本发明是关于改进管壳式换热器的，尤其（但不受此限制）是关于改进管板和前端封头设计的用于汽化液体或冷凝蒸汽的换热器。 在工业中，传热方法是几乎所有化工过程的重要部分。最常用的换热设备之一是管壳式换热器。各种类型的换热器在许多著名的出版物中已做了概述，例如在Perry's Chmical Engincers' Handbook第11章3-21页（Green，Ith ed.1984）中。通常，这类换热器包括有一束联通着入口管箱和出口管箱的管子。管束包裹在一个壳体中，从而使得一种流体能与管束中的管子外表面接触并将热量传到管内流动的另一种流体。
管壳式换热器可用作各种用途如冷凝、冷却、汽化、蒸发和两种不同流体的热能交换。此外，管壳式换热器实际上可以处理任何类型的化学化合物如水、水蒸汽、碳氢化合物、酸和碱。特别是在氢氟酸烷化过程的石油炼制中，广泛使用着管壳式换热器，其中包括HF的汽化和冷凝。
由于氢氯酸的强腐蚀特性，当管壳式换热器用于处理HF时，HF烷化过程的操作人员常遇到的主要问题是管壳式换热器管束的腐蚀、磨蚀、积垢和污塞等问题。实际上，对于HF蒸发器，操作人员有时遇到的问题是在靠近换热器最末管程管出口区域附近地管板的严重腐蚀和磨蚀，他们也遇到在换热器第一管程进口区域严重结垢和污塞问题。由于这种损坏，一些操作人员发现这些换热器的使用寿命只是其设计期望寿命的一小部分。事实上，一些操作人员发现，即使对于用高耐腐蚀性的蒙乃尔（monel）材料做的管子的普通换热器管束，其有效的使用寿命最长也只有6个月。而这些管束通常期望其有效寿命为三年或更长。
鉴于腐蚀和磨蚀的特性和类型以及在氢氟酸蒸发换热器产生这些腐蚀和磨蚀的特定位置，操作人员和技术人员们认为，氢氟酸换热器的过度损坏的原因与换热器的型式或所用管板型式及所处理的氢氟酸的高腐蚀特性有关。在试图解决这些问题时，操作人员尝试了各种不同方法，如使用双管板，改变管束在管板内的胀接方法，使用各种将换热器管束端封焊到管板上的技术。所有这些努力在解决与使用HF蒸发器有关的腐蚀问题时，仅对解决那些操作人员已观察到的腐蚀或磨蚀类型的问题有所回报，但这些努力没能彻底根治这些问题。因为在工业范围内，在氢氟酸蒸发器管束内形成腐蚀或磨蚀损坏的原因，永远不会仅同所处理流体原料腐蚀特性有关;然而，我们却发现其原因与流体在管内的流动特征有关。
因此，本发明正是要改进与使用氢氟酸蒸发器有关的特定问题，这也是HF烷化过程的操作人员与之长期斗争问题。
本发明的目的是提供一个用于蒸发氢氟酸的最佳设计的管壳式换热器。
本发明的另一个目的是提供一个有助于提高用于氢氟酸蒸发的管壳式换热器的有效寿命的设备。
本发明的第三个目的是降低HF烷化过程的操作成本。
本发明还有一个目的是提高用于实现HF烷化过程设备的可靠性。
本发明是一个用于蒸发氢氟酸具有可拆卸管束的改进的管壳式换热器。改进包括使流体流过一多程的氢氟酸蒸发器管束，以便提供一个流体流动路径上更为平坦的速度分布。
本发明的其它方面，目的和优点可以通过研究本说明书，权利要求书和附图得到进一步明确。
其中：
图1是管壳式换热器正剖示图，所剖部分是为了更明确示意本发明的一些特征。
图2是按照本发明制造的换热器的管束、管板和前端管箱的等轴分解示意图;
图3是将图1的管壳式换热器沿3-3线剖开的前端固定管箱内部结构的横截面示意图;
图4是图1沿4-4线剖开的横截面示意图;和图5是典型的HF烷化过程氢氟酸再生回路示意图。
本发明的设计是要降低用于许多典型石油炼制HF烷化过程中作为氢氟酸蒸发器和冷凝器所产生的腐蚀或磨蚀问题。人们发现，在许多情况下，与已掌握的理论相矛盾在氢氟酸换热器中这样腐蚀和磨蚀的原因主要是由于过高的管内流动线速度引起的，而污塞情况，主要是由于管内流体线速度过低之缘故。换热器管内速度分布不良的问题是由于流体在管内发生相变的缘故。由于相变的结果，气体或液体通过换热器管子时体积流率发生变化，进而引起流体线速度的变化。在蒸发流体的情况下，当其经过换热器时，线速度将增加，这就增加了与过高的管内线速度有关的腐蚀和磨蚀或两者兼有的潜在的可能性。
按照本发明解决与过高管内线速度和过低管内线速度有关的问题是提供一个多管程换热器，其特点为每程的管子数目都不相等。这个多管程换热器是通过在换热器封头内和返回侧设置挡板或隔板，迫使流体流经入适当位置的管子里。通过提供一个每程管子数目不等的换热器，即使流体流过管子时有相变，也可维持沿换热器管长上相对平坦的速度分布。借助控制换热器管内的流速，就可以降低流过管子时与速度分布不良有关的腐蚀、磨蚀和污物堵塞，因而提高了换热器管的有效寿命，改善HF烷化过程操作效率。
现在参看附图，图1所示的管壳式换热器10由壳体12和管束14组成。管束14是由常用的胀接技术接到管板16的多根U形管子15组成。管束14的管子15和管板16可按任一常用对称型式排列，如三角形排列或正方形排列，它们可用各种材料制作，例如钢、铜、蒙乃尔金、海军黄铜、70-30铜-镍、铝青铜、铝和不锈钢。本发明优选的实施例，管15由蒙乃尔合金材料制成并按正方形排列。如图1所示，管束14是只有一块管板16的可拆卸U形管束，但本发明不限于U形管结构，可以是允许管束14从壳体12抽出的任何型式结构，包括浮头型管束。此外，任何合适的管板结构（包括双管板）都可用于代替单管板。管板16可用螺栓（未示出）通过联结壳体法兰18和管箱法兰20来固定。
壳体12联有如图所示的联接管22和24，使壳程流体能沿管束14的各根管子的外表流过。这种单壳程的流体流动，是本发明优选实施例的较佳布置。通常在典型设计的管式换热器中，这是最常用的流动布置，然而，其它壳程流动布置也可以，像分流式、双分流式无隔板分流和横流式，它们需要或者有辅助联接管或不同联接管排列或两者兼有。管束14装有相隔适宜距离的弓形折流板26，由于引起流体的扰流和壳程流体以与管束14的管子15的轴线成直角流动，因而改善了传热。弓形折流板26由园形的钻孔板制成，便于换热器管子的穿入。弓形折流板26的直径接近等于壳体12的内径，每个折流板26是从钻孔板上切去25%做成的。折流板缺口部分与另一个交替相错开180℃，以使纵横流过管束的流体具有上下、左右或“Z”字形流动流型。尽管本发明优选的实施例使用切去百分之二十五的弓形折流板，但其它类型折流板也可使用，如盘环型折流板、折流杆、孔口折流板、双弓形折流板和重弓形折流板。
参照图1、2和3，固定的前端封头有进口联结管30、出口联结管32，两个水平方向的分程隔板34和36及一个垂直方向的分程隔板38，并且配有管箱法兰20，以便利用穿过管箱法兰20和对面的壳体法兰18的螺栓（未示出）把它与壳体12联结起来。尽管通常优选使用螺栓和法兰联结，但对于联结固定的前端封头28和壳体12（管板16夹在两者之间）可使用其它任何适宜的方法如夹紧和闩紧等。法兰18和20夹紧管板16，按照本发明，它应处于密封状态。分程隔板34、36和38的外缘与相应的在管板表面的隔板凹槽50，52，54的联结，如图2和4所示是通过将分程隔板34的外缘34a嵌入到水平方向隔板凹槽50中，水平分程隔板36的外缘36a嵌入到水平方向隔板凹槽52中及将垂直方向分程隔板38的外缘38a嵌入到垂直隔板凹槽54中的（隔板凹槽50和54没有在图1示出，而在图2和4中示出）。这种联结用合适的密封垫圈（未表示出）密封并通过联结管箱法兰20和壳体法兰18的螺栓转矩产生的力压紧。凸形封头28带有起重吊耳40。壳体12带有用作支撑和安装在基础上的鞍座42和44。
图2给出了管板16的布置图，其上加工有三个分程隔板凹槽50，52和54，并给出了联有进口联结管30和出口联结管32的具有分程隔板34、36和38的封头28的结构图。分程隔板凹槽54是沿管板16的垂直中心线加工成的垂直凹槽。管板16的垂直中心线定义为平行于管板16平面的并平分管板16为对称的两部分的理想线。垂直隔板凹槽有一定长度并在管板平面上沿其垂直中心线加工而成。隔板凹槽54的中心是隔板凹槽54长度的中心，该中心是距隔板凹槽54外边界所有点等距离的点。分程隔板凹槽50和52是水平方向隔板凹槽，它们从与管板16的垂直中心线成直角方向延伸出来。
分程隔板34、36和38或通过焊接或浇铸或其它任一适宜的方法永久性地固定在封头28上。这些分程隔板可用以引导流体，例如当流体流过换热器管子15有相变化时所需要的那样以特定流动分布流过管子。尽管图2表示的本发明优选的实施例是每程管数不相等的六管程换热器，然而本发明也可推广到如下所述的使用浮头式管束的换热器。
图2和图3及图4的横截面图示明的是流体流过换热器管子、换热器和它们的运行。在运行中，被蒸发的液体经进口联结管30进入到换热器10的第一换热室56，在这里液体累积然后流入管板16的第一管程中的部分管子15中。由于管子15是U形管，进入的液体流经第一管程的管子15就返回并经第二管程进入到第二个换热室58，在第二换热室58中流体循环流动进入到第三管程，在这里流体沿第三管程的管子15的长度轴向流下然后返回到传热室60。在第三换热室60内，流体沿另一个环路进入第五管程，在这里流体沿管子15的长度流下后，经第六管程返回进入到第四换热室62。从第四换热室，蒸发的液体经出口联结管32从该室排出。液体流过换热器10和管束14的管子15时，就经历了蒸发过程，因而在流体流动路径上，在任一给定位置上或为蒸汽或为液体或为汽液混合物。由于这种蒸发过程的结果，流体在经过换热器时，其体积流速将增加进而引起流体线速度增加。通过提供每管程有不等数目的管子，可以调节和优化管程流体流动线速度，因而可以减少由于污塞和腐蚀引起的管子毁坏的数量，并可延长换热器有效寿命。
如上所述的及图1、2、3和4所示的换热器也可进一步结合应用到HF烷化过程的酸再生回路中。图5是酸再生回路的流程示意图，表明了回路中过程设备的相对位置和本发明换热器的位置。
由烯烃和异链烷烃组成的混合物的烃原料经管线100进入到立管式反应器102的底部，反应器102联通着催化剂冷却器104和沉降器106的中部。原料基本上是在催化剂冷却器104出口联结管处加入到立管式反应器102中，而通过自然对流从沉降器106经管线108经过催化剂冷却器104的循环的氢氟酸催化剂同加入的烃原料混合形成混合物。这样形成的混合物上升经立管式反应器102，而从立管式反应器102排出的物料则进入到沉降器106中。进入沉降器106后，形成两个分离液相：沉降到沉降器106下部的催化剂相110和在催化剂上部形成的烃相112及两者之间的液-液界面114。一旦氢氟酸催化剂在沉降器内以催化剂相沉降出来，它立即再次实现上述的循环。
为了再生HF催化剂，在沉降器106中的含在催化剂相110和辅助设备中的氢氟酸存余量可连续或间歇地经原料泵118和管线120加入到酸再蒸馏塔116中。置于原料泵118和酸再蒸馏塔之间的管线上120的是按照本发明制作的换热器10。液体氢氟酸通过泵118经管线120加到换热器10的管程中，在这里通过与任一合适的热源如水蒸汽供给的热能交换来蒸发酸。蒸发后的酸经管线120进一步加到酸再蒸馏塔116中，在这里进行分离，分离后的酸可溶油经管线122被除去，酸可溶油和水含量大大降低的HF从上部移去并经管线124加到沉降器116中。
实施例1
本计算例提供一个得益于利用本发明的示例。表Ⅰ分别给出了对于给定管程流速的典型的对称六管程换热器（给出在“发明前特征”一栏）和按照本发明制作的有着每程管子数目不等的非对称六管程换热器（给出在“发明后特征”一栏）的计算值，每一换热器都按液体蒸发器操作。表Ⅰ的计算数据是针对有58根U形管的BEU型换热器（即带凸形封头、单壳程、U型管束换热器），其中每一根U形管子是由一段半圆管联结起来的两根直管组成。这些管子是1英寸（外径）×12BWG伯明翰线规（Birmingham Wire Gauge）的U形管子，按1-1/4英寸正方形排列，“发明前特征”一栏的换热器在第一、二管程各有20根管子，第三、四程各有18根，第五、六程各有20根。在“发明后特征”一栏的换热器，在第一、二程各有8根管子，在三、四程各有12根管子，第五、六程则各有38根。从表Ⅰ可看出，进入的液体流动线速度远小于出口气体线速度。通过再调整经过换热器管的流体流动，在管内可获得更好的速度分布。出口气体线速度降低了和进口液体线速度增加了，这样有助于降低由于高气速引起的磨蚀和由于低液速引起的污塞。此外，由于改进了速度分布，总传热系数也有所改善。由于降低了因流体线速度分布不良引起的腐蚀和磨蚀损坏，因而改进了换热器管子的有效寿命，进而降低了同换热器管子有关的各种基本投资和操作费用。
表Ⅰ（计算值）
典型的对称六管程换热器和每程管数不等的非对称六管程换热器的有关计算值。
发明前特征 发明后特征
液体进口流量（磅/小时） 6300 6300
进口体积流量（英R3/秒） 0.037 0.037
进口液体线速度（英尺/秒） 0.55 1.39
蒸汽出口流量（磅/小时） 6300 6300
出口体积流量（英尺3/秒） 3.51 3.51
出口蒸汽线速度（英尺/秒） 52.5 28.0
估算的总传热系数
（BTU/hr/ft/oF） 50 50
由于每程管数不等而延长的
管子寿命（年） 1/2到2 2到4