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 換熱器并聯的應用工況

1.1 換熱面積過大，單個換熱器無法滿足。

殼程的并聯主要應用于換熱面積較大，單殼程結構無法滿足的情況。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的吊裝荷載范圍內。現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10t，對應的換熱面積約為450～500m2。更大的廠區可允許管束重量在15～20t。而固定管板換熱器的管束，無須拆卸，沒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備的焊接能力、運輸能力及平面布置區域[1-2]。

1.2 各工況操作負荷差異大時的應用

殼程并聯使用多應用于在多工況控制調節中。裝置在各個工況操作過程中，流體的流速或換熱負荷差異較大，當物流流速較小的工況運行時，如果不選擇殼程并聯結構的話，換熱系統的流速會較正常工況下大大降低，殼程側介質流速較低，較容易積聚污垢，降低傳熱系數。具體案例詳細見表1。

表1 各工況下換熱器操作參數

換熱器在兩種工況下運行時，上表中B工況的管殼程中的介質流速及熱負荷是A工況的30%。設計過程中以A工況(全部進料)的相關數據進行換熱器設備選型。當在工況B運行時，管殼程介質的流速都較低，總傳熱系數降低幅度大，且介質容易引起結垢，不利于長期低工況運行。

實際設計過程中，不采用單殼程而使用兩個殼程并聯的設計方案。在B工況下，僅使用一側的殼程進行換熱，殼程側流體速度較高，換熱效率會較之間的單殼程設計提高。

2 換熱器串聯的應用

2.1 換熱介質有溫度交叉時的應用

溫度交叉的工況在換熱過程中很常見，如塔進料與塔底物料換熱；反應器產物與反應進料換熱；塔頂氣與低溫熱水換熱等工況。按嚴格的換熱理論，單殼程管程的換熱器形式不存在溫度交叉的情況，因為一個管程與殼程物流是順流式換熱，另一個管程與殼程物流是對流式換熱。在管殼式換熱器設計中，由于溫度交叉引起的逆向傳熱對換熱器的設計有極大的影響，不但會造成換熱面積過大，甚至無法滿足工藝要求。在壓降允許的情況下，多殼程串聯一般用于處理管殼程之間介質交叉的問題。單管程單殼程換熱器可以實現換熱的溫度交叉，但單管程換熱器的用途有限，因為管程側的數量需要根據管程側內流體的流速進行調整，以免流速過低，換熱系數過低。單殼程雙管程的換熱器冷熱物流出口溫度相等, 單殼程與雙殼程結構操作對比見表2。

因此，如果要實現換熱溫度交叉的工況，一般需要多殼程串聯實現。殼程數取決于溫度交叉的程度。溫度交叉越多，需要的殼程數越多。

表2 單殼程與雙殼程結構操作對比

2.2 提高換熱效率的應用

加氫裝置中，原料油與反應產物的換熱器的操作條件為高溫、高壓，且兩側介質中氫氣及H2S組分含量較高，所用管殼程側的金屬材質一般為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構。采用雙殼程結構后，管殼程兩側介質由原單殼程的半程并流、半程逆流變全程純逆流，溫差校正系數接近于1，顯著提升了溫差；同時由于隔板的分隔使殼程側的流體的流速提高了1倍。下表為兩種換熱器結構形式操作參數的對比。從表3中可以看出，加隔板雙殼程換熱器結構的傳熱系數遠高于普通的單殼程換熱器結構，換熱面積僅為單殼程換熱器的一半，大大節省了投資。

表3 反應產物/原料油換熱器兩種換熱器結構操作參數對比

3 換熱器串并聯的組合應用

大部分工況下，換熱器選擇并聯或串聯的方式是比較明顯的。然而，有些情況選擇并聯還串聯都無法滿足設計要求。表4中為氣分裝置改造項目，脫丙烷塔頂氣的冷卻器設計過程中，由于塔頂氣C2組分含量較高，須冷卻至34℃以下，需要約400噸的冷卻水進行冷卻。由于冷卻溫度低，換熱器宜采用多組換熱器串聯形式，但由于冷卻水量大，管程側的壓力降可達65kPa左右，增加了循環水的供應阻力大，引起供水量不足。經過討論，決定采用殼程側串聯布置，管程側并聯布置的方案可解決上述問題。

表4 脫丙烷塔頂氣/循環水換熱器操作參數對比

4 結論

文中通過對換熱器幾種組合形式的適用工況進行了詳細的討論，得出以下結論：

(1)換熱器并聯可用于換熱負荷較大，常規換熱器的面積無法滿足換熱要求或用于生產過程中換熱工況差異較大時的設計條件下。

(2)換熱器串聯可用于解決換熱兩側介質，溫度交叉情況較嚴重時的場合，以避免兩側介質換熱過程中逆向傳熱的發生。

(3)當兩側流體對串、并聯的要求不致時，可采用管殼程串并聯組合的方式，以達到換熱要求。