用于化工領(lǐng)域的深冷裝置，如空分和甲醇裝置，隨著國(guó)內(nèi)對(duì)纏繞管換熱器研究的深入，國(guó)內(nèi)多家單位不斷攻關(guān)擴(kuò)大纏繞管換熱器的應(yīng)用領(lǐng)域，向大型化、高溫化、高壓化、多股化、微型化等幾個(gè)方向發(fā)展[2]。

2.1 纏繞管式換熱器結(jié)構(gòu)

纏繞管式換熱器是在芯筒與外筒之間的空間數(shù)，并且采用一定形狀的定距件使之保持一定的間距[3]。而且換熱管做成纏繞式，一方面?zhèn)鳠峁艿臒崤蛎浛刹糠肿孕醒a(bǔ)償，適合于較寬的溫度范圍；另一方面比普通的管式換熱器更容易形成湍流，提高換熱系數(shù)[3]。對(duì)于纏繞管式換熱器，管內(nèi)流體以螺旋方式通過(guò)，降低了壁面附著的可能性以及結(jié)垢傾向，保證了設(shè)備的長(zhǎng)周期、高負(fù)荷運(yùn)行[5]。

螺旋纏繞管式換熱器主要由纏繞管芯體、殼體以及中心管組成，其結(jié)構(gòu)尺寸主要由纏繞管束所決定，殼體的直徑和高度取決于纏繞管束的外徑和高度以及工藝計(jì)算所需的流通面積，中心管的外徑由最內(nèi)一層螺旋纏繞管的彎曲半徑以及工藝計(jì)算所需的流體通道所決定[4]。

2.2 纏繞管式換熱器高換熱系數(shù)機(jī)理

螺旋纏繞管內(nèi)的流體在彎曲通道內(nèi)受到離心力的作用在流道的橫截面上形成二次流，螺旋管的幾何形狀產(chǎn)生的離心力在流動(dòng)截面上形成一對(duì)對(duì)稱的漩渦，與主流疊加流體在螺旋管內(nèi)形成螺旋運(yùn)動(dòng)，從而大大增加了換熱效果，同時(shí)，二次流的沖刷使污垢不易沉淀[4]，由于管內(nèi)螺旋流動(dòng)的強(qiáng)化作用，增加了管程的傳熱系數(shù)；纏繞管式換熱器層與層之間換熱管反向纏繞，這種特殊結(jié)構(gòu)極大地改變了殼程流體流動(dòng)狀態(tài)，形成強(qiáng)烈的湍流效果；同時(shí)墊條等部件對(duì)殼程的流動(dòng)不斷擾動(dòng)，三個(gè)方面的共同作用，使得纏繞管式換熱器的傳熱性能得以顯著提高。對(duì)于一般結(jié)構(gòu)的氣－氣換熱設(shè)備，其傳熱系數(shù)為75～365 W/（m2·K），但對(duì)于纏繞管式換熱器，某些特定條件下，總傳熱系數(shù)可以達(dá)到500 W/（m2·K）以上[5]。纏繞管式換熱器節(jié)能效果明顯，目前已應(yīng)用于乙烯、大化肥、深冷、氣體分離、煉油廠精制、天然氣液化、加氫裂化等裝置的大中型、中高壓換熱設(shè)備。

2.3 技改方案

為了充分的利用反應(yīng)熱，降低反應(yīng)物的冷卻負(fù)荷，降低裝置能耗，確定歧化裝置2014年檢修改造時(shí)更換反應(yīng)出料/反應(yīng)進(jìn)料換熱器，基于纏繞管換熱器優(yōu)異的換熱性能和抗結(jié)垢性能，選用纏繞管式換熱器代替原全焊接板殼式換熱器，回收反應(yīng)余熱和降低歧化反應(yīng)加熱爐的負(fù)荷。催化劑擬更換為上海石油化工研究院開發(fā)的HAT-099型甲苯歧化及烷基轉(zhuǎn)移催化劑，換劑后反應(yīng)部分的處理能力將由原設(shè)計(jì)的100萬(wàn)t/a增加至125萬(wàn)t/a，增產(chǎn)的碳八芳烴可以滿足芳烴聯(lián)合裝置擴(kuò)能改造后對(duì)碳八芳烴資源的需求，提高重質(zhì)芳烴利用率，增加芳烴聯(lián)合裝置的效益。

纏繞管換熱器規(guī)格參數(shù)見表2，熱端溫差設(shè)計(jì)值為30℃，與原全焊接板式管殼式換熱器相比，熱端溫差降低50%以上，傳熱系數(shù)大幅增加。歧化反應(yīng)器進(jìn)料經(jīng)反應(yīng)產(chǎn)物加熱后，溫度升至345.3℃，可以消除夾點(diǎn)之下的加熱公用工程。

表2 纏繞管式換熱器設(shè)計(jì)參數(shù)

3 纏繞管換熱器的運(yùn)行情況及節(jié)能效果

3.1 纏繞管換熱器運(yùn)行情況

2006年鎮(zhèn)海煉化150萬(wàn)t/a加氫裂化裝置反應(yīng)流出物/混合進(jìn)料換熱器采用纏繞管式換熱器，連續(xù)穩(wěn)定運(yùn)行10年，熱端溫差維持在29～38℃。2009年鎮(zhèn)海煉化300萬(wàn)t/a柴油加氫裝置反應(yīng)流出物/混合進(jìn)料換熱器采用纏繞管式換熱器，連續(xù)穩(wěn)定運(yùn)行7年，熱端溫差維持在21～35℃之間。歧化裝置反應(yīng)出料/反應(yīng)進(jìn)料纏繞管換熱器目前已運(yùn)行42個(gè)月，熱端溫差、反應(yīng)加熱爐溫升、反應(yīng)溫升和進(jìn)料量運(yùn)行的趨勢(shì)見圖4，纏繞管換熱器的熱端溫差受進(jìn)料量的影響較大，隨著運(yùn)行時(shí)間增長(zhǎng)，熱端溫差逐步上升，在120 t/h進(jìn)料量下，纏繞管換熱器熱端溫差從投用初期33.5℃升高至目前37.5℃；從2017年8月至2018年3月在歧化裝置進(jìn)料負(fù)荷148 t/h條件下運(yùn)行8個(gè)月，熱端溫差從40.5℃升高至41.1℃，月均升高0.075℃，運(yùn)行穩(wěn)定性較高；在維持反應(yīng)溫升21℃的情況下，反應(yīng)進(jìn)料經(jīng)加熱爐的溫升也基本穩(wěn)定在18.5℃，節(jié)能效果較好。

圖4 換熱器相關(guān)運(yùn)行情況

纏繞管換熱器運(yùn)行期間管程和殼程壓差情況見圖5，進(jìn)料量增大，管程壓差升高，隨運(yùn)行時(shí)間增長(zhǎng)小幅升高，殼程壓差波動(dòng)較大，但無(wú)增長(zhǎng)趨勢(shì)，保持穩(wěn)定。

圖5 換熱器壓差變化趨勢(shì)

3.2 節(jié)能效果估算

歧化裝置反應(yīng)進(jìn)料/反應(yīng)出料換熱器更換為纏繞管式換熱器后，在120 t/h進(jìn)料量下，換熱器熱端溫差由原69℃降低至33.5℃，反應(yīng)進(jìn)料出換熱器E101后，需要加熱爐F101加熱溫升由50℃降至12.8℃，燃料氣用量比使用板式換熱器降低890.00 m3/h，使用纏繞式換熱器實(shí)際比原板式換熱器多回收反應(yīng)熱23 629.27 kW。對(duì)更新纏繞管換熱器前后燃料氣消耗和電耗進(jìn)行核算，見表3。

歧化反應(yīng)進(jìn)料/出料換熱器更新為纏繞管換熱器后，裝置操作時(shí)間每年按8 400 h計(jì)算，反應(yīng)進(jìn)料加熱爐年節(jié)約燃料氣3 582 t，反應(yīng)出料空冷年節(jié)約電能1 066 800 kW·h，燃料氣價(jià)格按3 600元/t計(jì)算，電價(jià)按0.7元/（kW·h）計(jì)算，每年節(jié)約燃料氣產(chǎn)生的效益為1 289.52萬(wàn)元，每年節(jié)約電能產(chǎn)生的效益為74.68萬(wàn)元，年創(chuàng)效益共計(jì)1 364.20萬(wàn)元，節(jié)能效果較為明顯，且消除了因加熱爐爐膛超溫導(dǎo)致的安全風(fēng)險(xiǎn)。歧化裝置更換纏繞管式換熱器各種投資2 721.7萬(wàn)元，即投資回收期約2年。

表3 纏繞管式換熱器節(jié)能核算

4 結(jié)論

纏繞管式換熱器是一種新型高效換熱器，節(jié)能效果明顯，隨其設(shè)計(jì)制造工藝的成熟發(fā)展，應(yīng)用領(lǐng)域日趨廣泛。在歧化裝置反應(yīng)進(jìn)料/反應(yīng)出料換熱器更新為纏繞管式換熱器后，雖然投資相對(duì)較大，但由于其較高的換熱系數(shù)，節(jié)約燃料氣和電能產(chǎn)生的效益非?？捎^，投資回收期為2年。纏繞管換熱器運(yùn)行42個(gè)月后，在120 t/h進(jìn)料量下熱端溫差升高了4 ℃，管程壓差有小幅增長(zhǎng)趨勢(shì)，殼程壓差無(wú)增長(zhǎng)趨勢(shì)，體現(xiàn)了纏繞管換熱器較強(qiáng)的抗結(jié)垢性能和較高的運(yùn)行穩(wěn)定性。