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缠绕式换热器节能特点分析

文档作者：刘克安文档来源：中国石油化工股份有限公司天津分公司工程部		点击数：	更新时间： 2022年03月19日
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E&amp;amp;C Te chnol ogyI 工程技术
刘克安
中国石油化工股份有限公司天津分公司工程部天津300271
摘要中石化天津分公司芳烃装置是上世纪70年代末从日本挥发油公司引进的，采用美国UOP分离技术生产对二甲苯
但X) 。为了更好的降低装置的能耗，提高经济效益，在芳烃装置歧化反应进料用高效的缠绕管式换热器代替换热
效果较差的U型管式换热器，原来。U”型管式歧化反应进出料换热器热端温差为87℃，缠绕管式换热器歧化反应
进出料热端温差降低为30"C，使换热效率提高了300以上，每年实际节约燃气可达1245．6t ，年创直接效益580万
元以上。
关键词缠绕管式换热器高效换热歧化反应
中圈分类号TE969 文献标识码B 文章编号1672- 9323 C2011)06— 0078一02
1歧化工艺流程及“u”型管式换热器分析
1．1歧化工艺流程简介
芳烃部芳烃装置歧化反应进料工艺路线为来自歧化进料储
罐(TK一501)的甲苯料与重整装置的补充氢气混合后，一同送歧
化混合进料换热器(E一505A／B／C／D) 壳程，与走管程的歧化反
应器出料进行换热升温后，再由反应进料加热炉(H-501) 进一
步加热，升温至歧化反应所需温度后，进入歧化反应器
(R- 501) 。采用串联式换热器进行热量交换，见表l 。
1．2。u”型管式换热器换热效率较低
1．2．1目前歧化反应进出料换热器热端温差为87℃(见表2)，
热端温差(即为热流入口温度一冷端出口温度) 可以看出目前歧
化反应进出料换热器( E一505A／B／C／D) 换热效率较低，两种物
料没有进行充分的热交换，导致部分反应热量没有利用，热损失
较大。
I ．2．2设备占地空间大，“U”型管式换热器的安装方式为地面，
两台为一组上下布置，占地面积达60m2左右，管壳材质分别为
高温合金钢盯BA23一SC和A204Gr A。已经使用30a，到了更
换备台的周期，所以更换为缠绕式换热器经济上为最佳机会。
从表2中可以看出，歧化反应为放热反应，其反应温升为
( 463- 448) 15"( 2。根据上表目前歧化反应进出料换热器热端温差
为(466- 379)8712，按照通常衡量换热器好坏的其中一个判断标
准，即热端温差( 即为热流入口温度一冷端出El 温度)可以看出
目前歧化反应进出料换热器E一505A／B／C／D共计4台处于较
低技术运行水平，潜热较高利用价值大，因此具有较大的节能改
造空间。
2新型的缠绕式换热器的特点及性能
2．1缠绕式换热器的特点
( 1) 缠绕式换热器具有结构紧凑较大单位容积传热面积的
特点，单位容积传热面积是普通换热器的2倍以上。对管径为
8～21t ur n的传热管，每m3容积的传热面积可达l oo～170m2l 而
普通列管式换热器，每m3容积的传热面积只有54～77m2，是绕
管式换热器的45％左右。
( 2) 绕管式换热器层与层之间换热管反向缠绕，这种特殊
结构极大地改变了流体流动状态，形成强烈的湍流效果，湍流状
表1‘u。型管换热器的参数
换热设备外形设计温度∞) 设计压力帅a)
设备位号设备名称型式
面积重量尺寸壳管壳管
E一505A 歧化混合进料换热器u型管式132．4r n2 77∞ 750X6000X19 427 516 4．0 3．43
￡_一506B 歧化混合进料换热器U型管式132．2r n2 7150 击750X6(X)OX18 349 427 4．07 3．43
E一505C 歧化混合进料换热器U型管式132．7m2 7300 击750X6000×20 235 349 4．07 3．47
E一505D 歧化混合进料换热器u型管式132．7m2 7450 由750x6000x20 235 235 4。07 3．43
表2现场检测操作参数
f 换热器名称形式进料温度℃(壳程／管程) 出料温度‘C( 壳程／管程) 加热炉温度℃G差口／出口) 反应器温度℃( 进口／出口) j
l 歧化进出料换热器u型管式27／466 379／ 132 376／448 448／ 463
7’『8 I 石油化工建设20”．06
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表3歧化进料缠绕式换热器( E- 505) 设计参数
壳程a 71I 物料：上进下出管程( 冷物料：下迸上出)
设备位号E一505
入口出口入口出口
操作温度f c) 463 43．18 27 448
设计温度f c) 4∞ 460
设计压力OVl Pa) 2．8 3．2
计算压力降归a) <35 <130
安装形式立式总传热面积㈣1844 壳体内径(mm) 1100
设备高度( m) 22560 换热管规格中12×1．2 换热管排列正三角形
管子管板连接强度焊+贴胀焊缝系数1．O 壳体材料321
换热管材料321
态更强烈，提高了换热系数，减小了传热面积，以最少的材料达
到最佳的换热效果，同时考虑压降和换热系数的最佳组合关系，
以最小的压降达到最好的换热效果即高效换热【l l 。
( 3) 缠绕管式换热器由于管端存在一定长度的自由弯曲
段，因而具有很好的挠性，传热管的热膨胀可部分自行补偿，减
轻了对管板焊接的应力影响，减少了管头与管板焊缝的泄漏可
能性。同时，具有抗振动，耐高低温差大的特点，使用寿命可相对
延长。
( 4) 介质温度端差小：由于其独特的螺旋缠绕结构，介质在
换热管束中停留更长时间，换热更加充分，故冷热介质温度端差
小，实际热端温差可达l O℃左右伫J。
( 5) 高压下采用管道式八角垫自紧式密封，缠绕管换热器
彻底改变了大型高压换热器的密封结构、提高了密封可靠性，保
证了装置安稳长周期运行，绕管结构采用换热管与壳体组合结
构，耐压性能好，具备在22MPa 下使用。
( 6) 管内介质以螺旋方式通过，壳程介质逆流横向交叉通过
绕管，避免了螺纹锁紧环折流板结构换热器在折流板背面存在的
换热死区和垢物积聚沉淀，因此介质流畅、不存在换热死区；同时
流体在相邻管之
间、层与层之间
不断地分离和汇
合，使壳体侧流
体的湍流加强，
减少层流，降低
了壁面附着的可
能性、换热器结
垢倾向低。
( 7) 缠绕管
结构可以满足多
种介质同时换热的要求，与板式换
热器相比，通过调整管间距，层差距
可以使介质流动阻力仅十多kPa
，达到板式换热器的阻力降水平，而
且对于各种介质之间不存在压差限
制的要求、优于板式换热器，在同等
条件下，适当调整结构参数仅略增
大换热器直径即可采用缠绕管式换
热器替代进口设备、打破国外技术
1、9-一上、下管箱，2、争一
管板，卜支撑芯管，4一
缠绕管，5- - - 护板，卜壳
体，7一支撑端板
垄断，且降低了工艺介质的操作难度。
图1缠绕式换热器结构图
( 8) 设备重量小，占地少，配管简单、安装检维修便捷，设备
投资相对较低。
( 9) 缠绕管结构避免了大型管箱等大型锻件的生产加工，
降低了主要材料因生产厂家少、进口、生产能力不足等导致的长
周期，从而有效缩短整个设备的制造周期。。
2．2缠绕式换热器的性能要求
根据芳烃装置歧化反应的现场设备布置空间和工艺要求，按
照热交换的技术参数计算所需的设备换热面积，采用一台立式
裹4换热器实际进出料温度参数
【‘_ 换热器名称形式进料温度f c)C壳程／管程) 出料温度( oc) e壳程／管程) 反应器温度∞) ( 进口／出口)
— —
l 歧化进出料换热器缠绕管式换热器440／27 65／410 430／440
缠绕式换热器替代四台“U”型管式换热器。
2．3改造后换热器工况
芳烃装置将歧化反应器的4台进出料换热器更换为1台
高效能新式缠绕式换热器后，由于管内介质的螺旋运动、壳程介
质的横向错流，使得换热器传热性能得到非常好的加强，换热系
数较高，换热效果得到很大的提高。
从表3、4中可以看出，进出料换热器改用缠绕管式换热器
后进料和出料的设计温差为25"C(463／448U)，由于实际工况
发生了变化，进料( 壳程／管程) 为440／27| 《2，出料( 壳程／管
程) 为65／410℃，实际得到的温差为30℃。改造前后对比，改造
前(壳程／管程) 进出料温差为87"C(466／379)，则改造后(壳程
／管程) 进出料温差为30U( 440／410) 。
3结论
( 1) 换热效果明显提高，物料反应热量得到了较充分的利
用。通过运行观察，当初所提供给缠绕式换热器的设计进出料量
表5燃料气消耗年统计表
E- 505投用前E- 505投用后节约量
kg／hr 180．1 24．4 155．7
t ／a 1440 ' 弱．2 1245．6
和操作温度与实际运行的参数存在一定的偏差，壳程和管程的
进出料温度为440／410．【2，差值为30" ( 2。
( 2) 燃料气消耗明显降低。根据装置加热炉消耗的燃气量
统计，投用后可节约燃料气155．7l 【g／hr ，按年运行8000hr 计
算，共可节约燃料气1200t 以上。以2010年燃料气均价4642元
／t 计算(不含税)，可节省燃料气费用500万元／a以上。一年半
的运行时间即可收回全部投资。
参考文献
1蚶奂热器设计手册》钱颂文主编．
2《换热器》兰州石油机械研究所主编．
(收稿日期：201l 一09—11)
石油化工建设2011．∞l 7r 9

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