邴柳潔

(北京石油化工工程有限公司,北京 100107)

換熱器是廣泛用于石油化工等行業(yè)一種通用設(shè)備,主要進行熱量的傳遞。在石化行業(yè),其主要目的是使物料達到規(guī)定的工藝溫度以及實現(xiàn)能量的回收和利用。換熱器各種流體的流動形式直接影響傳熱效果的好壞,相對流動形式都可以近似地看成逆流、并流、錯流三種形式的不同組合[1-2]。流動形式不同溫度變化規(guī)律不同,工業(yè)上,我們應(yīng)避免溫度交叉的同時,還應(yīng)保證傳熱有足夠的溫差推動力,除此之外,還應(yīng)考慮設(shè)備制造的經(jīng)濟性。羅明輝等[2]以某烴類氣體混合物的冷卻過程為例,分析了換熱器的溫度交叉和逆向傳熱問題。作者最先使用單殼程、雙管程結(jié)構(gòu)的換熱器,結(jié)果表明在換熱器的第1管程冷、熱物料呈并流形式流動。在第2管程冷、熱物料呈逆流形式流動,這樣可以使兩端的換熱溫差比較接近,進而使得對數(shù)平均溫差最大。接下來,作者使用管、殼側(cè)均為單程的換熱器,結(jié)果表明雖然冷物料出口溫度高于熱物料出口溫度,但此時冷物料出口遠離熱物料出口,所以不會存在熱交換,故而該種型式的換熱器可以允許存在冷物料的溫度交叉。談沖等[3]通過工程實例,指出單程順流或逆流型換熱器改為多管程時應(yīng)充分注意溫度交叉這種現(xiàn)象,其先是使用溫度效率(P)及熱容量比(R)列線圖法計算出該折流型換熱器存在溫度交叉問題,證明了雖然將BES改為BEU,換熱面積增加了一倍,而BEU方案因溫度交叉問題,使得推動力幾乎為零,故并達不到工藝操作溫度。接下來,作者通過改變冷熱流體進出口溫度、保持總傳熱系數(shù)K值不變等方式,使用傳熱效率(ε)-傳熱單元數(shù)法(NTU)來驗證自己的結(jié)論,進一步證明了只要存在溫度交叉問題,在增加傳熱面積后,雖然可以提高處理量、傳熱量,但是對于溫度來說,依舊無法滿足工藝要求。

值得注意的是,換熱器內(nèi)部流體的流動形式,還與接管位置有關(guān),這直接影響了對數(shù)平均溫差,我們一般默認為冷流體下進上出、熱流體上進下出、管側(cè)氣體軸向進出等,在設(shè)計工作中,要結(jié)合工藝要求并考慮工程實際。除此之外,談沖[4]等也在設(shè)計中指出,換熱器設(shè)計中要考慮冷熱流體進出口接管方位,應(yīng)避免兩流體在同一端,工藝若對流體終溫無特殊要求,一般宜采用逆流傳熱方式而不是并流方式。

如上所述,是否因存在溫度交叉就不采用多管程換熱器了呢?若需要采用多管程,該如何盡量避免溫度交叉?通過一個工程實例,分別采用單管程、單殼程和多管程、單殼程的兩種方案,來解決上述問題,最后綜合考慮經(jīng)濟實用性,給出最佳設(shè)計方案。項目背景如下:某公司輕油加工裝置脫乙炔/氧反應(yīng)器進出口,為滿足工藝要求,需設(shè)計一臺換熱器,管殼側(cè)進出口均為氣相即整個過程無相變,要求該換熱器能夠平穩(wěn)運行。經(jīng)計算,該換熱器左側(cè)端部溫差為18.74 ℃,溫度條件苛刻,設(shè)計過程中應(yīng)避免溫度交叉,基于工程實際,還應(yīng)考慮經(jīng)濟實用性。該換熱器管殼側(cè)污垢系數(shù)分別為0.000 5,0.000 4 m2·kW,還應(yīng)便于換熱器抽芯及殼程檢修清理;殼程進出口溫度分別為48,213 ℃,管程進出口溫度分別為213.6,69.9 ℃,溫差較大,還應(yīng)注意溫差應(yīng)力問題。

1 技術(shù)方案

1.1 技術(shù)背景

已知的工藝參數(shù)為:管殼側(cè)允許壓力降分別為0.007,0.04 MPa;管殼側(cè)設(shè)計溫度分別為260,280 ℃;管殼側(cè)設(shè)計壓力均為1.95 MPa;整個傳熱過程均為氣相,即無相變。冷熱流體物性參數(shù)均已知,具體如表1～2。

表1 熱流體進出口物性

表2 冷流體進出口物性

1.2 熱量衡算

殼程:

Qc=Wc(T2-T1)

(1)

CP=99 770×165×2.289=3.77×107 kJ/h

(2)

管程:

Qh=Wh(t1-t2)

(3)

(4)

綜上所述,熱量的平衡的。傳熱若想順利進行,那就需要有足夠的推動力。

1.3 傳熱溫差計算

1)在相同條件下,純逆流情況下,傳熱溫差最大。故該換熱器的設(shè)計應(yīng)優(yōu)先考慮1管程、純逆流的情形。

我們直接使用對數(shù)平均溫度差公式[1]進行求解。

△t1=T2-T1=213-48=165 ℃

(5)

△t2=t1-t2=213.6-69.9=143.7 ℃

(6)

(7)

其中△t1為殼程流體溫差,△t2為管程流體溫差,△tm為對數(shù)平均溫差。

(8)

令溫度效率為P,熱容量比為R。可根據(jù)對數(shù)平均溫差校正系數(shù)算圖即P-R列線圖查得?△t,在換熱器設(shè)計過程中?△t值應(yīng)大于0.8,若該值過小,經(jīng)濟上不合理[2-4]。

(9)

(10)

(11)

(12)

很顯然,P=0.996>0.626,這說明方程(9)無解,在P-R列線圖中無法查到?△t,說明存在溫度交叉。

綜上所述,該臺換熱器不推薦使用2管程以上型式,1管程為最佳選擇。初步判斷,若強行使用2管程以上型式,只能采取多臺串聯(lián)的方法來避免溫度交叉問題,使流體的流動無限接近于純逆流。

1.4 換熱器型式的選擇

由于殼程溫差為165 ℃,管程溫差為143.7 ℃,由此可見會存在溫差應(yīng)力問題,初步選擇T型。雖然S和T型均可解決溫差應(yīng)力問題,但根據(jù)GB/T 151—2014,S型最少只能做到2管程。

除此之外,根據(jù)GB/T 151—2014,U型最少只能做到2管程。管殼側(cè)污垢系數(shù)分別為0.000 5,0.000 4 m2·kW,管殼側(cè)還應(yīng)滿足機械清洗要求,所以不選擇U型管式。

綜上所述,初步判斷T型1管程為最佳方案。

2 結(jié)果與討論

2.1 方案-AET型1管程3臺串聯(lián)

2.1.1 解決溫度交叉問題

圖1為該換熱器在此設(shè)計方案下的操作線,圖2為該換熱器在此設(shè)計方案下的串聯(lián)示意圖。根據(jù)工藝要求,冷流體走殼程,熱流體走管程。接管方位規(guī)定管側(cè)熱流體上進下出,管側(cè)兩接管異側(cè)布置;殼側(cè)冷流體下進上出,殼側(cè)兩接管也異側(cè)布置,具體見圖3。由圖1可知,殼程冷流體升溫過程與管程熱流體降溫過程均獨立進行,兩條直線平行,不存在溫度交叉。由圖2可知,1管程3臺串聯(lián)情形下,冷熱流體以純逆流的形式流動[2],殼程冷流體的溫度變化過程為:48→104.944→160.287→213 ℃;管程熱流體的溫度變化過程為:213.6→179.989→125.759→69.9 ℃。

圖1 AET型換熱器操作線

圖2 AET 1管程3臺串聯(lián)示意圖

T1a,b,c為管程進口,T2a,b,c為管程出口,S1a,b,c為殼程進口,S2a,b,c為殼程出口,V1,2,3為殼程放空口,D1,2,3為殼程放凈口,V4為管程放空口,D4,5為管程放凈口。圖3 AET 1管程 3臺串聯(lián)型式下的換熱器設(shè)計簡圖

2.1.2 結(jié)構(gòu)設(shè)計

AET型為平蓋管箱、可抽式浮頭,還可以解決由于管殼側(cè)溫差過大產(chǎn)生的溫差應(yīng)力問題,可滿足管內(nèi)機械清洗以及殼程清洗要求[10]。基于已知的工藝參數(shù),使用HTRI換熱器專業(yè)工程設(shè)計軟件[5-7],對AET進行結(jié)構(gòu)設(shè)計[10],圖3為該換熱器簡圖,表3為具體結(jié)構(gòu)參數(shù)。

表3 AET型結(jié)構(gòu)設(shè)計參數(shù)

2.2 方案二 AES型2管程8臺串聯(lián)

2.2.1 解決溫度交叉問題

2管程,混合流傳熱[8-9],端部溫差為18.74 ℃,溫度條件苛刻,存在溫度交叉溫度,經(jīng)計算,只有8臺串聯(lián)才能避免此情況。圖4為該換熱器在此設(shè)計方案下的操作線,圖5為該換熱器在此設(shè)計方案下的串聯(lián)示意圖,在該條件下,8臺串聯(lián)使得流體的流動無限接近于逆流。

圖4 AES型換熱器操作線

圖5 AES型2管程8臺串聯(lián)示意圖

2.2.2 結(jié)構(gòu)設(shè)計

基于工藝條件,對該方案進行結(jié)構(gòu)設(shè)計。表4為AES型結(jié)構(gòu)設(shè)計參數(shù),圖7為單臺AES結(jié)構(gòu)示意圖以表明管口方位,如圖所示管殼側(cè)接管均為異側(cè)布置,管程熱流體上進下出,殼程冷流體下進上出。雖然S型可以解決溫差應(yīng)力問題,滿足管殼側(cè)機械清洗的需求,但8臺串聯(lián),設(shè)備造價太大,經(jīng)濟性差,現(xiàn)場設(shè)備安裝困難。圖6為GB/T 151—2014中,AES型換熱器的設(shè)備簡圖。

圖6 AES型換熱器設(shè)備簡圖

圖7 AES 2管程 8臺串聯(lián)型式下的換熱器設(shè)計簡圖

表4 AES型結(jié)構(gòu)設(shè)計參數(shù)

圖6中32為換熱管,59為殼體,44為膨脹節(jié),11為折流板,15為支持板,42為分程隔板。其他零部件名稱詳見GB/T 151-2014“表6-1 管殼式熱交換器零部件及名稱”。由圖6可以看出,AES為平蓋管箱、勾圈式浮頭型式,管束一端可活動,即可抽芯檢修,但該型式最少只能做到2管程。

圖7中,T1為管程進口,T2為管程出口,S1為殼程進口,S2為殼程出口,V1為殼程放空口,D1為殼程放凈口,應(yīng)特別注意管殼側(cè)接管方位的布置。

對比兩個方案,從傳熱面積角度來看,方案一3臺串聯(lián),總傳熱面積5 467.5 m2,單臺換熱器尺寸為7 500×2 000,方案二8臺串聯(lián),總傳熱面積6 282.3 m2,單臺換熱器尺寸為6 000×2 200。方案一需要的換熱器臺數(shù)少,可以在相對較小的傳熱面積下,達到工藝溫度,而方案二換熱器臺數(shù)比方案一多增加5臺,這明顯地增加了設(shè)備造價。從管程壓降來看,由于換熱器臺數(shù)的增多,方案二管程計算壓降為0.036 4 MPa,而方案一管程計算壓降僅有0.007 MPa。從設(shè)備結(jié)構(gòu)來看,由于方案二8臺串聯(lián)需要考慮殼程壓降需滿足工藝要求,故只能采用窗口不布管的型式,每塊折流板之間還需均布2塊支撐,共10塊支撐,以滿足GB/T 151—2014無支撐最大跨距要求,以防換熱管振動。而方案一只需要普通的單弓型折流板,垂直布置即可,故方案二較方案一在結(jié)構(gòu)上也更加復(fù)雜,造價更高。綜上所述,無論是從傳熱角度還是從設(shè)備造價角度,方案一是最優(yōu)解。

3 結(jié)論

1)使用兩種方案解決溫度交叉問題,方案一為采用1管程3臺串聯(lián)的型式,1管程保證了工藝介質(zhì)以純逆流的形式流動,該情況下不存在溫度交叉問題且傳熱推動力最大。方案二為采用2管程8臺串聯(lián)的型式,2管程情形下,工藝介質(zhì)折流、錯流并存,流動復(fù)雜,為使無限接近于純逆流的理想狀態(tài),只能采用串聯(lián)、增加換熱器臺數(shù)的方法,但該方案在工程上造價太高,不推薦使用。

2)T、S型換熱器適用于管殼側(cè)溫差較大、管殼側(cè)有機械清洗需求的場景。值得注意的是,T型可做1管程使用而S型一般做多管程使用。