换热器是石化行业中应用十分广泛的热量交换设备。而夹套式换热器（如夹套管）可看作是管壳式换热器中的一种特殊形式，特殊点在于其是折流挡板数为0，管束为1 根的单壳程单管程换热器。
随着科学技术的发展，换热器的严格计算也由以往的手算变为计算机计算为主。目前国际上比较著名两大换热器计算软件当推HTRI 和HTFS 。
文章拟通过应用实例，介绍HTRI 在管壳式换热器（夹套管）
是否利旧和选择最优方案中的应用。
文章以长盛公司7×104t/a 聚丙烯装置T701 丙烯进料管线为研究对象。原有工艺流程中从丙烯罐来的液态丙烯由下往上流经PR234（内管）后最终进入汽提塔顶部淋下，蒸汽自蒸汽总管来由上至下流经JLS710（外管），要求内管中的液态丙烯经过外管中蒸汽加热后满足出口端丙烯物料温度不小于48℃的要求。但通过汽提塔反应后的物料（液态丙烯）经检测品质无法达到预期要求，现初步分析判断为进入汽提塔的液态丙烯温度不够，即夹套管内管出口端丙烯物料温度没有满足不小于48℃的要求。故在已知相关数据及条件的前提下利用对该段夹套管进行换热过程的模拟和计算。
已知介质操作条件如下：内管介质为液态丙烯，流量，进口温度为20℃，操作压力为2.3MPa ；夹套管介质为蒸汽，操作温度为147℃，操作压力为0.35MPa。
目前运行条件的情况如下：夹套管内管DN80（大外径，下同），外管DN150，管总长度为11.5m，液态丙烯年平均进料温度为20℃、冬天10℃、夏天28℃。在现有操作条件基础上，对原有管线的换热效果进行模拟计算，将已有相关数据输入HTRI5.0 得出模拟计算结果，见表1。
从表1 模拟计算的结果来看，20t/h 丙烯进料量，除温度较高的夏天外，丙烯出料温度均难以达到48℃，故不符合工艺要求，也证实了初步判断的正确性。因此，根据现场情况提出以下两种改造方案：方案一是对夹套管进行扩径来实现增大换热面积，将内管由原来的DN80 扩大到DN100，外管不变。计算结果如表2。
从表2 与表1 模拟计算的结果比较来看，传热效果并不明显，虽换热面积由原来的3.21m2 增长为4.12m2，可是丙烯出料温度却没有明显增加，年平均温度甚至减少，而总传热系数与表1 数据比较有明显下降，冬天从1054.68w/m2k 降至，夏天从1060.38w/m2k 降至832.65w/m2k，年平均从1065.50w/m2k 降至845.23w/m2k。原因分析：由于内管径的扩大使得内管流速下降，从而改变介质的流动状态，因此，总传热系数下降。故虽然增加了传热面积，但综合起来扩径对传热效果的增加没有实质性的帮助。
方案二是通过增加夹套管线长度来实现增大换热面积，即在原设计条件不变的基础上将原长度为11.5m 的夹套管适当增长，模拟时以0.5m 的梯度进行了计算，发现当夹套管长度为19.5m 时效果最佳，现列出中长度为19.5m 的予以说明，随着夹套管长度的递增，丙烯物料出口温度逐渐升高，蒸汽耗量和换热面积相应增大，汽耗量也呈上升趋势，但幅度不大。当夹套管长度达到19.5m 时，丙烯出料温度即使在不易保温的冬天也可达到48.26℃，足以满足工艺上所给出的要求，而此时的蒸汽耗量（冬天0.288kg/s、夏天0.253kg/s、平均s）与其它组比较无明显变化。
而且单就蒸汽耗量这项参数而言，无论是目前项目运行情况还是方案一或方案二，计算所得结果说明其波动范围都不是特别显著，约在576~900kg/h 内，对于本改造项目，可不做重点考虑。就传热系数而言，从原设计和2 种方案比较所呈现的结果来看，方案一（扩大内管直径）严重影响了夹套管总传热系数，方案二（增加夹套管总长度）则不存在此问题，此处也可看出为何方案二要比方案一更适合。
综上所述，文章通过HTRI 程序对夹套管换热过程进行模拟计算，通过分析得出丙烯物料出口温度达不到工艺要求从而再以给定的两种方案为基础，继续以相同方式核算得出结果并进行比较，得到最优改造的方案为增加夹套管总长度，并且在几组数据比较中得出当夹套管总长度为19.5m 时效果最佳。参考文献：[1] 于风叶,史红刚.管壳式换热器的设计原则[J].石油化工设计[2] 刘巍,邓方义.冷换设备工艺设计手册[M].北京:中国石化出版社,[3] 陆恩锡,张慧娟.化工过程模拟原理及应用[M].北京:化学工业出版社[4] 中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册[M].北京::化学工业出版社作者简介：徐韬（1989.12- ），男，助理工程师，主要从事化工工艺方面。