合成氣制烯烴合成單元熱交換方案優化與熱交換器選型設計

蘆德龍

綠技行（上海）科技發展有限公司（上海 200000）

烯烴是能源化工領域中的一種基礎化工原料，是各類合成纖維、橡膠、塑料、高級潤滑油、高碳醇產品的基礎原料。我國多煤少油貧氣，為緩解對稀缺資源的依賴，國內一直在研究利用煤炭資源直接或間接制備烯烴[1]。近年來，國內已建設多套合成器制烯烴試驗裝置，其中一套為驗證合成氣直接制烯烴技術與催化劑和為工業化應用推廣進行技術準備的中試裝置，在中試期間發現其合成單元因熱交換問題導致試驗無法正常連續進行。本研究主要討論該套合成氣制烯烴中試裝置合成單元熱交換方案的優化及熱交換器選型設計。

1 合成單元熱交換器現狀

合成單元是該裝置的核心單元之一?，F有設計的合成反應熱交換方案見圖1。冷合成氣先經反應進出料換熱器E-1101與反應出料進行換熱，溫度升至175℃左右，再進入合成氣預熱器E-1102，經蒸汽加熱至255℃后送入合成氣直接制烯烴（FTO）反應器。氣相產物經反應進出料換熱器E-1101降溫至120℃后送至重烴分離器V-1102，重烴分離器V-1102液相產物作為重烴產品外輸，氣相經合成氣水冷器E-1103降溫至40℃后送至輕烴分離器V-1103。輕烴分離器V-1103液相產物作為輕烴產品外輸，氣相作為循環氣進入下游單元。

圖1 現有設計合成單元熱交換方案

2 存在的問題及方案優化

2.1 存在的問題

該套合成氣制烯烴中試裝置為工業側線設計，依托某煤間接制甲醇廠建設，所以該裝置的建設場地、公用工程等均依托現有有限資源。裝置建成試車后發現，所用公用工程中的中壓蒸汽存在不足，不能滿足裝置運行的需求。另外，依托工廠中壓蒸汽品位長期低于設計值，導致利用中壓蒸汽加熱的裝置不得不更換為加熱方式更為可靠的電加熱或導熱油加熱，所以需要減少現有裝置的布置空間，加裝電加熱器和導熱油加熱系統。

基于以上問題，從優化合成單元熱交換方案和熱交換器選型入手，設法從降低合成單元中壓蒸汽用量和減少合成單元熱交換器占用空間兩方面解決上述問題。

2.2 合成單元熱交換方案優化

原合成單元熱交換方案采用E-1101+E-1102組合的方式，是為了將E-1101管程出口冷反應器出料的溫度控制在120℃左右，防止凝固點低于120℃的重油凝固，堵塞管路。裝置中試試車后發現，E-1101管程出口冷反應器出料中，凝固點低于120℃的重油產品幾乎沒有，凝固點低于50℃的重油產品也非常少。當E-1101管程出口冷反應器出料溫度在50℃左右時，通過對E-1101管程出口管路進行伴熱即可解決管內介質凝固堵塞問題。所以，優化后的合成單元熱交換方案，其中的E-1101+E-1102可以直接用單臺合成氣熱交換器E-1101N代替，產出物不再區分輕烴產品和重烴產品。優化后的合成單元熱交換方案見圖2。

圖2 優化后合成單元熱交換方案

3 合成氣熱交換器E-1101N選型

E-1101N代替E-1101和E-1102，所以其熱負荷為E-1101和E-1102之和1 154.2 kW。冷熱流體間的溫差（T-t）s是傳熱推動力[2]。E-1101采用逆流方式，傳熱推動力即為對數平均推動力。計算得到E-1101對數平均推動力Δtm1=82.7℃；E-1101N對數平均推動力Δtm2=9.1℃。采用Aspen EDR軟件校核，需要8臺E-1101串聯才能滿足優化后換熱需要，即便是用單臺設備E-1101N代替原設備E-1101，尺寸和質量也比原設備大很多。單純的管殼式換熱器數量增多或放大，不僅需要突破諸多設計和制造難點[3]，而且從投資、空間尺寸、質量載荷等各方面考慮，不能滿足該中試裝置優化需要。

王家榮[4]提出，在傳熱溫差較小，尤其是低溫端溫差為10～15℃時，可以選用纏繞管式換熱器，并且具有不可替代性。在煤化工領域，陳施光[5]研究提出，纏繞管式換熱器可在較小傳熱溫差下依然表現出高傳熱效率，且在逆流模式下，端部溫差僅為2℃時依然表現良好。根據上述分析，初選纏繞管式換熱器作為合成氣熱交換器E-1101N的熱交換器型式，并在后續展開熱工計算設計。

4 合成氣熱交換器E-1101N熱工計算設計

目前，纏繞管式換熱器沒有公開通用的計算軟件，其熱工計算仍需要選用適當的計算模型開展[6]。

通過Aspen HYSYS軟件模擬得到，E-1101N介質無相變，均為氣相狀態，所以選擇單相流傳熱計算方法為熱工計算模型。經查閱文獻，纏繞管式換熱器管程單相流傳熱及壓降計算參考Schmidt E F[7]提出的盤管內流體界膜導熱系數計算方法，殼程單相流傳熱及壓降計算參考Gilli P V[8]提出的計算方法。

4.1 纏繞管換熱器初選結構參數

E-1101N計劃安裝位置為原E-1101安裝位置，根據裝置實測，E-1101N直徑應不大于1.5 m，總長應不超過15 m，質量應不大于30 t。初選的E-1101N外形尺寸與E-1101保持一致，而為了便于纏繞和耐高壓，纏繞管式換熱器通常選用小直徑換熱管[9]。本研究選用外徑為15 mm的換熱管，初選E-1101N與E-1101結構參數比較見表1。后續根據表1進行E-1101N熱工計算，分析其傳熱面積、設備壓降等參數是否滿足要求。

4.2 E-1101N單相流傳熱計算及阻力計算

4.2.1 管程單相流給熱系數計算

按式（1）計算管程介質雷諾數Ret。

表1初選E-1101N與E-1101結構參數比較

式中：Ret為管程雷諾數；di為換熱管內徑，mm；Gt為管程介質質量流量，kg/s；μt為管程介質黏度，mPa·s。

計算得到管程雷諾數Ret=31 879。

按式（2）計算管程普朗特數Prt。

式中：Prt為管程普朗特數；cp為管程介質比熱容，kJ/(kg·K)；μt為管程介質黏度，mPa·s；λt為管程介質導熱系數，W/(m·K)。

計算得到管程普朗特數Prt=0.49。

經查閱文獻[7]，管程給熱系數αt按式（3）計算。

式中:αt為管程給熱系數，W/（m2·K）；di為換熱管內徑，mm；為平均纏繞直徑，mm；Ret為管程雷諾數；Pr為管程普朗特數；λt為管程介質導熱系數，W/（m·K）。

計算得到管程給熱系數αt=404 W/（m2·K）。

4.2.2 殼程單相流給熱系數計算

按式（4）計算殼程介質雷諾數Res。

式中：Res為殼程雷諾數；Deo為殼程當量直徑，mm；Gs為殼程介質質量流量，kg/s；μs為殼程介質黏度，mPa·s。

計算得到殼程介質雷諾數Res=10 580。

然后按式（4）計算殼程普朗特數Prs。

20世紀70年代末80年代初，中國政府在總結國內外經驗教訓的基礎上，對中國政府的公共服務進行了一系列改革。同發達國家相比所不同的是“公共服務對發達國家是老題目,而對中國則是新題目”[3]。1978年實施改革開放以來,為了滿足廣大人民群眾日益增長的公共服務需求,我國政府在如何提高公共服務的質量和水平上進行了一系列有效探索，把提升公共服務水平作為重要內容。

式中：Prs為殼程普朗特數；cp為殼程介質比熱容，kJ/(kg·K)；μs為殼程介質黏度，mPa·s；λs為殼程介質導熱系數，W/（m2·K）。

計算得到殼程普朗特數Prs=0.45。

殼程給熱系數αs按式（6）計算。

式中：αs為殼程給熱系數，W/(m2·K)；λs為管程介質導熱系數，W/(m2·K)；Deo為殼程當量直徑，mm；Res為殼程雷諾數；Prs為殼程普朗特數；Fa，Fi，Fn為修正系數，可查閱文獻[8]得到。

計算得到殼程給熱系數αs=407.3 W/(m2·K)。

4.2.3 熱交換器傳熱系數計算

熱交換器傳熱系數K按式（7）計算。

式中：αt為管程給熱系數，W/(m2·K)；αs為殼程給熱系數，W/(m2·K)；R1為殼程污垢熱阻，(m2·K)/W；R2為管程污垢熱阻，(m2·K)/W；δ為換熱管壁厚，m；λ為換熱管導熱系數，W/(m·K)；di為換熱管內徑，mm；do為換熱管外徑，mm；dm為換熱管壁平均直徑，dm=(d1+d2)/2，mm。

熱交換器傳熱系數K=169.2 W/(m2·K)，所需換熱面積為711 m2。

4.3 熱交換器阻力計算

管程單相流阻力Δpt按Schmidt E F提出的盤管內流體流動阻力計算式計算。

式中：Δpt為管程壓降，kPa；l為換熱管長度，mm；di為換熱管內徑，mm；Gt為管程介質質量流量，kg/s；ρt為管程介質密度，kg/m3；g為重力加速度，9.8 m/s2；為平均纏繞直徑，mm；μt為管程介質黏度，mPa·s；ΔHt為管程高度，m。

4.3.2 殼程單相流阻力計算

殼程單相流阻力Δps按Gilli P V提出的殼程流體流動阻力計算式計算：

式中：Δps為殼程壓降，kPa；Ci為管內換熱管傾斜修正系數，Cn為管排修正系數，Cl為換熱管布置修正系數，計算詳見文獻[8]；ω為殼程流體流動方向管排數；ΔHs為殼程高度，m。

計算得到，管程阻力為21.2 kPa，殼程阻力為9.3 kPa，滿足設計要求。

4.4 E-1101N定尺計算

經過上述計算發現，初選的E-1101N實際換熱面積約為所需換熱面積711 m2的93%，換熱面積不滿足要求；阻力滿足設計要求。據此可以推斷，通過對初選纏繞管式換熱器的尺寸、內部結構參數進行微調并對上述計算方法進行迭代計算，可以計算出符合要求的結果。

經過迭代計算，計算出了滿足要求的終選E-1101N。終選E-1101N與原E-1101結構參數比較見表2。

表2 終選E-1101N與E-1101結構參數比較

5 優化效果

優化前后合成單元熱交換器設備情況見表3。經過上述熱交換方案優化和熱交換器選型計算可以得出以下兩點結論。

表3 優化前后合成單元熱交換器設備情況匯總

根據該中試裝置試車的實際情況優化了合成單元熱交換方案，簡化了熱交換流程，節約了很大一部分中壓蒸汽和循環水的用量，為整個裝置有限的公用工程資源的重新分配提供了可能。

通過模擬、選型、熱工計算可以看出，在傳熱推動力降低至約原來的1/9時，纏繞管式換熱器傳熱系數依然可以達到外形尺寸大致相同的原有管殼式換熱器的2倍左右，而換熱面積更是達到了4倍左右。所以，原有3臺管殼式換熱器可用上述一臺纏繞管式換熱器代替，這樣一來，另外2臺換熱器的原有空間可以用來布局裝置其他單元需要的新增設備，提高中試裝置有限空間的利用率。

6 結語

本研究從中試裝置的實際需求和有限條件出發，通過對裝置本身試運行情況進行分析，優化了合成單元的熱交換方案；經過文獻查閱和熱工計算，對原有熱交換器順利完成了選型和設計，創新性地在合成氣制烯烴中試裝置上應用了纏繞管式換熱器。

該中試裝置的改造思路對其他類似試驗項目具有參考意義，纏繞管式換熱器的熱工計算設計同樣適用于其他單相流纏繞管式換熱器的設計及優化。