流程模拟技术在板式换热器技改方案确定中的实践

李霞 黄龙 李晓昆 汤强 陆仕汉 张鹏宇 宋风雪

摘 要：乙炔装置溶剂再生工段溶剂换热器达产达标整改过程中，利用流程模拟技术，结合现场实际情况，通过设计型计算初定换热面积，利用模拟与校核型计算对其进行优化，确定了技术改造方案。改造后，溶剂换热器的换热效果、压降等均达到指标要求。

关 键 词：流程模拟技术；板式换热器；技术改造

中图分类号：TQ 018 文献标识码： A 文章编号： 1671-0460（2015）09-2148-03

Abstract： 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.

Key words： Process simulation technology；Plate heat exchanger；Technical reformation

为了在天然气部分氧化制乙炔装置中，得到最终产品乙炔，需要对裂解工段产生的裂解气各组分利用吸收溶剂N-甲基吡咯烷酮（简称：NMP），在吸收工段进行气体选择性吸收，在溶剂再生工段分步解吸进行分离。溶剂再生工段气体分步解吸及溶剂再生主要是由逆流解吸塔、热力真空二合一解吸塔来分步完成的，溶剂换热器在其两者之间起到承上启下的作用。来自逆流解吸塔塔底富含乙炔和高级炔的冷溶剂在到达热力真空二合一塔上部继续解吸之前，须经过溶剂换热器加热，而加热介质为来自热力真空二合一塔塔底再生好的高温溶剂。

溶剂换热器设计是否正确、运行是否稳定达标，不仅关系到系统是否能提升处理负荷，而且还会影响到后序氨制冷系统处理能力、溶剂加热器蒸汽消耗量。在二合一真空解吸段，若温度越高乙炔和高级炔发生聚合的几率越高，而聚合物浓度的增大会使整个溶剂再生系统污染、堵塞风险增大；同时真空压缩机负荷的增大不仅造成更多乙炔损失，而且还威胁到整个装置的稳定运行。对前序工段而言，由于溶剂再生效果变差，会使溶剂的吸收能力下降，乙炔气体会进入合成气，导致合成氨、甲醇装置加氢催化剂严重超温。所以溶剂换热器不仅直接决定着乙炔产品的产量和质量，溶剂再生的物料、能耗水平，而且对裂解气的吸收及其他装置也造成影响。

1 技改方案的确定

1.1 生产过程中存在问题

BR10板式换热器的特点[1-4]：（1）换热效率高。由于板面的特殊设计及其组合构成复杂的流道，使流体能在较低的雷诺数（Re=50～200）下形成湍流，所以传热系数高、不易结垢；且冷、热流体为逆流流动方式，其对数平均温差修正系数也通常在0.95左右，末端温差小，对数平均温差大。（2）改变换热面积或流程组合简便易行。不仅可以通过增减板数，即可达到增减换热面积的目的；而且还可以通过改变板片排列或更换板片，即可达到所要求的流程组合，适应新的换热工况。（3）由于板片间通道很窄，易堵塞，且工作压差不宜过大。在冷、热流体和板片型式确定的条件下，可通过调整换热面积与流程数以优化传热效果和压降。

达产达标整改过程中，随装置负荷提升，原设计的2开1备（并联操作）的溶剂换热器出现换热效果不佳的现象。当负荷达到60%～80%时，全开3台换热器后，温度仍达不到设计值，冷流体仅能被加热到80 ℃（设计值101.7 ℃），热流体仅能被冷却到73 ℃（设计值55.06 ℃）。故可以推断，溶剂换热器达到满负荷生产或者超负荷生产时，其换热效果将更差。

1.2 设计型计算初步确定换热面积

在排除了换热器冷热流体进口工艺指标、换热器自身故障影响后，进行初步设计型计算，判断现场换热面积是否够用[5] [6]。按满负荷生产时，所得计算结果为1 337.4 m2与现场所用三台BR10板式换热器换热面积（3×250 m2）比较要大得多，故计算结果初步表明现场所用三台BR10板式换热器换热面积不够，见表2。

与此同时，咨询工艺相同、设备近似、负荷相当的兄弟厂家BASF Geismar工厂，其溶剂换热器以前也存在同样问题，于2009年技改为单台400.4 m2，总有效换热面积1 201.3 m2，并调整换热器台数使用3开1备。

所以，考虑到两者总传热系数的相当，初步诊断为现场所需换热器换热面积至少是1 200 m2左右。为进一步判断换热面积是否满生产要求，进而是否为最佳换热面积，同时最终确定对现场的西安北方热力BR10板式换热器进行技术改造的方案，接下来对其在其他指标一定的条件下，进行模拟、校核型计算。

1.3 模拟、校核型计算优化换热面积

现场共3台换热面积为：3×250 m2=750 m2的BR10板式换热器，每台换热器都有一定的增加换热面积余量，但实际单台无法达到600 m2。故希望在保证换热流体压强降的条件下，通过有限的增加单台换热器的换热面积，和改变流程数达到满负荷生产时的出口冷流体（101.7 ℃）、热流体（55.06℃）工艺要求。另外，现场还有一台换热器的位置（即可做到3开1备）。

（1）以3台250 m2，1、2、3流程换热器分别进行计算

首先冷、热流体为1流程，忽略单台换热器之间的差异，按照换热面积750 m2满负荷生产进行模拟计算，其出口温度结果仅为：热侧63.08 ℃，冷侧94.28 ℃，达不到设计标准。其次按照设计标准换热器出口热侧温度55.06 ℃与冷侧温度101.7℃进行校核计算，其换热面积需要1563.6 m2远大于实际换热面积。故通过模拟与校核型计算3台250 m2，1流程，无法满足满负荷生产的设计需要，这一结果不仅与上面进行的设计型计算结果一致，而且与实际生产一致。同时单台计算的结果也证明如此。流程数增加为2，需要换热面积下降，冷、热流体出口温度接近设计值，但压降明显上升，故可进一步增加流程，但需关注压降情况。流程数增加为3，其出口可以达到：热侧54.51 ℃，冷侧102.21 ℃，达到设计标准。其次进行校核计算，其换热面积需要689.6 m2小于实际换热面积。但热侧总压降3.411 kg/cm2，冷侧3.492 kg/cm2，大于允许压降值2 kg/cm2，说明以3台250 m2，单靠增加流程数的方式，无法满足换热要求，故需增加换热面积。

（2）以3台300 m2，1、2、3流程换热器分别进行计算

按照换热面积900 m2满负荷生产进行模拟计算，分别按1流程、2流程进行上述模拟、校核型计算，趋势与750 m2一致：在换热面积下降的同时，出口温度接近设计值，但压降上升，但上升幅度比750 m2要小。故可进一步增加流程。流程数增加为3，首先进行模拟计算，其出口：热侧54.01 ℃，冷侧102.67 ℃，达到设计标准；其次进行校核计算，其换热面积需要802.4 m2小于实际换热面积。但热侧和冷侧总压降均2.5 kg/cm2左右，对将来满负荷后的进一步加量不利。按此规律可进一步提高换热面积，希望在热侧、冷侧出口达标的基础上，压降值小于2 kg/cm2。见计算结果表3。

（3）以3台400 m2，1、3、4流程换热器分别进行计算

见计算结果表4。

显然，换热器面积为1 200 m2时、1流程时，无论进行出口温度的模拟型计算，还是进行换热面积的校核型计算，都不能达到指标要求。当流程数增加3流程时， 模拟型计算显示：其出口热侧53.34 ℃，冷侧103.3 ℃；校核型计算显示：其换热面积需要980.7 m2；而且热侧总压降 1.382 kg/cm2，冷侧1.414 kg/cm2，均达到指标要求，单台计算的结果也证明如此。当流程增加4流程时，尽管出口温度基本一致，面积也相当，但压力超标。所以，将现场3台250 m2换热器，1流程，每台增加至400 m2，3流程，可以满足满负荷生产要求。

2 技改结果及生产实践

由表5可见，BR10板式换热器仅通过增加板片数，达到增加换热器面积的目的，现场再增加一台400 m2换热器，可以做到3开1备。当生产负荷为60%～80%时，即仅开两台的情况下换热效果已经达到设计要求。

3 结 语

乙炔装置溶剂再生工段溶剂换热器达产达标整改过程中，流程模拟技术起到了重要作用。在充分利用其所提供的设计型、模拟型和校核型计算策略的过程中，总传热系数的确定是核心。在缺少冷热流体对流传热系数时，可通过选用生产实际的经验数据，如：有关手册或传热著作；也可通过现场查定，如：兄弟厂家的相同装置、本厂现有装置在其实际运行条件下的估算等。即便如此，在整个技术改造方案确定过程中，也要不断检验和修正，直到模型仿真。而当模型最终确定下来后，那么它将在以后再次诊断装置问题、寻找生产瓶颈、新一轮辅助技术改造、改扩容等方面发挥更大的作用。所以在当代“企业为创新主体”的条件下，流程模拟技术必将应用于生产现场，提升盈利水平，也必将成为节能降耗、内涵发展最为重要的技术之一。

参考文献：

[1] 李大为，沈人杰，高晓东，等.螺旋折流板换热器数值模拟及入口结构改进研究[J].高校化学工程学报，2005，19（5）： 699-702.

[2] 余静飞. 板式换热器优化设计研究[D].新疆大学，2009.

[3] 吴丹. 板式换热器板片换热和阻力性能的数值模拟[D].济南：山东大学，2014.

[4] 吴德荣. 化工工艺设计手册[M].北京： 化工工业出版社，2009，648-651.

[5] 贾鹏林. 中国石化流程模拟技术应用现状综述[J].中外能源，2011，16（1）：1-4.

[6] 曹湘洪. 石油化工流程模拟技术进展与应用[M].北京： 中国石化出版社，2010，5-6.