茹 婧，胡 沛

(杭州制氧機(jī)集團(tuán)股份有限公司，浙江 杭州 310014)

1 背 景

CIV即容器內(nèi)板翅式換熱器(Core In Vessel)，是將板翅式換熱器置于容器內(nèi)，浸入冷劑中進(jìn)行換熱的新型換熱設(shè)備，通常應(yīng)用于乙烯裝置中的脫甲烷塔、乙烯精餾塔等位置。因其具有結(jié)構(gòu)緊湊，單位體積換熱面積大、占地面積小、重量輕、投資低、運(yùn)行穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，可用于替換釜式管殼式換熱器[1]。但板翅式換熱器對物流的清潔度要求較高，需預(yù)防堵塞換熱通道。

Aspen EDR即Aspen Exchanger Design Rating軟件，集管殼式換熱器、板式換熱器、板翅式換熱器、空冷器等多種不同類型換熱器的設(shè)計(jì)、校核功能，是當(dāng)前被廣泛應(yīng)用的換熱器設(shè)計(jì)軟件。

2 EDR軟件輸入條件

現(xiàn)在，我們利用EDR軟件計(jì)算、分析CIV內(nèi)冷劑液位的變化對換熱的影響。針對CIV的計(jì)算，EDR中的計(jì)算模式(Calculation mode)須選擇“Stream by stream simulation”，換熱器類型(Exchanger type)選擇“Plate-fin kettle”，熱虹吸物流數(shù)量(Number of thermosiphon streams)輸入1。冷流的物流類型(Stream type)選擇“Thermosiphon”，流向(Flow direction)選擇“Crossflow”。

某項(xiàng)目乙烯精餾塔冷凝器物流數(shù)據(jù)見表1。熱流為乙烯精餾塔頂出料氣相乙烯，冷流是丙烷冷劑。在EDR軟件中輸入物流數(shù)據(jù)和組分信息之后，在“Exchanger Geometry”模塊中輸入CIV的結(jié)構(gòu)數(shù)據(jù)，包括板翅式換熱器的外形尺寸、封條厚度、隔板厚度、側(cè)板厚度、使用翅片類型，冷、熱流層數(shù)及排列，殼體內(nèi)徑、換熱器在殼體內(nèi)的安裝位置、冷劑氣相出口管口數(shù)量等。其中，換熱器尺寸為800 mm×1685mm×6250 mm(寬×高×長)，殼體內(nèi)徑為2400 mm，換熱器置于容器內(nèi)中心位置。設(shè)備簡圖見圖1。

表1 某項(xiàng)目乙烯精餾塔冷凝器物流數(shù)據(jù)Table 1 Process data of ethylene splitter condenser

3 EDR軟件輸出結(jié)果與分析

在EDR中設(shè)置從1100～1600 mm共8個(gè)不同液位，運(yùn)行后可得到換熱器負(fù)荷、平均溫差、UA值、熱流出口溫度、冷劑入口壓力、冷劑流量、冷劑出口氣化率、冷劑氣化量、CIV出口氣液夾帶率、熱流摩擦阻力和靜液柱變化、冷劑摩擦阻力和靜液柱變化等參數(shù)隨液位變化的趨勢，見組圖2。

a.換熱器傳熱負(fù)荷與液位的關(guān)系曲線；b.換熱器平均溫差與液位的關(guān)系曲線；c.換熱器的UA值與液位的關(guān)系曲線；d.熱流出口溫度與液位的關(guān)系曲線；e.冷流在換熱器的入口壓力與液位的關(guān)系曲線；f.冷流在換熱器中的流量與液位的關(guān)系曲線；g.冷流在換熱器出口的氣化率與液位的關(guān)系曲線；h.冷流氣化量與液位的關(guān)系曲線；i.熱流的摩擦阻力與液位的關(guān)系曲線；j.熱流的靜液柱變化與液位的關(guān)系曲線；k.冷流的摩擦阻力與液位的關(guān)系曲線；l.冷流的靜液柱變化與液位的關(guān)系曲線；m.CIV氣相出口的氣液夾帶率與液位的關(guān)系曲線圖2 某項(xiàng)目乙烯精餾塔冷凝器液位對換熱器性能的影響Fig.2 The effect of liquid level on the ethylene splitter condenser performance

從負(fù)荷-液位曲線(a)可以看到，從低液位1100 mm開始，隨著液位的升高，換熱量增加，直至液位達(dá)到1250 mm以上，換熱量基本保持穩(wěn)定，不再提高。熱流出口溫度-液位曲線(d)、UA值-液位曲線(c)的變化趨勢與負(fù)荷-液位曲線(a)相符，可以得到同樣的結(jié)論。這說明在實(shí)際操作中，在熱流入口條件不變的情況下，當(dāng)液位在1250 mm以下時(shí)，換熱器的換熱面積不能被充分利用，因此可以通過調(diào)節(jié)殼體內(nèi)的冷劑液位來增減換熱量；而當(dāng)液位達(dá)到1250 mm以上，換熱器的換熱能力達(dá)到極限，無法通過液位調(diào)節(jié)改變換熱量。因此，如果設(shè)備是按100%負(fù)荷設(shè)計(jì)工況要求設(shè)計(jì)的，操作中應(yīng)將1250 mm左右設(shè)定為低液位，若低于這個(gè)液位，換熱負(fù)荷將無法達(dá)到設(shè)計(jì)要求。

從平均溫差-液位曲線(b)可以看到，在低負(fù)荷區(qū)域(液位1100～1250 mm)的平均溫差明顯高于高負(fù)荷區(qū)域(1250～1600 mm)，這是因?yàn)楫?dāng)換熱量少時(shí)，熱流出口溫度高，換熱器冷端的溫差較大。而單獨(dú)看高負(fù)荷區(qū)域的溫差，我們可以發(fā)現(xiàn)，隨著液位的升高，溫差有變小的趨勢，這是因?yàn)殡S著液位的升高，冷劑的靜液柱增加，導(dǎo)致冷流在換熱器入口的壓力提高[見冷流入口壓力-液位曲線(e)]，冷劑的過冷程度增加了。因此，在換熱器的傳熱計(jì)算和設(shè)計(jì)中，應(yīng)當(dāng)充分考慮最高液位靜液柱對冷劑的入口壓力以及換熱溫差的影響，換熱面積應(yīng)當(dāng)能夠滿足溫差最小的情況的需求。

換熱器的冷劑流量隨著液位的升高而提高(f)，對應(yīng)的冷劑出口氣化率隨著液位的升高而降低(g)。冷劑氣化量隨液位變化的趨勢(h)與換熱負(fù)荷隨液位變化的趨勢基本一致，但并不完全一致，這是因?yàn)殪o液柱的不同會(huì)導(dǎo)致冷劑在換熱器入口的過冷程度不同，冷劑需在換熱器中吸收不同程度的熱量至泡點(diǎn)才能蒸發(fā)。

蒸發(fā)流在換熱器中流動(dòng)時(shí)存在幾種不同的形態(tài)，分別是氣泡流、塊狀流、環(huán)狀流、霧狀流，而不同流動(dòng)狀態(tài)下的流體給熱系數(shù)是不同的，其中環(huán)狀流的給熱系數(shù)最高，塊狀流次之，氣泡流和噴霧流的給熱系數(shù)較低[2]。因此，針對這類冷劑循環(huán)的蒸發(fā)流，在設(shè)計(jì)時(shí)，一般要求氣化率在10%～40%，得到較高的給熱系數(shù)，從而提高換熱器的換熱性能。因此，對此臺(tái)換熱器的操作來說，保持在1300～1600 mm液位，換熱效果最佳。

從熱流和冷流摩擦阻力、靜液柱變化與液位的關(guān)系曲線(i)、(j)、(k)、(l)可以看到，影響熱流阻力的主要是換熱量不同引起的熱流相態(tài)變化不同，當(dāng)換熱量大時(shí)，更多氣相熱流被冷凝，液相質(zhì)量分率越大，摩擦阻力越小，靜液柱的增加越多；而影響冷流阻力的主要是不同液位下通過換熱器的冷劑流量，液位越高，冷劑流量越大，摩擦阻力就越大，靜液柱的降低越多。

從CIV出口氣液夾帶率-液位曲線(m)可以看到，隨著液位的升高，氣液夾帶率顯著升高。一來是因?yàn)槔鋭┰趽Q熱器出口的氣化率越低，氣相裹挾的液相越多，二來更重要的原因是液位的提高使氣液兩相能夠分離的空間減少了。因此，當(dāng)工藝流程對CIV氣相出口的液相含量有要求時(shí)，應(yīng)當(dāng)在換熱器的計(jì)算和設(shè)計(jì)時(shí)，考慮最高液位時(shí)的氣液夾帶率能夠滿足工藝要求，若不能滿足，可以通過增大殼體直徑或增加冷劑氣相出口數(shù)量等方式來降低氣液夾帶率。

4 結(jié) 論

利用EDR軟件，可以快速獲得不同液位下臥式容器內(nèi)板翅式換熱器(CIV)的各項(xiàng)熱力學(xué)、水力學(xué)性能相關(guān)參數(shù)。通過對這些參數(shù)結(jié)果的整理分析，得到冷劑液位對換熱負(fù)荷、傳熱溫差、冷劑氣化率、物流阻力降、CIV出口氣液夾帶等因素的影響趨勢，以指導(dǎo)換熱器的設(shè)計(jì)和操作。

在設(shè)計(jì)換熱器時(shí)，應(yīng)當(dāng)考慮冷劑最高液位引起的靜液柱對冷劑入口壓力、傳熱溫差、氣液夾帶率等的影響，選取足夠的換熱面積以保證換熱需求，設(shè)計(jì)合適的殼體尺寸以保證合理的冷劑出口氣液夾帶率。

在換熱器運(yùn)行時(shí)，可以通過調(diào)節(jié)液位來控制換熱量，還應(yīng)當(dāng)選取合理的高、低操作液位，保證達(dá)到工藝要求的換熱量和合理的冷劑氣化區(qū)間，以獲得最佳換熱效果。