换热装置

换热装置（精选7篇）

换热装置 篇1

常减压装置是炼油厂原油加工的第1道工序, 装置能耗高, 能源消耗主要为常压炉、减压炉的燃料油消耗, 燃料油耗量相当于原油加工量的1%以上。常减压装置换热网络的能量回收水平是降低装置能耗、减少燃料油消耗的关键因素。

提升换热网络能量回收水平的改造, 都是利用夹点技术, 对换热网络进行调整, 提升原油进常压炉的温度, 以降低装置能耗。但利用夹点技术对换热网络进行改造, 所涉及物流较多, 改造起来难度较大。鉴于此, 某炼油厂对提升换热网络能量回收水平进行研究, 从系统的角度出发, 保持原油换热后温度不变, 通过提升常减压装置换热网络水平, 降低全厂能耗, 经济效益显著[1]。

1概况

1.1全厂和常减压装置

炼油厂共有5套装置, 分别为常减压、催化裂化、焦化、气分及MTBE和加氢精制装置, 各装置之间并未实现热联合;常减压装置采用原油换热→电脱盐→原油换热→闪蒸塔→闪蒸底油换热→常压炉→常压蒸馏→减压蒸馏工艺路线。常压塔设置1个塔顶抽出, 3个侧线抽出, 2个中段回流, 常顶油气和侧线换热后进罐区, 中段回流换热后回塔, 常压渣油进减压塔;减压塔设置1个塔顶抽出, 3个侧线抽出及回流, 其中, 减顶油并入减一线换热后进罐区, 减二和减三线进换热网络换热后, 部分回塔, 部分继续换热后进罐区, 减渣油换热后进入罐区。

1.2换热网络

该常减压装置分为电脱盐前换热网络、电脱盐后换热网络和闪蒸后换热网络, 其中电脱盐前、后换热网络流程如图1、图2所示。

工艺物流质量流率数据见表1。原油在以上2个换热网络中均按0.5∶0.5分成2股进行换热。

电脱盐前和电脱盐后换热网络工艺物流换热数据见表2和表3。

2优化措施

常减压换热网络常规优化方法为利用“夹点技术”对换热网络进行调优, 调整工艺物流换热顺序以提高换热终温。该方法节能效果明显, 一般可提高换热终温3~8℃, 但涉及到的换热顺序调整较多, 在实际工程改造中工作量较大。

由该换热网络特点可知, 原油与产品及侧线换热温差较大, 且换热器均存在一定的余量;因此, 本优化方案提出一种新的优化措施, 即省出一些热流股, 作为其他装置的热源, 或另作他用[2]。

2.1电脱盐前换热网络

优化方案为:原油经过E-101后按0.6∶0.4比例分成2股, 0.6流股进E-102、E-103、E-104, 0.4股进E-105、E-106、E-107, 换热后混合, 再进电脱盐工序;常一线先进E-103, 再进E-102, 进口温度205℃, 出E-103温度196℃, 出E-102温度114℃, 省出常三线 (2) 留作他用;减一线先进E-106, 再进E-105, 进口温度163℃, 出E-106温度131℃, 出E-105温度99℃;减二线进E-107, 进口温度138℃, 出口温度117℃, 省出减三线, 留作他用。工艺流程见图3, 工艺物流换热数据见表4。

新方案如下:原油经E-102、E-103、E-104后换热终温为130℃, 经E-105、E-106、E-107后换热终温为100℃, 2个流股混合后, 进入电脱盐装置的温度为122℃, 虽然比原温度133℃低, 但满足了电脱盐工艺要求。

2.2电脱盐后换热网络

优化方案为:原油经过电脱盐后按0.52∶0.48比例分成2股, 0.52流股进E-108、E-114、E-110、E-111, 0.48股进E-112、E-113、E-115、E-109, 换热后混合, 再进闪蒸塔;减二减一中线先进E-114, 再进E-108, 进E-114温度286℃, 出E-114温度156℃, 出E-108温度138℃;常二中线流程不变, 即先进E-110, 再进E-113, 但参数变化, 进口温度339℃, 出E-110温度252℃, 出E-113温度193℃;常三线 (1) 流程不变, 出口温度仍为238℃;常一中线流程不变, 出口温度变为190℃;减渣线 (3) 进E-115, 进口温度249℃, 出口温度221℃, 不进E-108, 留作他用。工艺流程见图4, 工艺物流换热数据见表5。

新方案如下:原油经E-108、E-114、E-110、E-111后换热终温为220℃, 经E-112、E-113、E-115、E-109后换热终温为220℃, 2个流股混合后, 温度为220℃, 和原工艺温度相同, 满足工艺要求。

3节能效果

通过换热优化, 共省出3股工艺物流, 分别为减渣线 (4) 、减三线和常三线 (2) , 省出的工艺物流热负荷可以作为气分及MTBE装置的再沸器热源, 进行装置之间的热联合改进。当前气分及MTBE装置精馏塔再沸器温度均较低, 最高不超过110℃, 用低压蒸汽作热源。用此3股工艺物流作再沸器热源, 换热后工艺物流温度最低可降至130℃, 共提供3783 k W的热量, 正好可替换掉气分及MTBE装置的低压蒸汽, 共节省低压蒸汽6.0 t/h, 年可节约蒸汽费用1000万元左右。

4结论

常减压装置是炼油厂的用能大户, 换热网络的能量回收水平是影响全厂能耗的关键。该设计通过对其特点的分析, 结合实际换热过程, 优化了换热流程, 使其在电脱盐后换热终温保持220℃不变的情况下, 节省了气分及MTBE装置的精馏塔再沸器低压蒸汽, 达到了很好的节能减排效果。

摘要：从整个系统的角度出发对常减压装置换热网络进行优化, 在保持换热终温不变的基础上, 省出常减压换热网络的工艺物流, 用作其他装置热源, 进行和其他装置的热联合改进。结果表明, 该方法节能效果十分明显, 改造后可节约其他装置蒸汽消耗6.0 t/h, 且涉及到的调整较小, 在工程上更易实现。因此, 采用系统分析方法, 可以很好地降低全厂的能耗。

关键词：常减压,换热网络,热联合

参考文献

[1]张俊峰.常减压换热网络的优化改进和优化控制[J].节能技术, 2010, 28 (6) :581-522.

[2]李宏波.常减压装置换热网络改造探析[J].石油化工设计, 2011, 28 (3) :35-37.

硝酸装置氨系统换热器改造 篇2

辽阳石化分公司硝酸厂11.6万吨/年稀硝酸装置中, 氨系统换热器是保证持续供应合格气氨原料的关键设备。自装置投产以来, 换热器在运行中频繁发生泄漏, 每次检修完, 换热器的使用时间都达不到一个周期, 严重制约着装置的平稳长周期运行。本文针对氨系统换热器运行中出现的问题, 对其工况及结构、材质进行了详细的分析, 并结合实际情况提出解决方案, 说明改造效果。对同类装置的平稳长周期运行提供有价值的参考。

2 设备功能介绍及运行情况

2.1 氨蒸发器的功能及运行情况

氨蒸发器A/B的作用是将罐区输送来的液氨持续蒸, 为装置提供参数合格的气氨, 保证装置的连续平稳生产, 其中约80%的液氨在A台蒸发器中, A台蒸发器所需热源由闭路循环水从吸收塔冷却器E113吸收提供。剩余的液氨在B台蒸发器中利用循环冷却水从高压反应水冷器E111带来的热源蒸发。

氨蒸发器B (E101B) 采用列管换热器, 壳层物料为液氨, 管层物料为循环水, 在运行过程中换热器管板处由于腐蚀经常出现泄漏, 造成液氨进入循环水系统, 影响循环水水质和设备的稳定运行。

2.2 氨辅助蒸发器的功能及运行情况

氨辅助蒸发器E102的作用是将氨蒸发器间歇排出的油、水等杂质进行收集, 并用低压蒸汽对含油、水的液氨进行加热, 温度控制在60℃-90℃, 以便将其中的液氨蒸发出来送入氨系统回收利用。

氨辅助蒸发器采用蛇管式换热器, 壳程为含油、水等杂质的液氨, 管程为低压蒸汽。在运行过程中, 换热盘管集箱及集箱后总管经常发生腐蚀泄漏现象, 造成设备的频繁检修, 影响装置的平稳运行。

2.3 蒸氨器的功能及运行情况

蒸氨器E116的作用是将罐区输送来的液氨蒸发为气氨, 送入氨还原反应器K102, 为尾气的还原反应提供所需的气氨, 来保证尾气的还原质量。

蒸氨器同样采用蛇管式换热器, 壳程为少量液氨, 管程为低压蒸汽。在运行过程中, 与E102类似的出现换热盘管集箱及集箱后总管经常发生腐蚀泄漏现象, 造成设备的频繁检修, 影响装置的平稳运行。

2.4 排油罐的功能及运行情况

排油罐R109的作用是将氨辅助蒸发器E102排出的含少量液氨的油水混合物进行收集, 利用环境温度对其中的液氨进行蒸发, 送入排空系统, 以避免对进行排油操作的员工造成伤害。

在环境温度较低时, 由于罐内没有热源, 油水混合物中的液氨不能完全排出, 油水中氨味较大且油水混合物处于粘稠状态, 对排油操作造成极大困难, 现场采用外接耐热橡胶管接引低压蒸汽缠绕在罐体上的方法对罐进行加热, 加热后的蒸汽直接外排, 加热一段时间后进行排油操作。

3 原因分析及设备改造

3.1 氨蒸发器B的腐蚀分析及改造

原因分析:氨蒸发器E101B管板及管束为10#钢, 长期处于含油水杂质的液氨和循环水中, 由于循环水采用敞开式循环, 虽然有相应的水处理措施, 但是水中杂质仍然较多, 在管板及管束中极易堆积结垢, 造成设备的垢下腐蚀较为严重;当装置中的成品酸冷却器发生泄漏时, 酸进入循环水系统, 导致PH下降, 此时对蒸发器的腐蚀更为剧烈。在以上综合工况下, 蒸发器管板和管束极易被腐蚀而发生泄漏。

设备改造:304不锈钢是一种在空气中或化学腐蚀介质中能够抵抗腐蚀的一种高合金钢, 将氨蒸发器B管板及换热管线由10#钢改为含碳量较低的304不锈钢, 提高其耐腐蚀能力, 可杜绝腐蚀和泄漏的发生。改造前和改造后设备的运行效果如图1和图2所示。

3.2 氨辅助蒸发器及蒸氨器的腐蚀分析及改造

原因分析:氨辅助蒸发器E102、蒸氨器E116内部盘管材质为20#钢, 盘管内流经的低压蒸汽, 当低压蒸汽到达盘管根部及集水箱时, 由于冷却形成水汽混合物, 在高温高压下对管束的冲刷腐蚀非常严重。盘管的外表面长期处于含油水杂质的液氨中, 一般情况下, 无水液氨只对钢产生很轻微的均匀腐蚀。但氨辅助蒸发器为间歇操作, 在操作过程中空气中的氧和二氧化碳不可避免的要进入设备, 促进氨对钢的腐蚀, 其反应如下:

2NH3+CO2→NH4CO2NH2 (氨基甲酸氨)

NH4CO2NH2→NH+4+CO2NH-2

O2+2NH+4+2Fe→2Fe+2+2OH-+2NH3[1]

反应中的氨基甲酸氨对碳钢有强烈的腐蚀作用, 使钢材表面的钝化膜产生破裂, 并在此产生阳极型电化学腐蚀。液氨对强度越高的钢材产生应力腐蚀裂纹的倾向越大, 由于焊缝处强度相对高且残余应力较高, 所以应力腐蚀非常严重。盘管与集水箱采用焊接方式连接, 由于空间及盘管分布的限制, 盘管与集水箱的连接点不能对称分布, 在焊接根部形成极大地局部装配应力, 在运行过程中, 极易发生脆裂裂纹而泄漏。

设备改造:304不锈钢较20#钢含碳量低, 强度相对低, 且304是一种在空气中或化学腐蚀介质中能够抵抗腐蚀的一种高合金钢, 将氨辅助蒸发器E102、蒸氨器E116内部盘管材质由原来的20#钢改为含碳量较低的304不锈钢, 并在盘管与集水箱焊接处增焊加强筋板, 大大降低盘管集水箱焊口处的装配应力, 从根源上缓解腐蚀, 解决了由腐蚀和局部应力造成的盘管频繁泄漏问题, 不但保证了装置的平稳运行, 而且节约了设备的维修的成本。改造前和改造后设备的运行效果如图3和图4所示。

3.3 排油罐的运行分析及改造

原因分析:排油罐R109用耐热胶皮管接引低压蒸汽缠绕在罐外壁的加热方法, 对罐内的液氨油水进行蒸发, 浪费大量低压蒸汽增加了能耗, 同时水分蒸发比较彻底, 造成剩余大部分油和杂质粘稠度比较高, 既不便于排放操作, 又极易造成烫伤事故, 究其原因是由于没有适合的蒸发方法。

设备改造:考虑液氨油水的特性及排油操作的工作特点, 将排油罐R109由以前的空心罐改造为内加换热盘管, 管束内引装置循环水, 取替以前用耐热胶皮管接引低压蒸汽缠绕在罐外壁的加热方法, 对罐内油水中的氨进行蒸发, 蒸发热源由循环水取代低压蒸汽, 温度适中, 不但节约能源, 同时降低油水的粘稠度便于操作。改造后的设备如图5所示。

4 经济效益

通过对氨蒸发器E101B、氨辅助蒸发器E102、蒸氨器E116改造, 解决了设备频繁泄漏影响装置平稳运行的瓶颈问题, 大大减少了备件消耗和人工费。每台设备一年按4次检修, 单台单次检修额外增加费用约为:吊装费用按5000元/台班计, 备件损耗按2000元计, 工艺处理能源消耗及其它费用按1000元计, 全年可节约费用: (5000+2000+1000) ×4×2=6.4万元。

通过对排油罐R109改造, 节约低压蒸汽用量, 低压蒸汽按138元/吨计, 消耗量按0.1吨/小时, 一年按5000小时计, 全年可节约费用:0.1×5000×138=6.9万元。换热器改造后全年可创效:6.4+6.9=13.3万元, 且效保证了装置的稳定运行。

参考文献

[1]http://www.colossusgroup.com/dd/htm/C8_c.pdf[06jan2008]

换热装置 篇3

随着石油石化行业对化工装置生产过程中的节能要求越来越高,各种节能技术应运而生。20世纪70年代末,英国学者Linnhoff等提出的过程系统节能中的夹点技术令人瞩目,该技术已成功地应用于世界范围内,并取得了显著的节能效果。采用这种技术对于新装置设计而言,比传统方法节能30%～50%;近几年逐渐应用于老装置的节能改造中,其改造投资低,且能取得较好的节能效果[1,2]。

夹点技术一经提出,就首先发展成为一整套换热网络的优化设计方法。该技术是以热力学原理为基础,从宏观的角度分析过程系统中能量流沿温度的分布,从中发现系统用能的“瓶颈”所在,并给以解决“瓶颈”的一种方法[3]。夹点技术将整个系统作为一个有机的整体,综合考虑热流体间的合理匹配,使能量利用更趋合理,从而降低了成本,在世界范围内得到了广泛的应用[4]。

采用夹点技术对装置或企业进行诊断、分析、改造,能准确地诊断出能源使用的薄弱环节和部位,能明确地指出能源使用不合理的原因,揭示出可实现的节能潜力与改造效果。遵循夹点节能技术的用能准则和具体改进方法,可提出可行并有效的改造方案,并对改造方案的节能效益做出准确的预测[2]。

本文拟采用夹点分析方法对某厂甲苯氧化装置换热网络进行分析,在得到合格产品苯甲酸的条件下,基于现行换热网络结构,对换热网络进行优化。

1 基础物流数据的提取

某化纤厂甲苯氧化装置的主要任务是生产并提纯苯甲酸,分为以下部分:反应和空气压缩、反应气处理—芳烃吸附—苯蒸馏、苯甲酸蒸馏、重副产物蒸馏、催化剂制备及回收、导热油加热炉及苯甲醛的分离。苯甲醛分离装置(图1中虚框部分)是将氧化过程中副产的苯甲醛分离出来,作为产品出售,以增加企业效益,并可提高甲苯氧化单元的甲苯氧化能力(减少了苯甲醛的重复氧化量)。甲苯氧化装置的基本流程见图1。

经过对甲苯氧化装置操作参数和过程工艺流程的分析,提取到10股热流、13股冷流,如表1所示。

2 现行换热网络的分析

综合考虑热回收能量、换热面积、换热网络改造费用和工况稳定操作等因素,本单元的分析和优化中取最小传热温差为10℃[5]。将上述数据输入Aspen energy analyzer软件,计算得到如下结果:夹点平均温度为270℃,即夹点处热物流温度为275℃,冷物流温度为265℃。最小冷却公用工程24 310 kW,最小加热公用工程5 555 kW;而现行冷却公用工程总计27 860.6 kW,换热网络加热公用工程总计9 108.7 kW,由此可算得该装置的节能潜力为3 553.7 kW,约占现行加热公用工程量的39%,占现行冷却公用工程量的13%。

图2为现行换热网络图,该图具体反映了现行换热网络中换热器的分布。

根据夹点技术三原则(夹点之上不能有冷却公用工程,夹点之下不能有加热公用工程,不能有跨越夹点的传热)分析实际工况。冷物流C9、C10、C11、C12和C13在夹点之下分别使用了加热器E17、E18、E19、E-20和E21。不合理换热量总计为3 553.7 kW,不合理加热器的负荷见表2。

3 优化方案

对现有换热网络的优化改造不同于新设计,应充分考虑现行换热网络已有的结构,尽可能少作变动,充分利用原有换热器,减少改造投资费用。另外,还应考虑距离限制、操作安全等因素。根据实例分析,在现行换热网络的改造中,主要考虑消除不合理换热量较大的换热设备。改造方案如下:

1)C11位于夹点之下的加热器E19加热量1 050 kW。为了节省夹点之下的加热公用工程,在C11和H9之间新增一换热器E-A,换热量1 050 kW,H9物流潜热很大,经换热后物流温度253℃;同时C11达到工艺要求温度。

2)C10位于夹点之下的加热器E18加热量1 100 kW。为了节省夹点之下的加热公用工程,在H9流股换热器E-A后与C11间新增换热器E-B,H9出口温度为176℃,换热量1 100 kW,H9继续流入原换热器E13,E13较原来减少2 150 k W冷却公用工程;C10达到工艺要求温度。

3)C9位于夹点之下的加热器E17加热量702 kW。为了节省夹点之下的加热公用工程,在C9和H8之间新增一换热器E-C,换热量517.8 k W,C9从157℃被加热至167℃,继续流入原换热器E17,E17较原来减少517.8 k W加热公用工程,相应地节省冷却公用工程517.8 k W。

4)C13位于夹点之下的加热器E20加热量234.2 kW。为了节省夹点之下的加热公用工程,在C13和H7之间增加一新换热器E-D,换热量222.6kW,C13继续流入原换热器E-0103,E-0103较原来减少加热公用工程222.6 kW。

5)C12位于夹点之下的加热器E21加热量467.5 kW。如果为了节省这部分的加热公用工程,将H7和C12换热,就必须将E10拆除,而现行工况是H7和C5通过E10完全换热,从而又必须为C5寻找合适的换热流股;如果优化流股C12的换热则对网络结构的改动较大,故不考虑加热器E21的改造。

根据上述方案优化的换热网络见图3。

换热网络优化后减少加热公用工程高压蒸汽2 667.8 kW、中压蒸汽222.6 k W,由于改造前高温流股是用副产低压蒸汽回收热量的,所以改造后相应地减少了2 890.4 kW副产的低压蒸汽。也就是说,同现行公用工程的情况相比,改造后节省了高压和中压蒸汽,相应也减少了同样数量的副产低压蒸汽。高中低压蒸汽价格分别为0.63元/kWh、0.56元/kWh,0.48元/kWh,年装置运行时间按8 000 h,每年可以节省334.4万元。

改造后需要新增4台换热器。在计算投资费用时,取钢材价格为3.6万元/t,按200 kg/m2计算,即0.72万元/m2。经计算换热器设备总投资费用为145.7万元。由于每年节约能量费用334.4万元,简单计算投资回收期为0.44年,即5个月。

4 结论

1)从某化纤厂甲苯氧化装置现行换热网络入手,运用夹点技术分析发现该装置节能潜力为3 553.7 kW,占现行加热公用工程量的39%。

2)在夹点分析的基础上,根据夹点原则并充分考虑换热网络的现行结构,对该装置进行了节能改造。改造后的换热网络可以节省加热公用工程2 890.4 k W,年节省费用334.3万元,投资回收期仅5个月。

参考文献

[1]王利文,陈保东,王利权.夹点理论及其在换热网络中的应用[J].辽宁石油化工大学学报,2005(6):54-58.

[2]冯霄.化工节能原理与技术[M].3版.北京:化学工业出版社,2009.

[3]Ahmad S,Linnhoff B,Smith R.Cost optimum heat-exchanger networks(2):Targets and Design forDetailed Capital-Cost Models[J].Computers&Chemical Engineering,1990,14(7):751-767.

[4]Linnhoff B.Use pinch analysis to knock downcapital costs and emissions[J].Chemical Engi-neering Progress,1994,90(8):32-57.

换热装置 篇4

关键词：预加氢进料换热器,连多硫酸,应力腐蚀

近年来, 随着加工高硫高氮原油的比例渐渐增大, 石脑油中的硫、氮、氯等杂质含量越来越高, 重整预处理部分的腐蚀与防腐问题也变得日趋严峻。

预加氢是重整装置重要的工序, 主要是对原料石脑油进行脱除杂质和切除组分处理。预加氢进料换热器是预加氢易发生腐蚀部位之一, 设计压力2.3MPa左右, 设计温度200~300℃。工作介质中含有大量的腐蚀性离子, 极易发生腐蚀。

大港石化公司在2012年停工检修过程中, 发现预加氢进料换热器管束有明显穿孔腐蚀现象。由于该换热器属于高压设备, 有必要对该部位的腐蚀机理做进一步分析, 采取相应防腐措施, 防止出现类似情况造成运行危险。

1. 装置概况

预加氢工序的作用是脱除对重整催化剂活性有害的物质, 包括砷、铅、铜、硫、氮、氧、双键烯烃等。金属杂质通过吸附作用沉积在催化剂表面, 而无机杂质则转化为易于脱除的无机物, 如H2S、NH3、H2O等, 使重整原料油中S<0.5μg/g (w) 、N<0.5μg/g (w) 、As<1μg/g (w) 、Cu及Pb均<10μg/g (w) , 并通过加氢反应使双键烯烃饱和为烷烃。

预加氢进料换热器的基本参数见表1。

2. 宏观观察

采用着色检测换热器管束腐蚀情况, 其结果见图1。

管束表面分布大量点状、细小裂纹状腐蚀穿孔, 直径在0.5mm左右, 均匀分布在整个管束各处, 其中尤以弯管段更为严重。截取腐蚀最为严重的弯管段进行失效分析, 以找到腐蚀机理、制定防护措施。

将弯管段管束对剖, 观察其内表面形貌, 除了有红褐色和黑色产物附着外, 局部可见腐蚀坑, 在剖面的厚度方向上, 明显可见深浅不一的腐蚀坑, 最深腐蚀深度为管束厚度的1/4。

3. 失效分析

(1) 金相检验。取弯管段管束横截面进行金相检验, 可见其组织为奥氏体孪晶组织, 未见异常。

(2) 电镜观察。从管束内壁的微观形貌可以看到管束内壁布满了腐蚀产物, 且产物有明显分层现象, 局部可见明显的腐蚀坑, 靠近表面的产物表面较紧实 (见图2、3、4) 。

(3) 能谱分析。表2为局部能谱分析结果。具体分析位置如图2~4所标注区域。从能谱分析结果可以看出, 越靠近内表面的地方, 其氧含量越低, 硫含量越高, 且硫含量差距较大, 说明在底层的产物主要以铁的硫化物为主。由于腐蚀坑较深, 会造成坑底的元素不能准确的识别和检测。图5为开裂管束的内表面能谱分析, 可见与弯管段的表面成分基本一致。

4. 腐蚀原因分析及建议

从运行金相组织检验可以看出, 样品的组织为正常的奥氏体组织, 说明材料本身无质量问题。从电镜和能谱观察的结果可以看出, 腐蚀坑部分的主要腐蚀产物为铁的硫化物, 而一般硫化物的腐蚀形态应该以均匀腐蚀为主。但是管束内壁出现的腐蚀针孔却为典型的局部腐蚀特征, 这种局部点腐蚀现象均与氯离子的存在相关。研究发现, 该部位存在NH4Cl引起的垢下腐蚀造成的冲刷腐蚀和局部腐蚀。在腐蚀分析中并未发现铵盐类物质存在, 可能是由于腐蚀坑检测深度的温度未能检测出, 但并不能排除氯离子的存在。因此管束发生的开裂现象, 应该为连多硫酸的应力腐蚀开裂现象。

管束的运行介质中主要含有H2和H2S, 奥氏体材料在高温H2和H2S介质条件下生成硫化铁, 当反应器停工或检修时与水和湿空气的氧接触反应生成连多硫酸, 即

在这种酸性环境下, 奥氏体不锈钢处于敏化温度区间内或类似于敏化温度的焊接处理时, 就会导致材料迅速的晶间腐蚀或开裂, 即连多硫酸应力腐蚀开裂。在有氯离子存在的情况下, 金属表面钝化膜比较薄弱的地方腐蚀优先发生, 加之试样内部存在的活性通道, 在应力的协同作用下, 由氯引发的腐蚀孔扩展为裂纹。

综上所述, 管束本身并无质量问题, 但在长期运行下, 由于介质内硫和氯的影响, 出现了腐蚀针孔, 在停工期间硫化铁与氧接触形成连多硫酸, 发生连多硫酸应力腐蚀开裂。

针对失效的原因, 在日常运行中应该加强氯离子的监测;其次, 在停工过程中, 根据NACERP0170的推荐规程, 停机和暴露于空气后立即用碱或纯碱溶液冲洗设备以中和硫化物, 或在停机期间用干氮气吹扫防止其暴露于空气中。

5. 结论

(1) 通过对预加氢进料换热器的失效分析, 确定了腐蚀的主要原因为连多硫酸的应力腐蚀开裂。

(2) 装置日常运行中应该加强氯离子监测, 停工时增加吹扫等措施, 防止腐蚀发生。

参考文献

[1]赵延灵.化工设备腐蚀与防护技术讲义, 中国石油大学机电工程学院.

乙烯装置线性急冷换热器结构改进 篇5

乙烯装置线性急冷换热器设备是乙烯裂解工业生产过程中所应用的设备之一, 它的工艺性较强, 而且, 将该装置实际应用于生产过程中, 各项生产环节对于此设备的要求较高, 要在短时间内将高温裂解气迅速冷却下来, 直至达到终止其发生二次反应的温度及以下, 从而避免造成烯烃物质损失。此外, 实际生产的有序执行还有赖于乙烯装置线性急冷换热器设备本身性能的发挥, 并尽可能保证低能耗生产。

一、浅析乙烯装置线性急冷换热器结构

从我国某地方乙烯厂的实际生产过程来看, 生产环节中所采用乙烯装置线性急冷换热器较为传统, 通过研究可以发现, 该设备在实际使用的过程中出现了某些内管结焦的现象, 给生产带来阻碍[1]。

二、乙烯装置线性急冷换热器结构的改进策略分析

线性急冷换热器是乙烯裂解装置中的关键设备, 通过对出口集气箱进行结构改进, 增加机械清焦接口, 解决了线性急冷换热器机械清焦的难题, 提高了清焦质量和效率, 进而保证了裂解炉高效运行, 并且, 取得了良好的经济效益[2]。

1. 改进乙烯装置线性急冷换热器的主要思路

在过去很长的一段时间里, 由于该装置的结构设计存在一定的局限性, 进而导致了线性急冷换热器机械清焦等问题的产生。基于此, 针对乙烯装置线性急冷换热器的结构进行改进, 结果表明, 这一改进策略较为可行, 获得了良好的反馈。

2. 改进乙烯装置线性急冷换热器结构的主要措施

通过改进乙烯装置线性急冷换热器设备的裂解气出口以及清焦结构等内容, 则能够改善该设备的实际应用效果。从具体来看, 乙烯装置线性急冷换热器结构的改进环节及措施都较为简单, 实际上, 就是针对一些部分的装置进行改良设计, 赋予设备以新的性能, 以便在生产过程中能够提高产业实效。其中, 针对乙烯装置线性急冷换热器内管部位的改造措施为:在每台线性急冷转换器的内管所对应的出口集气箱上进行开口改造, 一般设备中都有10根内管, 与此同时, 增加相应数量的两英寸300lb的接管, 并将接管的末端进行封死[3]。这样一来, 即便发生急冷换热器内管结焦现象获进出口集气箱压力差较为明显时, 都可以将实现良好的机械清焦效果, 究其原因在于, 改进后的新增封压装置可随时被拆除, 进而令管线中的污水排放畅通, 所以就可以令水力机械清焦环节顺利的执行下去。

三、乙烯装置线性急冷换热器结构改造效果呈现

在技术改造方案的总体思路影响下, 对传统的乙烯装置线性急冷换热器结构进行调整, 增设了机械清焦接口装置, 改变了以往清焦周期长、成本高等设备运行弊端, 而提升了装置的整体性能。

相比传统模式而言, 改造后的乙烯装置线性急冷换热器结构有了明显的变化, 尤其是在装置剖面图的顶部, 增加了一个可以灵活拆卸的开口装置, 能够起到排污水的作用。按照乙烯装置线性急冷换热器结构改进的总体设计思路, 对该设备的出口集气箱进行结构等内容进行了技术升级, 并且, 已经达到了预期的效果。通过改造乙烯装置线性急冷换热器结构, 能够提升装置的性能, 解决了设备改造前在生产过程中所出现的问题, 使得线性急冷换热器的机械清焦处理过程能够顺利实现, 在一定程度上, 提升了乙烯装置线性急冷换热器设备清焦的总体质量[4]。此外, 还提升了乙烯装置线性急冷换热器环境中的各类物质化学反应的速率, 以及裂解环节的实效。

结束语

通过对乙烯装置线性急冷换热器结构及其改进策略的深入探究, 可以清楚的了解到, 对该装置进行适当的结构调整对于实际生产效益的提升起到了至关重要的作用, 具体表现在水力机械清焦环节的实现等方面。经系统化研究以及长期以来的实践经验来看, 产业环节中设备性能的提升及其维护靠的就是不断地摸索, 并将成果应用到实践过程当中进行验证, 往往就会呈现出一种更为高效、节能的技术方案, 为实际工作的推进带来极大地帮助。

摘要：乙烯装置线性急冷换热器装置对于石油化工单位生产环节的顺利运作十分关键。本文主要对乙烯装置线性急冷换热器结构及其改进策略进行了阐述, 分析通过调整并增加了机械清焦接口等内容以后, 乙烯装置线性急冷换热器结构变化给实际生产所带来的影响, 以期可以为实践带来有益的借鉴。

关键词：乙烯装置,线性急冷换热器,结构改进

参考文献

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[3]钱伯章.我国立足自主的石化国产化设备取得显著进展 (上) [J].化工装备技术, 2011, 01 (01) :48-50.

换热装置 篇6

原油价格、燃料气价格及其他公用工程价格波动极大影响了炼厂经济效益,因此降低能耗是催化重整工艺一个重要的研究领域。UOP CYCLMAX工艺通过以下方面降低装置能耗:(1)反应器出口高温油气预热进料石脑油、精馏塔塔底热流与进料换热以回收过程热量,降低燃料气消耗。(2)混合进料换热器采用纯逆流焊板式换热器,利于深度换热,提高传热效率。(3)循环氢压缩机采用9.5 MPa蒸汽背压至3.5 MPa蒸汽式透平驱动,增压机采用3.5 MPa蒸汽的凝气式透平驱动,实现蒸汽逐级利用。炼油厂通过提高加热炉效率,降低排烟温度等措施降低重整装置能耗[3]。以上方法并没有从换热网络对催化重整工艺用能情况进行分析,没有最大化回收系统热量。换热网络是由若干个换热器构成的子系统,通过工艺物流之间换热来降低能耗。换热网络的合成可用于系统热量集成,以降低公用工程消耗、减少换热单元数以及降低总操作费用。

夹点技术[4]作为一种成熟的过程系统用能分析方法,已在多套装置取得明显效果。但是运用夹点技术降低重整能耗的研究却很少。马晓明等[5]运用夹点技术对连续重整生产过程用能分析,根据冷热组合曲线确定夹点位置,参考夹点设计原则对换热网络提出改造方案,冷热公用工程分别节约18.2%和10.5%,但组合曲线法确定夹点位置过程繁杂且易于出错。纪明山等[6]通过Aspen energy analyzer软件对重整装置预加氢工段进行能量分析并优化换热网络,优化后公用工程节能23.5%,该分析并没有考虑重整工段,只是做了换热网络的局部优化。

本文通过对催化重整装置现有的换热网络夹点分析,利用问题表格法求解并绘制总组成曲线,找到系统过程夹点,识别换热网络中违背夹点原理的设计并根据夹点技术原理予以改进,部分冷热物流重新匹配,最大化热量回收,以减少公用工程消耗,降低重整装置能耗。

1 催化重整工艺流程

图1为催化重整简化工艺流程,预加氢精制油与加氢精制重石脑油混合进入重整反应器反应,反应产物经再接触回收轻烃送至脱除C5及以下轻烃组分,塔底重整生成油经塔底进料换热器换热直接送至芳烃联合装置。

2 夹点技术原理和方法

考虑到催化重整装置部分物流存在着禁止匹配以及换热网络改造的可行性,并未提取所有冷热物流数据,仅提取可用于热量回收的物流物性数据。例如重整反应器出口热物流并不适合分流与其他物流换热,工业上通常采用高效的板式换热器使进料换热终温达到443℃,降低重整装置能耗。此外,不必要的分流或复杂的换热流程将导致重整反应系统压降升高,这对于超低压重整是不利的。根据重整工艺流程和现场实际数据提取了6个热物流数据和6个冷物流数据。

存在相变过程的物流,由于相变潜热和显热存在明显差异,须对物流分段处理。相变过程热量变化由下式计算:

显热变化过程热量变化由下式计算:

3 CCR换热网络夹点分析与改造

3.1 CCR换热网络夹点分析

由问题表法计算得到于温度为236℃处热通量为0 MW(见图2 GCC曲线),该处热量传递受热力学第一定律限制,传热温差必须大于等于最小传热温差,保证传热推动力,该处即为夹点。夹点之上需要由热公用工程提供热量,该处温度高达236℃,为保证足够的传热推动力,应当以中压蒸汽或加热炉作为加热热源,炼厂中通常采用加热炉做热源。夹点之下位于150℃左右的物流则可由空冷冷却再用水冷冷却至目标温度。

图3为实际的换热网络网格图,冷物流C3位于夹点之下却使用了热公用工程(即H3加热器),这不仅增加了热公用工程,同时使得这部分热量浪费,夹点之下的热物流不得不采用额外的冷公用工程冷却,这样的设计导致了能量利用的严惩。C3物流完全汽化,该过程为潜热变化,实际计算得到汽化所需的热量为1.8 MW,同时夹点之下的热物流需要额外1.8 MW的冷公用工程,共增加了3.6 MW公用工程消耗。

由图3可见,热物流H2经E204取热后由228℃冷却至97℃作为热供料直接送到芳烃联合装置。热物流H2进入重整油塔前须经塔底进料热交换器E401加热至129℃,物流H2先经E204冷却而后又加热,由热量衡算很容易得到物流H2由97℃升温到129℃需要额外提供4.4 MW热量。这样的设计使得热公用工程消耗23.6 MW,而理论上最小热公用工程消耗只有17.3 MW;冷公用工程消耗13.2 MW,最小冷公用工程消耗只有7.1 MW,H3热加热器不正确配置以及E401过量的取热使得热冷公用工程分别超目标值136.0%和186.4%。其结果如表2所示。

3.2 换热网络优化改造

位于夹点之下的加热器H3需要被移除,冷物流C5则需由热物流换热至完全气化。受最小传热温差的限制,只有热物流H1和H2温度品味满足最小推动力的要求,热物流H1需要保证汽提塔进料温度,不适合分流以加热C5物流。因此需用热物流H2分流加热冷物流C5(如图4所示E2热交换器),H2物流由E2取走1.8 MW热量,冷物流C3换热终温将降低,脱戊烷塔底热负荷则会直线上升。不难发现热物流H3(即汽提塔塔顶气相物流)的热量尚未被完全利用,且具有足够的温差推动力,预先用H3预热冷物流C3(如图4所示E1换热器),保证C3换热终温的同时提高H2终温,可以取消E401,避免能量的浪费。

催化重整装置常常受氯腐蚀影响而不得不停工检修换热器,换热网络的设计改造必须要考虑因腐蚀问题的禁止匹配。易于出现腐蚀的物流避免与其他工艺物流匹配,以免泄露造成事故。炼厂实际的运行经验表明,重整装置腐蚀主要发生在脱戊烷塔和脱丁烷塔顶冷却器。这些低温部位铵盐积聚导致换热器腐蚀穿孔,汽提塔顶虽然也是低温操作,但却鲜有出现换热器腐蚀泄露的情况。因此利用汽提塔顶热源预热脱戊烷进料的匹配是可行的。

如图4所示,E204-E1-C2构成了一个热负荷路径(黄色标记线条),显然E1的取热量显得至关重要,取热量过大,E1温差推动力小,所需的换热面积大;取热量过小,E204热负荷大,热物流H2换热终温将大大降低,需要额外的加热器加热物流H2至泡点温度。当E1取热量为5.0 MW时,冷端传热温差为12.5℃,大于最小传热温差,在保证最小传热温差的同时且热物流H2终温提高至126.2℃。热公用工程减少了26.5%,冷公用工程减少了37.6%。优化E204取热,生成油直供芳烃温度提高至126.2℃,减少不必要的热量消耗和换热单元,所需换热面积减少10.4%。

4 结论

重整装置现有换热网络中脱丁烷塔底再沸器在夹点之下使用了热公用工程,导致了能量利用严惩,冷热公用工程均超过了目标值10%。由于E204不合理的取热导致生成油至芳烃联合装置热量需重新加热,浪费了4.4 MW的热量。

取消脱丁烷塔底蒸汽加热器,由脱戊烷底油供热,重整生成油进料预先由汽提塔顶气相预热,减少E204取热,保证脱戊烷塔进料温度的同时提高生成油至芳烃联合装置供料温度,可移除E401。热公用工程节约26.5%,冷公用工程节约37.6%,同时换热面积减少10.4%。

参考文献

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空调换热器铜铝自动分离装置设计 篇7

关键词：空调,换热器,铜铝分离,分离装置

0 引言

废弃家电被称为“城市矿山”, 其中含有大量的可回收的有色金属、黑色金属、塑料、玻璃以及一些仍可重用的零部件等, 通过回收和再制造, 可以做到物尽其用, 使废旧资源得到充分利用, 实现循环经济[1,2]。

2015年5月21日, 《2014中国废弃电器电子产品回收处理及综合利用行业白皮书》在上海发布[3]。《白皮书》给出了目前我国电器电子产品的居民保有量 (见表1) 和理论报废量 (见表2) 。从表1可以看出, 2013年我国家用空调的保有量已达32 146万台;表2显示, 2014年我国家用空调的理论报废量为2027万台。这些数字意味着, 我国已经报废和即将报废的家用空调数量巨大。

空调的制冷 (热) 循环系统一般由压缩机、冷凝器、节流阀、蒸发器等部件组成, 其中蒸发器和冷凝器统称为换热器, 分布在室内机和室外机中。图1所示为家用空调器室外机中的换热器, 主要由铜管和铝翅片组合而成。在换热器的成形过程中, 通常将铜管弯成U形, U形管口再与半圆管焊接, 铜管穿过薄铝片制成的肋片 (称作铝翅片) , 采用胀管技术将铜管膨胀, 使铜管与铝翅片紧密接触, 且相互垂直固定[4,5,6]。

万台

万台

废弃空调的换热器中含有大量的铜和铝, 回收意义重大。根据空调制冷协会调研统计, 空调制冷用铜管的消费量每年达10万t以上, 占铜管总消费量的30%以上, 报废率常年居高, 且在未来几年中仍将持续增长。但由于制造过程中的胀管工艺使得铜管和铝翅片之间的结合十分紧密, 铜和铝的分开回收受到影响, 因此有效地破拆空调换热器中的铜管和铝箔是家电回收行业亟待解决的重要技术难题之一[7]。

欧、美、日等发达国家对空调器中的换热器不单独进行回收, 直接将空调器整体破碎后再进行多级分选。这种方法的优点是节省劳动力成本, 自动化程度高, 缺点是设备费用高, 破碎机功耗大、噪声大、磨损快, 而且分离出的材料纯度不高, 粉碎过程中产生的烟尘也容易造成空气污染。我国对于换热器的回收基本采用人工方式, 使用手锤、扁铲、钢锯、剪刀、手持切割机等简单的工具进行手工拆解。金属材料的分离纯度虽然可以达到100%, 但是劳动强度大, 工作环境恶劣, 效率低下, 操作不慎, 还容易出现事故, 不能满足产业化批量回收的需要[8,9]。

为了避免上述现有技术所存在的不足之处, 本文设计了一种空调换热器铜铝自动分离装置, 以期在大批量回收空调换热器时对其中的铜材和铝材进行高效率、高纯度地分离。

1 设计方案

所设计的空调换热器铜铝自动分离装置结构如图2所示, 主要包括机架、进料台、电动机和分离装置等。在机架1的上部设置进料台2, 在进料台的后方设置分离装置;机架的下部设有电动机3, 电动机输出轴的一端通过三角带和第一传动带轮4相连, 电动机输出轴的另一端通过三角带和第二传动带轮5相连;第二传动带轮5和减速机6相连, 减速机6又和分离装置相连, 在分离装置上设有调整手轮7。

分离装置的结构特点是:在进料轮组8的后方依次设有上切割轮组9和上挤压轮组10;在进料轮组的下方设有光辊11, 光辊的后方依次排列有下切割轮组12和下挤压轮组13;进料轮组8的一端和上挤压轮组10的一端伸出机架外侧, 经传动链17连在一起;下挤压轮组13的一端和减速机6相连;上切割轮组9和下切割轮组12的一端伸出机架外侧, 经第一齿轮组 (齿轮15和14) 连在一起;第一齿轮组外侧的下切割轮组12的端部和第一传动带轮4相连;上挤压轮组10和下挤压轮组13的另一端部经第二齿轮组16连在一起。

进料轮组8、上切割轮组9、下切割轮组12、上挤压轮组10和下挤压轮组13的轴上分别由3组轮构成。进料轮组8的每组轮是由至少2个均置排列的齿轮构成;上切割轮组9和下切割轮组12的每组轮是由至少2个均置排列的切割轮构成;上挤压轮组10和下挤压轮组13的每组轮是由至少2个均置排列的挤压轮构成;上切割轮组9和下切割轮组12的每个切割轮呈上、下交错状分布;上挤压轮组10和下挤压轮组13的每个挤压轮也呈上、下交错状分布;进料轮组8的每个齿轮和上切割轮组9的每个切割轮呈前、后交替状分布;上切割轮组9的每个切割轮和上挤压轮组10的每个挤压轮也呈前、后交替状分布;进料轮组8的每个齿轮和上挤压轮组10的每个挤压轮呈前、后对应排列。

在分离装置中, 第一齿轮组是由主动齿轮14和上方的传动齿轮15相啮合构成;主动齿轮14装在下切割轮组12的轴端部, 传动齿轮15装在上切割轮组9的轴端部;第一齿轮组与第二齿轮组的结构和形状相同。

在机架1上部的两内侧分别设有一个滑道, 进料轮组8、上切割轮组9和上挤压轮组10的轴的两端分别装在轴承上, 轴承装在轴承座内, 轴承座分别卡装在相对应的滑道内, 每个轴承座的上部都卡装有丝杆, 每根丝杆的上端伸出机架和调整手轮7固定在一起, 进料轮组8、上切割轮组9和上挤压轮组10分别沿滑道呈上、下滑移状。

进料台2置于进料轮组8和光辊11之间的前部, 进料台2上设有进料槽18, 进料槽18置于进料轮组8的每组轮的前下方。下切割轮组12的每组轮上均有可拆卸的保护套筒19, 当切割双层铜管的换热器时, 取下保护套筒19;当切割单层铜管的换热器时, 装上保护套筒19。

1.机架2.进料台3.电动机4.第一传动带轮5.第二传动带轮6.减速机7.调整手轮8.进料轮组9.上切割轮组10.上挤压轮组11.光辊12.下切割轮组13.下挤压轮组14.主动齿轮15.传动齿轮16.第二齿轮组17.传动链18.进料槽19.保护套筒

2 工作原理

结合图2, 以双层铜管的空调换热器为例, 来分析铜铝自动分离装置的工作原理。启动电动机3, 在第一传动带轮4和第一齿轮组的作用下, 下切割轮组12带动上切割轮组9开始运转;同时, 减速机6在第二传动带轮5的作用下也开始工作, 和减速机6连接的下挤压轮组13开始旋转;由于上挤压轮组10和下挤压轮组13的轴端部经第二齿轮组16连在一起, 上挤压轮组10在下挤压轮组13的带动下随之转动;上挤压轮组10的一端和支架1前部的进料轮组8经传动链17相连, 进料轮组8也开始运转;将双层铜管换热器从进料台2的进料槽18内卷入。进料槽18可以多设几个, 可同时将多块双层铜管的换热器送入进料槽18内进行切割分离。

由于换热器来自于不同类型的空调, 所以当要处理厚薄不等的双层铜管换热器时, 可根据换热器的厚度, 用调整手轮7调节上层的进料轮组8、上切割轮组9分别和下层的光辊11、下切割轮组12之间的间距;同时也要调整上挤压轮组10和下挤压轮组13之间的交错深度。

双层铜管换热器经进料轮组8和光辊11之间时, 换热器上层中的每根铜管正好对应在进料轮组8中的每两个相邻的齿轮之间;由于双层铜管换热器的结构为上、下呈“品”字形分布的结构, 进料轮组8的每个齿轮和上切割轮组9的每个切割轮呈交替状排列, 所以当双层铜管换热器进入到上切割轮组9和下切割轮组12之间时, 上切割轮组9的每个切割轮正好切割开双层铜管换热器上层的每根铜管上方的铝箔;同样下切割轮组12的每个切割轮正好切割开双层铜管换热器下层的每根铜管下方的铝箔。

由于上挤压轮组10的挤压轮和下挤压轮组13的挤压轮是交错分布的, 故当切割后的双层铜管换热器进入到上挤压轮组10和下挤压轮组13的空隙时, 铝箔被挤压成扁平状, 铜管则完整地散落出来。当要分离单层铜管换热器时, 将下切割轮组12外部套装上保护套筒19, 上切割轮组9的每个切割轮正好切割开单层铜管换热器上层的每根铜管上方的铝箔;由于每根铜管上方的铝箔已被切割开, 然后在上挤压轮组10和下挤压轮组13的作用下, 即可将铜管完整地挤压出来。

本装置中的电动机可用变频器对其进行无级调速, 从而控制分离速度;工作过程的上、下料操作均可通过皮带运输机采用机械手自动完成;整个装置调整完毕后, 即可处于无人化工作状态。

3 结语

针对家用空调器的高效回收, 设计了一种换热器铜铝自动分离装置, 主要特点如下:1) 自动分离空调换热器中的铜管和铝翅片;2) 实现铜、铝材料的彻底分离, 铜管中不含铝屑, 铝片中不含铜粉;3) 适应不同厚度的单层或双层铜管的换热器;4) 通过变频器控制电动机无级变速, 经过减速机构自动调整分离速度;5) 增加自动上、下料机构, 可实现无人化操作。

该装置成本低廉、操作简单、维修方便、效率高、体积小, 分离过程无污染, 经济效益和环境效益较高, 适合于废旧空调换热器的批量化、产业化回收。

参考文献

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