换热器工艺设计规定

1、换热器工艺设计规定SDEP-SPT-PE2004-20061范围本规定规定了管壳式换热器的选型和设计的工艺要求。本规定（程序）适用于新建石油化工工艺装置的工艺设计，改建、扩建的工艺装置的设计可参照执行。适用于单台传热面积大于0.5m2的管壳式换热器、板式换热器、套管式（Doublepipe）和多管式套管（Hair-pin）换热器，但不适用于蒸汽表面冷凝器。2规范性引用文件下列规范或标准中的条款通过本规定的引用而成为本规定的条款。凡是注日期的引用文件，其随后所有的修改单（不包括勘误的内容）或修订版均不适用本规定。凡是不注日期的引用文件，其最新版本适用于本规定。管壳式换热器GB151-1999（2

2、002）（附加2002年第1号修改单）TEMA管壳式换热器制造协会标准«ShellandTubeHeatExchangers»API660«PlateHeatExchangersforGeneralRefineryService,PetroleumNaturalGasIndustriesAPI6623术语与定义换热器用于传递两股工艺物流间的热量。广义来说，任何用于改变物流始值的无火换热设备均可称为换热器。下列术语和定义适用于本规定。3.1 管壳式换热器（Shellandtubeheatexchanger）由壳体和大量换热管子组成，换热管按一定的形式排列，端部固定在

3、管板上，换热介质分别流经管内（管程）和管外（壳程）进行换热。这种换热器称为管壳式换热器。3.2 套管式换热器（Double-pipeheatexchanger）套管式在壳内有一根翅片管或一根光管，其基本结构是两个同心圆管、两个连接的壳体支座、一个U型回弯头及法兰等组成。换热介质分别流经内管内（管程）和环隙（壳程）进行换热。3.3 多管式套管换热器(Hairpinheatexchanger)多管式套管换热器的结构与套管式基本一致，但是其传热管为二根或两根以上。3.4 板式换热器(Plate-frameheatexchanger)按照设计的数量和顺序，将由薄金属板压制的换热板片紧固在固定压紧板和活

4、动压紧板之间，相邻板间隙形成流体流动通道，介质通过换热板片进行传热。4管壳式换热器的选型4.1 管壳式换热器基本分类根据管壳式换热器的结构特征，按照TEM用DGB151的分类方法，管壳式换热器的型式分类见表4.1。壳体型式:TT-r*1E0»e-PH3ShellPL1FTwo-iPassShellwilhLoingHiidihalBafflesrr,J0uGSplitFlow表4.1管壳式换热器的型式DouhUSpillFlu痴1FloalhigHeadwithBackingDeviceIni拈口府IIwithTubt!NliE>i!l»ndRnmiDVMbllt!匚

5、口廿hLHDividedFlowTIlyIll-flurowgliFlotinqHeadNChannelIntegraJwtliiiTubesli&el君ndRemarvablgCowerCrn&snnrwKettleReboilerU-TubeBunrllBwExtEirnaltySealedFloalingTubesheet4.2 壳体的选择石油化工装置用换热器壳体通常应选择“E”型，以下情况除外：a）当换热器内发生温度交叉时，可采用“F”型换热器，替代多台的多管程换热器串联方式，以节约投资和占地。b）当壳程流体的允许压降较小，且“E”型不能满足要求时，可采用“J”型、或“

6、X”型、“H”型、或“G'型。c）对于壳程沸腾且汽化率大于50%寸，可考虑用“K”型。4.3 管箱的选择石油化工装置常用的管壳式换热器有：固定管板式、U形管式和浮头式。4.3.1 固定管板式换热器选用条件:a）管子和壳体因热膨胀引起的应力不超过设计应力的范围。b）壳程介质不易结垢，或壳程污垢便于化学清洗。c）开、停车或其他工况下临时用的换热器。4.3.2 U形管式换热器选用条件：a）管侧不需要机械清洗时，可以采用U形管。b）管程污垢便于化学清洗。4.3.3 浮头式换热器选用条件。除4.3.1和4.3.2以外，可选择浮头式换热器。通常，选择“B”型作为前封头。对于水冷却器，当管侧需要定期

7、清洗时，前封头可选择“A”型。对于固定管板式，宜选择"M'型作为后封头；而对于浮头式，应选择“S”型作为后封头。浮头式换热器的壳径应大于DN30a5管壳式换热器机械参数的确定5.1 管程5.1.1 管壳式换热器常用换热管规格除特殊情况外，换热管长度不应大于12nl对于U形管，其长度是指直管段长度。表5.1-1列出不同材质的常用国外光管系列（英制），表5.1-2列出国产光管系列，高压换热器所采用的换热管规格不包括在内。表5.1-1常用国外光管系列(英制)管子材质外径壁厚等级(SWG)壁厚mm(inch)mm(inch)铜或铜合金15.87(5/8)161.626(0.064)1

8、9.05(3/4)161.626(0.064)25.40(1)142.032(0.080)31.75(11/4)122.642(0.104)38.10(11/2)122.642(0.104)钢，铝或铝合金15.87(5/8)142.032(0.080)19.05(3/4)142.032(0.080)25.40(1)122.642(0.104)31.75(11/4)103.251(0.128)38.10(11/2)103.251(0.128)其他合金15.87r(5/8)161.626(0.064)19.05(3/4)161.626(0.064)25.40(1)142.032(0.080)31.

9、75(11/4)122.642(0.104)38.10(11/2)122.642(0.104)注：对于特殊材质，如钛管，可能会采用其他壁厚，表5.1-2常用国产光管系列材质外径壁厚mmmm铜或铜合金161.5191.5252.0钢，铝162.0或铝合金192.0252.5323.0383.0其他合金162.0192.0252.0322.5382.5其中最常用的是DN19mm口DN25mmi管子，DN16mmi管子仅适用于进出料换热器、且操作介质较为干净的工况；DN32mm口DN38mmj管子只用于某些特殊的工艺设计，如换热器的允许压降较小时。55.1.2 换热管中心间距。三角形布管的换热器传热

10、系数较高;管子排列方式分30、60、90和45度，见图5.1.245或90度布管方式。但有机械清洗要求时，应采用正方形转置正方形图5.1.2标准布管方式5.1.3 强化传热管当管程为控制热阻时，应采用管内强化措施，如内插件等；壳程为控制热阻，应采用壳程强化技术，如果垢阻较小时，可以采用翅片管，如波纹管等。通常低翅片管只适用于污垢系数不大于0.17m2.K/kW、且流体对翅片没有磨蚀作用的介质。翅片管的壁厚通常指基管的壁厚。在管壳式换热器中不使用高翅片管，但在套管式和多管式套管换热器中可以使用纵向高翅片管。5.1.4 接管对于管侧流体，下面几种情况应采取防止流体对管子末端磨蚀的特殊措施。1)对于

11、气体和蒸汽，入口处的Pv2超过7000kg/(ms2)。2)对于液体，入口处的Pv2超过9000kg/(ms2)。5.2 壳程5.2.1 壳径管壳式换热器的公称直径不应小于150mm对于直径500mma下，且材质为碳钢的壳体可以应用现有的管材，计算时应注意以管子的内径作为壳体直径。5.2.2 折流板和支撑板常用的折流板有以下几种形式：a)单弓型：是最通用的类型。b）双弓型：压降比单弓形折流板低。c）三弓型：在层流和湍流区域内，三弓形的压降很低。d）窗口不布管：采用窗口不布管可以减少流体诱导振动，但损失传热面积。e）折流杆：可以减少流体诱导振动，降低压降。弓形折流板垂直切口适用于卧式冷凝器、重沸

12、器、蒸汽发生器、携带悬浮物或严重结垢的介质的换热器。并在折流板最低处开通液口。壳程为清洁单相流体时，用水平切口较好。如果液相中含有可能在换热器内逸出的气体，建议采用垂直切口折流板；如果采用水平切口折流板，应在折流板的顶部开通气口；若介质为气体中带少量液体时，应在折流板最低处开通液口。对于管子无支才t跨距超过GB151或TEMA勺规定值的0.8倍时，应在管束间设置支持板。5.2.3 防冲板5.2.3.1 设置防冲板的条件当壳程进口的Pv2（P为流体密度，kg/m3;v为流体流速，m/s）值超过下列值时，应设防冲板或导流筒，以防止流体对管束的冲刷：a）非腐蚀、非磨蚀性的单相流体：Pv2>22

13、30kg/（ms2）者；。b）其它液体，包括沸点下的液体：Pv2>740kg/（ms2）者。c）有腐蚀或磨蚀的气体、蒸汽、气液混合物均需设防冲保护。5.2.3.2 壳体或管束进出口面积壳程和管束进、出口处流体流通面积应不小于进、出口接管流通面积，并且流体流经进出口区域时的Pv2值不许超过5950kg/（ms2）。5.2.4 接管换热器的物料进出口接管尺寸不应小于DN5Q放空口和放净口除外。所有管口连接采用法兰形式，并且要求在设备数据表中注明法兰规格。接管尺寸未经允许不得随意修改。6管壳式换热器的传热计算6.1 传热计算基本内容管壳式换热器的传热设计和校核计算所采用的计算方法要求是被广泛应

14、用的。对于常规换热器，最为通用的计算软件是HTRI和HTFS传热设计计算要求保证所计算的管子根数能够在壳体中完全排列，并且提供设备数据表和设备简图，并且包括以下结构参数：壳内径管子外径和壁厚及长度管子排列方式和管间距管子根数和程数是否需要设置防冲板是否需要设置旁路挡板折流板切口率和切边方向支撑板折流板或支撑板间距物料管口尺寸放空或放净管口尺寸换热器形式、放置方向、流体流向6.2 流速6.2.1 管程介质管程介质为气体时，常用流速范围为530m/s。管程介质为液相油品时，合理流速一般为1.22.5m/s,最大允许流速一般为2.73m/s,含固体颗粒的油品其最大流速不能超过1.8m/s。不同粘度下

15、介质管内常用流速见表6.2 -1,易结垢流体（如冷却水）在管内流速应大于1m/s。表6.2-1管内介质常用流速流体粘度，cp>15001500-500500-100100-3535-1<1胫类最大流速，m/s0.60.751.11.51.82.436.2.2壳程介质壳程介质为气体时，常用流速范围215m/s。壳程介质为液体时，最大允许流速一般约为管程的一半。易结垢流体（如海水，河水）在壳程内流速应大于0.5m/s。6.3 压降换热器的压降首先必须满足工艺设计的要求，对于工艺设计无特殊要求的场合，其压降可参照表6.3。表6.3换热器的合理压降操作情况操作压力MPa（a）合理的压降MP

16、a真空操作P=00.1AP=P/10低压操作P=00.07P=0.071.0AP=P/2AP=0.035中压操作（包括用泉输送的流体）P=1.03.0AP=0.0350.18较图操作压力P=3.08.0AP=0.070.25为了使换热器的面积最小，计算时应充分利用传热控制侧的压降，同时应考虑系统的承受能力。6.4 管口流速选择接管尺寸时，应结合工艺介质的组成成分，考虑设备材质所允许的流速范围。6.5 污垢系数对于没有注明污垢系数的工艺介质，其污垢系数可参照TEM雨准中的附录部分。其他物系的污垢系数、或污垢系数有不同取值需经过业主或承包方认可方可使用。6.6 传热系数影响换热器总传热系数的因素较

17、多，最终可归结为以下方程：仕1将=（/十管内垢阻）M换热口径父换+管外垢阻将总传热系数（管内膜传热系数）换热管内径金属导热系数换热管平均直径管外膜传热系数其中金属热阻一般比较小，影响总传热系数的关键在于管内、外膜传热系数和管内外介质垢阻。设计时应考虑四者之间的合理关系，要合理选择垢阻，并尽可能控制管内、外膜传热系数的差值。当管内、外膜传热系数相差较大时，可以采用相应的强化传热措施。6.7 管束振动及噪声分析传热计算所使用的程序要求能够对换热器的机械性能或可能存在的振动问题做出检验。设计人员要求根据程序的警告信息，对计算结果进行合理的分析和适当的调试。6.8 设计余量换热器的设计余量一般应满足如

18、下要求：最大操作热负荷或正常操作工况热负荷的110%二者中取大者对于冷凝器和再沸器，如未说明应满足120%E常操作热负荷6.9 特殊要求对于特殊结构或强化传热换热器，应按照工艺系统的设计要求进行换热设备工艺设计。7釜式（KETTLE）换热器对于“K”式重沸器和蒸发器，釜体直径是由管束上方蒸汽的所需要的流通面积决定的，流通速度不应超过气相最大速度，即雾沫夹带时的速度。设计时应考虑壳体内的清液层上方可能会存在一层液沫，液沫的允许厚度是125mm液沫层上方的气相流通所需要的高度至少是250mm气、液两相进料时，应从管束上方或壳体侧面进料，并设置防溅板保证气、液两者相能够分离，同时要注意出料管口应尽可能远离进料管口。对于重沸器，液体进料管口放在靠近管板且尽量远离排液管处。气相出料管口的速度压头Pv2不得高于3750kg/（m-s2）o为使管束浸没在液体中，应在釜内设置堰或进行液位控制。堰至少