甲苯歧化裝置的用能分析和節能改造

李良，陳英建

（中國石化鎮海煉化分公司，浙江寧波315200）

某企業甲苯歧化裝置（簡稱歧化裝置）采用技術成熟經濟合理的臨氫/固定床氣固催化甲苯歧化工藝，在高溫臨氫狀態下，以甲苯和C9芳烴為原料，通過裝填于軸向流固定床絕熱反應器中的HAT-099催化劑床層，發生甲苯歧化反應和烷基轉移反應，生成苯和二甲苯，歧化裝置原設計加工能力為100萬t/a。由于裝置長期運行，反應進料和出料換熱器換熱效果變差，需要進行節能改造。

1 歧化裝置用能分析

1.1 歧化裝置生產中存在的問題

歧化裝置自開工起已經運行9年，原反應出料/進料換熱器為PACKINOX板式換熱器，結垢較為嚴重，換熱效果下降，在120 t/h進料量下，熱端溫差由原設計時的36℃上升到使用末期的69℃，反應進料出E101后，需要進料加熱爐F101加熱，歧化裝置的工藝流程見圖1。

反應進料經加熱爐加熱后溫度升高近50℃，導致加熱爐超負荷，爐膛溫度已超工藝卡片要求，達到870℃左右（原設計溫度＜850℃，目前新的工藝指標為＜880℃），爐膛溫度偏高不利于加熱爐長周期運行。由于吸附單元經過擴能，C8芳烴的需求量增大，為滿足對C8原料的需求，需要對歧化裝置擴能25%，歧化裝置擴能后F101超負荷的情況將會進一步加劇，爐膛溫度超標、負壓偏高等問題將更加嚴重。另外大量的反應熱不能有效地回收，造成能量的大量損失，進一步使反應產物的冷卻負荷加大，裝置能耗較高。

1.2 歧化裝置換熱網絡分析

基于夾點技術的過程能量綜合優化方法是通過改善夾點附近的流股匹配，減少穿越夾點的熱流量，以減少系統的公用工程消耗量。使用夾點技術對當前歧化裝置的換熱網絡進行分析，相應物流選取見表1。

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

分析得到歧化裝置換熱網絡夾點在平均溫度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，而當前所分析的換熱網絡加熱公用工程量為32 731.92 kW，節能潛力為28 723.44 kW，當前裝置的換熱初始網絡見圖3。

圖1 歧化裝置流程

表1 物流數據

續表

根據夾點技術原則，即不應有跨越夾點的傳熱、夾點之上不應設置任何公用工程冷卻器、夾點之下不應設置任何公用工程加熱器。分析歧化裝置當前的換熱網絡，在夾點之下設有加熱公用工程F101，還有較高溫位的物流產生蒸汽如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。如果要消除夾點下內，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器出料H1將反應器進料C1加熱至345.3℃，需要降低反應進料/反應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 冷熱物流復合溫焓

圖3 歧化裝置當前換熱網絡

2 纏繞管式換熱器技術原理和技改方案

纏繞管換熱器目前較多地應用于化工領域的深冷裝置，如空分和甲醇裝置，隨著國內對纏繞管換熱器研究的深入，國內多家單位不斷攻關擴大纏繞管換熱器的應用領域，向大型化、高溫化、高壓化、多股化、微型化等幾個方向發展[2]。

2.1 纏繞管式換熱器結構

纏繞管式換熱器是在芯筒與外筒之間的空間數，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，一方面傳熱管的熱膨脹可部分自行補償，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[3]。對于纏繞管式換熱器，管內流體以螺旋方式通過，降低了壁面附著的可能性以及結垢傾向，保證了設備的長周期、高負荷運行[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，其結構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算所需的流通面積，中心管的外徑由最內一層螺旋纏繞管的彎曲半徑以及工藝計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機理

螺旋纏繞管內的流體在彎曲通道內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生的離心力在流動截面上形成一對對稱的漩渦，與主流疊加流體在螺旋管內形成螺旋運動，從而大大增加了換熱效果，同時，二次流的沖刷使污垢不易沉淀[4]，由于管內螺旋流動的強化作用，增加了管程的傳熱系數；纏繞管式換熱器層與層之間換熱管反向纏繞，這種特殊結構極大地改變了殼程流體流動狀態，形成強烈的湍流效果；同時墊條等部件對殼程的流動不斷擾動，三個方面的共同作用，使得纏繞管式換熱器的傳熱性能得以顯著提高。對于一般結構的氣－氣換熱設備，其傳熱系數為75～365 W/（m2·K），但對于纏繞管式換熱器，某些特定條件下，總傳熱系數可以達到500 W/（m2·K）以上[5]。纏繞管式換熱器節能效果明顯，目前已應用于乙烯、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、中高壓換熱設備。

2.3 技改方案

為了充分的利用反應熱，降低反應物的冷卻負荷，降低裝置能耗，確定歧化裝置2014年檢修改造時更換反應出料/反應進料換熱器，基于纏繞管換熱器優異的換熱性能和抗結垢性能，選用纏繞管式換熱器代替原全焊接板殼式換熱器，回收反應余熱和降低歧化反應加熱爐的負荷。催化劑擬更換為上海石油化工研究院開發的HAT-099型甲苯歧化及烷基轉移催化劑，換劑后反應部分的處理能力將由原設計的100萬t/a增加至125萬t/a，增產的碳八芳烴可以滿足芳烴聯合裝置擴能改造后對碳八芳烴資源的需求，提高重質芳烴利用率，增加芳烴聯合裝置的效益。

纏繞管換熱器規格參數見表2，熱端溫差設計值為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，傳熱系數大幅增加。歧化反應器進料經反應產物加熱后，溫度升至345.3℃，可以消除夾點之下的加熱公用工程。

表2 纏繞管式換熱器設計參數

3 纏繞管換熱器的運行情況及節能效果

3.1 纏繞管換熱器運行情況

2006年鎮海煉化150萬t/a加氫裂化裝置反應流出物/混合進料換熱器采用纏繞管式換熱器，連續穩定運行10年，熱端溫差維持在29～38℃。2009年鎮海煉化300萬t/a柴油加氫裝置反應流出物/混合進料換熱器采用纏繞管式換熱器，連續穩定運行7年，熱端溫差維持在21～35℃之間。歧化裝置反應出料/反應進料纏繞管換熱器目前已運行42個月，熱端溫差、反應加熱爐溫升、反應溫升和進料量運行的趨勢見圖4，纏繞管換熱器的熱端溫差受進料量的影響較大，隨著運行時間增長，熱端溫差逐步上升，在120 t/h進料量下，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月在歧化裝置進料負荷148 t/h條件下運行8個月，熱端溫差從40.5℃升高至41.1℃，月均升高0.075℃，運行穩定性較高；在維持反應溫升21℃的情況下，反應進料經加熱爐的溫升也基本穩定在18.5℃，節能效果較好。

圖4 換熱器相關運行情況

纏繞管換熱器運行期間管程和殼程壓差情況見圖5，進料量增大，管程壓差升高，隨運行時間增長小幅升高，殼程壓差波動較大，但無增長趨勢，保持穩定。

圖5 換熱器壓差變化趨勢

3.2 節能效果估算

歧化裝置反應進料/反應出料換熱器更換為纏繞管式換熱器后，在120 t/h進料量下，換熱器熱端溫差由原69℃降低至33.5℃，反應進料出換熱器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際比原板式換熱器多回收反應熱23 629.27 kW。對更新纏繞管換熱器前后燃料氣消耗和電耗進行核算，見表3。

歧化反應進料/出料換熱器更新為纏繞管換熱器后，裝置操作時間每年按8 400 h計算，反應進料加熱爐年節約燃料氣3 582 t，反應出料空冷年節約電能1 066 800 kW·h，燃料氣價格按3 600元/t計算，電價按0.7元/（kW·h）計算，每年節約燃料氣產生的效益為1 289.52萬元，每年節約電能產生的效益為74.68萬元，年創效益共計1 364.20萬元，節能效果較為明顯，且消除了因加熱爐爐膛超溫導致的安全風險。歧化裝置更換纏繞管式換熱器各種投資2 721.7萬元，即投資回收期約2年。

表3 纏繞管式換熱器節能核算

4 結論

纏繞管式換熱器是一種新型高效換熱器，節能效果明顯，隨其設計制造工藝的成熟發展，應用領域日趨廣泛。在歧化裝置反應進料/反應出料換熱器更新為纏繞管式換熱器后，雖然投資相對較大，但由于其較高的換熱系數，節約燃料氣和電能產生的效益非常可觀，投資回收期為2年。纏繞管換熱器運行42個月后，在120 t/h進料量下熱端溫差升高了4 ℃，管程壓差有小幅增長趨勢，殼程壓差無增長趨勢，體現了纏繞管換熱器較強的抗結垢性能和較高的運行穩定性。