图1 预蒸馏部分供热流程简图

本文通过介绍高通量管换热器在芳烃抽提节能改造中的应用，简述了高通量管换热器传热机理，比较了普通列管式换热器与高通量管换热器的传热性能，说明了高通量管换热器的节能效果。

某石化企业1#芳烃抽提装置工艺流程主要包括预蒸馏部分、苯抽提蒸馏部分和甲苯抽提蒸馏部分，换热器的热源、热交换及能量消耗情况如下：

预蒸馏部分

第一苯馏分塔（DA-4501）的热源是由来自甲苯馏分塔（DA-4502）塔顶气相物料通过第一苯馏分塔（DA-4501）塔釜再沸器（EA-4501）提供的。甲苯馏分塔（DA-4502）热量由通过塔釜的第一再沸器（EA-4502A）和第二再沸器（EA-4502B）提供，热源采用高压蒸汽（HS）。第二苯馏分塔（DA-4505）的热源一部分来自苯抽提蒸馏系统苯产品汽提塔（DA-4504）底部NFM贫溶剂循环至再沸器（EA-4520）与第二苯馏分塔（DA-4505）塔底物料换热，另一部分通过塔釜再沸器（EA-4519）补充提供的，热源采用中压蒸汽（MS）。供热流程简图如图1所示。

苯抽提蒸馏部分

苯系统抽提蒸馏塔（DA-4503）所需的热量由苯产品汽提塔（DA-4504）塔釜的热溶剂经过苯系统抽提蒸馏塔（DA-4503）的第二再沸器（EA-4511）换热提供，不足部分由苯系统抽提蒸馏塔（DA-4503）的第一再沸器（EA-4510）提供，热源采用高压蒸汽（HS）。供热流程简图如图2所示。

图2 苯抽提蒸馏部分供热流程简图

甲苯抽提蒸馏部分

甲苯系统抽提蒸馏塔（DA-4531）所需的热量由甲苯产品汽提塔（DA-4533）塔釜来的热溶剂经过甲苯系统抽提蒸馏塔（DA-4531）的第二再沸器（EA-4532）换热提供，不足部分由甲苯系统抽提蒸馏塔（DA-4531）的第一再沸器（EA-4531）提供，热源采用高压蒸汽（HS）。甲苯产品汽提塔（DA-4533） 所需热量由甲苯产品汽提塔（DA-4533）的第一再沸器（EA-4535A）及第二再沸器（EA-4535B）提供，热源采用高压蒸汽（HS）。溶剂回收塔（DA-4532）所需的热量由甲苯产品汽提塔（DA-4533）塔釜来的热溶剂经过溶剂回收塔（DA-4532）的再沸器（EA-4533）换热提供。供热流程简图如图3所示。

综合以上的供热流程说明，所需的热源主要来自高压蒸汽（HS），高压蒸汽的消耗直接影响1#芳烃抽提装置的能耗指标，因此如果能够优化或提高再沸器的效率，对1#芳烃抽提装置的节能效果起着非常重要的作用。现在所有的换热器（即再沸器）是普通光管固定管板式的管壳式换热器，传热系数不高；而高通量管换热器也是固定管板式的管壳式换热器，尺寸大小基本上和普通光管固定管板式的管壳式换热器一样，但即使是国产的高通量管换热器，其传热系数也是普通光管的1.3~1.5倍。

能耗分析及解决方案

上海石化芳烃部1#芳烃联合装置的抽提装置几个分离塔的再沸器基本上都采用传统的普通光管固定管板式的管壳式换热器，传热效率低，流动阻力大，其中几个分离塔的再沸器的高压蒸汽的消耗约占1#芳烃抽提装置总能耗的70%左右。再沸器采用立式热虹吸结构，管程为待汽化物料再沸，壳程为加热的高压蒸汽冷凝。

随着装置的长时间运行，换热管的接触蒸汽侧光滑表面会结水垢、另一侧表面会结物料垢而导致传热热阻的增加，造成设备的传热能力进一步下降；其次，换热面介质物流一侧的流速低，引起壁面流体滞流层过厚，影响热交换，也使设备传热能力的进一步下降；另外，由于工艺参数在运行操作过程中的波动变化及其产生的设备运行状态发生变化，也将导致设备传热能力的进一步下降。为满足装置生产需要，在生产中往往通过增加蒸汽用量来提高热负荷，从而造成高压蒸汽未能完全冷凝而排放，造成高压蒸汽浪费的现象。

图3 甲苯抽提蒸馏部分供热流程简图

为了改变此种状况，可以采用先进高效的传热元件及结构强化传热。再沸器的传热强化一般采用高效强化传热管或采用改善内部壳程结构。前者则根据再沸器的传热特点采用多孔表面管（立式再沸器和卧式再沸器）、T型槽管（仅适用于卧式再沸器）等强化传热元件；后者国内外大都采用折流杆支撑，双弓折流板等纵向流形式。高效强化传热结构与元件的集成与组合，可以充分发挥强化传热性能，大大提高设备的换热性能。

能效解决方案

目前，再沸器强化传热获得最佳的应用方案是采用烧结型高通量多孔表面管。烧结型表面多孔管是采用粉末冶金方法在光管（沸腾侧）内表面或者外表面烧结一薄层多孔层。这种多孔表面管是一种高效换热管，可显著强化沸腾传热，对烷烃、烯烃、芳烃类、醇类、水、氟利昂和液氮等多种介质的沸腾换热均有显著的强化作用。

其强化传热机理如图4所示：

沸腾传热速率与传热面产生气泡的速度密切相关，光滑表面上产生气泡的汽化核心是原有的表面缺陷处，表面多孔管有无数个人造汽化核心，大大加速了气泡成核速度。

相互连通的多孔层在气泡长大和逸出的同时，因虹吸作用，加速了局部液体的搅动——产生整体对流传热。所以，烧结型表面多孔管沸腾传热主要以隧道内液膜与壁面间的对流传热、薄膜蒸发和整体对流三种方式进行。

图4 表面多孔层中的沸腾过程示意图

表面多孔层增大了传热面积。

据实验及工业化应用情况，烧结型表面多孔管主要对沸腾传热有显著强化作用，沸腾传热系数比光管提高一个数量级，高通量换热器的换热系数在相同工况下能比普通光管换热器提高30%~50%。由于烧结型表面多孔高通量换热管具有十分优异的强化传热性能（大传热系数），应用前景广泛，具有一定的市场潜力。

节能改造措施主要内容为芳烃部1#芳烃抽提装置部分塔釜再沸器改为高通量管再沸器，数量为8台，即热源均为高压蒸汽的8台再沸器做节能改造。目前8台再沸器的蒸汽用量达40.62t/h，年消耗约32.5万t蒸汽。由于这些再沸器的换热管采用普通的光管换热管，传热系数相对较低，部分蒸汽会随冷凝水一起排放，未能充分利用好高压蒸汽的热量，提高了高压蒸汽的用量。某大学研制的高通量换热管就是基于提高换热管的换热效率，提高传热系数，应用后可以减少由于传热系数较低而浪费的高压蒸汽用量。

节能效果

经核算，EA-4502换热器在现行操作工况下，由于光管换热器换热能力的限制，壳程4939.2kg/h的蒸汽流量中只有4214.2kg/h的蒸汽热量传递给管程物料，其差值725kg/h的高压蒸汽并未冷凝成饱和水，造成了浪费。

据实验及工业化应用情况，高通量换热器的换热系数在相同工况下能比普通光管换热器提高20%~50%。在目前装置负荷工况下（1.86×106kcal/h），EA-4502实施高通量换热器改造可节省高压蒸汽725kg/h。只需在壳程通入4214.2kg/h蒸汽（目前工况蒸汽实际流量4939.2kg/h）就能够满足生产的要求。其他换热器热交换的节能效果如表所示。实施改造后可节省蒸汽量合计为13.22t/h。设备年运行时间按8000h，则一年节省的蒸汽量为105760t。

结论

应用高通量管换热器可大幅降低传热面积，减少设备体积及重量，节省投资。高通量管换热器应用于现有设备的改造（换芯），可节省蒸汽用量，降低蒸汽品级，同时还可为装置下一部扩能提负增效预先做好准备。高通量换热管的使用还可显著提高设备热负荷、物料再沸比、塔设备的分离能力和产品纯度。该改造项目的实施具有显著的经济效果。本次改造投资960万元。蒸汽价格按120.00元/吨测算，年节省的费用为1269.12万元，投资回收期为10个月。