流程模擬技術(shù)在板式換熱器技改方案確定中的實(shí)踐

李 霞， 黃 龍, 李曉昆, 湯 強(qiáng), 陸仕漢, 張鵬宇, 宋風(fēng)雪

（1. 青海鹽湖工業(yè)集團(tuán)股份有限公司，青海 格爾木 816099； 2. 青海大學(xué) 化工學(xué)院，青海 西寧 810016；3. 中國石化集團(tuán)北京燕山石油化工有限公司 教育培訓(xùn)中心，北京 102502 ）

工藝與裝備

流程模擬技術(shù)在板式換熱器技改方案確定中的實(shí)踐

李 霞1， 黃 龍1, 李曉昆2, 湯 強(qiáng)2, 陸仕漢2, 張鵬宇2, 宋風(fēng)雪3

（1. 青海鹽湖工業(yè)集團(tuán)股份有限公司，青海 格爾木 816099； 2. 青海大學(xué) 化工學(xué)院，青海 西寧 810016；3. 中國石化集團(tuán)北京燕山石油化工有限公司 教育培訓(xùn)中心，北京 102502 ）

乙炔裝置溶劑再生工段溶劑換熱器達(dá)產(chǎn)達(dá)標(biāo)整改過程中，利用流程模擬技術(shù)，結(jié)合現(xiàn)場實(shí)際情況，通過設(shè)計(jì)型計(jì)算初定換熱面積，利用模擬與校核型計(jì)算對其進(jìn)行優(yōu)化，確定了技術(shù)改造方案。改造后，溶劑換熱器的換熱效果、壓降等均達(dá)到指標(biāo)要求。

流程模擬技術(shù)；板式換熱器；技術(shù)改造

為了在天然氣部分氧化制乙炔裝置中，得到最終產(chǎn)品乙炔，需要對裂解工段產(chǎn)生的裂解氣各組分利用吸收溶劑N-甲基吡咯烷酮（簡稱：NMP），在吸收工段進(jìn)行氣體選擇性吸收，在溶劑再生工段分步解吸進(jìn)行分離。溶劑再生工段氣體分步解吸及溶劑再生主要是由逆流解吸塔、熱力真空二合一解吸塔來分步完成的，溶劑換熱器在其兩者之間起到承上啟下的作用。來自逆流解吸塔塔底富含乙炔和高級炔的冷溶劑在到達(dá)熱力真空二合一塔上部繼續(xù)解吸之前，須經(jīng)過溶劑換熱器加熱，而加熱介質(zhì)為來自熱力真空二合一塔塔底再生好的高溫溶劑。

溶劑換熱器設(shè)計(jì)是否正確、運(yùn)行是否穩(wěn)定達(dá)標(biāo)，不僅關(guān)系到系統(tǒng)是否能提升處理負(fù)荷，而且還會(huì)影響到后序氨制冷系統(tǒng)處理能力、溶劑加熱器蒸汽消耗量。在二合一真空解吸段，若溫度越高乙炔和高級炔發(fā)生聚合的幾率越高，而聚合物濃度的增大會(huì)使整個(gè)溶劑再生系統(tǒng)污染、堵塞風(fēng)險(xiǎn)增大；同時(shí)真空壓縮機(jī)負(fù)荷的增大不僅造成更多乙炔損失，而且還威脅到整個(gè)裝置的穩(wěn)定運(yùn)行。對前序工段而言，由于溶劑再生效果變差，會(huì)使溶劑的吸收能力下降，乙炔氣體會(huì)進(jìn)入合成氣，導(dǎo)致合成氨、甲醇裝置加氫催化劑嚴(yán)重超溫。所以溶劑換熱器不僅直接決定著乙炔產(chǎn)品的產(chǎn)量和質(zhì)量，溶劑再生的物料、能耗水平，而且對裂解氣的吸收及其他裝置也造成影響。

1 技改方案的確定

1.1 生產(chǎn)過程中存在問題

BR10板式換熱器的特點(diǎn)[1-4]：（1）換熱效率高。由于板面的特殊設(shè)計(jì)及其組合構(gòu)成復(fù)雜的流道，使流體能在較低的雷諾數(shù)（Re=50～200）下形成湍流，所以傳熱系數(shù)高、不易結(jié)垢；且冷、熱流體為逆流流動(dòng)方式，其對數(shù)平均溫差修正系數(shù)也通常在0.95左右，末端溫差小，對數(shù)平均溫差大。（2）改變換熱面積或流程組合簡便易行。不僅可以通過增減板數(shù)，即可達(dá)到增減換熱面積的目的；而且還可以通過改變板片排列或更換板片，即可達(dá)到所要求的流程組合，適應(yīng)新的換熱工況。（3）由于板片間通道很窄，易堵塞，且工作壓差不宜過大。在冷、熱流體和板片型式確定的條件下，可通過調(diào)整換熱面積與流程數(shù)以優(yōu)化傳熱效果和壓降。

表1 溶劑換熱器(BR10)結(jié)構(gòu)參數(shù)Table 1 The structure parameter of the solvent heat exchanger（BR10）

達(dá)產(chǎn)達(dá)標(biāo)整改過程中，隨裝置負(fù)荷提升，原設(shè)計(jì)的2開1備（并聯(lián)操作）的溶劑換熱器出現(xiàn)換熱效果不佳的現(xiàn)象。當(dāng)負(fù)荷達(dá)到60%～80%時(shí)，全開3臺(tái)換熱器后，溫度仍達(dá)不到設(shè)計(jì)值，冷流體僅能被加熱到80 ℃（設(shè)計(jì)值101.7 ℃），熱流體僅能被冷卻到73 ℃（設(shè)計(jì)值55.06 ℃）。故可以推斷，溶劑換熱器達(dá)到滿負(fù)荷生產(chǎn)或者超負(fù)荷生產(chǎn)時(shí)，其換熱效果將更差。

1.2 設(shè)計(jì)型計(jì)算初步確定換熱面積

在排除了換熱器冷熱流體進(jìn)口工藝指標(biāo)、換熱器自身故障影響后，進(jìn)行初步設(shè)計(jì)型計(jì)算，判斷現(xiàn)場換熱面積是否夠用[5][6]。按滿負(fù)荷生產(chǎn)時(shí)，所得計(jì)算結(jié)果為1 337.4 m2與現(xiàn)場所用三臺(tái)BR10板式換熱器換熱面積（3×250 m2）比較要大得多，故計(jì)算結(jié)果初步表明現(xiàn)場所用三臺(tái)BR10板式換熱器換熱面積不夠，見表2。

表2 初步設(shè)計(jì)型計(jì)算主要結(jié)果Table 2 The main results of the preliminary design calculation

與此同時(shí)，咨詢工藝相同、設(shè)備近似、負(fù)荷相當(dāng)?shù)男值軓S家BASF Geismar工廠，其溶劑換熱器以前也存在同樣問題，于2009年技改為單臺(tái)400.4 m2，總有效換熱面積1 201.3 m2，并調(diào)整換熱器臺(tái)數(shù)使用3開1備。

所以，考慮到兩者總傳熱系數(shù)的相當(dāng)，初步診斷為現(xiàn)場所需換熱器換熱面積至少是 1 200 m2左右。為進(jìn)一步判斷換熱面積是否滿生產(chǎn)要求，進(jìn)而是否為最佳換熱面積，同時(shí)最終確定對現(xiàn)場的西安北方熱力BR10板式換熱器進(jìn)行技術(shù)改造的方案，接下來對其在其他指標(biāo)一定的條件下，進(jìn)行模擬、校核型計(jì)算。

1.3 模擬、校核型計(jì)算優(yōu)化換熱面積

現(xiàn)場共3臺(tái)換熱面積為：3×250 m2=750 m2的BR10板式換熱器，每臺(tái)換熱器都有一定的增加換熱面積余量，但實(shí)際單臺(tái)無法達(dá)到600 m2。故希望在保證換熱流體壓強(qiáng)降的條件下，通過有限的增加單臺(tái)換熱器的換熱面積，和改變流程數(shù)達(dá)到滿負(fù)荷生產(chǎn)時(shí)的出口冷流體（101.7 ℃）、熱流體（55.06℃）工藝要求。另外，現(xiàn)場還有一臺(tái)換熱器的位置（即可做到3開1備）。

（1）以3臺(tái)250 m2，1、2、3流程換熱器分別進(jìn)行計(jì)算

首先冷、熱流體為1流程，忽略單臺(tái)換熱器之間的差異，按照換熱面積750 m2滿負(fù)荷生產(chǎn)進(jìn)行模擬計(jì)算，其出口溫度結(jié)果僅為：熱側(cè)63.08 ℃，冷側(cè)94.28 ℃，達(dá)不到設(shè)計(jì)標(biāo)準(zhǔn)。其次按照設(shè)計(jì)標(biāo)準(zhǔn)換熱器出口熱側(cè)溫度 55.06 ℃與冷側(cè)溫度 101.7℃進(jìn)行校核計(jì)算，其換熱面積需要1563.6 m2遠(yuǎn)大于實(shí)際換熱面積。故通過模擬與校核型計(jì)算3臺(tái)250 m2，1流程，無法滿足滿負(fù)荷生產(chǎn)的設(shè)計(jì)需要，這一結(jié)果不僅與上面進(jìn)行的設(shè)計(jì)型計(jì)算結(jié)果一致，而且與實(shí)際生產(chǎn)一致。同時(shí)單臺(tái)計(jì)算的結(jié)果也證明如此。流程數(shù)增加為 2，需要換熱面積下降，冷、熱流體出口溫度接近設(shè)計(jì)值，但壓降明顯上升，故可進(jìn)一步增加流程，但需關(guān)注壓降情況。流程數(shù)增加為3，其出口可以達(dá)到：熱側(cè)54.51 ℃，冷側(cè)102.21 ℃，達(dá)到設(shè)計(jì)標(biāo)準(zhǔn)。其次進(jìn)行校核計(jì)算，其換熱面積需要689.6 m2小于實(shí)際換熱面積。但熱側(cè)總壓降3.411 kg/cm2，冷側(cè)3.492 kg/cm2，大于允許壓降值2 kg/cm2，說明以3臺(tái)250 m2，單靠增加流程數(shù)的方式，無法滿足換熱要求，故需增加換熱面積。

（2）以3臺(tái)300 m2，1、2、3流程換熱器分別進(jìn)行計(jì)算

按照換熱面積 900 m2滿負(fù)荷生產(chǎn)進(jìn)行模擬計(jì)算，分別按1流程、2流程進(jìn)行上述模擬、校核型計(jì)算，趨勢與750 m2一致：在換熱面積下降的同時(shí)，出口溫度接近設(shè)計(jì)值，但壓降上升，但上升幅度比750 m2要小。故可進(jìn)一步增加流程。流程數(shù)增加為3，首先進(jìn)行模擬計(jì)算，其出口：熱側(cè)54.01 ℃，冷側(cè)102.67 ℃，達(dá)到設(shè)計(jì)標(biāo)準(zhǔn)；其次進(jìn)行校核計(jì)算，其換熱面積需要802.4 m2小于實(shí)際換熱面積。但熱側(cè)和冷側(cè)總壓降均2.5 kg/cm2左右，對將來滿負(fù)荷后的進(jìn)一步加量不利。按此規(guī)律可進(jìn)一步提高換熱面積，希望在熱側(cè)、冷側(cè)出口達(dá)標(biāo)的基礎(chǔ)上，壓降值小于2 kg/cm2。見計(jì)算結(jié)果表3。

（3）以3臺(tái)400 m2，1、3、4流程換熱器分別進(jìn)行計(jì)算

見計(jì)算結(jié)果表4。

表3 技改溶劑換熱器參數(shù)計(jì)算結(jié)果1Table 3 The calculation results 1 of the technological transformation heat exchanger

表4 技改溶劑換熱器參數(shù)計(jì)算結(jié)果2Table 4 The calculation results 2 of the technological transformation heat exchanger

顯然，換熱器面積為1 200 m2時(shí)、1流程時(shí)，無論進(jìn)行出口溫度的模擬型計(jì)算，還是進(jìn)行換熱面積的校核型計(jì)算，都不能達(dá)到指標(biāo)要求。當(dāng)流程數(shù)增加3流程時(shí)， 模擬型計(jì)算顯示：其出口熱側(cè)53.34℃，冷側(cè)103.3 ℃；校核型計(jì)算顯示：其換熱面積需要980.7 m2；而且熱側(cè)總壓降 1.382 kg/cm2，冷側(cè)1.414 kg/cm2，均達(dá)到指標(biāo)要求，單臺(tái)計(jì)算的結(jié)果也證明如此。當(dāng)流程增加4流程時(shí)，盡管出口溫度基本一致，面積也相當(dāng)，但壓力超標(biāo)。所以，將現(xiàn)場3臺(tái)250 m2換熱器，1流程，每臺(tái)增加至400 m2，3流程，可以滿足滿負(fù)荷生產(chǎn)要求。

2 技改結(jié)果及生產(chǎn)實(shí)踐

由表5可見，BR10板式換熱器僅通過增加板片數(shù)，達(dá)到增加換熱器面積的目的，現(xiàn)場再增加一臺(tái)400 m2換熱器，可以做到3開1備。當(dāng)生產(chǎn)負(fù)荷為60%～80%時(shí)，即僅開兩臺(tái)的情況下?lián)Q熱效果已經(jīng)達(dá)到設(shè)計(jì)要求。

表5 技改后溶劑換熱器結(jié)構(gòu)及工藝參數(shù)Table 5 The structural and technological parameters of the technological transformation heat exchanger

3 結(jié) 語

乙炔裝置溶劑再生工段溶劑換熱器達(dá)產(chǎn)達(dá)標(biāo)整改過程中，流程模擬技術(shù)起到了重要作用。在充分利用其所提供的設(shè)計(jì)型、模擬型和校核型計(jì)算策略的過程中，總傳熱系數(shù)的確定是核心。在缺少冷熱流體對流傳熱系數(shù)時(shí)，可通過選用生產(chǎn)實(shí)際的經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)，如：有關(guān)手冊或傳熱著作；也可通過現(xiàn)場查定，如：兄弟廠家的相同裝置、本廠現(xiàn)有裝置在其實(shí)際運(yùn)行條件下的估算等。即便如此，在整個(gè)技術(shù)改造方案確定過程中，也要不斷檢驗(yàn)和修正，直到模型仿真。而當(dāng)模型最終確定下來后，那么它將在以后再次診斷裝置問題、尋找生產(chǎn)瓶頸、新一輪輔助技術(shù)改造、改擴(kuò)容等方面發(fā)揮更大的作用。所以在當(dāng)代“企業(yè)為創(chuàng)新主體”的條件下，流程模擬技術(shù)必將應(yīng)用于生產(chǎn)現(xiàn)場，提升盈利水平，也必將成為節(jié)能降耗、內(nèi)涵發(fā)展最為重要的技術(shù)之一。

［1］ 李大為，沈人杰，高曉東,等．螺旋折流板換熱器數(shù)值模擬及入口結(jié)構(gòu)改進(jìn)研究[J].高?；瘜W(xué)工程學(xué)報(bào)，2005，19(5)∶ 699-702．

［2］ 余靜飛. 板式換熱器優(yōu)化設(shè)計(jì)研究[D].新疆大學(xué)，2009.

［3］ 吳丹. 板式換熱器板片換熱和阻力性能的數(shù)值模擬[D].濟(jì)南：山東大學(xué)，2014．

［4］ 吳德榮. 化工工藝設(shè)計(jì)手冊［M］．北京∶ 化工工業(yè)出版社，2009, 648-651．

［5］ 賈鵬林. 中國石化流程模擬技術(shù)應(yīng)用現(xiàn)狀綜述［J］．中外能源，2011,16(1)∶1-4.

［6］ 曹湘洪. 石油化工流程模擬技術(shù)進(jìn)展與應(yīng)用［M］．北京∶ 中國石化出版社,2010,5-6.

Application of Process Simulation Technology in Determining Technical Reformation Scheme of Plate Heat Exchanger

LI Xia1, HUANG Long1, LI Xiao-kun2, TANG Qiang2, LU Shi-han2, ZHANG Pen-yu2, SONG Feng-xue3

（1. Qinghai Salt Lake Industry Co.,Ltd.,Qinghai Germu 816099, China；2. School of Chemistry and Engineering，Qinghai University ,Qinghai Xining 810016, China；3. SINOPEC Beijing Yanshan Petrochemical Co.,Ltd., Beijing 102502, China）

In the reforming process of solvent heat exchanger in solvent regeneration section of acetylene plant, according to the actual situation, through using the process simulation technology, initial heat transfer area was got by the design calculation. The technical reformation scheme was determined by simulation and calculation. After the reformation, heat exchanging effect and pressure drop of the heat exchanger can meet the requirements.

Process simulation technology；Plate heat exchanger；Technical reformation

TQ 018

A

1671-0460（2015）09-2148-03

青海省科技廳基金項(xiàng)目，項(xiàng)目號：2013-G-Q15A-2。

2015-06-18

李曉昆（1969-），男，北京人，副教授，1990年畢業(yè)于青海大學(xué)無機(jī)化工專業(yè)，研究方向：從事化工原理課程教學(xué)和化工工藝過程設(shè)計(jì)開發(fā)工作。E-mail：2374894262@qq.com。