换热优化范文

换热优化范文（精选10篇）

换热优化 第1篇

近十年来,随着炼油行业加工规模和产量的增大,新建炼油装置增加,加工深度也在增加,通过优化生产、开展能耗达标以及采用先进节能技术等措施,对炼油行业节能工作进行研究,减少能耗就尤为重要。

从各炼油装置在总能耗中所占比例看,作为炼油装置能耗主要组成部分的常减压和催化裂化装置,其能耗之和约占炼油装置能耗的45%～50%。因此抓好这两套装置节能措施的落实,对整个炼厂节能降耗将起到主要作用[1,2]。

对结构已定或正在运行的常减压换热网络,如何进行优化改进使其达到最优,或在换热网络中的某些过程物流的流量、温度发生变化时,要求换热网络的换热仍能满足工艺上的换热要求,并能在最优或接近最优状态下运行,使换热网络公用工程能量消耗在现有的换热设备的基础上接近最小公用工程消耗量,这就涉及到换热网络优化改进和优化控制的问题。

1 优化改进和控制设计思路

根据夹点原理[3,4],最小温差降低公用工程减小,实际操作过程中,最小温差虽然降低,但是公用工程仍然大于严格按夹点法设计时的最小公用工程。由此可见,如果能够在工艺允许范围内继续降低最小操作温差,那么就会在一定程度上降低公用工程。仿真结果表明,对于固定结构的换热网络,在入口物流温度和流量正常波动的范围内,其最小温差的位置是相同或相近的,如果能够通过控制换热网络最小温差,即控制换热网络的操作夹点,则可以使实际公用工程最大限度的接近最小公用工程,降低换热网络的操作费用。

考虑到换热网络好的可操作性,并考虑到管壁结垢的变化,换热器设计时会留出充分的裕量。但换热网络大部分时间运行在稳定状态,且换热器结垢又是一个慢时变的过程,故在初始运行或稳态时,裕量的空间都处于闲置状态,如按原设计方案生产,又会造成温度超出设定值和公用工程的浪费。

基于以上两方面的分析,提出常减压换热网络的优化改进和优化控制方案,在操作夹点附近设置旁路,通用优化调节旁路流量,间接控制换热网络操作夹点温差,降低换热网络公用工程。方案设计流程如下:

(1)确定研究对象:设计完成或正在运行的常减压换热网络。

(2)参照换热网络的设备表,确定各换热器的结构参数,对照工艺标定数据,计算各换热物流的物性数据。

(3)对换热器进行空间离散化,建立含有多参数、多型号的换热器非线性动态模型。对程序进行反复编制、调试,并用现场采样数据进行比较,真实反映生产动态过程。

(4)在Matlab中编写S函数,并在Simulink中建立相应的模块,按流程图进行连接,把换热器的动态模型带入初始设计的换热网络,进行Simulink仿真,求网络中换热器冷热流的最小温差,得到换热网络的操作夹点位置;

(5)在操作夹点附近设置旁路,通过调节旁路流量,使得在不同工况、结垢等情况下,公用工程始终保持最小。

2 常减压换热网络的优化改进

某炼厂原油换热网络,由15种热流和2种冷流参与换热,整个换热网络被电脱盐罐和初馏塔分隔为三部分,每一部分中原油都分割为两路和各侧线进行换热。

换热网络投入运行之后,由于换热网络已经存在,确定夹点位置时,就不能再像换热网络初始设计时冷热复合曲线可以任意移动,直至最小温差满足ΔTmin。此时热复合曲线移动时,对应的冷复合曲线中也必须对各换热器中冷流曲线作相应的移动。最小温差ΔTmin不再是根据技术经济分析得到的最优最小温差,而是换热网络中热流与冷流实际温差的最小值,即操作夹点。

对原油换热网络进行动态仿真,仿真结果如下:由于原油在经过电脱盐和初馏塔的时候温度会发生较大的变化,而电脱盐和初馏塔模块不能等同于一般换热器模块,所以这里将原油分为三部分进行考虑,脱盐前换热网络的操作夹点温度为热流139℃,冷流103℃,操作夹点位置出现在换热器E1-106/1,2和E2-106/1,2上;脱盐后换热网络的操作夹点温度为热流189.4℃,冷流155℃,操作夹点位置出现在换热器E1-111/1,2和E2-112上;初馏后换热网络的操作夹点温度为热流289.1℃,冷流265.1℃,操作夹点位置出现在换热器E1-119/1,2和E2-119上。在上述换热器处增加旁路,增设控制器、调节阀和管线,连接到优化器上。常减压换热网络的优化改进方案如图1所示。

3 常减压换热网络的优化控制

确定换热网络的优化改进方案后,如何确定旁路流量的大小,在不同操作年限、不同工况下对旁路流量如何调节,以保持公用工程的最小化,这就要涉及优化控制。

3.1 旁路优化模型

原油换热网络旁路优化不仅需要公用工程为最低,而且要求原油换热终温、进初馏塔的温度、四个中段回流的温度、换热器的压降、支路压降平衡等多种要求,这是一个具有多个非线性约束条件的优化问题。优化模型描述如下

3.1.1 目标函数的计算

假设常减压换热网络由m种冷流和n种热流体参与换热。设一质量流量为MCi的冷流体i要求被加热到目标温度TCi,Req。一质量流量为MHj的热流体j要求被冷却到THj,Req。通过换热网络换热后,i、j两流体最终实际的换后温度分别为TCi,Act和THj,Act,则换热网络的冷公用工程QC、热公用工程QH和总公用工程Q分别表示如下:

undefined (1)

undefined (2)

Q=QC+QH (3)

其中,CpCi和CpHj分别表示i和j两流体的比热。

常减压换热网络一般都含有蒸汽发生器,对于蒸汽发生器,其产生的蒸汽经过热后可以直接并入炼厂的蒸汽管网,故将用于产生蒸汽的这部分能量看作是本换热网络的负热公用工程,用-QS来表示,其计算公式如下

Qs=MsteamH (4)

其中,Msteam和H分别为装置的蒸汽产量和所产饱和蒸汽的汽化潜热。因而对于含有蒸汽发生器的换热网络,热公用工程计算式是用下式计算

undefined (5)

目标函数为:在满足约束条件的前提下,使换热网络系统的总公用工程最小。

J=minQ (6)

3.1.2 操作变量的选择。

换热网络优化改进方案中的旁路流量作为操作变量。

3.1.3 约束条件

(1) 每个流股的热平衡:

对于每个流股,进出换热网络的热量之差等于流股途经换热器交换的热量和流股所需公用工程之和

undefined (7)

undefined (8)

f、Cp、t分别表示物流的流量、比热容、温度;

Nc表示第i个热物流上的换热器个数,QCU,i表示第i个热物流上的冷公用工程;

NH表示第j个冷物流上的换热器个数,QHU,j表示第i个冷物流上的热公用工程;

in、out分别表示进口和出口;

(2)温差约束:换热器冷、热流体的温差要大于规定的最小换热温差

TH,k-TC,k≥ΔTmin (9)

TH,k表示第k个换热器的热流的温度,Tc,k表示第k个换热器的冷流的温度

k=1,2,,nhx;

ΔTmin为规定的最小换热温差。

(3)原油换热终温:为了避免过渡蒸馏,原油的换热终温取一个范围

Toilmin

(4)进初馏塔的温度:为了避免过渡蒸馏,进初馏塔的温度取一个范围

Tdismin

(5)四个中段回流的温度:

常一中、常二中、减一中、减二中油的换热终温取一个范围

Tmidmin,i

(6)换热器的压降:

每个换热器的管程压降o1和壳程压降p2都有一定的规定范围。

p1min,i

p2min,i

(7)支路压降平衡:

对于有支路的换热器,几个支路间的压降差要小于一定范围

Δpmin|psub1-psub2|Δpmax (15)

3.1.4 换热网络的流程模型

用联立模块法建立换热网络的流程模型。

3.1.5 优化算法的选择

采用遗传算法作为优化算法。

3.2 常减压换热网络优化系统公用工程分析

对于一套设计好的换热网络,随着网络运行时间的推移,参与换热的物流在管壁不断结垢,换热器中换热管内、外壁的结垢热阻也会从无到有、由小到大地不断变化,换热器的换热性能也随之变化,因而换热网络的换热性能和公用工程也在不断变化。

注:上表只是一个示意表,换热网络中每一个换热器还要根据流程和介质做适当调整。

公用工程的比较:每种工况下取100个采样点,不用优化器100个采样点的总公用工程用Ben表示,加优化器100个采样点的总公用工程用Opt表示,图2中实线表示没有优化器的作用,虚线表示有优化器的作用。

3.2.1 网络刚投入运行第一年

(1)减渣油流量在±10%范围内随机波动,Ben=1.223109 W,Opt=1.122109 W,Ratio=Ben/Opt=91.74%,公用工程仿真如图2中的(a)所示。

(2)原油温度在25～35℃范围内随机波动,Ben=1.235109 W,Opt=1.126109 W,Ratio=Ben/Opt=91.41%,公用工程仿真如图2中的(b)所示。

(3)减渣油流量在±10%范围内波动,原油流量在±10%范围内波动,减渣油温度在350～400℃范围内波动,原油温度在25～35℃范围内波动,Ben=1.1431109 W,Opt=1.052109 W,Ratio=Ben/Opt=92.01%,公用工程仿真如图2中的(c)所示。

由图2可以看出,原油换热网络投入运行的第一年,由于结垢很少,换热器可调裕量控制大,优化改进系统的优化效果较好,有优化器的换热网络要比没有优化器的换热网络公用工程减少8%～9%。

3.2.2 网络投入运行第二年

减渣油流量在±10%范围内波动,原油流量在±10%范围内波动,减渣油温度在350～400℃范围内波动,原油温度在25～35℃范围内波动,Ben=1.337109 W,Opt=1.279109 W,Ratio=Ben/Opt=95.68%,公用工程仿真如图3所示。

由图3可以看出,原油换热网络投入运行的第二年,结垢逐渐增加,旁路流量可调的裕量逐渐减少,有优化器的换热网络要比没有优化器的换热网络公用工程减少4%～5%。

3.2.3 网络投入运行第三年

减渣油流量在±10%范围内波动,原油流量在±10%范围内波动,减渣油温度在350～400℃范围内波动,原油温度在25～35℃范围内波动,Ben=1.556109 W,Opt=1.534109 W,Ratio=Ben/Opt=98.56%,公用工程仿真如图4所示。

由图4可以看出,原油换热网络投入运行的第三年,由于管壁的结垢累积,旁路流量可调的裕度基本消失,优化效果不明显,有优化器换热网络要比没有优化器的换热网络公用工程减少1%～2%。

4 结论

通过对常减压换热网络的优化改进和优化控制方案和常规方案公用工程值的比较分析,仿真结果表明,无论是给定输入还是干扰输入,加入优化控制作用,可以达到减少总公用工程的目的。随着管壁结垢的影响,在第一年,优化方案能节约公用工程8%～12%,第二年,优化方案能节约公用工程3%～7%,第三年,优化方案能节约公用工程1%～2%。按一般炼化企业三年一大修,一年一小修的检修周期,平均节能非常明显。该方案需要增加投资小,能接近最优限度地减少公用工程消耗,对一般换热网络都能适用。

参考文献

[1]郑世桂.进一步降低炼油企业的能耗[J].炼油技术与工程,2003;33(8):50-54.

[2]孟宪玲.我国炼油行业节能综述[J].当代石油石化,2005;13(3):31-35.

[3]Linnhoff B.The Pinch design method for heat exchang-er networks[J].Chemical Engineering Science,1983;38(5):745-763.

[4]Jutta Geldrmann,Martin Teritz,Otto Rentz.Integratedtechnique assessment based on the pinch analysis approach forthe design of production networks[J].European Journal of Oper-ational Research,2006;171(3):1020-1032.

[5]王瑞,付峰,高晓明,等.利用夹点技术优化设计换热网络[J].节能技术,2009,27(2):149-153.

板式换热器容积式换热器技术要求 第2篇

一、技术标准

投标产品应符合（但不仅限于）如下标准及现行国家、地方、厂家、各政府部门的各种规范、法规、规定中的相关要求：

1.GB16409-1996 板式换热器

2.GB150-98 钢制压力容器

3.GB151-89 钢制管壳式换热器

4.压力容器安全检查规程（国家劳动总局颁发）

5.GB699-88 优质碳素结构钢技术条件

6.GB6654-96 压力容器用碳素钢及不同低合金钢热轧厚钢板

7.JB4701~4702-92 压力容器法兰

二、1.2.3.4.板式换热器技术要求 采暖热负荷：高区供热负荷为5970KW，低区供热负荷为7613KW； 一次水供回水温度为125℃/65℃，二次水供回水温度85℃/60℃； 工作压力：高区1.6 MPa，低区1.0MPa； 材质要求：传热板片采用不锈钢SUS304，密封胶垫采用三元乙丙橡胶或等效的其他材料。

三、立式即热式容积式换热器技术要求

1.生活热水热负荷：高区生活热水负荷为2200KW，低区生活热水负荷为4000KW；

2.一次水供回水温度：冬季125℃/65℃，夏季70℃/40℃；高低区生活热水供回水温度55℃/12℃；

3.工作压力：高区1.6 MPa，低区1.0MPa；

4.材质要求：壳体采用16MnR，换热管采用不锈钢波节管或性能等效的其他材料。

四、1.2.3.4.设计选型参数（供参考）高区采暖板式换热器，2台，F=45.65m2，Q=4179KW； 低区采暖板式换热器，2台，F=57.75m2，Q=5329KW； 高区立式即热式容积式换热器，2台，F=46m2，V=5m3； 低区立式即热式容积式换热器，3台，F=46m2，V=5m3；

五、其他要求

1.换热器的设计和制造采用的零件、标准件等均应按照国家标准和相关部标验收；

2.供方应向需方提供有关换热器试验报告和完整的质量保证书；

3.需提供选型报告，并提供换热器各组件的材质；

换热网络全局优化的多维峰谷轮换法 第3篇

摘要：

在峰谷轮换法的基础上提出了利用多维峰谷轮换法对以年综合费用最少为目标函数的无分流换热网络进行优化.在换热网络变量寻优过程中，首先将目标函数极小化得到一个局部极小值点，然后沿着多个方向进行变量搜索，找出最先跳出局部极小值点的变量组合，使得跳出局部极小值的搜索效率高于单变量的搜索效率，并可寻找到更好的换热网络结构，将极小化与跳出局部极小值点过程交替进行直至求得全局最优解.通过算例验证了该方法的可行性，且可找到比其它方法的优化结果更优的换热网络结构.

关键词：

换热网络综合； 全局最优化； 多维峰谷轮换

中图分类号： TK 124文献标志码： A

换热网络广泛应用于石油化工、能源动力、低温工程等领域.换热网络设计的合理性与高效性直接关系到工业系统的整体性能.一直以来这些行业的能耗居高不下.随着对能源合理、经济利用要求的不断提高，换热网络全局最优化引起了人们的高度重视.

换热网络最优化问题最早由Hwa[1]提出.近年来，国内外学者在这一领域做了大量的工作.关于换热网络综合优化问题也得出了多种有效的求解方法，主要可分为基于热力学原理的夹点技术法[2-3]，根据换热网络物理特性建立数学模型并求解的数学规划法[4]和基于概率统计学原理模拟某些自然现象或过程而形成的随机性方法[5].夹点技术法在工业领域应用比较广泛，但由于夹点温差的限制，使得该方法很难获得全局最优解.数学规划法可由计算机完成自动搜索进行同步优化，但由于换热网络的全局最优化问题具有严重的非线性、非凸和多峰性等特点[6]，导致极易陷入局部极小值点，很难得到全局最优解.随机性优化算法近年来在换热网络领域得到了广泛的研究和应用，如遗传算法、模拟退火算法、粒子群算法、进化算法等.随机性优化方法对优化问题的目标函数要求很低，具有易于实现、稳定性强等特点，但该方法得到的换热网络优化结果不能证明是全局最优解.

鉴于此，本文采用局部最优解的跳出策略求解换热网络的全局优化问题，在经典优化算法的基础上通过多维峰谷轮换法在目标函数的变量中找出最先跳出局部极小值点的变量组合，并作为新的起始点优化寻找更优的换热网络结构，使之更为有效地跳出局部最优解，直至找到全局最优解.

1换热网络数学模型

换热网络综合问题可表述为：有NH股热流体、NC股冷流体，给定它们的进口温度、目标出口温度、热容流率（流量与比热容的乘积），使热流体与冷流体进行匹配换热，回收一部分能量，最终使各股流体达到其目标出口温度.确定冷、热流体的最优匹配结构与换热器参数，在满足工艺要求的情况下，根据需要，使网络设备投资费用、运行费用最少或年综合费用最少.投资费用主要和换热面积、换热单元个数有关，而运行费用主要与公用工程消耗量有关.

以2股热流体、3股冷流体为例，其无分流的换热网络分级超结构如图1所示.其中：每条水平线代表1股流体；箭头代表流体的流动方向；H1、H2表示热流体；C1、C2、C3表示冷流体；两个“○”以及它们之间的纵向连线表示1个换热器，公用工程加在每一股流体的末端.该结构流体间的换热组合共有6种.换热网络的级数为NK，NK=max（NH，NC），此处NK=3.以换热器的有效换热面积为优化变量，则优化变量个数为18个（NH×NC×NK）.在网络的流程模拟中，换热器个数也为18个（NH×NC×NK）.

以换热网络年综合费用F最少为目标，它由运行费用和设备投资费用两部分组成，即

式中：等式右边前两项为运行费用，后三项为设备投资费用；N为换热器数目；AK为换热器面积；B为面积费用指数；CCU、CHU分别为冷、热公用工程费用系数；QCU，i为第i股热流体与冷公用工程之间的换热量；QHU，j为第j股冷流体与热公用工程之间的换热量；C0为换热器固定费用；C1、C2分别为冷却器和加热器的固定投资费用；C′0、C′1、C′2分别为换热器、冷却器、加热器的面积费用系数；ACU，i、AHU，j分别为冷却器、加热器的换热面积.

其约束条件中单个换热器的热平衡方程为

2换热网络峰谷轮换优化

峰谷轮换法[7]以传统的局部优化方法为基础，通过目标函数的极小化与极大化过程可以有效地跳出局部最优解.其思想为：首先选取任意初始值，运用经典的牛顿法进行计算，得到一组局部极小值点与局部最优解.以该组局部极小值点作为初始点进行相同步长搜索，找出最先跳出局部极小值的点，以该点作为新的起始点进行优化，得到一个新的局部最优解.如此依次循环.峰谷轮换法优化换热网络的具体步骤如下：

（1） 输入物流数据，选取任意换热器面积作为初始值.

（2） 运用局部优化方法进行优化，求得局部最优解以及相应的换热器面积A（A1，A2，A3，…，AN）.

（3） 以优化后的换热器面积为初始值，沿着某一方向进行变量搜索，找出最先跳出局部极小值的点A1i（1≤i≤N）.

（4） 以新的换热面积A（A1，A2，…，A1i，…，AN）作为起始点进行优化得到新的局部最优解.

（5） 重复步骤（2）、（3）、（4），直至满足收敛条件，输出最终的优化结果.

3换热网络多维峰谷轮换优化

多维峰谷优化法通过从所有的换热面积中搜索出能最快跳出局部最优解的组合，并以此组合作为新的换热初始值进行优化得到新的局部最优解，依次循环搜索直至找到全局最优解.其优化换热的步骤如下：

（1） 输入物流数据，选取任意换热器面积作为初始值.

（2） 运用局部优化方法进行优化，求得局部最优解以及相应的换热器面积A（A1，A2，A3，…，AN）.

（3） 以优化后的换热器面积为初始值，用多个方向进行多维变量的搜索，找出最先跳出局部极小值的组合面积（A1i，A1i+1，…，A1m），其中1≤m-i≤N-1.

（4） 确定搜索方向，以新的换热面积A（A1，A2，…，A1i，A1i+1，…，A1m，…，AN）作为起始点进行优化得到新的局部最优解.

（5） 重复步骤（2）、（3）、（4），直至满足收敛条件，输出最终的优化结果.

4算例

算例1以文献[8]中的4×6换热网络为例.换热网络由4股冷流体、6股热流体组成.算例中物流参数如表1所示，换热器面积费用系数为60A美元·m-2·a-1，冷、热公用工程费用系数分别为15、100美元·kW-1·a-1.

5结论

由于换热网络优化问题的非线性和非凸等特性，使得其全局最优化成为化工过程系统优化的难点.针对传统的优化方法极易陷入局部最优解的缺点，本文以多维峰谷轮换法对换热网络进行优化，在保证传统局部优化方法的优势下，通过搜索出最先跳出局部极小值的组合，扩大了寻优的范围，使之更有效地跳出局部最优解进行全局搜索.通过具体算例验证了该方法的可行性和有效性，且能够得到比其它文献更优的换热网络优化结果.

参考文献：

[1]HWA C S.Mathematical formulation and optimization of heat exchanger networks using separable programming[C]∥AIChEIntern.Chem.Eng.Symp.Scries.New York，1965：101-106.

[2]LINNHOFF B，HINDMARSH E.The pinch design method for heat exchanger networks[J].Chemical Engineering Science，1983，38（5）：745-763.

[3]LINNHOFF B.Pinch analysis：A state of the art overview[J].Chemical Engineering Research and Design：Part A，1993，71（5）：503- 522.

[4]PAPOULIAS S A，GROSSMANN I E.A structural optimization approach in process synthesisⅡ.Heat recovery networks[J].Computers & Chemical Engineering，1983，7（6）： 707-721.

[5]张勤，崔国民，张磊磊，等.隔代强制进化遗传算法在换热网络优化中应用[J].热能动力工程，2006，21（6）：608-611.

[6]张佳仁，崔国民，彭富裕.基于连续性的换热网络整型变量优化策略[J].能源研究与信息，2013，29（3）：161-166.

[7]涂惟民，崔国民，李瑜，等.以综合费用最小为目标的无分流换热网络综合[J].化学工程，2011，39（5）：90-93.

[8]AHMAD S.Heat exchanger networks：cost tradeoffs in energy and capital[D].Manchester：UMIST，1985.

[9]RAVAGNANI M A S S，SILVA A P，ARROYO P A，et al.Heat exchanger network synthesis and optimization using genetic algorithm[J].Applied Thermal Engineering，2005，25（7）： 1003-1017.

[10]LEWIN D R，WANG H，SHALEV O.A generalized method for HEN synthesis using stochastic optimizationⅠ.General framework and MER optimal synthesis[J].Computers & Chemical Engineering，1998，22（10）：1503-1513.

[11]LEWIN D R.A generalized method for HEN synthesis using stochastic optimizationⅡ.The synthesis of costoptimal networks[J].Computers & Chemical Engineering，1998，22（10）：1387-1405.

（4） 确定搜索方向，以新的换热面积A（A1，A2，…，A1i，A1i+1，…，A1m，…，AN）作为起始点进行优化得到新的局部最优解.

（5） 重复步骤（2）、（3）、（4），直至满足收敛条件，输出最终的优化结果.

4算例

算例1以文献[8]中的4×6换热网络为例.换热网络由4股冷流体、6股热流体组成.算例中物流参数如表1所示，换热器面积费用系数为60A美元·m-2·a-1，冷、热公用工程费用系数分别为15、100美元·kW-1·a-1.

5结论

由于换热网络优化问题的非线性和非凸等特性，使得其全局最优化成为化工过程系统优化的难点.针对传统的优化方法极易陷入局部最优解的缺点，本文以多维峰谷轮换法对换热网络进行优化，在保证传统局部优化方法的优势下，通过搜索出最先跳出局部极小值的组合，扩大了寻优的范围，使之更有效地跳出局部最优解进行全局搜索.通过具体算例验证了该方法的可行性和有效性，且能够得到比其它文献更优的换热网络优化结果.

参考文献：

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[11]LEWIN D R.A generalized method for HEN synthesis using stochastic optimizationⅡ.The synthesis of costoptimal networks[J].Computers & Chemical Engineering，1998，22（10）：1387-1405.

（4） 确定搜索方向，以新的换热面积A（A1，A2，…，A1i，A1i+1，…，A1m，…，AN）作为起始点进行优化得到新的局部最优解.

（5） 重复步骤（2）、（3）、（4），直至满足收敛条件，输出最终的优化结果.

4算例

算例1以文献[8]中的4×6换热网络为例.换热网络由4股冷流体、6股热流体组成.算例中物流参数如表1所示，换热器面积费用系数为60A美元·m-2·a-1，冷、热公用工程费用系数分别为15、100美元·kW-1·a-1.

5结论

由于换热网络优化问题的非线性和非凸等特性，使得其全局最优化成为化工过程系统优化的难点.针对传统的优化方法极易陷入局部最优解的缺点，本文以多维峰谷轮换法对换热网络进行优化，在保证传统局部优化方法的优势下，通过搜索出最先跳出局部极小值的组合，扩大了寻优的范围，使之更有效地跳出局部最优解进行全局搜索.通过具体算例验证了该方法的可行性和有效性，且能够得到比其它文献更优的换热网络优化结果.

参考文献：

[1]HWA C S.Mathematical formulation and optimization of heat exchanger networks using separable programming[C]∥AIChEIntern.Chem.Eng.Symp.Scries.New York，1965：101-106.

[2]LINNHOFF B，HINDMARSH E.The pinch design method for heat exchanger networks[J].Chemical Engineering Science，1983，38（5）：745-763.

[3]LINNHOFF B.Pinch analysis：A state of the art overview[J].Chemical Engineering Research and Design：Part A，1993，71（5）：503- 522.

[4]PAPOULIAS S A，GROSSMANN I E.A structural optimization approach in process synthesisⅡ.Heat recovery networks[J].Computers & Chemical Engineering，1983，7（6）： 707-721.

[5]张勤，崔国民，张磊磊，等.隔代强制进化遗传算法在换热网络优化中应用[J].热能动力工程，2006，21（6）：608-611.

[6]张佳仁，崔国民，彭富裕.基于连续性的换热网络整型变量优化策略[J].能源研究与信息，2013，29（3）：161-166.

[7]涂惟民，崔国民，李瑜，等.以综合费用最小为目标的无分流换热网络综合[J].化学工程，2011，39（5）：90-93.

[8]AHMAD S.Heat exchanger networks：cost tradeoffs in energy and capital[D].Manchester：UMIST，1985.

[9]RAVAGNANI M A S S，SILVA A P，ARROYO P A，et al.Heat exchanger network synthesis and optimization using genetic algorithm[J].Applied Thermal Engineering，2005，25（7）： 1003-1017.

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优化重整加氢装置换热器 第4篇

针对预加氢系统加热炉负荷不足问题, 2011年8月对预加氢系统进行了改造, 增加1台进料换热器E104G和原换热器串联使用;将原来2台立式重整进料换热器E201更换为1台板式换热器;重整四合一炉扩能改造, 新上1组省煤器模块, 为了解决省煤器出口温度高的问题, 增设1台除盐水换热器, 加热除氧器进水。

1 优化建议

60×104t连续重整预加氢反应系统进料换热器原使用的管壳式换热器E104共6台, 单个换热器面积400 m2。2004年, 装置由先预分馏后加氢流程改造为先加氢后分馏流程, 预加氢部分设计处理量比原设计增加10%~15%;改造后预加氢反应加热炉热负荷明显不足, 预加氢加热炉炉膛温度高达780℃左右, 制约着装置处理量的提高。

重整产物空冷器冷却负荷不足, 夏季时, 重整产物空冷器A201冷却后温度最高达到54℃, 制约着装置处理量的提高。

由于低温热水下游用户取热少, 回收温度高, 导致在工艺装置内的换热不充分, 没有达到有效利用低温热的目的。例如:甲苯塔顶E705产低温热水的换热器取热效果不明显, 塔顶气由110℃空冷至86℃, 负荷约为5.7 MW。

1.1 针对预加氢进料换热器换热不足的建议

在空间许可的前提下, 在现有6壳程的基础上再增加壳程。若空间不许可, 使用螺旋扭曲扁管更换现有的管束。该类管束可以增加传热系数30%~40%。

1.2 针对重整进料换热器换热不足的建议

安装焊接板式换热器 (如Packinox) 改善热交换。安装新的换热器之后, 保守估计趋近温度可以降为20℃。这意味着反应出料的热回收负荷将提高到32 MW, 加热炉的燃料节约量按照85.4%的效率来计算, 四合一炉的热负荷则降低为4.8 MW。

1.3 利用低温热加热除氧器进水

目前, 甲苯塔顶E705低温热水取热不明显, 其后由110℃空冷至86℃, 负荷约为5.7 MW, 建议直接用塔顶油气加热除氧器进水。若能使用现有E705作为换热器, 投资内容包含除氧器和E705之间的管线 (500 m) 。如果压力不足, 需要安装2台新泵 (1开1备用) 。目前除氧器进水温度为40℃, 大约消耗2~3 t/h低压蒸汽。假设除氧器进水与塔顶油气换热从40℃至90℃, 可加热约16 t/h, 节约蒸汽约1.5 t/h。

2 方案实施

1) 针对预加氢系统加热炉负荷不足, 对预加氢系统进行了改造, 增加1台进料换热器E104G和原换热器串联使用。

2) 将原来2台立式重整进料换热器E201更换为1台板式换热器。

3) 重整四合一炉扩能改造, 新上1组省煤器模块。为了解决省煤器出口温度高问题, 增加低温热水用户, 进一步回收热量, 增设1台除盐水换热器, 加热除氧器进水提升进除氧器温度, 达到节约低压蒸汽的目的。

3 结论

项目实施后取得了一定效果, 增加预加氢反应系统进出物料换热器, 每月降低能耗 (标油) 1.16 kg/t, 更换E201后, F201瓦斯消耗减少, 每月降低能耗 (标油) 0.39 kg/t。增加除氧器换热器后, 锅炉除氧器蒸汽耗量从2.5 t/h减少至0.5 t/h, 每月降低能耗 (标油) 0.68 kg/t。总节能量 (标油) 为2 042.9t, 单位加工能耗降低 (标油) 3.78 kg/t, 详见表1。

摘要：重整加氢装置是石化企业的重点耗能装置, 同时也存在着一定的节能空间。针对预加氢系统加热炉负荷不足问题, 对预加氢系统进行了改造, 增加1台进料换热器E104G和原换热器串联使用;将原来2台立式重整进料换热器E201更换为1台板式换热器;增加1组省煤器模块。为了解决省煤器出口温度高问题, 增设1台除盐水换热器用以加热除氧器进水。改造后可使装置能耗显著降低, 年节能量达2 042.9 t标油, 取得211万元经济效益。

换热器论文 第5篇

材料工程基础论文

管壳式换热器论文

摘要;本文主要介绍管壳式换热器。并分析其特点。关键词：管壳式换热器、传热管束、管板、折流板

正文：管壳式换热器由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；正方形排列则管外清洗方便，适用于易结垢的流体。管壳式换热器

流体每通过管束一次称为一个管程；每通过壳体一次称为一个壳程。图示为最简单的单壳程单管程换热器,简称为1-1型换热器。为提高管内流体速度,可在两端管箱内设置隔板，将全部管子均分成若干组。这样流体每次只通过部分管子，因而在管束中往返多次，这称为多管程。

类型：由于管内外流体的温度不同，因此换热器的壳体与管束的温度也不同。如果两温度相差很大，换热器内将产生很大热应力，导致管子弯曲、断裂，或从管板上拉脱。因此，当管束与壳体温度差超过50 ℃时，需采取适当补偿措施，以消除或减少热应力。根据所

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材料工程基础论文

采用的补偿措施，管壳式换热器可分为以下几种主要类型：

① 固定管板式换热器 管束两端的管板与壳体联成一体，结构简单,但只适用于冷热流体温度差不大,且壳程不需机械清洗时的换热操作。当温度差稍大而壳程压力又不太高时，可在壳体上安装有弹性的补偿圈，以减小热应力。

② 浮头式换热器 管束一端的管板可自由浮动，完全消除了热应力;且整个管束可从壳体中抽出,便于机械清洗和检修。浮头式换热器的应用较广，但结构比较复杂，造价较高。

③ U型管换热器 每根换热管皆弯成U形，两端分别固定在同一管板上下两区，借助于管箱内的隔板分成进出口两室。此种换热器完全消除了热应力，结构比浮头式简单，但管程不易清洗。

非金属材料换热器 化工生产中强腐蚀性流体的换热，需采用

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材料工程基础论文

陶瓷、玻璃、聚四氟乙烯、石墨等非金属材料制作管壳式换热器。这类换热器的换热性能较差，只用于压力低、振动小、温度较低的场合。

流道的选择

进行换热的冷热两流体，按以下原则选择流道：①不洁净和易结垢流体宜走管程，因管内清洗较方便；②腐蚀性流体宜走管程，以免管束与壳体同时受腐蚀；③压力高的流体宜走管程，以免壳体承受压力；④饱和蒸汽宜走壳程，因蒸汽冷凝传热分系数与流速无关,且冷凝液容易排出；⑤若两流体温度差较大,选用固定管板式换热器时，宜使传热分系数大的流体走壳程，以减小热应力。

操作强化

当管壁两侧传热分系数相差很大时（如粘度小的液体与气体间的换热），应设法减小传热分系数低的一侧的热阻。如果管外传热分系数小，可采用外螺纹管（低翅片管），以增大管外一侧的传热面积和流体湍动，减小热阻。如果管内传热分系数小，可在管内设置麻花铁，螺旋圈等添加物，以增强管内扰动，强化换热，当然这时流体的流动阻力也将增大。

管壳式换热器-shell and tube heat exchanger 由一个壳体和包含许多管子的管束所构成，冷、热流体之间通过管壁进行换热的换热器。管壳式换热器作为一种传统的标准换热设备，在化工、炼油、石油化工、动力、核能和其他工业装置中得到普遍采用，特别是在高温高压和大型换热器中的应用占据绝对优势。通常的工作压力可达4兆帕，工作温度在200℃以下，在个别情况下还可达到更高的压力和温度。一般壳体直径在1800毫米以下，管子长度在9米以下，在个别情况下也有更大或更长的。

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材料工程基础论文

为提高换热器的传热效能，也可采用螺纹管、翅片管等。管子的布置有等边三角形、正方形、正方形斜转45°和同心圆形等多种形式，前3 种最为常见。按三角形布置时，在相同直径的壳体内可排列较多的管子，以增加传热面积，但管间难以用机械方法清洗，流体阻力也较大。管板和管子的总体称为管束。管子端部与管板的连接有焊接和胀接两种。在管束中横向设置一些折流板，引导壳程流体多次改变流动方向，有效地冲刷管子，以提高传热效能，同时对管子起支承作用。折流板的形状有弓形、圆形和矩形等。为减小壳程和管程流体的流通截面、加快流速，以提高传热效能，可在管箱和壳体内纵向设置分程隔板，将壳程分为2程和将管程分为2程、4程、6程和8程等。管壳式换热器的传热系数，在水-水换热时为1400～2850瓦每平方米每摄氏度〔W/(m2〃℃)〕;用水冷却气体时，为10～280W/(m2〃℃)；用水冷凝水蒸汽时，为570～4000W/(m2〃℃)。

分类

管壳式换热器按结构特点分为固定管板式换热器、浮头式换热器、Ｕ型管式换热器、双重管式换热器、填函式换热器和双管板换热器等。前 3种应用比较普遍。

固定管板式换热器

它是管壳式换热器的基本结构形式。管子的两端分别固定在与壳体焊接的两块管板上。在操作状态下由于管子与壳体的壁温不同，二者的热变形量也不同，从而在管子、壳体和管板中产生温差应力。这一点在分析管板强度和管子与管板连接的可靠性时必须予以考虑。为减小温差应力，可在壳体上设置膨胀节。固定管板式换热器一般只在适当的温差应力范围、壳程压力不高的场合下

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材料工程基础论文

采用。固定管板式换热器的结构简单、制造成本低，但参与换热的两流体的温差受一定限制；管间用机械方法清洗有困难，须采用化学方法清洗，因此要求壳程流体不易结垢。

浮头式换热器

浮头式换热器的结构为管子一端固定在一块固定管板上，管板夹持在壳体法兰与管箱法兰之间，用螺栓连接；管子另一端固定在浮头管板上，浮头管板与浮头盖用螺栓连接，形成可在壳体内自由移动的浮头。由于壳体和管束间没有相互约束，即使两流体温差再大，也不会在管子、壳体和管板中产生温差应力。浮头式换热器适用于温度波动和温差大的场合；管束可从壳体内抽出用机械方法清洗管间或更换管束。但与固定管板式换热器相比，它的结构复杂、造价高。

U型管式换热器 一束管子被弯制成不同曲率半径的U型管，其两端固定在同一块管板上，组成管束。管板夹持在管箱法兰与壳体法兰之间，用螺栓连接。拆下管箱即可直接将管束抽出，便于清洗管间。管束的U形端不加固定，可自由伸缩，故它适用于两流体温差较大的场合；又因其构造较浮头式换热器简单，只有一块管板，单位传热面积的金属消耗量少，造价较低，也适用于高压流体的换热。但管子有U形部分，管内清洗较直管困难，因此要求管程流体清洁，不易结垢。管束中心的管子被外层管子遮盖，损坏时难以更换。相同直径的壳体内，U形管的排列数目较直管少，相应的传热面积也较小。

双重管式换热器

将一组管子插入另一组相应的管子中而构成的换热器。管程流体从管箱进口管流入，通过内插管到达外套管的底

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材料工程基础论文

部，然后返向，通过内插管和外套管之间的环形空间，最后从管箱出口管流出。其特点是内插管与外套管之间没有约束，可自由伸缩。因此，它适用于温差很大的两流体换热。但管程流体的阻力较大，设备造价较高。

填函式换热器

填函式换热器的结构，管束一端与壳体之间用填料密封。管束的另一端管板与浮头式换热器同样夹持在管箱法兰与壳体法兰之间，用螺栓连接。拆下管箱、填料压盖等有关零件后，可将管束抽出壳体外，便于清洗管间。管束可自由伸缩，具有与浮头式换热器相同的优点。由于减少了壳体大盖，它的结构较浮头式换热器简单，造价也较低；但填料处容易渗漏，工作压力和温度受一定限制，直径也不宜过大。

双管板换热器管子两端分别连接在两块管板上，两块管板之间留有一定的空间，并装设开孔接管。当管子与一侧管板的连接处发生泄漏时，漏入的流体在此空间内收集起来，通过接管引出，因此可保证壳程流体和管程流体不致相互串漏和污染。双管板换热器主要用于严格要求参与换热的两流体不互相串漏的场合，但造价比固定管板式换热器高。

特点

这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流

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动，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；流体每通过管束一次称为一个管程；每通过壳体一次称为一个壳程。图示为最简单的单壳程单管程换热器,简称为1-1型换热器。为提高管内流体速度,可在两端管箱内设置隔板，将全部管子均分成若干组。这样流体每次只通过部分管子，因而在管束中往返多次，这称为多管程。同样，为提高管外流速，也可在壳体内安装纵向挡板，迫使流体多次通过壳体空间，称为多壳程。多管程与多壳程可配合应用。

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材料工程基础论文

参考文献：1.http:///100k/read.php?tid=3280 3.江南 易宏 甑亮 岑汉钊.管壳式换热器壳程强化传热 研究进展.化肥工业 1998 25 6 : 27 321

大型板式换热器接管优化设计 第6篇

太原市集中供热瑞光热电一期工程,其中隔压换热站主要技术参数如下:板式换热器:单台换热量:68 MW;一级网设计压力:2.5 MPa,一级网设计供水/回水温度:140℃/80℃;二次网设计压力:1.6 MPa,二级网设计供水/回水温度:130℃/70℃。作用在换热器管口的外力为11 295 N,力矩为16 841 N·m。经过两次调整的换热器接管侧管道布置方式见图1,一、二次应力及换热器接口受力及力矩均通过应力计算。

2应力分析过程

2.1初步方案

对于本项目,在设备招标获得详细尺寸后,根据工艺布置方案确定了出版的管道布置图。一级网侧(本文仅以一级网管道进行论述)建立模型后在CAESARⅡ截图如图2所示。

根据初步确定的管道布置方式,应用软件进行应力分析。结果显示,一次应力均能满足规范要求,二次应力较大,二次应力计算结果截取如表1所示。

2.2调整部分管道布置,降低二次应力

按照计算结果,管道接口处二次应力较大,将所有接口由直流三通均改为顺流三通,并调整两侧管道接口布置方式,增加横向布置管道,布置方式截图如图3所示。调整管道布置方式,计算得调整后二次应力部分结果截取如表2所示。

一、二次应力均通过计算,此时校核换热器出口外力和力矩,结果见表3。阴影部分均大于换热器厂家提供的受力数据换热器允许管口的力为11 295 N,允许的力矩为16 841 N·m。因此需进一步调整管道布置。

2.3第二次调整管道布置

由表3知,尽管二次用力均满足要求,但是换热器部分管道出口的轴向力和力矩均大于厂家允许的受力,所以仍需调整。第二次调整后,管道布置方式截图如图4所示。

此时,对管道进行应力计算,二次应力进一步降低,如表4所示,对换热器出口受力及力矩进行校核,均能满足要求,见表5。

经过二次调整,各管道一、二次应力均符合规范,换热器接口处受力均能满足要求。

3结语

大型板式换热器管口的应力要求比较严格,同时受到空间的限制,在管道设计中会遇到许多困难。借助CAESARⅡ应力分析软件,通过计算数据,能够指导管道设计人员对管道布置进行定量的优化,从而高效率、高质量地完成设计工作。

该工程已于2012年建成投运,运行状况良好。

摘要：基于隔压换热站供热面积大、管径大、压力高、温度高等特点,结合具体工程,利用CAESARⅡ应力分析软件,对热力站的布置方案进行了优化,从而降低了管道及换热器管口的应力,高效率、高质量地完成了设计工作。

关键词：隔压换热站,CAESARⅡ,二次应力,接口受力

参考文献

[1]GB50316,工业金属管道设计规范[S].

[2]唐永进.压力管道应力分析[M].北京:中国石化出版社,2009.

管壳式换热器的优化设计 第7篇

1 管壳式换热器概论以及设计流程

换热器是一种实现物料之间热量传递的节能设备, 是在石油、化工、石油化工、冶金、电力、轻工、食品行业普遍应用的一种工艺设备, 在炼油、化工装置中换热器占总设备的40%左右, 占总投资的30%-45%。目前, 在换热器设备中, 使用量最大的是管壳式换热器。

本文是基于管壳式换热器, 其壳程流体为水, 管程流体为湿空气。由于管程出口湿空气特殊性需求——达到换热温度的要求, 且把对应压降控制在其允许的范围之内。同时, 换热器的相关试验环境需要充分的满足相关的换热条件之后才能提升其换热效率的, 合理的减少换热面积。该情况是需要充分考虑换热器的换热面积和其压降损失状况, 而换热器传统的优化方式对某单项的对应指标不能满足高效的需求。因此, 对换热器提出一种新型的优化及评估方法显得尤为迫切, 使换热效率以及压降损失等因素更好的得以统筹, 以便实现换热器的合理优化。

1.1 管壳式换热器概论

管壳式换热器具备结构简单且牢固、操作弹性较大以及应用材料广泛等特性, 现阶段仍是化工、石油以及石化行业中所运用的一种重要的热交换器, 特别适用于高温、高压工况, 甚至在较大型的换热设备中它也具有很大的应用优势。涉及换热器的性能因素很多, 比如传热系数、换热面积、压力降、泵送功率等等。一般换热器的优化方式仅是针对经济成本、换热面积以及压降耗损其中的某一项展开优化。在对换热器性能所涉及的多个因素进行优化时, 发现传统的优化方式不可避免地存在的其局限性。

1.2 目标函数

本文中, 管壳式换热器壳程是以水为介质, 在其进口的水温一定时, 由传热学原理可得出, 冷却水出口的温度会影响换热器传热面积以及该换热设备的投资费用。冷却水的出口温度低时, 其需要的传热面积就会相对较小, 也就是换热器投资费用会相对减小。不过这时冷却水用量就会提高, 其需要的相关操作费用也会提升, 因此, 为保证设备费用与操作费用之和是为最小值时, 需对换热器优化设计, 使其冷却水出口温度合理。

1.3 设计流程

管壳式换热器的设计是由诸多因素相互关联的、多参数相互影响的, 因此设计过程复杂。本文中壳程流体放热将管程内的湿空气加热至指定的温度。由于其工况的特殊性, 分析了相应优化过程, 发现其忽视了壳程的流体传热膜系数和壳程压降对换热器的影响, 因此, 换热器优化的前提是要求设备的实际传热面积大于其理论计算值。而且, 相应管程压降损失应小于压降的最大允许值。

2 换热器经济性分析与优化计算

通常情况下, 利用换热器回收运用热能或者是实行工艺过程加热, 其所带来的年经济收益和换热器的相关换热量及年运行时间成正比例关系。

换热器的年总费用主要是固定的投资费用以及运作费用、热损失费用, 为了有效的简化计算, 把换热器最初的投资费用、折旧费用、维修费用、配套工程费用等固定的相关费用均用单位的传热面积费用来表示。

3 换热器压降分析

虽然湿空气和水换热的过程对壳程压降要求较低, 但仍要考虑管程流体所存在的压力损失。低压工况下, 管程压降与直管的摩擦阻力压降为主, 此时湿空气压降最大, 所以压降损失小于其最大允许值就显得尤为关键。当然, 在高压时也应符合此要求。

4 程序设计

上面所分析的相关问题均是属于单个变量最优化, 该类问题的求解方式也算是较为成熟, 可以运用解析法以及黄金分割法和函数逼近法等数值方式对其进行求解。在这里我们是运用MATLAB语言计算, 应用工具箱中的Nelder-Mead单纯形法函数进行优化。上述分析是针对管壳式水冷却器而得出的结论, 而由于分析方法及传热机理的相似, 对其他不同换热介质的管壳式换热器的优化也具有一定普遍的, 其对应的求解结果可以是设计管壳式换热器的关键依据, 进而能够合理的节约生产生本, 以便于促进设计科学化进程。

5 实际算例

本文以管程为湿空气, 壳程为水的管壳式换热器为例, 对换热水器结构的进行参数优化设计。其对应的热负荷为863W, 进出口处的对数平均温差是3.17K, 湿空气体积的流量是66.7L/s, 设计要求最小压强为300Pa, 所涉及换热器的的最大压降不超过15Pa。

6 结语

本文是以湿空气和水为换热介质, 对管壳式换热器进行优化设计。在限定管程的压降状态下, 该换热器能够呈现换热器的体积最小, 并且, 还能综合考虑换热器的传热面积以及压降损失, 并合理地统筹兼顾两者, 极大地提高了传热效率, 压降控制的成效显著。

摘要：管壳式换热器的设计所涉及的相关设计参数极多, 且难度也较强, 为此需探索一种简便实用的优化方法。管壳式换热器是一种用于各大领域的工业设备, 对国民经济有着非常关键的作用, 其设计工作的核心是管壳式换热器的换热效率。本文分析了管壳式换热器的设计原理, 并提出相应的优化策略。

关键词：管壳式,换热器,设计优化

参考文献

[1]刘宏, 魏新利.管壳式换热器的优化设计[J].机械强度, 2012 (10) .

焦化换热器酸洗的优化与应用 第8篇

关键词：清洗,换热器,水垢,粘泥,效率

在焦化煤气净化过程中,由于使用大量的换热器,而换热器采用循环冷却水(温度为30～35℃)、低温循环冷却水(温度为16～18℃)作为冷却介质。在冷却水的闭路循环冷却过程中,由于冷却水的循环利用,会产生一定量的粘泥,而且由于换热器换热后水温高,会产生大量的水垢,同时由于钢板的氧化,钢板产生大量的铁锈,而这些粘泥、水垢以及铁锈积留在换热器的内壁流道内,会降低换热器的换热效果,影响生产。椐文献报道,为解决这些问题,部分企业采用了盐酸、柠檬酸等酸洗的方式对换热器进行清洗,但效果都不明显。南钢对这种传统的酸洗方式进行优化,并将其应用于焦化换热器的清洗取得较好效果。

1 问题的提出

换热器经过一段时间的运行后,不可避免会出现结垢、锈蚀等问题。主要原因均是自来水作为工作媒介,在外界条件(如温度、流速、浓度)改变时,水质多表现为不稳定的状态,会产生结垢、腐蚀以及生物粘泥等现象,粘泥附着在水垢和铁锈的表面,导致换热器换热效率下降。

2 影响换热器效率的主要因素

就影响换热器效率的三个主要因素如下。

2.1 结垢

结垢是循环冷却水在经过换热器的传热表面使水温升高时,水中盐份溶解平衡遭到破坏,产生下列反应的产物。

Ca(HCO3)2=CaCO3+CO2+H2O

该反应产生的CaCO3便是水垢。水垢沉积在换热器的传热表面,使换热设备的导热性能下降,严重影响换热效率。其次,设备的主要材质是碳钢,其腐化产物主要是氢氧化物以及铁氧化物的水化物,呈胶体状稳定地悬浮在水中,当通过热交换器时易在受热面胶体相互凝集沉淀。沉淀物主要是Fe2O3,因为Fe2O3具有磁性、粘附力强、比重大以及不连续性、不致密性,对金属无保护效用,也易形成污垢,影响热效果。

2.2 腐蚀

换热器的钢板与水中的氧气发生化学反应,引起腐蚀,其反应式为:

Fe+O2+H2O=Fe(OH)3

水在浓缩过程中,各种盐类的浓度会相应升高,当Cl-以及SOundefined离子浓度较高时,会使金属表面的保护膜的防腐性能降低,尤其是Cl-离子半径小、穿透性强,容易渗透保护膜增加其腐蚀反应速度,加速钢板的腐蚀。

2.3 粘泥

焦化循环冷却水中微生物可分为球菌、真菌及藻类。长期循环的水系统中,其盐分、pH值、溶解氧等比例适合微生物生殖,若不能得到有效控制,微生物不断滋生,并分泌出大量粘液,将水中不溶性杂质粘结在一起,产生粘泥,附着在设备以及管道的内表面,阻碍水的流动以及系统热交换,并且在粘泥沉积的地方往往会造成沉积物对管道腐蚀。

基于上述影响换热器效率的原因,很多的焦化厂采用酸洗的方法对换热器进行清洗,虽然取得一定效果,但离原始的设计要求相差甚远,不能满足工艺要求。因此我们对换热器酸洗工艺采取了优化措施,取得了很好的效果。

3 工艺优化措施

3.1 预处理

换热器长时间运行后流道内粘泥会比较均匀地沉积在器壁上,往往在水垢和铁锈的表面附着一层粘泥,当换热器酸洗时,粘泥隔断了水垢、铁锈与酸溶液的接触,起到了保护膜的作用,使酸与水垢、铁锈无法充分接触反应,导致换热器酸洗效果差。因此,酸洗前应对换热器流道内的粘泥进行预处理,清除表面的粘泥。

(1) 从换热器阀门处断开换热器冷却水的进水管道,改变换热器冷却水的进出水管的流向,进水管变为出水管,出水管变为进水管,对换热器进行反冲洗,即对内壁上的粘泥进行初步冲洗。

(2) 停止反冲洗,采用临时性软管从换热器原有的出水管上的排气口处接入一路氮气,应用氮气(压力0.8MPa)从换热器的冷却水排气口进入,再从冷却水进水口排出,使用氮气对流道内壁上的粘泥进行清扫。

(3) 在氮气开启过程中,再稍微打开换热器的冷却水出水管阀门,使少量的水进入换热器,与氮气形成气液混合气,利用高压氮气带动冷却水对内壁上的粘泥进行清洗,从而达到清除粘泥的目的。图1为换热器原有的工艺图。图2为预处理工艺流程图。图3为氮气和水混合后的气液清洗粘泥的流向示意图。

3.2 酸洗工艺

经过对粘泥预处理后,进入酸洗阶段,酸洗采用浓度为4%～5%的盐酸溶液进行清洗,同时加入缓蚀刺Lan-826,其浓度控制为0.2%～0.5%。酸洗系统采用临时性软管连接。为了保证酸洗效果,以免循环液“走短路”造成清洗死角,采用低进高出的进液方式,加酸桶采用敞口桶,以保证生成的CO2能及时逸出。在换热器的另外一管路通过放散管由高到低的方式接入一路临时蒸汽管,该管路可以根据清洗的情况适当对清洗液进行加热,同时对加酸桶进行温度测定,控制回液温度为40～-50℃,加快其反应速度,提高清洗效果。冷凝下来的蒸汽冷凝水通过换热器的低处的出口管排出,图4是酸洗循环工艺图。这种间接地加热清洗液的工艺具有以下优点:

(1) 当清洗液循环后,换热器另一侧管路通过蒸汽对清洗液进行间接加热,不会增加清洗液的总溶液量,避免过多的蒸汽冷凝水进入清洗液中,造成清洗液容量多。

(2) 相比直接蒸汽进入清洗液的加热方式,这种间接加热方式产生的蒸汽量少,清洗液不会逸出大量酸气,而蒸汽直接进入清洗液会造成蒸汽夹带大量酸液逸出,污染周围的环境。

(3) 间接加热比较均匀,温度容易控制。

3.3 酸洗后的处理

酸洗结束后,对清洗液进行处理,离心泵继续运行,溶液继续循环,通过定期在加酸桶投入固体NaOH进行中和,并在回液中测定循环液的pH值,直到溶液pH值达到7后停止加NaOH,把中和了的清洗液收集送入鼓冷区域的氨水放空槽, 送入氨水系统随氨水进行蒸氨处理,加酸桶继续加干净的循环水,使换热器内的清洗液得到彻底清除。

通过清洗后,临时性接的管道全部拆除,恢复原有的管道连接。

4 应用效果

通过上述工艺的优化,换热器的换热效果得到明显的改善,基本接近原有的设计标准,取得了很好的效果。

(1) 从换热器的循环冷却水进出口管道处观察,表面的水垢和铁锈已经被清除,呈现出铁的本来色泽。

(2) 从换热器介质的温差来看,介质的进出口温度差得到明显的拉大,这说明在同样的介质温度和流量下,介质交换的热量得到了很大的提高,换热效率提高。

(3) 介质出换热器后的温度得到控制,接近了设计的标准值。

(4) 从换热器进行酸清洗前后的冷却水流量来看,流量得到提高,清洗后冷却水流量相比提高40%。

表1列出了粗苯一段贫油冷却器(换热面积为75m2)清洗前后的各项数据对比。

5 结论

通过改善和优化酸洗工艺对换热器进行清洗,取得了很好的效果,而且工艺简单,可以独立进行清洗,不需要邀请专门的清洗公司进行清洗,对降低成本起到重要作用,同时提高了换热器的换热效果,值得推广。

参考文献

[1]胡克华,王瑞真,等.循环水中生物粘泥产生原因及控制措施[J].莱钢科技,2007(6).

板式换热器的特点与优化设计 第9篇

板式换热器技术主要在以下方面得到迅速发展:板式换热器单元和单片面积大型化,如英国APV公司单片最大面积达4.75 m2/片,单台换热面积2500 m2/台;采用垫片无胶连接技术,使板式换热器,安装和维护的时间节约80%;由一种规格的板片设计两种不同波形夹角,以满足有不同压力降要求的场合,从而扩大了应用范围;板片材料多样化,已使用了不锈钢、高铬镍合金、蒙乃尔哈氏合金等,目前还出现了石墨式换热器。

板式换热器的广泛应用,加速了我国板式换热器行业的迅速发展,但我国板式换热器设计与发达国家之间仍存在着不小的差距。本文讨论了板式换热器的优化设计方法,分析了板式换热器设计的较优方案。

1 板式换热器的特点

板式换热器是以波纹板作为传热面,在流道中布满网状触点,流体沿着板间狭窄弯曲、犹如迷宫式的通道流动,其速度大小和方向不断改变,形成强烈的湍流,从而破坏边界层,减少界面液膜热阻,并使固体颗粒悬浮,不易沉积,有效地强化了传热,因此,它比管壳式等其它类型换热器具有很多独特的优点。

1.1 板式换热器的优点

(1)传热系数高。由于板式换热器的特殊结构及组装方式,使介质在流经相邻两板片间的通道时,流动方向和流速不断变化,在低流速下,形成急剧湍流,强化换热。板式换热器的总传热系数K一般为2330~5810 W/(m2·K),高的可达6980~8150 W/(m2·K),比管壳式换热器K=1400~2790 W/(m2·K)高出2~3倍[1]。在同一压力损失下,板式换热器所传递的热量为管壳式换热器的6~7倍。

(2)温差小。由于板式换热器具有较高的传热系数及强烈的湍流,可使热交换器的一、二次流体温度十分接近,温差趋近1~3℃。

(3)热损失小。由于板片边缘及密封垫暴露在大气中,所以热损失极小,一般为1%左右,不需采取保温措施。在相同换热面积情况下,板式换热器的换热损失仅为管壳式换热器的1/5,而重量则不到管壳式的一半。

(4)结构紧凑。换热板片由薄的不锈钢板(厚0.8 mm)压制而成,板片间距一般为4 mm,板片表面的波纹大大增加了有效换热面积,这样单位容积中可容纳很大的传热面积(每立方米体积可布置250 m2的传热面积),占地面积仅为管壳式的1/5~1/10。因此,体积小,节省安装空间。

(5)适应性强。可根据产量及工艺要求,方便地增加或减少传热板片,亦可将板片重新排列,改变流程组合。

(6)用途广泛。目前,已广泛应用于化工、石油、机械、冶金、电力、食品、热水供应、集中供暖等多种工程领域,完成加热、冷却、蒸发、冷凝、余热回收等工艺过程中介质间的热交换。

(7)操作灵活。维修方便传热板片及活动压紧板均悬挂在机器的横梁上,压紧板上方设有滚动装置,可方便地打开设备,进行清洗,并能取出一板片,进行检查或更换垫片。

1.2 板式换热器的缺点

(1)工件压力在2.5 MPa以下板式换热器是靠垫片密封的,密封周边很长,而且角孔的两道密封处的支承情况较差,垫片得不到足够的压紧力。

(2)工作温度在250℃以下板式换热器的工作温度决定于密封垫片能承受的温度。用橡胶弹性垫片时,最高工作温度在200℃以下;用压缩心棉绒垫片(Csf)时,最高工作温度为250~260℃。由于压缩心棉绒垫片的弹性差,所以工作压力较用橡胶垫片低。

(3)不易于进行易堵塞通道的介质的换热板式换热器的板间通道很窄,一般为3~5 mm,当换热介质中含有较大的固体颗粒或纤维物质时,就容易堵塞板间通道。对这种换热场合,应考虑在入口装设过滤器,或采用再生冷却系统。

2 板式换热器的优化设计

2.1 板式换热器的常规设计方法

设计计算是板式换热器工程设计的核心,主要包括两部分内容,即传热计算与压力降计算[2]。板式换热器工程设计计算的内容不同于传统的管壳式换热器。它不需要作任何元件或结构方面的设计,一般只要不超出最高使用压力,设计时也不再作强度方面的校核。所需要的只是恰当地组合板片并进行传热计算与压降计算,得出所需要的总换热面积与板片数。由于板片的传热与压降性能紧密相关,因此,这两方面的计算常常需交叉或交替进行。

一般情况下,两侧流体的流量及四个进、出口温度中的任意三个已给定,板式换热器的设计应包括确定板型、板片尺寸、流程与通道数的组合、传热面积等。在作设计计算时,设计者应具备以下资料:

(1)选择适宜板片的主要几何参数,如单板有效换热面积、当量直径或板间距、通道横截面积及通道长度等。(2)适用介质种类与适用温度,压力范围。(3)传热及压降关联式或以图线形式提供的板片性能资料。(4)所用流体在平均工作温度下的有关物性数据,主要包括:密度、比热容、导热系数及粘度。

在进行设计计算时,首先可选定一种板型和板片尺寸,然后假定冷热流体的流程数、通道数,接下来进行对数平均温度、雷诺数及各个物性参数的计算,然后计算换热系数,由计算出的换热系数确定出实际所需的换热面积并校核,最后进行压力降的校核。如果出现压力降超出设定范围,则重新假定冷热流体的通道数、流程数,重新进行热力计算。

2.2 板式换热器的优化设计

换热器的优化设计,就是要求所设计的热交换器在满足一定要求的前提下,一个或几个指标达到最好[3]。优化设计是在最优化数学理论和近代计算机广泛应用的基础上发展起来的新技术,运用计算机寻求设计的优化方案,是计算机辅助设计的重要组成部分和核心技术之一。经验证明,一个好的设计,往往能使换热器的投资节省10%~20%。因此进行优化设计是一个好的设计不可少的组成部分。

要表示出优化问题,首先要确定一个多变量函数作为评价装置设计的判断基准,然后在变量的某一给定约束条件下,使目标函数取得最大值或最小值[4]。一般设计步骤为:

(1)确定目标:目标会随着实际问题的要求不同而不同,但一般“经济性”常常成为热交换器优化设计中的目标。

(2)决定使目标函数取最大或最小的决策变量,确定约束条件;约束条件可分为等式约束条件和不等式约束条件。在某些特殊情况下,还会有无约束的最优化问题。如求解热交换器传热性能最好的问题,常常有阻力损失不能超过某个数值的约束条件。

(3)建立描述装置内部过程的关系式,以满足给定的输入和输出;任何一个优化设计方案都要用一些相关的物理和几何量来表示。由于设计问题的类别或要求不同,这些量可能不同,但无论哪种优化设计,都可将这些量分成给定和未给定的两种。未给定的那些量就需要在设计中优选,通过对它们的优选,最终使目标函数达到最优值。如,以热交换器的传热系数为目标函数的优化设计,流体的流速、温度等就是设计变量。这样,对于有n个设计变量x1,x2,…,xn的优化问题,目标函数F(X)可写作F(X)=F(x1,x2,…,xn)。显然,目标函数就是设计变量的函数。

(4)简化上述关系式,把多变量系统分成若干少变量系统;热交换器设计问题一般都是约束(非线性)最优化问题(也可称为约束规划问题)。约束最优化问题的求解方法有消元法、拉格朗日乘子法、惩罚函数法、复合形法等多种。

(5)用最优化的数学方法,在计算机上实现自动设计求最优解。

在换热器的优化设计过程中,目标函数有很多种,即所要求的优化设计的目的各不相同,大致可以分为以下几类:

(1)对完成同一目的的新换热器得到投资、折旧、操作、维修费等最经济的换热器型式及结构,材料。计算中要满足约束条件,如对流速或压降的限制、结构尺寸的限制等。

(2)对已有换热器或正在操作的换热器,计算最经济的操作条件或最经济的余热回收条件。

(3)除单台换热器的最优化设计及核算外,在某些条件下,可以对换热器系统进行经济性评价和优化计算。

若以换热器的耗资为目标函数,每个板片可以根据经验,大体可以得出以下结论:

随着雷诺数的增加,压力将增加,流体流动阻力增大,克服阻力需要耗电,这就使得在雷诺数较大时电耗突然增大;制造费用在雷诺数较小时,换热系数较小,相同的换热量下,需要更多的换热面积,所以在雷诺数较小时,制造费用会很大,随着雷诺数的增大,换热系数变大,所需换热面积变小,制造费用降低。

总之,每一个板片的耗资都随着雷诺数的变化而不同,但总会有一个最优的雷诺数,使工作流体在此雷诺数下运行时,耗资最小,经济性最好。

2.3 板式换热器CFD及场协同研究

由于板式换热器实物实验投资大,时间长,花费大量的人力;一些大型换热器及复杂工况条件下的换热器难以进行实验。故近年来,人们越来越热衷于采用计算流体力学(CFD)手段对板式换热器进行数值模拟,而将CFD与实验有机结合在一起研究板式换热器是一种高效、经济的研究手段。早在1974年,英国学者Patankar首先采用CFD手段对热交换器进行数值模拟研究,他们计算了管壳式热交换器的流阻[5]。

Carla S.Fernandes等运用CFD软件对板式换热器中搅拌酸奶的生产过程进行了模拟,建立了非牛顿流体模型,经过数值计算得到其速度场和温度场[6]。Flavio C.C.Galeazzo等对食品工程中使用的平板式板式换热器进行了模拟计算,结果证明平板式换热器中的流动多为层流,局部呈现湍流状态[7]。他们通过实验验证了计算的有效性及正确性。

Kone Grijspeerdt等对人字形板式换热器分别做了3维和2维的数值计算。在2维计算中得到波纹形状的影响,3维计算中确定了波纹角度的影响,最终得到优化波纹的模型[8]。Ciofalo.M.等利用有限元法和低雷诺数下的k-ε模型,对波纹板式换热器过渡区和弱紊流区进行了数值模拟和实验验证,为其它板式换热器的数值计算提供了参考[9]。

近几年国内学者对板式换热器CFD方面的研究取得很大的进展。杨勇[10]采用曲线坐标下的低雷诺数模型对波纹板式换热器进行了数值模拟,得到了速度场及温度场,发现并解释了在换热器冷、热流量较大时特殊的对流交换曲线。张广明等[11]采用CFD软件对人字形板式换热器进行了数值模拟,从模拟计算发现,波纹倾角对流型变化影响很大,随着波纹倾角的增大分别出现了十字交叉流和曲折流。曲宁[12]截取流道的一半为计算区域,通过Fluent软件对人字型板片进行数值模拟,得到其槽道内的3维压力场、速度场和温度场,较为仔细地分析了波纹倾角、波高和波距对流动与换热的影响。任承钦等[13]设计了一种隔板为六边形的板式换热器,并对此进行了数值模拟,结果表明该新型换热器具有准逆流换热的特点和强化换热作用。景步云等[14]对R22在板式蒸发器中沿流动方向各点分布参数进行数值模拟,采用稳态分布参数法建立仿真模型,并分析了板式换热器中介质流动时压力和板壁温度的变化情况。

过增元等[15]提出的场协同原理是分析对流换热过程的一个工具。场协同原理是指对流换热强度不仅取决于流体与固体壁面之间的温差,流动速度和流体热物理性质及输运性质,同时还取决于流体速度矢量与热流矢量的夹角大小。在提出此理论后,一些研究者使用该原理对不同的对流换热过程进行了分析,并取得了很好的效果。李晓亮[16]采用场协同原理对人字形板式换热器进行了强化传热研究,结果表明利用场协同积分余弦值和场协同匹配性与换热效果存在相关性。场协同理论也可用于指导板式换热器的设计改进及对其强化换热效果进行评价。

3 结论

换热优化 第10篇

航煤加氢是石油产品精制、改制和重油加工的重要手段, 装置的能耗较高, 资源浪费情况比较严重。在对众多能源消耗严重的项目进行对比之后发现, 燃料气、蒸汽和冷却水的耗能均比较大, 占总能耗的绝大部分, 这三部分的消耗也正是装置之中换热网络的消耗。针对这种情况, 从优化航煤加氢装置换热网络入手, 分析现行装置的可优化空间, 提出优化方案, 以此来尽量减少装置的耗能, 实现整个装置的节能。

换热网络综合优化是一个多目标优化问题, 其中包括可靠性、可行性、安全性、经济性等方面, 一般是以年度综合费用最小作为唯一优化目标;而年度综合费用包括设备投资费用和运行费用, 公用工程的能耗决定了运行费的多少, 设备投资费则是由换热设备数量和换热面积决定的。换热网络综合可分为分部综合方法与同步综合方法。其中分部综合方法是将换热网络综合问题分解成单独的子问题进行单独求解以降低求解难度, 但是分部综合法不能很好地平衡子问题之间的相互影响问题, 所以不能保证得到良好结果。同步综合方法的研究工作开始于20世纪80年代末, Yuan等[1]最先提出了同步综合方法的数学模型, 并成功应用在优化多级反应器上。高维平[2]、李志红[3]等在同步综合优化换热网络上也做了很大贡献。

近年来, 由于随机算法不受非凸性、非线性和不连续性等条件的限制, 在求解换热网络同步综合数学模型上也得到了广泛的应用, 典型的随机算法有遗传算法[4]、模拟退火算法[5]、禁忌算法[6]等。

本文以航煤加氢装置换热网络年度总费用最小为目标, 以分级超结构模型为基础, 建立换热网络同步综合模型, 应用遗传算法对该模型进行优化操作, 得到了很好的优化结果。

1 航煤加氢装置用能分析

1.1 装置工艺原理

装置由三部分组成:反应部分、气提分馏部分以及公用工程部分。装置以加工直馏航煤为原料, 在一定的压力温度下, 原料油和氢气通过催化剂层进行脱硫、脱氮、脱氧等反应, 脱出油品中的硫、氮、氧及金属杂质, 以改善原料的品质和产品的使用性能。优化前装置的工艺流程如图1所示。

1.2 装置换热网络数据提取

根据对装置的分析, 提取到三条热物流与三条冷物流, 以及热公用工程和冷公用工程, 提取的基础数据见表1, 现有换热网络结构见图2。

2 数学模型与优化算法

2.1 换热网络超结构模型

Yee等[7]在上世纪90年代提出了换热网络分级超结构, 该模型简化了优化问题的规模, 可单独用数学的方法求解, 不要求设计人员有任何经验规则, 有利于计算机求解。本文在分级超机构基础上建立MINLP数学模型, 以年综合费用最小为优化目标设计合成最优航煤加氢装置的换热网络。数学模型如式 (1) 所示:

式中:i代表热物流、j代表冷物流、k代表级数;Ccu与Chu分别表示冷却、加热公用工程单位费用;NC表示冷物流数目、NH表示热物流数目、NK表示结构中级的数目;CF表示换热器单台固定费用;L表示对数平均温差;q代表热负荷;Z为二元变量, 表示加热器、冷却器是否存在, 存在Z=1, 不存在Z=0。

2.1.1模型的约束条件

◇每条工艺物流的热平衡约束

式中:Thuin, i、Thuout, i分别表示热物流的进出口温度;Tcuin, i、Tcuout, i分别表示冷物流的进出口温度;Fihu、Fjcu分别表示热、冷物流的热容流率;qijk表示各物流间的换热量。

◇每一级的热平衡约束

式中:Thui, k、Thui, k+1分别代表热物流每一级的进出口温度;Tcuj, k、Tcuj, k+1分别代表冷物流每一级的进出口温度。

2.2 遗传算法

遗传算法是从代表问题可能潜在解集的一个种群开始的, 在每一代, 根据问题域中个体的适应度大小挑选个体, 并借助于自然遗传学的遗传算子进行组合交叉和变异, 产生出代表新的解集的种群。这个过程将导致种群自然进化的后生代种群比前代更加适应环境, 末代种群中的最优个体经过解码, 可以作为问题的近似最优解。

遗传算法采纳了自然进化模型, 如选择、交叉、变异、迁移等。计算开始时, 一定数目N个个体 (父个体1、父个体2、父个体3……) 即种群随机的初始化, 并计算每个个体的适应度函数, 即初始代就产生了如果不满足优化准则, 开始产生新一代的计算。为了产生下一代, 按照适应度选择个体, 父代要求基因重组 (交叉) 而产生子代, 所有的子代按一定概率变异。然后子代的适应度又被重新计算, 子代被插入到种群中将父代取而代之, 构成新的一代 (子个体1、子个体2、子个体3……) 。这一过程循环执行, 直到满足优化准则为止。

2.3 航煤加氢换热网络数学模型计算结果

本文数学模型计算采用MATLAB软件编程实现, 编制换热网络遗传算法优化程序并进行计算, 得到优化后的换热网络费用数据和结构 (图3) 。取单位加热公用工程费用Chu=10元/106KJ;Ccu=0.3元/106KJ。优化后的年运行费189 310元, 换热器年固定费用1500元, 加热器年固定费用4525元, 冷却器年固定费用4525元, 年总综合费用为199859元。较优化前换热网络减少2台换热器, 增加1台加热器, 年总综合费用节省467 551元。

根据对计算结果的分析, 可以得到航煤加氢装置换热网络优化流程 (图4) 。

3 结论

1) 以航煤加氢装置的换热网络年综合费用最小为目标优化设计换热网络, 得到了优化后换热网络的运行费用与换热器、加热器、冷却器的固定费用等, 优化后年总综合费用节省467 551元。

2) 设计获得航煤加氢装置优化工艺流程。

参考文献

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