1、换热器设计指南1 总则1.1 目的 为规范本公司工艺设计人员设计管壳式换热器及校核管壳式换热器而编制。1.2 范围本规定规定了管壳式换热器的选型、设计、校核及材料选择。本规定适用于本公司所有的管壳式换热器。1.3 规范性引用文件下列文件中的条款通过本规定的引用而成为本规定的条款，凡注日期的应用文件，其随后所有的修改单或修改版均不适用本规定。凡不注日期或修改号（版次）的引用文件，其最新版本适用于本规定。GB150-1999 钢制压力容器GB151-1999 管壳式换热器HTRI设计手册Shell & tube heat exchangersJGC石油化工设计手册 第3卷化学工业出版社（2

　　3、SEI（2005）2 设计基础2.1 传热过程名词定义 无相变过程加热：用工艺流体或其他热流体加热另一工艺流体的过程。冷却：用工艺流体、冷却水或空气等冷剂冷却另一工艺流体的过程。换热：用工艺流体加热或冷却另外一股工艺流体的过程。 沸腾过程在传热过程中存在着相的变化液体加热沸腾后一部分变为汽相。此时除显热传递外，还有潜热的传递。池沸过程：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化大容积设备中的工艺流体过程。流动沸腾：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化狭窄流道中的工艺流体过程。 冷凝过程部分或全部流体被冷凝为液相, 热流体的显热和潜热被冷流体带走，这一相变过程叫冷凝过程。纯蒸汽或混合蒸汽冷凝：用工

　　4、艺流体、冷却水或空气，全部或部分冷凝另一工艺流体。有不凝气的冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，部分冷凝工艺流体和同时冷却不凝性气体。2.2 换热器的术语及分类 术语及定义换热器装置：为某个可能包括可替换操作条件的特定作业的一个或多个换热器；位号：设计人员对某一换热器单元的识别号；有效表面：进行热交换的管子外表面积；管程：介质流经换热管内的通道及与其相贯通部分；壳程：介质流经换热管外的通道及与其相贯通部分；管程数：介质沿换热管长度方向往、返的次数；壳程数：介质在壳程内沿壳体轴向往、返的次数；公称长度：以换热管的长度作为换热器的公称长度，换热管为直管时，取直管长度，换热管为U形管时取U形管直管段的长

　　5、度；计算换热面积： 以换热管外径为基准，扣除伸入管板内的换热管长度后，计算得到的管束外表面积，对于U形管式换热器，一般不包括U形弯管段的面积；公称换热面积：经圆整后的计算换热面积；2.2.2 换热器分类根据不同的分类方法定义换热器类型如表2-1所示。表2-1 换热器类型换热器的分类换热器名称按用途分（3）预热器加热器过热器蒸发器再沸器冷却器冷凝器深冷器冷却冷凝器等按结构型式分(3)管壳式换热器套管式换热器螺旋板式换热器板翅式换热器板式换热器夹套式换热器空冷器等2.3 换热器的选择原则根据工艺条件，采用图2-1进行初步的换热器选型。图2-1换热器型式初选图注：本图及图中的压力均指绝压2.4

　　6、工艺设计程序2.4.1 设计输入l 工艺条件管壳式换热器设计所需数据，如流量、温度、压力等，需要从如下文件获得：PFD，包括质量、热量平衡； 基本的工程设计参数；PID及总图； 设备数据表；选材及管材。l 输入数据操作参数：项目号、设备位号、流量、操作条件、物性，样表如附件1所示。l 结构参数安装形式（卧式、立式、倾斜）、设计压力、设计温度、材质、腐蚀余量、TEMA等级、适用标准、管口等级及密封面、操作工况。l 设计要求允许压降、允许流速（若有规定）。 设计输出l 物热平衡、计算假设、程序计算结果，如下参数要填入表中：基于管外表面的管侧传热膜系数、垂直方向确定布管型式。l 列管式换热器数据表除

　　7、上述参数外，还有：物性（水除外）、混合物V2（采用均相密度）、管嘴尺寸、流体流向、折流板数量、折流板类型、折流板中心间距。 设计步骤l 准备数据并输入如说明的数据；l 选择TEMA等级并对换热器选型；l 通过程序校核计算；l 判定计算结果，如传热系数、压降等，根据参数确定换热器设备结构；通过调整单程管数来获得合适的压力梯度，若要增大换热面积，可增大管长、增加并联台数（只有单台换热器很大，且压降难以克服才使用）或增加管程数，但典型管程数为双管程，增大管程数会提高压降；壳侧压力梯度要调节折流板间距，要增大换热面积，需增大管长或增加串联台数。当壳侧压降较大，则将壳体形式从E型变为J或X型。当压降要求

　　8、严格时可考虑采用壳侧并联/串联混合配置、管侧采用多管程形式，但此时温效降低，最低F-因子不低于0.85。l 填写数据表。 计算过程 下表列出设计管壳式换热器计算机程序，HTRI是常用软件、当客户和使用者要求时，才使用HTFS。表2-2 常用计算软件程序编号描述备注HTRIST设计/校核单相管壳换热器严格用于冷凝和再沸CST设计管壳式换热器用于再沸RKH设计/校核壳侧沸腾设备卧式；可计算K式壳体直径RTF设计/校核管侧沸腾设备仅适用于单管程IST校核单相和冷凝器HTFSTASC设计/校核管壳式换热器注：HTRI:HEAT TRANSFER RESEARCH INC; HTFS:HEAT TRAN

　　9、SFER & FLUID FLOW SERVICE2.5 工艺设计考虑因素TEMA设置了三种换热器机械标准，反映了不同的严格性。对于多数炼厂，运用最严格的R级；对其他诸如化学品厂，运用C或B级；通常R级有较厚的壳体、更大更厚的封头、较厚换热管及其他更大的部件。影响换热流股的最优搭配的因素有：夹点温度、压降、调控要求下限负荷、占地限制条件、现有设备的改进等。工艺目标值确定后，与设备人员协作可以高效地设计一个换热体系。 夹点温度、夹点技术及换热网络分析夹点温度 对单个换热器而言，换热的冷、热流冷端和热端温差中较小者称接近温差。对一个换热网络而言，所有换热设备的接近温差中最小值称为最小接近温

　　10、差，也称夹点温差。冷热物流的匹配取决于可达到的温差，逆流换热器的夹点温度是热物流出口温度与冷物流入口温度之差，或热物流入口温度与冷物流出口温度之差，取较小值。一般温差越小、回收能量越大、换热面积越大，从而投资越高；因此，夹点温度要通过能量回收和投资相结合来确定。夹点技术夹点技术是由原英国曼彻斯特大学理工学院教授B.Linnhoff领导下的研究小组在Huang与Elshout及Umeda等分别于1976和1978年提出 “夹点”和“复合线”概念基础上发展起来的。这是过程能量综合领域中一种实用方法，可以优化复杂工艺的换热过程。一个待优化的换热网络在T-H图上可用冷、热流复合线来表示。复合线、个热流或冷流的T-H线复合在一起的折线，是换热网络优化合成的“夹点技术”中的一个重要工具。将冷、热流的复合线画在一个T-H图上，热流的复合线一定要位于冷流的上方。沿横坐标H左右移动两条复合线，找到一处两条线垂直距离最短，该处即为夹点或窄点。夹点技术三个基本原则：不通过夹点传递热量、夹点以上部分不使用冷公用工程、夹点以下热源部分不使用热公用工程。如图2-23所示，当夹点处的传热温差等于给定的夹点温度时，冷、热物流复合线的高温段在水平方向未重叠部分投影于横坐标上的一段即为对应于给定夹点温差下的最小热公用工程消耗Qhu,min；而两者低温段未重叠部分则为给定夹点温差下的最小冷公用工程消耗Qcu,mi

　　12、n，而两条复合线沿横轴方向重叠部分就是最大热回收量。热流冷流HT热流冷流HTQcu,minQhu,minTmin 图2-2 复合线 夹点与最小公用工程消耗图 夹点将换热网络分解为两个区域，热端夹点之上，它包括比夹点温度高的工艺物流及其间的热交换，只要求公用设施加热物流输入热量，可称为热阱；而冷端包括比夹点温度低的工艺物流及其间的热交换，并只要求公用设施冷却物流取出热量，可称为热源。当通过夹点的热物流为零时，公用设施加热及冷却负荷最小，即热回收最大。换热网络分析换热网络的设计越发复杂，目前已有多种换热网络优化技术，包括计算机程序，如Hysim,s Pinch。一般设计步骤如下：l

　　13、 做冷热物流T-H曲线，生成复合线，确定夹点；l 指定一个最小夹点温度；l 求出夹点及最小的公用工程；l 计算总投资和年操作费用；l 改变冷热物流匹配；l 重复上述步骤直到找到最小的年操作费用，确定最优网络。 空冷器、水冷器的选择冷却器中冷却介质的选择需要考虑：水源、水费、电费、安装费用、维护费用、占地等。水冷工艺出口温度理论上水冷方式出口温度受环境湿球温度限制，实际上不低于冷却塔出口温度（新鲜水49、海水43）。对于塔顶项目，水质等其他因素也会影响出口温度。因此冷却水费用是制约因素。空冷工艺出口温度理论上受环境干球温度限制，但高于湿球温度。同水冷相比，出口温度稍高。夏季，设计干球温度接近于湿

　　14、球温度，两者差别由环境湿度决定。举例如下表：相对湿度15%30%45%60%湿球温度-干球温度-2.82.87.211空冷器空气出口温度无上限值，在其他因素合理的情况下，工艺流体出口温度可达到空气入口设计温度。LMTD的提高，导致传热面积和摩擦系数的减小，并且入口空气流量减小。因此，设备投资及电耗降低。设备费用是空冷器年费用的主要部分，而水冷器中水冷是年费用主要部分。若两种方式工艺出口温度相同，空冷费用为水冷方式的11.5倍。空冷水冷相结合的分割温度若工艺入口温度较高，适于空冷；工艺出口温度较低，适于水冷；冷却负荷足够大，则空冷与水冷相结合是一种经济设计方法。这样用空冷以较低公用工程消耗移除较

　　15、高等级热量，再用水冷达到工艺流体出口温度。基于水耗、电耗、设备费用等，空冷、水冷分割温度在5463之间比较经济。除预算设计，应当从经济上用既定项目的数据确定该温度。 设计余量从设计的角度，有一定余量的换热器更好运行。相对于设计值，新换热器污垢很低，面积就有富余。实际操作中通过调节流量及入口状态来消除偏差。污垢热阻是在设计条件下操作所能达到的极限情况。随意给定设计余量会带来各种问题，在此，首先按照设计值计算清洁情况下所需换热面积，然后根据污垢或设计规模增加面积，从而确定余量。因此：面积余量大到不能通过控制手段来消除；热流体出口温度比设定值低时，粘度增大，压降增大；对于冷凝器，余量会造成塔与回流液

　　16、难以达到平衡；管内流速及流动特性同校核工况存在较大差别，如立式热虹吸式换热器，在上升管中存在两相流，流率的变化引起流型的改变，从而导致腾涌和振动；发现硫磺厂低压蒸汽废热锅炉的面积余量会引起换热管内柱塞流。业主从可操作性、进料状态的不精确性，或物性不准确性等方面考虑，换热器需要有一定的余量。2.5.4 换热器安装形式实际生产中，换热器有水平或竖直安装，特别从经济型和易于维护的角度，水平安装更常用。立式安装用于如下情况：大型再沸器受空间限制而采用立式安装；再沸器管材等级较高，立式安装因管束紧凑而可以节省投资。2.6 设计参数设计压力设计压力指设定的换热器管、壳程顶部的最高压力，与相应的设计温度一起

　　17、作为设计载荷条件，其值不低于工作压力。对于同时受管、壳程压力作用的元件，仅在能保证管、壳程同时升、降压时，才可以按压差设计，否则应分别按管、壳程工作压力确定设计压力，并考虑可能存在的最苛刻压力组合。按压差设计时，压差的取值还应考虑在压力试验过程中可能出现的最大压差值，同时设计者应提出压力试验的步进程序。管侧、壳侧设计压力一般设定为设备安全阀泄放压力加静压头，若没有安全阀，则按照如下情况取大值：I 在泵的关闭压力下，若换热器能够关闭，则设计压力取上游泵的关闭压力；注：如果在项目前期没有泵的曲线，则关闭压力取正常压差的1.25倍。II 一般上游泵的压差是泵的泄放吸入压头，当确定泵吸入压头时考虑泄放

　　18、状态下的压力曲线；III 遵循如下列表：最大操作压力MPa全线8.9设计压。