CN106595349B - 液相换热流化床换热器 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种液相换热流化床换热器，主要用以解决传统技术中常减压装置常顶换热器管程易结垢，长周期使用后换热效果明显下降的技术问题。本发明通过采用一种包括下管箱1、换热器列管2、上管箱3、液固分离器4、下降管5、固体颗粒槽6、液体储槽7、液体循环泵8、分布箱9、下沿套管10、分布板11、分布盘12和细管13，分布箱9出口处连接细管13，换热器列管2和上管箱3相连，上管箱3连接液固分离器4，固体颗粒经过下降管5进入固体颗粒槽6，再回到下管箱1，液体进入液体储槽7，经液体循环泵8送至下管箱1的液相换热流化床换热器的技术方案较好地解决了上述技术问题，可用于延长常减压装置常顶换热器的运行周期。

Description

液相换热流化床换热器

技术领域

本发明属于化工领域，具体的，属于化工换热设备长周期运行领域，涉及一种液相换热流化床换热器，，广泛应用于解决管程走液相，且管程容易发生结垢堵塞的管壳式换热器的长周期运行问题。

背景技术

换热器在石油、化工、能源等行业被广泛使用。然而，随着使用时间的增加，换热器不可避免的存在污垢粘附现象，从而导致换热器的换热效率降低，阻力增加，影响换热器的正常运行。

开发液相换热流化床换热器替换传统换热器，可以提高换热器换热效果，有效延长装置运行时间，具有重大的经济效益。文献US005676201A公开了一种外循环流化床换热器，该流化床换热器未充分考虑固体颗粒均布问题，因而长周期下维持传热效果能力不强。文献CN202709856U公开了一种应用Kenics静态混合器的水平液固循环流化床换热器。该流化床换热器固体颗粒不能有效循环和均布，且只能用于卧式换热器。文献CN1259650A公开了一种采用换热室的换热器。该换热器通过换热室内一根带有固体颗粒的U型换热管进行简单换热，效果明显不如上述流化床换热器。综上所述，解决固体颗粒的均布问题是增强其长周期下维持传热能力的关键技术之一。而现有技术均未能很好解决这一问题。

本发明提供一种液相换热流化床换热器，通过分布箱、下沿套管、分布盘和分布板等多个设备来实现固体颗粒在流化床换热器管程中的均布，有针对性的解决了上述问题。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术中换热器易结垢，长周期使用后换热效果明显下降的问题，提供一种液相换热流化床换热器。该液相换热流化床换热器具有固体颗粒分布均匀，长周期维持传热效果能力强的优点。

为解决上述技术问题，本发明所采用的技术方案如下：一种液相换热流化床换热器，该液相换热流化床换热器由下管箱1、换热器列管2、上管箱3、液固分离器4、下降管5、固体颗粒槽6、液体储槽7、液体循环泵8、细管13和下沿套管10组成。其中，下管箱1包括分布箱9、分布盘12和分布板11，分布板11安装在分布盘12之上，分布箱9出口处连接细管13，换热器列管2下端安装有下沿套管10，换热器列管2和上管箱3相连，上管箱3连接液固分离器4，液固分离器4分出来两路，一路固相通过下降管5连接固体颗粒槽6，另一路液相连接液体储槽7，液体储槽7通过液体循环泵8连接分布箱9，固体颗粒槽6连入从液体循环泵8到分布箱9的管路。

上述技术方案中，所述分布箱9为上下开口的喇叭形或圆锥形。所述分布箱9小口直径与下管箱1入口段管径相同，分布箱9小口端连接下管箱1入口段，分布箱9大口直径与下管箱1直径相同，分布箱9大口端排布细管13。分布箱9高度为换热器列管2长的0.1～0.3倍。上述技术方案中，所述细管13为圆管。细管13直径为固体颗粒直径的1.2～3倍，细管13长度为8mm～15mm，细管13数量为换热器列管2数量的2～4倍，细管13上可以加装封板。

上述技术方案中，所述下沿套管10管径为换热器列管2管径的0.4倍～0.6倍。下沿套管10长度为15mm～50mm。从换热器中心到换热器四周，下沿套管10长度逐渐增加。换热器最中心的下沿套管10不设坡口，不开孔。换热器四周的下沿套管10设置斜向下坡口，坡口角度为15度～60度，从换热器中心到换热器四周，下沿套管10坡口角度逐渐变小。换热器四周的下沿套管10外壁上开至少一个孔，开孔孔径为固体颗粒平均粒径的1.2～1.5倍。

上述技术方案中，所述分布盘12为周边开小孔的旋转体，其中旋转体为圆柱、圆锥、圆台或半圆球中的一种。分布盘12中心轴和下管箱1中心轴重合。分布盘12垂直投影的最大长度小于等于下管箱1直径的0.3倍。分布盘12高度小于等于其垂直投影的最大长度。分布盘12开孔率为40％～70％，开孔孔径为固体颗粒平均粒径的1.5～2倍。

上述技术方案中，所述分布板11为多孔板。分布板11的正面结构为圆型、环型、翅片型或栅条型中的一种。分布板11的侧面结构为平面型、上凸型、下凸型、凸透型或凹透型中的一种。分布板11和分布盘12之间的距离大于等于30mm。分布板11直径为分布盘12垂直投影最大长度的1.5～2倍。分布板11厚度为5mm～10mm。分布板11开孔率为50％～80％，开孔直径大于等于固体颗粒平均粒径的2倍，对于任意两个开孔，距离分布板11中心远的开孔孔径大于等于距离分布板11中心近的开孔孔径。

上述技术方案中，所述液固分离器4是重力沉降式或者旋流分离器的一种。

上述技术方案中，所述液相换热流化床换热器所使用的固体颗粒为惰性颗粒，具体指堆密度大于液相密度，具有一定硬度和强度，且不与使用场合系统内介质发生反应的固体颗粒，优选硅酸锆珠、刚玉球、瓷球、氧化铝珠、硅酸锆珠、玻璃珠、钢球、工程塑料、聚甲醛颗粒、聚四氟乙烯颗粒、小石子、切碎的金属丝、胶球中的一种或多种，更优选玻璃珠、氧化铝珠和硅酸锆珠。固体颗粒平均粒径为2mm～5mm。固体颗粒在所述液相换热流化床换热器内的平均体积固含率为3％～8％。

为解决上述技术问题，采用一种液相换热流化床换热器的方法。换热器列管2内循环液相原油，壳程循环常顶汽油。

上述方法中，液相原油从液体储槽7经液体循环泵8后打入分布箱9，与分布箱9内固体颗粒混合后，将固体颗粒流化；液固混合物依次经过分布盘12、分布板11后，通过细管13后进入下沿套管10，沿着下沿套管10进入换热器列管2，固体颗粒在流化状态下反复冲刷换热器列管2壁面，在固体颗粒的冲刷下，污垢不易在换热器列管2壁面粘附而结聚；液相原油和壳程中的常顶汽油完成换热。

上述方法中，固体颗粒在液相换热流化床换热器中循环，液相原油可以部分从液体储槽7抽出，去往后续系统，也可以不抽出，全部完成循环。

上述方法中，液相换热流化床换热器列管2内液相原油流速的操作范围为1.5m/s～4m/s。

本发明的技术方案及方法中，所述下沿套管10、分布箱9、分布盘12、分布板11的材质为不锈钢，优选316L不锈钢。本发明的技术方案及方法中，以内壁温度和主流温度的温度差以及热通量来计算传热系数，以传热系数随时间的变化规律来判断流化床换热器结垢情况，从而作为长周期下维持传热效果能力的判断依据。

采用本发明的技术方案，一种由下管箱1、换热器列管2、上管箱3、液固分离器4、下降管5、固体颗粒槽6、液体储槽7、液体循环泵8、细管13、下沿套管10组成的，下管箱1包括分布箱9、分布盘12、分布板11，换热器列管2安装下沿套管10的液相换热流化床换热器，取得了连续运行180天后传热系数仍为原来96％的较好技术效果。

附图说明

图1为本发明所述液相换热流化床换热器的示意图。

图2为本发明所述液相换热流化床换热器的分布箱和细管连接示意图。图3为本发明所述液相换热流化床换热器下沿套管示意图。

图4为本发明所述液相换热流化床换热器分布盘示意图。

图5为本发明所述液相换热流化床换热器分布板示意图。

图1中，1为下管箱；2为换热器列管；3为上管箱；4为液固分离器；5为下降管；6为固体颗粒槽；7为液体储槽；8为液体循环泵；9为分布箱；10为下沿套管；11为分布板；12为分布盘，13为细管。分布盘12和分布板11安装在分布箱9之内，分布盘12在下，分布板11在上，分布箱9安装在下管箱1之内，分布箱9出口处连接细管13，换热器列管2下端安装下沿套管10，换热器列管2上端和上管箱3相连，上管箱3连接液固分离器4，液固分离器4出来分两路，一路固相通过下降管5连接固体颗粒槽6，另一路液相连接液体储槽7，液体储槽7通过液体循环泵8连接下管箱1，固体颗粒槽6连入从液体循环泵8到下管箱1的管路。

液体从液体储槽7经液体循环泵8后打入下管箱1，固体颗粒引入下管箱1之后和液相混合，依次进入分布箱9中的分布盘12和分布板11，然后通过细管13进入下沿套管10，然后进入并冲刷换热器列管2，固体颗粒出来后进入上管箱3，然后进入液固分离器4，在液固分离器4中液相和固相分离，液相循环回液体储槽7，固相经过下降管5后进入固体颗粒槽6，从固体颗粒槽6下来的固体颗粒和循环液相混合，再次进入下管箱1，完成固体颗粒循环。按照图3所示，下沿套管采用缩径型式，形成局部负压，使固体颗粒更容易进入。下沿套管的坡口和开小孔保证分布进一步均匀。本发明所述之分布盘12和分布板11的开孔方式不止于图4和图5所示。

下面通过实施例和对比例对本发明作进一步阐述，但本发明的方法并不仅限于此。

具体实施方式

下面结合实施例，进一步说明本发明的方法。

【实施例1】

采用图1所示的液相换热流化床换热器，应用于某炼厂常减压装置常顶换热器，该液相换热流化床换热器内设442根换热器列管，每根管长5000mm，管径为Φ22×1.5mm，管子呈正三角形排列。固体颗粒采用玻璃珠，平均粒径5mm，固体颗粒在该液相换热流化床换热器内的平均体积固含率为3％。液相为原油，流速为1.5m/s。分布箱为图2所示圆锥形。分布箱高度500mm。细管1768根，直径6mm，长度8mm。下沿套管管径12mm，排布为：最中间1根，长度15mm，无坡口，不开孔；中间7层共183根，长度20mm，坡口60度，开一个孔，孔径6mm，外面4层共258根，长度30mm，坡口45度，开两个孔，孔径7.5mm。分布盘为图4所示圆柱型，直径和高度均为0.1倍下管箱直径，开孔率40％，孔径8mm。分布板为图5所示单层平面翅片型多孔板，直径为0.15倍下管箱直径，厚度5mm，开孔率50％，最小孔径10mm，距离分布盘30mm。该条件下，连续运行180天后传热系数仍为原来的91％。

【实施例2】

采用和实施例1相同的液相换热流化床换热器应用于某炼厂常减压装置常顶换热器，固体颗粒采用玻璃珠，平均粒径2mm，固体颗粒在该液相换热流化床换热器内的平均体积固含率为8％。液相为原油，流速为4m/s。分布箱为图2所示喇叭形。分布箱高度1500mm。细管1768根，直径为6mm，长度15mm。下沿套管管径为7.5mm，排布为：最中间1根，长度20mm，无坡口，不开孔；中间7层共183根，长度30mm，坡口30度，开一个孔，孔径3mm，外面4层共258根，长度50mm，坡口15度，开两个孔，孔径2.5mm。分布盘为图4所示圆锥型，下底直径和高度均为0.3倍下管箱直径，开孔率70％，孔径为4mm。分布板为图5所示单层上凸型圆形多孔板，直径为0.6倍下管箱直径，厚度10mm，开孔率80％，最小孔径6mm，距离分布盘40mm。该条件下，连续运行180天后传热系数仍为原来的94％。

【实施例3】

采用和实施例1相同的液相换热流化床换热器应用于某炼厂常减压装置常顶换热器，，固体颗粒采用氧化铝珠，平均粒径5mm，固体颗粒在该液相换热流化床换热器内的平均体积固含率为3％。液相为原油，流速为1.5m/s。分布箱为图2所示圆锥形。分布箱高度500mm。分布细管1326根，直径6mm，长度8mm。下沿套管管径为12mm，排布为：最中间1根，长度15mm，无坡口，不开孔；中间7层共183根，长度20mm，坡口60度，开一个孔，孔径6mm，外面4层共258根，长度30mm，坡口30度，开一个孔，孔径6mm。分布盘为图4所示圆台型，下底直径为0.1倍下管箱直径，高度为0.08倍下管箱直径，开孔率40％，孔径为8mm。分布板为图5所示单层下凸型栅条型多孔板，直径为0.15倍下管箱直径，厚度10mm，开孔率50％，最小孔径10mm，距离分布盘30mm。该条件下，连续运行180天后传热系数仍为原来的90％。

【实施例4】

采用和实施例1相同的液相换热流化床换热器应用于某炼厂常减压装置常顶换热器，，固体颗粒采用氧化铝珠，平均粒径2mm，固体颗粒在该液相换热流化床换热器内的平均体积固含率为8％。液相为原油，流速为4m/s。分布箱为图2所示喇叭形。分布箱高度1500mm。细管884根，直径6mm，长度15mm。下沿套管管径7.5mm，排布为：最中间1根，长度20mm，无坡口，不开孔；中间7层共183根，长度30mm，坡口45度，开两个孔，孔径3mm，外面4层共258根，长度50mm，坡口15度，开两个孔，孔径3mm。分布盘为图4所示半圆球型，直径为0.3倍下管箱直径，高度为0.25倍下管箱直径，开孔率70％，孔径为4mm。分布板为图5所示单层凹透型圆环型多孔板，直径为0.6倍下管箱直径，厚度5mm，开孔率80％，最小孔径6mm，距离分布盘40mm。该条件下，连续运行180天后传热系数仍为原来的96％。

【对比例1】

采用流化床换热器应用于某炼厂常减压装置常顶换热器，该流化床换热器参照和实施例1相同的液相换热流化床换热器，只是不设置分布箱、分布盘、分布板、细管和下沿套管，固体颗粒采用玻璃珠，平均粒径2mm，固体颗粒在该流化床换热器内平均体积固含率为8％。液相为原油，流速4m/s。该条件下，连续运行180天后传热系数为原来的82％。

【对比例2】

采用传统的某炼厂常减压装置常顶换热器，液相为原油，流速为4m/s，连续运行180天后传热系数仅为原来的63％。

Claims (10)

1.一种液相换热流化床换热器，其特征在于，液相换热流化床换热器由下管箱(1)、换热器列管(2)、上管箱(3)、液固分离器(4)、下降管(5)、固体颗粒槽(6)、液体储槽(7)、液体循环泵(8)、细管(13)、下沿套管(10)组成；其中下管箱(1)包括分布箱(9)、分布盘(12)、分布板(11)，分布板(11)安装在分布盘(12)之上，分布箱(9)出口处连接细管(13)，换热器列管(2)下端安装有下沿套管(10)，换热器列管(2)和上管箱(3)相连，上管箱(3)连接液固分离器(4)，液固分离器(4)分出来两路，一路固相通过下降管(5)连接固体颗粒槽(6)，另一路液相连接液体储槽(7)，液体储槽(7)通过液体循环泵(8)连接分布箱(9)，固体颗粒槽(6)连入从液体循环泵(8)到分布箱(9)的管路。

2.根据权利要求1所述的液相换热流化床换热器，其特征在于，所述分布箱(9)为上下开口的喇叭形或圆锥形，分布箱(9)小口直径与下管箱(1)入口段管径相同，分布箱(9)小口端连接下管箱(1)入口段，分布箱(9)大口直径与下管箱(1)直径相同，分布箱(9)大口端排布细管(13)；分布箱(9)高度为换热器列管(2)长的0.1～0.3倍。

3.根据权利要求1所述的液相换热流化床换热器，其特征在于，所述细管(13)为圆管，细管(13)直径为固体颗粒直径的1.2～3倍，细管(13)长度为8mm～15mm，细管(13)数量为换热器列管(2)数量的2～4倍，细管(13)上加装封板。

4.根据权利要求1所述的液相换热流化床换热器，其特征在于，所述下沿套管(10)管径为换热器列管(2)管径的0.4倍～0.6倍；下沿套管(10)长度为15mm～50mm；从换热器中心到换热器四周，下沿套管(10)长度逐渐增加；换热器最中心的下沿套管(10)不设坡口，不开孔；换热器四周的下沿套管(10)设置斜向下坡口，坡口角度为15度～60度，从换热器中心到换热器四周，下沿套管(10)坡口角度逐渐变小；换热器四周的下沿套管(10)外壁上开至少一个孔，开孔孔径为固体颗粒平均粒径的1.2～1.5倍。

5.根据权利要求1所述的液相换热流化床换热器，其特征在于，所述分布盘(12)为周边开小孔的旋转体，其中旋转体为圆柱、圆锥、圆台或半圆球中的一种；分布盘(12)中心轴和下管箱(1)中心轴重合；分布盘(12)垂直投影的最大长度小于等于下管箱(1)直径的0.3倍；分布盘(12)高度小于等于其垂直投影的最大长度；分布盘(12)开孔率为40％～70％，开孔孔径为固体颗粒平均粒径的1.5～2倍。

6.根据权利要求1所述的液相换热流化床换热器，其特征在于，所述分布板(11)为多孔板；分布板(11)的正面结构为圆型、环型、翅片型或栅条型中的一种；分布板(11)的侧面结构为平面型、上凸型、下凸型、凸透型或凹透型中的一种；分布板(11)和分布盘(12)之间的距离大于等于30mm；分布板(11)直径为分布盘(12)垂直投影最大长度的1.5～2倍；分布板(11)厚度为5mm～10mm；分布板(11)开孔率为50％～80％，开孔直径大于等于固体颗粒平均粒径的2倍，对于任意两个开孔，距离分布板(11)中心远的开孔孔径大于等于距离分布板(11)中心近的开孔孔径。

7.根据权利要求1所述的液相换热流化床换热器，其特征在于，所述液固分离器(4)是重力沉降式或者旋流分离器的一种。

8.根据权利要求1所述的液相换热流化床换热器，其特征在于，所述液相换热流化床换热器使用的固体颗粒为堆密度大于液相密度，且不与使用场合系统内介质发生反应的惰性颗粒；固体颗粒平均粒径为2mm～5mm；固体颗粒在所述液相换热流化床换热器内的平均体积固含率为3％～8％。

9.一种防止常减压装置常顶换热器结垢的方法，采用权利要求1～8中的任意一种液相换热流化床换热器，其中，换热器列管(2)内循环液相原油，壳程循环常顶汽油；液相原油从液体储槽(7)经液体循环泵(8)后打入分布箱(9)，与分布箱(9)内固体颗粒混合后，将固体颗粒流化；液固混合物依次经过分布盘(12)、分布板(11)后，通过细管(13)后进入下沿套管(10)，沿着下沿套管(10)进入换热器列管(2)，固体颗粒在流化状态下反复冲刷换热器列管(2)壁面，在固体颗粒的冲刷下，污垢不易在换热器列管(2)壁面粘附而结聚；液相原油和壳程中的常顶汽油完成换热；固体颗粒在液相换热流化床换热器中循环，液相原油部分从液体储槽(7)抽出，去往后续系统。

10.根据权利要求9所述的防止常减压装置常顶换热器结垢的方法，其特征在于，所述换热器列管(2)内液相原油流速的操作范围为1.5m/s～4m/s。