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(1.上海藍(lán)濱石化設(shè)備有限責(zé)任公司， 上海 201518；2.甘肅藍(lán)科石化高新裝備股份有限公司， 甘肅 蘭州 730070)

經(jīng)驗(yàn)交流

重整裝置管殼式進(jìn)出料熱交換器核算及分析

張向南1,2，姚立影1,2，侯霄艷1,2，董旭凱1,2，高杰1,2，侯巖1,2，馮栩遲1,2

(1.上海藍(lán)濱石化設(shè)備有限責(zé)任公司， 上海 201518；2.甘肅藍(lán)科石化高新裝備股份有限公司， 甘肅 蘭州 730070)

對(duì)某石化公司2004年投建50萬(wàn)t/a連續(xù)重整裝置所采用的管殼式進(jìn)出料熱交換器的整體結(jié)構(gòu)及運(yùn)行情況進(jìn)行了簡(jiǎn)單介紹，采用HTRI進(jìn)行了工藝核算，并將此結(jié)果與實(shí)際運(yùn)行參數(shù)進(jìn)行了對(duì)比分析，可為后續(xù)進(jìn)出料熱交換器的設(shè)計(jì)改進(jìn)提供指導(dǎo)。

重整裝置； 管殼式熱交換器； HTRI； 核算分析

重整裝置是煉油及石化工業(yè)中的重要組成部分之一，重整反應(yīng)以辛烷值較低的直餾石腦油或二次加工的石腦油為原料，經(jīng)過(guò)加氫處理后在重整催化劑的作用下轉(zhuǎn)化為高辛烷值汽油組分或作為芳烴裝置的原料，同時(shí)副產(chǎn)氫氣。自20世紀(jì)90年代起，隨著我國(guó)對(duì)芳烴和氫氣需求的不斷增加以及對(duì)汽油質(zhì)量要求的不斷提高，重整裝置的重要性也日益突出。在這發(fā)展時(shí)期，準(zhǔn)備建設(shè)的重整裝置及對(duì)現(xiàn)有重整裝置的規(guī)模也在不斷地?cái)U(kuò)大，同時(shí)反應(yīng)的苛刻度也在不斷提高，對(duì)重整裝置中設(shè)備的可靠性提出了更高的要求[1]。

管殼式熱交換器憑借可靠性高、制造簡(jiǎn)便的優(yōu)點(diǎn)，廣泛用作重整裝置進(jìn)出料熱交換器，并在一定時(shí)期內(nèi)滿足了裝置的設(shè)計(jì)要求。在運(yùn)行后期，隨著裝置處理量的增加、操作條件的變化，設(shè)備經(jīng)常出現(xiàn)流體壓降偏大、熱端溫差偏高及加熱爐負(fù)荷偏高的現(xiàn)象，存在一定的節(jié)能環(huán)保提升空間[2]。文中以國(guó)內(nèi)某石化公司2004年建設(shè)的50萬(wàn)t/a連續(xù)重整裝置為例，介紹了重整裝置管殼式進(jìn)出料熱交換器實(shí)際運(yùn)行情況，以現(xiàn)有運(yùn)行參數(shù)作為依據(jù)，采用HTRI進(jìn)行核算，并將此結(jié)果與實(shí)際運(yùn)行參數(shù)對(duì)比分析，以期為管殼式進(jìn)出料熱交換器的后續(xù)優(yōu)化設(shè)計(jì)提供一定的依據(jù)。

1 重整反應(yīng)工藝流程

重整反應(yīng)工藝流程示意圖見(jiàn)圖1。

圖1 重整反應(yīng)工藝流程示圖

預(yù)處理后的液體原料作為重整進(jìn)料油通過(guò)離心泵增壓后進(jìn)入進(jìn)出料熱交換器，氫氣通過(guò)壓縮機(jī)增壓后進(jìn)入進(jìn)出料熱交換器，重整進(jìn)料油和氫氣在熱交換器內(nèi)部先均勻混合形成混合進(jìn)料，后被反應(yīng)出料加熱至490～525 ℃，在1.0～2.0 MPa壓力下進(jìn)入四合一重整反應(yīng)器。四合一重整反應(yīng)器由4個(gè)反應(yīng)器串聯(lián)，其間設(shè)有加熱爐，以補(bǔ)償反應(yīng)所吸收的熱量。反應(yīng)出料進(jìn)入進(jìn)出料熱交換器被冷凝、冷卻至100～120 ℃，然后經(jīng)空冷器和水冷器被冷卻至大約40 ℃，進(jìn)入高分罐被分離，所得重整生成油通過(guò)穩(wěn)定塔脫去輕組分后可作為高辛烷值汽油組分，或送往芳烴抽提裝置生產(chǎn)芳烴。反應(yīng)產(chǎn)生的氫氣分為兩部分，一部分氫氣經(jīng)氫氣壓縮機(jī)增壓后作為重整反應(yīng)所需氫氣與進(jìn)料油混合，其余作為重整產(chǎn)氫送出系統(tǒng)[3]。

2 在用重整裝置進(jìn)出料熱交換器簡(jiǎn)介

2.1結(jié)構(gòu)及參數(shù)

此50萬(wàn)t/a連續(xù)重整裝置采用的管殼式進(jìn)出料熱交換器傳熱元件為光管，管束為固定管板+浮動(dòng)管板形式。與傳統(tǒng)列管式熱交換器相比，最大的不同在于熱交換器底部入口管箱內(nèi)設(shè)置有氣液分布器，氫氣和液體進(jìn)料油經(jīng)氣液分布器均勻混合后形成混合進(jìn)料，由下而上進(jìn)入換熱管束，從上部管箱流出。反應(yīng)出料從殼體上部徑向接管進(jìn)入，由上而下流動(dòng)，最后由殼體下部徑向接管流出，混合進(jìn)料和反應(yīng)出料在熱交換器中實(shí)現(xiàn)純逆流換熱[4-6]。

此管殼式進(jìn)出料熱交換器設(shè)計(jì)參數(shù)見(jiàn)表1，表中熱端溫差數(shù)值=反應(yīng)出料入口溫度-混合進(jìn)料出口溫度。進(jìn)出料熱交換器結(jié)構(gòu)示意圖見(jiàn)圖2。

表1 在用重整裝置管殼式進(jìn)出料熱交換器設(shè)計(jì)參數(shù)

圖2 管殼式進(jìn)出料熱交換器結(jié)構(gòu)示圖

2.2運(yùn)行情況

50萬(wàn)t/a連續(xù)重整裝置自2004年一次開(kāi)汽成功后運(yùn)行平穩(wěn)，采用的管殼式進(jìn)出料熱交換器在投運(yùn)初期運(yùn)行情況良好，基本符合工藝要求。裝置連續(xù)運(yùn)行至2015年，由于全廠總流程安排，裝置進(jìn)料油負(fù)荷已經(jīng)提升至65 t/h(原設(shè)計(jì)值為60 t/h)，經(jīng)現(xiàn)場(chǎng)采集工藝參數(shù)，該設(shè)備熱端溫差已達(dá)到63.7 ℃左右(設(shè)計(jì)值為44 ℃)，傳熱效率有所降低，一部分熱量被后續(xù)空冷器直接冷卻無(wú)法回收，造成了能量的浪費(fèi)。設(shè)備總壓降達(dá)到0.145 MPa，造成循環(huán)氫壓縮機(jī)出口壓力升高，負(fù)荷增大，軸溫及出口溫度升高，給裝置安全生產(chǎn)帶來(lái)隱患。

2015年50萬(wàn)t/a連續(xù)重整裝置進(jìn)出料熱交換器的運(yùn)行參數(shù)見(jiàn)表2。

表2 在用重整裝置管殼式進(jìn)出料熱交換器運(yùn)行參數(shù)

3 在用管殼式進(jìn)出料熱交換器工藝核算

3.1核算條件

設(shè)備的結(jié)構(gòu)參數(shù)按照表1，混合進(jìn)料和反應(yīng)出料的流量、溫度、壓力等工藝參數(shù)由表2給出，流體物性由現(xiàn)場(chǎng)操作人員經(jīng)化驗(yàn)分析給出，提供的介質(zhì)組成見(jiàn)表3。重整反應(yīng)進(jìn)料油餾程見(jiàn)表4，重整反應(yīng)生成油餾程見(jiàn)表5。

根據(jù)表4、表5，采用HYSYS對(duì)介質(zhì)組成進(jìn)行餾程模擬分析[7]，模擬出的混合進(jìn)料的物性見(jiàn)表6，反應(yīng)出料的物性見(jiàn)表7。

表3 重整反應(yīng)氫氣組成

表4 重整反應(yīng)進(jìn)料油餾程

表5 重整反應(yīng)生成油餾程

表6 混合進(jìn)料物性

表7 反應(yīng)出料物性

3.2核算方法及結(jié)果

目前，管殼式熱交換器模擬計(jì)算軟件較為成熟，一般采用HTRI Xchanger Suite。

本次核算選用Xist模塊，設(shè)定Rating校核模式，將上述設(shè)備的結(jié)構(gòu)參數(shù)、工藝參數(shù)和流體物性導(dǎo)入計(jì)算軟件中，對(duì)在用重整裝置管殼式進(jìn)出料熱交換器的傳熱和流阻進(jìn)行核算[8-10]。在用重整裝置管殼式進(jìn)出料熱交換器工藝核算結(jié)果見(jiàn)表8。

表8 在用重整裝置管殼式進(jìn)出料熱交換器工藝

4 分析討論

4.1設(shè)備熱端溫差實(shí)際值大于設(shè)計(jì)值

由表1可知，設(shè)備熱端溫差的設(shè)計(jì)值為44 ℃；由表8可知，設(shè)備熱端溫差的實(shí)際值為63.7 ℃。

原因分析：設(shè)備長(zhǎng)時(shí)間運(yùn)行后，換熱管在內(nèi)、外表面形成污垢層，導(dǎo)致?lián)Q熱管內(nèi)、外污垢系數(shù)有所增加，設(shè)備總傳熱系數(shù)有所降低，傳熱效果下降，進(jìn)而導(dǎo)致設(shè)備熱端溫差增加。

解決方法：設(shè)備停車后可通過(guò)化學(xué)清洗的方式清洗管束表面污垢，提高設(shè)備整體傳熱效率，縮小熱端溫差[11]。

4.2設(shè)備反應(yīng)出料側(cè)核算壓降接近實(shí)際運(yùn)行壓降

由表2可知，設(shè)備反應(yīng)出料側(cè)實(shí)際運(yùn)行壓降為0.045 MPa；由表8可知，HTRI模擬計(jì)算的設(shè)備反應(yīng)出料側(cè)核算壓降為0.044 MPa。這說(shuō)明采用HYSYS物性模擬方法和HTRI核算方法計(jì)算反應(yīng)出料的傳熱和流阻性能是可行的。

4.3設(shè)備混合進(jìn)料側(cè)實(shí)際壓降大于核算壓降

由表2可知，設(shè)備混合進(jìn)料側(cè)實(shí)際運(yùn)行壓降達(dá)到0.1 MPa；由表8 可知，設(shè)備混合進(jìn)料側(cè)核算壓降為0.056 MPa(不含分布器壓降)。

原因分析：實(shí)際操作過(guò)程中，進(jìn)料油負(fù)荷增加至原設(shè)計(jì)值110%，為進(jìn)料側(cè)壓降增加的原因之一。設(shè)備長(zhǎng)期運(yùn)行后，氣體分布板的部分流通小孔可能被雜質(zhì)堵塞(如催化劑粉塵顆粒、油泥、管線銹皮等)。熱交換器內(nèi)部設(shè)置分布器，混合進(jìn)料流經(jīng)分布器后才進(jìn)入傳熱管束，流經(jīng)管束的壓降可由HTRI模擬計(jì)算得出，而流經(jīng)分布器的壓力損失目前尚不能通過(guò)解析計(jì)算準(zhǔn)確得出，通過(guò)經(jīng)驗(yàn)計(jì)算的分布板壓力損失存在偏差。

解決方法：設(shè)備停車后，通過(guò)人孔進(jìn)入設(shè)備內(nèi)部，對(duì)分布板孔隙進(jìn)行機(jī)械通孔處理。后續(xù)需要采用CFD計(jì)算機(jī)仿真模擬方法和實(shí)驗(yàn)測(cè)試相結(jié)合的手段[12]，精確確定分布板壓降，為設(shè)備改進(jìn)設(shè)計(jì)提供依據(jù)。

5 結(jié)語(yǔ)

在國(guó)內(nèi)重整裝置發(fā)展過(guò)程中，進(jìn)出料熱交換器早期多采用立式管殼式熱交換器，隨著裝置規(guī)模的擴(kuò)大，其傳熱效率偏低、換熱面積偏大及設(shè)備過(guò)重的劣勢(shì)逐漸凸顯出來(lái)。2006年以后，新建大規(guī)模重整裝置中多采用大型板殼式熱換熱器，該設(shè)備傳熱效率高、結(jié)構(gòu)緊湊，但價(jià)格昂貴、制造周期長(zhǎng)、對(duì)裝置操作波動(dòng)性要求苛刻[13，14]。近年來(lái)，中石化設(shè)計(jì)單位和制造單位聯(lián)合研發(fā)出纏繞管式熱交換器，該設(shè)備結(jié)構(gòu)緊湊、傳熱效率較高且可靠性高，在重整裝置進(jìn)出料熱交換器工位的應(yīng)用前景良好[15]。

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(許編)

CalculationandAnalysisoftheShell-and-tubeTypeCombinedFeed/EffluentHeatExchangerintheReformingUnitbyHTRI

ZHANGXiang-nan1,2,YAOLi-ying1,2,HOUXiao-yan1,2,DONGXu-kai1,2,GAOJie1,2,HOUYan1,2,FENGXu-chi1,2

(1.Shanghai Lanbin Petrochemical Equipment Co. Ltd., Shanghai 201518, China; 2.Lanpec Technologies Limited, Lanzhou 730070, China)

The 50×104t/a continuous catalytic reforming unit of a domestic petrochemical company was built in 2004, which used shell-and-tube type combined feed/effluent heat exchanger. Overall structure and operation of the heat exchanger were introduced, the process performance of the equipment was calculated by HTRI, and the calculation result was compared with actual operating parameters to provide guidance for the design and improvement of combined feed/effluent heat exchanger.

catalytic reforming unit; shell-and-tube heat exchanger; HTRI; calculation and analysis

TQ050.2； TE965

B

10.3969/j.issn.1000-7466.2017.01.015

1000-7466(2017)01-0074-05

2016-08-10

張向南(1986-)，男，山西大同人，工程師，學(xué)士，從事熱交換器的開(kāi)發(fā)研究工作。