常减压加热炉降低能耗提高热效率措施.docx
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常减压加热炉降低能耗提高热效率措施
常减压加热炉降低能耗、效提高热率的措施
一、常、减压炉简介
常压蒸馏塔进料加热炉简称常压炉，减压蒸馏塔进料加热炉简称减压炉，它们同属于蒸馏型加热炉。
原油或拔头油经换热后进入常压炉加热至365~370℃进常压塔进行常压蒸馏，常压塔底重油经泵送入减压炉加热至~400℃进减压塔进行真空蒸馏。
1.炉型
一般蒸馏炉，当热负荷不大于30MW时，优先选用辐射-对流型圆筒炉，当热负荷大于30MW时，通常选用立管立式炉或立管双室箱式炉。
新设计的常减压装置，少则800万吨/年，多则1200~1500万吨/年。
常压炉的热负荷一般在75~120MW，因此新建的常压炉都不用圆筒炉，而用双室或多室箱式炉。
除非采用双胞胎炉型，即两个圆筒形辐射室，顶一个对流室。
底烧时，立管炉的炉管与火焰平行，每一根炉管都要通过高温区；卧管炉的炉管与火焰垂直，只有部分炉管处在高温区。
两者比较起来，前者支撑炉管的高合金管架少，投资省，但其局部过热而造成被加热油品裂解的倾向要比后者大得多。
因此，生产润滑油的润滑油型减压炉应选用卧管炉。
减压深拔的减压炉，炉出口温度420~430℃，炉型方面有两种选择：
以埃克森-美孚为代表的认为选卧管才能保证长周期（4~5年）运转，因为卧管可以在较宽的操作范围内保持管内有良好的流型，避免油料裂解；以壳牌为代表的则认为立管为好，立管可将出口的几根炉管布置成双面辐射的，这可减少高温油料在炉内的停留时间，减少油料裂解，从而保证加热炉长周期操作。
2.主要工艺参数
主要工艺参数包括辐射管外表面平均设计热强度（简称辐射管平均热强度，下同）和管内介质流速。
一般蒸馏炉的主要工艺参数见表1-1。
表1-1 一般蒸馏炉的主要工艺参数
炉名
辐射管平均热强度，W/m2
质量流速
kg/m2•S
立管炉
卧管炉
常压炉
30000~37000
36000~44000
1000~1500
减压炉
24000~31000
29000~37000
1000~1500
表1-1所列的流速是所谓“经济流速”，在此范围内，炉管内的总压降一般在0.5MPa~0.7MPa。
国外一些工程公司则认为应采用“品质流速”，即高流速，一般是经济流速的二至三倍，管内总压降高达1.2MPa~2MPa。
在高流速下，油品局部过热裂解的倾向小，最终油品的品质好，但泵的扬程要高。
一般润滑油型的减压炉宜采用品质流速。
3.炉管系统
蒸馏型加热炉炉管材质主要根据原油中的硫含量和酸值来选择。
常压炉，当原油的硫含量小于0.5%（重）时，选用碳钢炉管。
当硫含量不小于0.5%（重）时，对流室选用碳钢炉管或Cr5Mo炉管，辐射室及遮蔽管选用Cr5Mo炉管或Cr9Mo炉管。
减压蒸馏炉一般全部选用Cr5Mo炉管或Cr9Mo炉管。
当常底油不含酸，仅硫含量高时，汽化段炉管可采用1Cr18Ni9Ti（ASTMTP321），当被加热介质含环烷酸、且酸值不小于0.5mgKOH/g油时，汽化段选用16Cr-12Ni-2Mo（ASTMTP316L）。
目前新建的大型常减压装置，一方面大都要炼高硫或高硫高酸的外油，另一方面一般都要求3~4年长周期运转，常减压炉的炉管一般都用Cr5Mo、Cr9Mo、TP321、TP316L，几乎不用碳钢。
蒸馏炉的操作压力一般都低于2.5MPa，因此，炉管壁厚可不用计算，而根据经验和习惯选取，见表1-2。
表1-2炉管壁厚选取
外径φ，mm
选择壁厚，mm
114
6
＞114~168
8
219
10
273
12
4.炉管扩径
减压炉的汽化段炉管，一般要逐级扩径，以使其被加热介质接近于等温汽化。
同时要求炉-塔之间的转油线为低速、低压降转油线。
这种设计可以在较低的炉出口温度下，达到较高的汽化率（显热转化为潜热），保证减压分馏塔有较高的轻油收率，并能保证在整个汽化段内不至于超温，尽可能的减少油品裂解，从而保证最终产品有较好的品质。
逐级扩径应进行比较精确的分段计算，以保证整个扩径过程中均具有良好的流型-雾状流或环雾流，避免可能出现水击的液节流。
每次扩径后的管段始端，一般容易出现不理想的流型，末端则容易出现超温。
因此，计算过程中应适当调整各管径的管段长度，以保证理想的流型，且保证温度波动在3℃以内。
典型的扩径方案有：
φ152φ219→φ273
减压炉至减压塔之间采用低速、低压降的转油线后，转油线的直径将变得很大，其自身的热膨胀难以得到补偿。
这时可考虑采用炉管补偿转油线热膨胀的设计方案。
一般常压炉是不扩径的。
当常压蒸馏处理极轻的原油时，为避免过大的压降，也有将常压炉汽化段扩径的，当然这要由计算来决定。
二、常、减压炉的能耗
常减压装置是炼油厂的能耗大户，一般占全厂能耗的9.5~11%。
例如，一座拥有16套装置，加工中东含硫原油800万吨/年的炼油厂，全厂能耗3688.436MJ/吨原油（88.10kg标油/吨原油）。
常减压装置的能耗412.45MJ/吨原油（9.85kg标油/吨原油），占全厂的11.18%。
在常减压装置中，常减压炉的能耗约占全装置能耗的80-90%。
表2-1是新设计的1000万吨/年常减压装置能耗计算表，全装置总能耗9.4965万千卡/吨原油，常减压炉仅燃料能耗（未计蒸汽和电耗）8.2万千卡/吨原油，占全装置的86.35%。
表2-1某厂1000万吨/年常减压装置能耗计算表
序号
项目
总耗量
（吨/时）
单耗
（吨/吨）
能耗指标
（万千卡/吨）
能耗
（万千卡/吨原油）
备注
1
电
6372.6
（万千瓦小时/年）
6.3726
（千瓦小时/吨）
0.2828
（万千卡/千瓦小时）
1.8022
2
循环水
1375.99
1.1558
0.1
0.1156
3
污水
132.86
0.1116
0.8
0.0893
4
软化水
15
0.0126
0.25
0.0032
5
除氧水
20.3
0.0171
9.2
0.1573
6
净化水
86.44
0.0726
0.17
0.0123
7
1.0MPa蒸汽
11.5
0.0097
76
0.7372
8
0.3MPa蒸汽
0
0
66
0
自产
9
燃料油
9.745
0.0082
1000
8.2
10
净化风
200
（标米3/时）
0.1681
（标米3/吨）
0.038
（万千卡/标米3）
0.0064
11
小计
11.1235
465.72MJ/t
12
热出料
（热油）
-1936.86
（万千卡/时）
-1.6270
总计
9.4965
397.60MJ/t
注：
本装置能耗计算系按《石油化工设计能量消耗计算方法》（中华人民共和国国家经济贸易委员会）SH/T3110-2001中规定的指标及计算方法进行计算的。
三、常、减压炉降低能耗的措施
炼油装置管式炉的节能措施比一般工业炉要灵活得多，因为它所加热的工艺介质在经过后续设备完成蒸馏或其它加工过程之后，产品需要冷却到一定温度才能送出装置。
冷的原料和热的产品之间往往要进行复杂的热交换。
一个装置内常常不只一台管式炉，另外还有各种其它设备，它们之间在热能利用方面往往是可以互补的。
这就有可能也有必要首先把管式炉同整个装置结合在一起，全面考虑和优化，以便采取综合节能措施。
3.1优化换热流程，降低管式炉热负荷
炼油装置的特点是管式炉的热负荷随换热流程的不同而改变。
优化换热流程，降低管式炉热负荷，是减少燃料消耗，降低装置能耗最直接、最有效的措施。
以常压炉为例，在上个世纪七十年代以前，原油入炉温度（换热终温）仅220℃左右。
那时建一套250万吨／年处理量的常减压装置，就需要一台48.3MW的常压炉，而现在经过换热流程的优化，建一套1000万吨／年处理量的常减压装置，常压炉的热负荷只需要72.6MW。
那个年代末，第一轮节能改造首先就是优化换热流程，原油换热终温（即常压炉入口温度）从220℃提高到280~290℃，常压炉热负荷几乎减少了一半，取得了显著成果。
新近设计的一台800万吨／年常减压装置常压炉，由于采用了优化换热流程，炉入口温度293℃，出口温度360℃，热负荷仅58.1MW；又采用了空气预热器，燃烧空气被预热到273℃，燃料（标油）消耗仅5314kg/h。
如果不优化换热流程，入口温度仅220℃，出口条件和空气预热温度不变，则常压炉热负荷为103.7MW，燃料（标油）消耗高达9641kg/h。
假定燃料油（标油）1400元／吨，优化换热流程后一年可节省燃料费5089万元。
由此可见，优化换热流程带来的节能效果和经济效益有多大。
3.2管式炉与其它设备之间联合回收余热
炼油装置的产品有一些是要经过空冷才能送出装置的。
如果将这些空气冷却器出来的热空气收集起来供给炉子作燃烧空气，就可以回收一部分热能，从而降低装置的能耗。
新建的炼油装置，只要条件许可，一般都采取这种节能措施。
常见的是用热油式空气预热器代替空冷器，将原来空冷的油品引入热油式空气预热器，冷却后送出装置。
被加热的空气供给炉子作燃烧空气。
如果油品提供的热量不多，也可将这种热油式空气预热器作为暖风器使用。
空气自环境温度预热到一定温度（例如60～80℃）后，再进入烟气余热回收设备，这不仅回收了热能，还使空气进入余热回收系统的温度升高，解决了余热回收设备冷端的低温露点腐蚀问题，一举两得，何乐而不为。
这一点对于北方，特别是冬季寒冷的东北和西北更为有利。
3.3提高加热炉热效率
热效率是衡量管式炉先进性的一个重要指标。
它关系着石油化工装置能耗的高低。
上个世纪七十年代以前，管式炉的热效率仅60%~75%。
那个年代的末期，一场世界性的能源危机促使各种节能措施纷纷上马，从那时以来，管式炉的热效率一再得到提高，现在大中型管式炉的热效率一般都在85%~93%之间。
四、常、减压炉提高热效率的措施
提高加热炉热效率的措施有：
降低排烟温度，降低过剩空气系数，减少不完全燃烧损失，减少散热损失等。
这可用简化的热效率反平衡表达式描述：
式中
--加热炉热效率；
--排烟损失占加热炉总供热的比值，排烟温度和过剩空气系数的函数；
--不完全燃烧损失占加热炉总供热的比值；
--散热损失占加热炉总供热的比值。
4.1降低排烟温度以减少排烟损失
从上式可以看出，减少排烟损失就可以提高热效率。
值得指出的是，排烟损失在管式炉的热损失中占有极大的比例。
当炉子热效率较高（例如90%）时，排烟损失占总损失的70%-80%；当炉子热效率较低（例如70%）时，排烟损失占总损失的比例高达90%以上。
降低排烟温度和降低过剩空气系数都能减少排烟损失。
降低排烟温度的主要措施有以下几种：
（1）减小末端温差，即减小排烟温度与被加热介质入对流室温度之差。
这项措施涉及到一次投资和运转费用的权衡问题，应该由详细的技术经济比较来决定。
末端温差大，一次投资少，但管式炉热效率低，运转费用高；末端温差小，一次投资大，热效率高，运转费用低。
从前燃料油价格较低时，末端温差一般在150℃-200℃之间。
现在燃料油价格较高，末端温差取50℃-100℃比较适宜。
新设计的大型常减压炉，末端温差一般在50℃左右。
（2）将需要加热的低温介质如锅炉给水等引入对流室末端。
当然，这必须在有需要加热的低温介质时才是可行的。
在常减压装置中，可以把管式炉的对流室作为换热器，加入换热流程中一并优化，将一部分冷油料引入对流室末端，而将另一部分需要换热的热油品用来预热空气。
冷进料-热油预热空气的节能方案就是根据这个思路开发出来的。
这种方案使换热流程复杂化，一旦空气预热器故障，将影响整个装置平稳操作，因此新设计的大型常减压炉大都不采用这种方案。
（3）采用各种空气预热器以预热空气。
与前述两种措施相比，采用空气预热器由烟气直接预热空气的优点在于它自成体系，不受工艺流程的约束。
在管式炉其它参数不变的情况下，空气温度每提高20℃，炉子热效率约提高一个百分点。
用烟气预热空气是管式炉回收烟气余热，提高热效率的主要方法，也是最常用的方法。
其方式很多，空气预热器也各式各样。
后面将详细叙述。
（4）采用烟气余热锅炉以发生蒸汽。
在常、减压炉上采用烟气余热锅炉来降低排烟温度的方案几乎是没有的。
但是有些管式炉如连续重整的四合一重整炉，热负荷很大，为了减少压降又不能在对流室排炉管，只能将对流室作为烟气余热锅炉。
再如制氢装置的转化炉，其转化反应只能在辐射室的转化管内进行，热负荷相当大，烟气出辐射室的温度也比一般管式炉高得多，对流室仅靠预热原料气远不能将烟气温度降下来，也只能排烟气余热锅炉。
还有一些炉子，例如煤炼油的加热炉，管内走的是气、液、固三相流，为了避免严重磨损，弯头的回转直径要求至少六倍管直径，难以排在对流室。
对流室只好用作废热锅炉。
虽然有些炼油厂并不缺少蒸汽，但对于这样的炉子也只能采用余热锅炉来回收烟气余热，产生的蒸汽并入管网，使得全厂蒸汽过剩，只能停掉一些蒸汽锅炉来平衡。
让这些炉子少产或不产蒸汽，是设计者多年来追求的目标。
后面将要介绍的“蓄热式高温空气贫氧燃烧技术”如果应用到炼油管式炉上，前述问题可能得到解决，达到少产或不产蒸汽的目标。
（5）除灰除垢，以保证管式炉长期在高热效率下运转。
不完全燃烧产生的炭粒和燃料中的灰分等烟尘均会污染对流室炉管的外表面，增加热阻，降低传热效果。
随着积灰的增加，排烟温度迅速上升，热效率显著下降。
为了保证管式炉长期在较高的热效率下运转，必须坚持用吹灰器定期（每8小时或24小时）清除积灰。
这一点对烧渣油的管式炉来说，尤为重要。
现在的吹灰器有许多种，除以前常用的蒸汽吹灰器外，近几年出现的声波除灰器、亚（次）声波除灰器、激波除灰器等等，效果都不错。
其它工业炉上使用的吹灰措施，如钢球除灰、喷盐除灰等，炼油管式炉上一般不用。
在国外炼油加热炉上，从安全角度考虑，一般声波、激波等吹灰器都不用，只用伸缩式蒸汽吹灰器。
值得提醒的是，原油脱盐程度对管式炉的传热和热效率有间接的但也是明显的影响。
燃料油燃烧后，盐分会沉积在炉管外表面，特别是辐射室炉管外表面。
这与积灰一样会增加热阻，降低传热效果。
随着积盐的增加，火墙温度（烟气出辐射室温度）增加，排烟温度也随之增加，热效率下降。
所不同的是积盐比积灰更难清除，一般是向炉膛内喷洒除垢剂，但效果并不十分明显。
根本的办法是要求原油脱盐达标。
4.2降低过剩空气系数以减少排烟损失
管式炉是靠燃料燃烧供给热量的。
在工业炉中，燃料不可能在化学平衡的空气量（理论空气量）下完全燃烧，总要在有一定过剩空气量的条件下才能完全燃烧。
燃烧所用实际空气量与理论空气量之比叫做过剩空气系数α。
一般炼油管式炉正常的过剩空气系数在烧气时为α=1.05-1.15，烧油时为α=1.15-1.25。
在实际操作中，如果过剩空气量增加，排烟时大量的过剩空气将热量带走排入大气，使排烟损失增加，热效率降低。
由于过剩的空气是在排烟温度下排入大气的，所以排烟温度越高，过剩空气带走的热量就越多，对热效率的影响也就越大。
降低过剩空气系数的办法很多。
首先是要选用性能良好的燃烧器，保证在较低的过剩空气系数下完全燃烧；其次是在操作过程中管好三门一板（风门、气门、油门和烟囱挡板）确保管式炉在合理的过剩空气系数下运转，既不让过剩空气量太大，也不因过剩空气不够而出现不完全燃烧；再者是应做好管式炉的堵漏，因为炼油管式炉几乎都是负压操作的，如果看火门、人孔门、弯头箱门等关闭不严或炉墙有泄漏之处，从这些地方漏入炉内的空气一般都不参与燃烧而白白带走热量。
过剩空气系数太大不仅使热效率降低，还有其它许多有害之处，例如加速炉管和炉内构件的氧化、增加对流室吸热量、提高SO2向SO3的转化率从而加剧低温露点腐蚀等等，这里就不细述了。
4.3减少不完全燃烧损失
在排烟损失中，除了前面所述烟气的物理热损失之外，还有由于不完全燃烧而造成的化学热损失。
不完全燃烧除造成热损失，降低热效率外，还造成大气污染。
机械不完全燃烧产生的炭粒还会造成对流室炉管表面积灰，影响传热效果。
减少不完全燃烧损失的措施首先是选用性能良好的燃烧器，并及时的和定期的维护，使燃烧器长期保持在良好状态下运行，以保证在正常操作范围内能完全燃烧。
其次是在操作中精心调节“三门一板”，以保证过剩空气量既不太多，也不太少。
炼油管式炉的燃烧器性能一般都较好，自动化控制水平也较高，因此不完全燃烧都较少。
在设计和运行中通常都不考虑不完全燃烧损失。
但对那些性能不良或维护不及时运行状况不好的燃烧器，以及操作管理不精心的炉子来说，不完全燃烧损失则是不可忽略的。
4.4减少散热损失
管式炉外壁以辐射和对流两种方式向大气散热。
散热量与炉外壁温度、环境温度和风速等有关。
当内壁温度一定，炉墙材质、结构和尺寸已一定时，环境温度下降，炉外壁温度也降低，实际温差变化不大，散热损失变化也不大。
同样，环境风速增加，外壁温度也降低，但对流传热系数增加，因此散热量变化也不大。
也就是说，环境温度和风速对炉外壁温度影响较大，而对散热损失虽然有影响，但是影响并不大。
新建的炼油管式炉的散热损失并不大，一般仅占炉子总供热量的1.5-3%。
因此靠减少散热损失来提高热效率的余地并不大。
但对于已经使用多年，炉墙己有损坏的炉子，及时修补炉墙对减少散热损失，提高热效率却是很有必要的。
五、提高热效率应注意的相关问题
热效率的提高并不是无止境的。
它要受技术、经济和环保等方面的限制。
过分追求高热效率并不是明智的。
其所付出的代价可能是过高的一次投资，过早的设备损坏，或较短的操作周期……。
5.1降低排烟温度的限制
从理论上讲，排烟温度可以降到接近环境温度，这时可以获得最高的热效率。
但在工程实际中这是不可能的，因为排烟温度的降低要受经济和技术两方面的限制。
随着排烟温度的降低，烟气余热回收系统的末端温差越来越小，传热效果也越来越差，回收余热的换热面积也就越来越大，一次投资迅速增加，因此必须根据经济评价确定一个经济合理的余热回收末端温差。
降低排烟温度在技术方面主要受烟气露点的限制。
余热回收换热面的温度必须高于烟气的露点温度，否则换热面将受到露点腐蚀而损坏。
另外，换热面在露点下积的灰将是“粘灰”，粘灰是很难清除的。
这种粘灰越积越多，烟气侧的阻力迅速增加，甚至使余热回收系统难以操作而被迫停运。
防止露点腐蚀和粘灰沉积的有效办法是将低温段换热面的温度控制在图5-1的曲线以上。
鉴于上述理由，再考虑炼油加热炉，特别是常减压炉所烧燃料都较差，尤其是大多数都要烧减压渣油或催化油浆，含硫、含盐、含重金属、含灰份、含氮化物等，在所难免。
因此常减压炉提高热效率比较困难，降低排烟温度也很困难。
目前新设计的千万吨级常减压装置，常减压炉的排烟温度大都在150℃左右，热效率在90%左右。
这只是设计值，在运行的全过程中要保持这个数值将是十分困难的。
燃料中硫的质量分数％
图5-1燃料中硫的质量分数与最低金属壁温的关系
5.2降低炉外壁温度的限制
降低炉外壁温度，减少散热损失，提高热效率，这是肯定的。
但炉外壁温度降到多少才是合理的？
这要通过技术经济分析才能决定。
包括炉墙材料费的一次投资随着炉外壁温度的降低而增加；包括燃料费在内的运行费用却随炉外壁温度的降低而减少。
这两条曲线交叉所对应的炉外壁温度，即是经济合理的温度。
它主要取决于耐火隔热材料的价格和燃料价格。
因此，过分追求太低的炉外壁温度，要求更厚的炉衬厚度或更高级的耐火隔热材料，也有失偏颇。
另外，炉外壁温度的确定，还要考虑安全方面的要求，以避免烫伤。
现行规范规定“在环境温度27℃，无风条件下，炉外壁温度80℃”是比较合理的。
5.3环保方面的限制
烟气预热空气是提高加热炉热效率最常用的措施，但是，随着空气温度的提高，燃烧产物中的NOX增加，如果没有适当的措施来降低NOX，则对环保是不利的。
另外，空气温度过高，还可能引起燃油喷头结焦或燃烧器过大的变形等问题，除非改变燃烧器结构和材质，一般空气预热温度不宜超过300℃。
六、常用空气预热器简介
利用烟气余热预热空气的方法很多，可分为用烟气间接预热空气和直接预热空气两大类。
6.1烟气间接预热空气
烟气间接预热空气的方法有工艺分支物流预热空气、冷进料-热油预热空气、开式循环或闭式循环热载体预热空气，以及热管式空气预热器等等。
当管式炉的被加热介质（工艺物流）进炉温度较高时，即使减小了对流室末端温差，排烟温度仍很高。
这时可分出一部分工艺物流先进入热油式空气预热器预热空气，分支物流降温后再进入对流室末端，使排烟温度降低。
当工艺物流为液相时，这种方案的优越性比较凸出。
无论在空气预热器中，还是在对流室中，管内均为液相，内膜传热系数很大，只需在管外的空气侧或烟气侧采用翅片或钉头强化传热，就可以使总传热系数提高。
当工艺物流的粘稠度高、腐蚀性强、或易燃易爆的危险性极大时，不宜采用此方案，以免危及管式炉的正常操作。
冷进料-热油预热空气方案是将一部分管式炉的进料在换热流程中少换热，在较低温度下进入对流室尾部，使排烟温度降低，而换热流程中多出来的热量用来预热燃烧空气。
此方案除具有上述工艺分支物流预热空气方案的优点外，还可以将炉子和空气预热器列入换热流程，统一优化，尽可能的降低装置能耗。
这个方案在上世纪八十年代的常减压蒸馏装置节能改造中被广泛采用，取得了很好的经济效益。
现在由于优化换热流程的技术已臻完善，将炉子和空气预热器加入，反而使其复杂化，更重要的是一旦空气预热器故障，将影响整个装置平稳操作，而大型化的常减压装置都要求长周期安全平稳运转，因此现在一般不再采用此方案。
热载体预热空气方案是用液相的热载体先到对流室尾部取热，以降低排烟温度，然后再到热油式空气预热器中将燃烧空气加热。
冷却后的热载体再进入对流室尾部，如此循环将烟气的余热间接预热空气。
这种方式称为闭式循环。
开式循环热载体预热空气的方案流程与工艺分支物流预热空气方案类似，在热载体炉和塔底重沸炉上采用这种方案最方便也最适宜。
热载体可根据其工作温度选用水、柴油、导热油和联苯混合物等。
上述各种烟气间接预热空气方案的最大优点，是在烟气和空气之间加入了液体介质，使传热在气-液两相之间进行，气相又在管外，便于用钉头或翅片扩大传热面积以强化传热，从而节省传热面积，同时还可省去上下于炉顶和地面之间庞大的烟-风道。
但上述方案一般都要受工艺流程的约束，难以自成系统，并使工艺操作变得复杂。
热载体预热空气方案还要受载体使用温度的限制。
因此，除过别热载体炉和塔底重沸炉采用开式循环热载体预热空气方案外，一般新设计的石油化工装置都很少采用上述间接预热空气的方案。
但也有例外，热管式空气预热器虽然也是间接式空气预热器，但它与工艺流程无关，自成体系，因此在国内炼油加热炉上得到广泛使用。
热管式空气预热器由若干根热管组合而成。
热管是一根两端密封，内部抽真空并充有工质的管子。
烟气将热量传递给热管内的工质，工质吸热蒸发并流向空气侧，将热量传递给空气，工质冷凝流回烟气侧，再吸热蒸发，如此循环，完成热量传递。
由于汽化潜热大，所以在极小的温差下就能把大量的热量从管子的一端传至另一端。
6.2烟气直接预热空气
烟气直接预热空气的方案就是不用中间介质，烟气直接通过空气预热器换热面将热量传递给空气。
它虽然有气-气传热效果差的缺点，但它自成系统，与其它工艺过程无关，当余热回收系统出故障时，不会影响整个工艺过程。
因此，它不仅在石油化工管式炉上，也在其它各行各业的工业炉上得到广泛使用。
烟气直接预热空气所用的空气预热器有很多种，按其换热特点可分为间壁式和蓄热式两大类。
间壁式空气预热器是指烟气将热量连续不断地通过固体壁传给空气的预热
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