管壳式换热器的设计和选用的计算步骤
换热器设计计算详细过程
正方形斜转45 正三角形、正方形、正方形斜转45度 2 1
管间距
mm
结垢校正因子Ft 管子排列方式对压降的校正因 子F 管程n值
壳程n值
管壁内侧表面污垢热阻
（m2·℃）/K
管壁外侧表面污垢热阻
（m2·℃）/K
换热管壁厚
mm
换热管平均直径
mm
采用此传热面积下的总传热系 数
W/(m2·℃）
换热器形式
壳体直径 D
mm
列管数n
根
列管外径d0
mm
备注 376.83 热流体无相变：Q=W2/3600*Cp2*(T1-T2)； 16250.60 W1=Q/(Cp1*(t2-t1))*3600 49.71 ΔT=((T1-t2)-(T2-t1))/LN((T1-t2)/(T2-t1 #DIV/0! 49.71
ΣΔPi=(Δp1+Δp2)FtNp 0.006283185 Ai=π/4*di2*n/Np 0.721536817 ui=W1/(ρ1*Ai) 17938.43217 Re=ρdu/μ,湍流
0.1 输入值
0.005 计算值
0.035 查摩擦系数与雷诺数和相对粗糙度关系图 3628.637123 Δp1=λ*L/d*ρu2/2 777.5650977 Δp2=3*ρu2/2 12337.36622 ΣΔPi=(Δp1+Δp2)FgNp
32 接近但不小于1.25倍的换热管外径；
1.4 DN25管子取为1.4，对DN19管子取为1.5
0.4
正三角形为0.5，正方形斜转45度为0.4，正方 0.3
0.4
流体被加热取0.4，被冷 却取0.3
0.3 流体被加热取0.4，被冷却取0.3
管壳式换热器设计和选型
（3） ）
（4） ）
（2）计算管程的压降和传热系数
a、参考表选定流速 参考表选定流速，确定管程数目，计算管程压降 参考表选定流速
l ρu 2 （ ∑ ∆pi = (∆p1 + ∆p2 )Ft N s N p = λ d + 3） 2 Ft N s N p
若管程允许压降已经有规定，可由上式计算管程数Ns. b、计算管内传热系数hi< K估则应增加管壳数，重新） 则应增加管壳数，重新） 计算。若改变管程不能同时满足h 和 计算。若改变管程不能同时满足 i> K估,和 ∑ ∆pi < ∆p允 ,则应重新估计 估(减小 ，另选一台换热器 则应重新估计K 减小 减小)， 则应重新估计 型号进行试算。 型号进行试算。
(2) BIU 600--1.6--90--6/25-2 II
封头管箱，公称直径600mm， 封头管箱，公称直径600mm，管、壳程压力均为 1.6MPa，公称换热面积90平方米 普通级冷拔换热管， 1.6MPa，公称换热面积90平方米，普通级冷拔换热管， 平方米， 外径25mm，管长6m， 管程，单壳程的U 外径25mm，管长6m，2管程，单壳程的U形管式换热 器。
⑦流量小或粘度大的流体宜走壳程，因流体在有 流量小或粘度大的流体宜走壳程， 折流挡板的壳程中流动， 折流挡板的壳程中流动，由于流速和流向的不断 改变，在低Re（Re>100）下即可达到湍流， 改变，在低Re（Re>100）下即可达到湍流，以 提高传热系数。 提高传热系数。 若两流体温差较大， ⑧若两流体温差较大，宜使对流传热系数大的流 体走壳程，因壁面温度与α大的流体接近， 体走壳程，因壁面温度与α大的流体接近，以减 小管壁与壳壁的温差，减小温差应力。 小管壁与壳壁的温差，减小温差应力。 以上原则并不是绝对的，对具体的流体来说， 以上原则并不是绝对的，对具体的流体来说， 上述原则可能是相互矛盾的。因此， 上述原则可能是相互矛盾的。因此，在选择流体 的流径时，必须根据具体的情况， 的流径时，必须根据具体的情况，抓住主要矛盾 进行确定。 进行确定。
管壳式换热器设计与选型步骤
生意社08月13日讯
1、工艺计算:
1>按流体种类、冷却流体的流量、进出口温度、工作压力等计算出需要传递的热量。
2>根据流体的腐蚀性及其它特性选择管子和壳体的材料。
并根据材料加工特性,流体的流量、压力、温度,换热管与壳体的温度,需要传递热量的多少,造价的高低及检修清洗方便等因素,决定采用哪一种类型的管壳式换热器。
3>确立流体的流动空间,即确定管程与壳程内分别是什么介质
4>确定参与换热器的两种流体的流向,使并流、逆流还是错流。
并计算出流体的有效平均温差.
5>根据经验初选传热系数K,并估算所需传热面积A。
6>根据计算出传热面积A,参照我国管壳式换热器标准系列，初步确定换热器的基本参数(管径、管程数、管子根数、管长、管子排列方式、折流元件等的型式及布置、壳体直径等结构参数)。
7>根据确定的标准系列尺寸，进行传热系数的校核和阻力降的计算。
最后按标准选用换热器或者进行机械设计。
2、机械设计计算
机械设计计算包括：
(1)壳体和管箱壁厚的计算
(2)管子与管板连接结构设计
(3)壳体与管板连接结构设计
(4)管板厚度计算
(5)折流板、支持板等零部件的结构设计
(6)换热管与壳体在温差和流体压力联合作用下的应力计算
(7)管子拉脱力和稳定性校核
(8)判断是否需要膨胀节，如需要，则选择膨胀节结构形式，并进行有关的计算。
(9)接管、接管法兰、容器法兰、支座等的选择及开孔补强设计。
PPT-7-管壳式换热器设计计算实例
t fi t f 0
所以，只要 o 1 就可以起到强化换热的效果。 由于β值常常远大于1，而使η0β的值总是远大于1，这就
使肋化侧的热阻显著减小，从而增大传热系数的值。
32
ln( d o d i ) 2 l
28
上面三式相加
l t fi t fo
do 1 1 1 ln hi d i 2 d i ho d o
对外侧面积而言得传热系数的定义式由下式表示：
k ko 1 do d d 1 o ln o hi di 2 di ho
10
1 构造和工作原理
翅片管热交换器可以仅由一根或若干根翅片管组成，如室内取 暖用翅片管散热器；也可再配以外壳、风机等组成空冷器型式 的热交换器。
11
主要换热元件是翅片管，由基管和翅片组成。
翅片管的类型和选择
对翅片管的要求：良好的传 热性能、耐温性能、耐热冲 击能力（如介质热负荷不稳 定）及耐腐蚀能力，易于清 除尘垢，压降较低。
13
常见的翅片管形式
•
14
翅片管因制造方法不同而使其在传热性能、机械性能等方面有一定的 差异。按制造方法分有整体翅片、焊接翅片、高频焊翅片和机械连接 翅片。
整体翅片：由铸造、机械加工或轧制而成，翅片与管子一体，无接触 热阻，强度高，但要求翅片与管子同种材料。如低压锅炉的省煤器就 是采用整体翅片。 焊接翅片：用钎焊或氩弧焊等工艺制造，可使用与管子不一样的材料。 由于它制造简单、经济且具有较好的传热和机械性能，故已广泛应用， 主要问题是焊接工艺的质量。 高频焊翅片：利用高频发生器产生的高频电感应，使管子表面与翅片 接触处产生高温而部分熔化，同通过加压翅片与管子连成一体而成。 这种连接方法无焊剂、焊料，制造简单，性能优良。
管壳式换热器的设计及计算
第一章换热器简介及发展趋势1.1 概述在化工生产中，为了工艺流程的需要，常常把低温流体加热或把高温流体冷却，把液态汽化或把蒸汽冷凝程液体，这些工艺过程都是通过热量传递来实现的。
进行热量传递的设备称为换热设备或换热器。
换热器是通用的一种工艺设备，他不仅可以单独使用，同时又是很多化工装置的组成部分。
在化工厂中，换热器的投资约占总投资的10%——20%，质量约为设备总质量的40%左右，检修工作量可达总检修工作量的60%以上。
由此可见，换热器在化工生产中的应用是十分广泛的，任何化工生产工艺几乎都离不开它。
在其他方面如动力、原子能、冶金、轻工、制造、食品、交通、家电等行业也有着广泛的应用。
70年代的世界能源危机，有力地促进了传热强化技术的发展，为了节能降耗，提高工业生产经济效益，要求开发适用于不同工业过程要求的高效能换热设备[1]。
这是因为，随着能源的短缺(从长远来看，这是世界的总趋势)，可利用热源的温度越来越低，换热允许温差将变得更小，当然，对换热技术的发展和换热器性能的要求也就更高[2]。
所以，这些年来，换热器的开发与研究成为人们关注的课题，最近，随着工艺装置的大型化和高效率化，换热器也趋于大型化，向低温差设计和低压力损失设计的方向发展。
同时，对其一方面要求成本适宜，另一方面要求高精度的设计技术。
当今换热器技术的发展以CFD(Computational Fluid Dynamics)、模型化技术、强化传热技术及新型换热器开发等形成了一个高技术体系[3]。
当前换热器发展的基本趋势是：继续提高设备的传热效率，促进设备结构的紧凑性，加强生产制造的标准化系列化和专业化，并在广泛的范围内继续向大型化的方向发展。
各种新型高效紧凑式换热器的应用范围将得到进一步扩大。
在压力、温度和流量的许可范围内，尤其是处理强腐蚀性介质而需要使用贵重金属材料的场合下，新型紧凑式换热器将进一步取代管壳式换热器。
总之，为了适应工艺发展的需要，今后在强化传热过程和换热设备方面，还将继续探索新的途径。
管壳式换热器设计选型
管壳式换热器设计选型
一、换热器选型的基础
在管壳式换热器结构形式中，设计和选型的主要因素有：换热器的负
荷率、传热效率、凝结物沉积、对管壳换热器热性能的影响因素、管壳型
号和规格、在换热器抗冲击性能的影响、铭牌设计性能和管壳强度要求等。
1.关于管壳式换热器的负荷率
在计算换热器的负荷率时，需要考虑换热器的负荷率与介质流量温度
有关，当流量温度越大，换热器的负荷率越大，但流量温度比较低时，换
热器的负荷率就较低。
在负荷率计算中，还需要考虑其他因素如液体的粘度、流体压力、换热面积、单位传热面积等。
2.关于管壳式换热器的传热效率
换热器的传热效率主要取决于换热器的几何结构，以及内、外管壳间
的接触面积大小，而内、外管壳间的接触面积的大小，又是由管壳结构型
号和规格参数决定的，所以，选择管壳型号和规格参数时，必须考虑到换
热器的传热效率。
3.凝结物沉积
凝结物沉积是管壳式换热器热性能的一个重要因素，它包括水铁、水铝、水锡等，这些凝结物会影响换热器的传热效率，严重影响换热器的使
用寿命。
管壳式换热器选型计算
p1' 流体横过管束的压强降，Pa； p2' 流体通过折流板缺口的压强降，Pa； Fs 壳程压强降的结垢校正系数，液体可取1.15，气体可取1.0 Ns 串联的壳程数。
p1'
Ff0nc (NB
1)
u02
2Байду номын сангаас
p2'
NB (3.5
2h ) D
u02
2
F 管子排列方法对压强降的校正因素， 正三角为0.5,转角正方形为0.4，正方形为0.3；
常用的流速范围
流体种类
一般流体 易结垢流体
气体
流速 管程 壳程 0.5~3 0.2~1.5
>1
>0.5
5~30 3~15
不同粘度液体的流速
液体粘度 >1500 1500~500 500~100 100~35
35~1 <1
最大流速 0.6 0.75 1.1 1.5 1.8 2.4
流体两端温度的确定
管壳式换热器的主要控制参数为加热面积、热 水流量、换热量、热媒参数等。
结构分类
• 固定管板式汽-水换热器 • 浮头式汽-水换热器 • U形管壳式汽-水换热器 • 填料函式换热器汽-水换热器
• 管箱（封头） • 壳体 • 内部结构（包括管束等） • 折流板（挡板） • 管板
接管 壳体
折流挡板
封头（ 端盖、管箱）
选定总传热系数K值。 ⑥ 由传热速率方程，初步算出传热面积，并确定换热器
的基本尺寸。
2、计算管程、壳程压强降
根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和 压强降。验算结果是否满足工艺要求。若压强降不符合要 求，要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另 一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求。
(完整版)HTRI管壳式换热器设计基础教程讲解
01
通过桌面快捷方式启动；
02
在开始菜单中找到HTRI软件并启动；
通过命令行启动（需要知道软件安装路径）。
03
界面布局及功能区域划分
菜单栏
包含文件、编辑、视图等常用操作；
工具栏
提供常用功能的快捷按钮；
界面布局及功能区域划分
左侧导航栏
列出可用的设计选项和工具；
主工作区
显示当前设计项目的详细信息。
界面布局及功能区域划分
在HTRI软件中，输入流体的物性参数（如密 度、粘度、导热系数等）、流量、进出口温 度等设计条件。
建立模型
求解过程
根据输入参数，软件自动建立换热器的物理 模型，包括管程、壳程、折流板、管板等结 构。
利用HTRI软件的计算功能，对模型进行传热、 流动和结构分析，得到换热器的性能参数 （如传热系数、压力降等）。
性能评估 通过数值模拟或实验手段，对优化后的换热器性能进行评 估，包括传热系数、压降、热效率等。同时，与初步设计 结果进行对比分析，验证优化效果。
05
案例分析：应用HTRI进行实际 项目设计
案例背景介绍及问题阐述
项目背景
某化工企业需设计一款高效、紧凑的管壳式换热器，用于实现两种 不同温度流体的热量交换。
核算性能
通过初步设计得到的换热器结构 参数，进行性能核算，包括传热 系数、压降、热效率等。
详细设计：结构优化和性能评估
结构优化 在初步设计的基础上，对换热器结构进行优化，如调整管 径、管长、折流板间距等，以提高传热效率、降低压降等。
强度校核 对优化后的换热器结构进行强度校核，确保其在操作条件 下的安全性和稳定性。
THANK YOU
设计区域
用于创建和编辑换热器设计；
换热器计算步骤
第2章工艺计算设计原始数据表2—1管壳式换热器传热设计基本步骤（1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能（2）由热平衡计算的传热量的大小,并确定第二种换热流体的用量;3确定流体进入的空间4计算流体的定性温度,确定流体的物性数据5计算有效平均温度差,一般先按逆流计算,然后再校核6选取管径和管内流速7计算传热系数,包括管程和壳程的对流传热系数,由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关,因此,一般先假定一个壳程传热系数,以计算K,然后再校核8初估传热面积,考虑安全因素和初估性质,常采用实际传热面积为计算传热面积值的~倍l9选取管长10计算管数NT11校核管内流速,确定管程数12画出排管图,确定壳径D和壳程挡板形式及数量等i13校核壳程对流传热系数14校核平均温度差15校核传热面积16计算流体流动阻力;若阻力超过允许值,则需调整设计;确定物性数据定性温度由饱和水蒸气表可知,蒸汽和水在p=、t>295℃情况下为蒸汽,所以在不考虑开工温度、压力不稳定的情况下,壳程物料应为蒸汽,故壳程不存在相变;对于壳程不存在相变,其定性温度可取流体进出口温度的平均值;其壳程混合气体的平均温度为：t=420295357.52+=℃2-1管程流体的定性温度：T=3103303202+=℃根据定性温度,分别查取壳程和管程流体的有关物性数据;物性参数管程水在320℃下的有关物性数据如下：参考物性数据无机表表2—2壳程蒸气在下的物性数据1：锅炉手册饱和水蒸气表表2—3估算传热面积 热流量根据公式2-1计算：p Q Wc t =∆ 化原 4-31a 2-2将已知数据代入 2-1得：111p Q WC t =∆=60000××310 330-310/3600=式中： 1W ——工艺流体的流量,kg/h ；1p C ——工艺流体的定压比热容,kJ/㎏.K ；1t ∆——工艺流体的温差,℃；Q ——热流量,W;平均传热温差根据 化工原理 4-45 公式2-2计算：1212ln m t t t t t ∆-∆∆=∆∆ 2-3 按逆流计算将已知数据代入 2-3得：()()()()121242033031029541.86420330ln ln 310295m t t t t t ---∆-∆∆===∆-∆-℃式中： m t ∆——逆流的对数平均温差,℃；1t ∆——热流体进出口温差,℃； 2t ∆——冷流体进出口温差,℃； 可按图2-1中b 所示进行计算;图2-1 列管式换热器内流型传热面积根据所给条件选定一个较为适宜的K 值,假设K =400 W/则估算传热面积为:mt K QS ∆=化工原理 式4-43 2-4 将已知数据代入 2-3得： 2m 39.10986.4140067.1831666t =⨯∆=m K Q S式中：S ——估算的传热面积,2m ； K ——假设传热系数,W/m 2.℃；m t ∆——平均传热温差,℃; 考虑的面积裕度,则所需传热面积为:28.12515.188.11215.1'm S S =⨯=⨯= 2-5热流体用量根据公式2-4计算：由化工原理热平衡公式p QW c t=∆ 将已知数据代入 2-4得： kg/h 68.17392)295420(033.367.1831666222=-⨯=∆=t C Q W p 2-6式中Q ——热流量,W ；2p c ——定压比热容,kJ/㎏.℃；2t ∆——热流体的温差,℃；2W ——热流体的质量流量,kg /h ;工艺尺寸 管数和管长1.管径和管内流速根据红书 表3-2 换热管规格表2-4根据 红书 表3-4 取管内流速s m i /1u = ⒉管程数和传热管数 依红书3-9式 un dqv 24π=,可根据传热管内径和流速确定单管程传热管数758.74102.047.70967.164n 22≈=⨯⨯==ππu d qii v s 根 2-7 式中qv——管程体积流量,s 3m ；n ——单程传热管数目；i d ——传热管内径,mm ； u ——管内流体流速,sm ;按单管程计算,依红书3-10,所需的传热管长度为 ()m nd A sop 3.2175025.08.125L =⨯⨯==ππ 2-8式中 L ——按单程管计算的传热管长度,m A p ——传热面积,2m ；do——换热管外径,m;按单管程设计,传热管过长,则应采用多管程,根据本设计实际情况,采用非标准设计,现取传热管长m l 6=,则该换热器的管程数为 456.363.21≈===l L N p 管程 2-9 传热管总根数 300475=⨯=⨯=N n N p s T 根 2-10 式中, 0d ——管子外径,m ；'T N ——传热管总根数,根；0d ——管子外径,m ；3.换热器的实际传热面积,依据红书3-12,203.1413006025.014.3m lN d A T =⨯⨯⨯==π 2-11式中,。
管壳式换热器热力计算
式中 mc，mh——分别为冷流体、热流体的质量流速，kg/s； cp,c，cp,h——分别为冷流体、热流体的定压比热容，J/(kg·℃）； Tc,i，Tc,o——冷流体的进、出口温度，℃； Th,i，Th,o——热流体的进、出口温度， ℃；
若考虑换热器对外界环境的散热损失Qc，则热流体放 出的热量Q1将大于冷流体所吸收的热量Q2 ： Q1=Q2+Qc Q2=η cQ1 热损失系数η c通常取0.97~0.98 不管师傅考虑热损失，在管壳式换热器的设计计算中， 热负荷Q一般取管内流体放出或吸收的热量。
1.3平均温度差和温差修正系数
(1)算术平均温度差 Δ tm1= (Δ t1+ Δ t2)/2 (2)对数平均温度差 Δ tm2= (Δ t2- Δ t1)/ln (Δ t2 / Δ t1) 式中 Δ tm2——较大的温度差； Δ tm1——较小的温度差。 当Δ tm1/ Δ tm2<2时，采用算术平均温度差，否则采用对数 平均温度差。在计算平均温度差时，对无相变的对流传热， 逆流的平均温度差大于并流的平均温度差，因而在工业设 计中在工业设计中，在满足工艺条件的情况下，通常选用 逆流。
1.稳态传热方程
热流体将热量通过某固定面传给冷流体成为传热，稳态传热 的基本方程为：Q=KAΔ tm 式中 Q——热负荷，W； K——总传热系数，W/(m2·℃)； A ——换热器总传热面积，m2； Δ tm——进行换热的两流体之间的平均温差， ℃
1.1热负荷
当忽略换热器对周围环境的散热损失时，根据能量平衡， 热流体所放出的热量应等于冷流体所吸收的热量。即： Q=mccp,c(Tc,o-Tc,iຫໍສະໝຸດ =mhcp,h(Th,i-Th,o)
(3)温差修正系数FT 在错流和折流换热器中，温度分布情况相当复杂，可按(2) 中公式计算出逆流的平均温度差，然后乘以修正系数，即 可计算有效平均温差Δ tm； Δ tm=FTΔ tlm 式中 Δ tlm——逆流时的对数平均温度差，℃； FT——温差修正系数 (查换热器设计手册中图1-3-6 取得)。
管壳式换热器的设计及计算
所谓提高换热器性能，就是提高其传热性能。狭义的强化传热系指提高流体和传热面之间的传热系数。其主要方法归结为下述两个原理，即使温度边界层减薄和调换传热面附近的流体，前者采用各种间断翅片结构，后者采用泡核沸腾传热[2]。最近还兴起一种EHD技术，即电气流体力学技术，又称为电场强化冷凝传热技术，进一步强化了对流、冷凝和沸腾传热，特别适用于强化冷凝传热，并适用于低传热性介质的冷凝，因而引起人们的普遍关注[3]。其原理是，对某些不导电液体的表面施以相垂直的电场，使液体表面变得很不稳定，借冷凝液表面的张力作用和在静电场下液膜的不稳定现象使液膜厚度减薄，从而强化冷凝传热。其所需电场耗用的电力很小。人们想尽各种办法实施强化传热，归结起来不外乎两条途径，即改变传热面的形状和在传热面上或传热流路径内设置各种形状的湍流增进器或插入物。
当前换热器发展的基本趋势是：继续提高设备的传热效率，促进设备结构的紧凑性，加强生产制造的标准化系列化和专业化，并在广泛的范围内继续向大型化的方向发展。各种新型高效紧凑式换热器的应用范围将得到进一步扩大。在压力、温度和流量的许可范围内，尤其是处理强腐蚀性介质而需要使用贵重金属材料的场合下，新型紧凑式换热器将进一步取代管壳式换热器。
第一章
在化工生产中，为了工艺流程的需要，常常把低温流体加热或把高温流体冷却，把液态汽化或把蒸汽冷凝程液体，这些工艺过程都是通过热量传递来实现的。进行热量传递的设备称为换热设备或换热器。换热器是通用的一种工艺设备，他不仅可以单独使用，同时又是很多化工装置的组成部分。
在化工厂中，换热器的投资约占总投资的10%——20%，质量约为设备总质量的40%左右，检修工作量可达总检修工作量的60%以上。由此可见，换热器在化工生产中的应用是十分广泛的，任何化工生产工艺几乎都离不开它。在其他方面如动力、原子能、冶金、轻工、制造、食品、交通、家电等行业也有着广泛的应用。
管壳式换热器传热计算示例(终)
管壳式换热器传热设计说明书设计一列管试换热器，主要完成冷却水——过冷水的热量交换设计压力为管程1.5MPa （表压），壳程压力为0.75MPa（表压），壳程冷却水进,出口温度分别为20℃和50℃，管程过冷水进，出口温度分别为90℃和65℃管程冷水的流量为80t/h。
2、设计计算过程：（1）热力计算1)原始数据：过冷却水进口温度t1′=145℃；过冷却水出口温度t1〞=45℃；过冷却水工作压力P1=0.75Mp a（表压）冷水流量G1=80000kg/h；冷却水进口温度t2′=20℃；冷却水出口温度t2〞=50℃；冷却水工作压力P2=0.3 Mp a（表压）。
改为冷却水工作压力P2=2.5 Mp2)定性温度及物性参数：冷却水的定性温度t2=( t1′+ t1〞)/2=(20+50)/2=35℃；冷却水的密度查物性表得ρ2=992.9 kg/m3；冷却水的比热查物性表得C p2=4.174 kJ/kg.℃冷却水的导热系数查物性表得λ2=62.4 W/m.℃冷却水的粘度μ2=727.5×10－6 Pa·s；冷却水的普朗特数查物性表得P r2=4.865；过冷水的定性温度℃；过冷水的密度查物性表得ρ1=976 kg/m3；过冷水的比热查物性表得C p1=4.192kJ/kg.℃；过冷水的导热系数查物性表得λ1=0.672w/m.℃；过冷水的普朗特数查物性表得P r2；过冷水的粘度μ1=0.3704×10－6 Pa·s。
过冷水的工作压力P1=1.5 Mp a（表压）3)传热量与水热流量取定换热器热效率为η=0.98；设计传热量：过冷却水流量：；4)有效平均温差逆流平均温差：根据式（3-20）计算参数p、R:参数P：参数R：换热器按单壳程2管程设计，查图3—8得温差校正系数Ψ=0.83；有效平均温差：5)管程换热系数计算：附录10，初定传热系数K0=400 W/m.℃；初选传热面积：m2；选用φ25×2.5无缝钢管作换热管；管子外径d0=0.025 m；管子径d i=0.025-2×0.0025=0.02 m；管子长度取为l=3 m；管子总数：取720根管程流通截面积：m2管程流速：m/s管程雷诺数：湍流管程传热系数：（式3-33c）6)结构初步设计：布管方式见图所示:管间距s=0.032m（按GB151,取1.25d0）；管束中心排管的管数按4.3.1.1所给的公式确定：取20根；壳体径：m 取Di=0.7m；长径比：布管示意图l/D i=3/0.9=3.3 ，合理选定弓形折流板弓形折流板弓高：折流板间距：m折流板数量：折流板上管孔直径由GB151-2014可确定为 0.0254mm折流板直径由GB151-2014可确定为 0.6955m 7）壳程换热系数计算壳程流通面积：根据式(3-61)中流体横过管束时流道截面积046.0032.0025.016.0233.01o i c1=⎪⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-=s d BD A m 2壳程流速：m/s ；壳程质量流速：kg m 2/s ；壳程当量直径：m ；壳程雷诺数：； 切去弓形面积所占比例按 h/D i =0.2查图4-32得为0.145壳程传热因子查 图3-24得为j s =20 管外壁温度假定值 t w1′=45℃ 壁温过冷水粘度 Pa.s粘度修正系数：根据式（3-62）计算壳程换热系数：8）传热系数计算：水侧污垢热阻：r 2=0.000344m 2.℃/w 管壁热阻r 忽略 总传热系数：传热系数比值，合理9）管壁温度计算：管外壁热流密度：Ｗ/m2.℃根据式(3-94a)计算管外壁温度：℃误差较核：℃，误差不大；10）管程压降计算：根据式(3-94b)计算管壁温度：℃；壁温下水的粘度：Pa·s；粘度修正系数：；查图3-30得管程摩擦系数：管程数：；管沿程压降计算依据式（3-112）：Pa （W=w.ρ）回弯压降：Pa；取进出口管处质量流速：W N2=1750 ㎏/㎡·s； (依据ρw2<3300取 w=1.822m/s) 进出口管处压降(依据 3-113)：；管程结垢校正系数：；管程压降：11）壳程压降计算：壳程当量直径：m；雷诺数：；查得壳程摩擦系数：λ1=0.08；(图 3-34)管束压降（公式3-129）：Pa；取进出口质量流速： kg/m2·s；( ρw2<2200 取W N2=1000 ㎏/㎡·s) 进出口管压降：Pa；取导流板阻力系数：;导流板压降：Pa壳程结垢修正系数：；(表3-12)壳程压降：Ｐa；管程允许压降：[△P2]=35000 Pa；（见表3-10）壳程允许压降：[△P1]=35000 Pa；△P2<[△P2]△P1<[△P1]即压降符合要求。
管壳式换热器的设计计算
管壳式换热器的设计计算1．流体流径的选择哪一种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，下列各点可供选择时参考(以固定管板式换热器为例)(1) 不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。
(2) 腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。
(3) 压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。
(4) 饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。
(5) 被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。
(6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。
(7) 粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。
在选择流体流径时，上述各点常不能同时兼顾，应视具体情况抓住主要矛盾，例如首先考虑流体的压强、防腐蚀及清洗等要求，然后再校核对流传热系数和压强降，以便作出较恰当的选择。
2. 流体流速的选择增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。
但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。
所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。
此外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求。
例如，选择高的流速，使管子的数目减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。
管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变为多程使平均温度差下降。
这些也是选择流速时应予考虑的问题。
3. 流体两端温度的确定若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，就不存在确定流体两端温度的问题。
若其中一个流体仅已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定。
例如用冷水冷却某热流体，冷水的进口温度可以根据当地的气温条件作出估计，而换热器出口的冷水温度，便需要根据经济衡算来决定。
换热器设计计算步骤
换热器设计计算步骤换热器是一种常见的工业设备，用于将热能从一个介质传递到另一个介质，常用于加热、冷却和蒸发等工艺过程。
其设计计算步骤主要包括确定换热器类型、计算换热面积、确定流体侧传热系数、确定传热效率等。
以下是详细的换热器设计计算步骤：1.确定换热器类型：根据实际使用需求和工艺要求，选择合适的换热器类型。
常见的换热器类型包括壳管式、板式、管束式、螺旋板式、翅片等。
2.了解工艺参数：确定进出口流体的温度、流量、压力以及物性参数。
3.确定传热方式：根据流体的性质和工艺要求，确定换热器的传热方式，包括对流、辐射和传导。
4.计算传热面积：根据换热器类型和流体侧的传热特性，计算所需的换热面积。
通常使用热平衡方程或对数平均温差法进行计算。
5.确定流体侧传热系数：根据流体侧的传热特性和工艺要求，选择合适的换热管材料、管型和管束结构，并计算流体侧的传热系数。
6.确定壳侧传热系数：根据壳侧、管侧流体的性质和工艺要求，选择合适的壳管布局和壳侧的传热系数。
7.确定传热效率：根据流体的传热系数、传热面积和对流热传输原理，计算换热器的传热效率。
8.设计换热器尺寸：根据以上计算结果和实际使用需求，确定换热器的尺寸和结构，包括管束长度、壳体直径、传热管的数量、壳程等。
9.选择材料和设备：根据工艺要求、介质性质和设计参数，选择合适的材料和设备，包括管束材料、密封材料、管板材料和支撑结构等。
10.制定操作规程：根据换热器的设计和实际使用情况，制定操作规程，包括换热器的开启、关闭、维护和清洁等程序。
总结起来，换热器设计计算步骤包括确定换热器类型、了解工艺参数、确定传热方式、计算传热面积、确定流体侧传热系数、确定壳侧传热系数、确定传热效率、设计换热器尺寸、选择材料和设备以及制定操作规程。
根据这些步骤进行设计计算，可以确保换热器的设计满足工艺要求，提供高效的热能传递。
管壳式换热器的设计和选用的计算步骤
管壳式换热器的设计和选用的计算步骤设有流量为m h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。
由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。
根据传热速率基本方程：当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。
可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。
初选换热器的规格尺寸初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于，否则应改变流动方式，重新计算。
计算热流量Q及平均传热温差△t m，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。
计算管、壳程阻力在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。
或者先选定流速以确定管程数N P和折流板间距B再计算压力降是否合理。
这时N P与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。
核算总传热系数分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。
如果相差较多，应重新估算。
计算传热面积并求裕度根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△t m，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积A P大于A020%左右为宜。
即裕度为20%左右，裕度的计算式为：某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至128℃，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下：表4-18 设计条件数据物料流量kg/h组成（含乙醇量）mol%温度℃操作压力MPa进口出口釜液109779145原料液102680795 128试设计选择适宜的管壳式换热器。
解：（1）传热量Q及釜液出口温度a. 传热量Q以原料液为基准亦计入5%的热损失，按以下步骤求得传热量Q。
管壳式换热器的设计步骤
管壳式换热器的设计步骤在设计热交换器时，如果只作简单估算，或盲目加大传热面积的安全系数就会造成浪费。
只有进行比较详细的计算，才能使投入运行的热交换器，在安全和经济方面得到可靠的保证。
可是设计中许多因素之间互相关联，设计过程错综复杂，因而设计程序应因设计任务和原始条件的不同而异，例如在传热计算和阻力计算中，不可避免涉及结构，因而常需初选传热系数，得到初估的传热面积，从而作出结构安排，然后作进一步的传热计算，得到传热系数的计算值和所需的传热面积。
一般由结构确定的传热面积比计算出的所需传热面积具有10%～20%的余量时，传热计算和结构计算方为成功。
若阻力计算、强度计算及振动校棱等仍有问题，还得重新更改某些部分，甚至重新选型。
一般的设计程序如下：1、根据设计任务搜集有关的原始资料，并选定热交换器的型式等．原始资料应包括：流体的物理化学性质（如结垢性、腐蚀性、爆炸性、化学作用等）,流体的流量、压力、温度、热负荷，设备安装场所的限制，材质的限制，压降的限制等等。
2、确定定性温度，并查取物性数据；3、由热平衡计算热负荷及热流体或冷流体的流量；4、选择壳体和管子的材料；5、选定流动方式，确定流体的流动空间；6、求出平均温差；7、初选传热系数K'，并初算传热面积F'；8、设计热交换器的结构（或选择标准型号的热交换器），包括：①选取管径和管程流体流速；②确定每程管数量、管长、总管数；③确定管子排列方式、管间距、壳体内径和连接管直径等；④确定壳侧程数及纵向隔板数目、尺寸，或折流板的数目、间距、尺寸等壳程结构尺寸。
在这一步中最好通过草图确定有关数据和传热面积F"（F"一般与F'不会正好相等）。
要注意到，在确定结构尺寸时，许多因素相互影响，最终则在壳体的直径和长度上得到反映，往往短的壳体其直径较大，而长的壳体其直径较小，一般说来以后者比较经济。
这是因为：①小直径的壳体有可能用标准的管子制造；②对于给定的运行条件，壳体直径小则壳体、法兰、端盖等部件的厚度也可减小；③管板的加工成本相对较高，若壳体直径小，可使管板的厚度、直径相应减小，于是可降低制造成本；④单位长度管子的成本低。
(完整版)换热器计算步骤..
第2章工艺计算2.1设计原始数据表2—12.2管壳式换热器传热设计基本步骤（1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能（2）由热平衡计算的传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。
（3）确定流体进入的空间（4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据（5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核（6）选取管径和管内流速（7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核（8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.15~1.25倍l（9）选取管长（10）计算管数NT（11）校核管内流速，确定管程数（12）画出排管图，确定壳径D和壳程挡板形式及数量等i（13）校核壳程对流传热系数（14）校核平均温度差（15）校核传热面积（16）计算流体流动阻力。
若阻力超过允许值，则需调整设计。
第2章工艺计算2.3 确定物性数据2.3.1定性温度由《饱和水蒸气表》可知，蒸汽和水在p=7.22MPa、t>295℃情况下为蒸汽，所以在不考虑开工温度、压力不稳定的情况下，壳程物料应为蒸汽，故壳程不存在相变。
对于壳程不存在相变，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。
其壳程混合气体的平均温度为：t=420295357.52+=℃（2-1）管程流体的定性温度：T=3103303202+=℃根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
2.3.2 物性参数管程水在320℃下的有关物性数据如下：【参考物性数据无机表1.10.1】表2—2壳程蒸气在357.5下的物性数据[1]：【锅炉手册饱和水蒸气表】表2—32.4估算传热面积 2.4.1热流量根据公式（2-1）计算：p Q Wc t =∆ 【化原 4-31a 】 （2-2）将已知数据代入 （2-1）得：111p Q WC t =∆=60000×5.495×310 (330-310)/3600=1831666.67W式中： 1W ——工艺流体的流量，kg/h ；1p C ——工艺流体的定压比热容，kJ/㎏.K ；1t ∆——工艺流体的温差，℃；Q ——热流量，W 。
管壳式换热器的设计和选型
管壳式换热器的设计和选型管壳式换热器是一种传统的标准换热设备，它具有制造方便、选材面广、适应性强、处理量大、清洗方便、运行可靠、能承受高温、高压等优点，在许多工业部门中大量使用，尤其是在石油、化工、热能、动力等工业部门所使用的换热器中，管壳式换热器居主导地位。
为此，本节将对管壳式换热器的设计和选型予以讨论。
（一）管壳式换热器的型号与系列标准鉴于管壳式换热器应用极广，为便于设计、制造、安装和使用，有关部门已制定了管壳式换热器系列标准。
1．管壳式换热器的基本参数和型号表示方法（1）基本参数管壳式换热器的基本参数包括：①公称换热面积；②公称直径；③公称压力；④换热器管长度；⑤换热管规格；⑥管程数。
（2）型号表示方法管壳式换热器的型号由五部分组成：1──换热器代号2──公称直径DN，mm；3──管程数：ⅠⅡⅣⅥ；4──公称压力PN，MPa；5──公称换热面积SN，m2。
例如800mm、0.6MPa的单管程、换热面积为110m2的固定管板式换热器的型号为：G800 I-0.6-110G──固定管板式换热器的代号。
2．管壳式换热器的系列标准固定管板式换热器及浮头式换热器的系列标准列于附录中，其它形式的管壳式换热器的系列标准可参考有关手册。
（二）管壳式换热器的设计与选型换热器的设计是通过计算，确定经济合理的传热面积及换热器的其它有关尺寸，以完成生产中所要求的传热任务。
1．设计的基本原则（1）流体流径的选择流体流径的选择是指在管程和壳程各走哪一种流体，此问题受多方面因素的制约，下面以固定管板式换热器为例，介绍一些选择的原则。
①不洁净和易结垢的流体宜走管程，因为管程清洗比较方便。
②腐蚀性的流体宜走管程，以免管子和壳体同时被腐蚀，且管程便于检修与更换。
③压力高的流体宜走管程，以免壳体受压，可节省壳体金属消耗量。
④被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体对外的散热作用，增强冷却效果。
⑤饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，一般不需清洗。
管壳式换热器换热面积-换热器设计手册(精品文档)
式中：T 1=98℃T 2=74℃Cp,h =0.3J/(kg ℃）m h =100834kg/sWd=0.01905m αo =40W/(m 2.℃)r o =0.0005(m 2.℃)/W A o /A i =1.0112λw =48W/(m .℃)本计算表格是基于《换热器设计手册》（钱颂文主编）中相关公式进行的计算Q=KAΔt mQ-热负荷，WK-总传热系数，W/(m 2.℃)热负荷Q的计算热流体进口温度冷流体进A-换热器传热面积，m 2Δt m -进行换热的两流体之间的平均温度差，其中总传热系数K的计算公式如下：热流体质量流量冷流体质热负荷Q=20832000热流体出口温度冷流体出热流体比热冷流体管外流体污垢热阻管内流体换热管的外表传热面积与内表传热面积之比换热管的外表与换热器管内和管外的平均传热面积之比总传热系数K的计算换热管外径管壁管外流体传热膜系数管内流体传管壁材料的导热系数17.05W/(m 2.℃)Δt 2=51℃Δt 1=47℃0.922Δt 2=71℃Δt 1=27℃0.38Δt m =49Δt m =49Δt m =48.97277702Δt m =45.5089394P=0.2816901411、当换热器冷热流体逆向流动时较大端温差较小端温差Δt 1/Δt 2=总传热系数K=3、确定平均温度差(1)当Δt 1/Δt 2 <2 时且逆向流动时(2)当Δt 1/Δt 2 <2 时且并向流动时(3)当Δt 1/Δt 2 >2 时且逆向流动时2、当换热器冷热流体并向流动时较大端温差较小端温差Δt 1/Δt 2=(4)当Δt 1/Δt 2 >2 时且并向流动时4、确定温度修正系数(1)对于单壳程、双管程或者2n管程的管壳式换热器R=1.20.9825462m 2温度修正系数换热面积A=5、根据P、R值查图，确定对应温度修正系物料摩尔比比热容t 1=27℃H2O 27.42.02H243.6114.2t 2=47℃CH40.253.72N215.51.12Cp,c =2100J/(kg ℃）Ar 0.2 1.2CO210.861.1m c =496kg/s CO 2.181.12混合气体7.075276δ=0.000211m αi =45W/(m 2.℃)r i =0.0005(m 2.℃)/W A o /A m =1.005569计算定性温度在292℃流体进口温度混合气体粘度、比热计算公式流体质量流量流体出口温度冷流体比热内流体污垢热阻的外表传热面积与换热器管内和管外的平均传热面积之比管壁厚度流体传热膜系数的计算292℃时的物性数据粘度密度导热系数0.01920.01420.08990.1630.01810.7170.030.0282 1.2510.02280.0363 1.7820.01730.0272 1.9760.01370.0278 1.250.02260.0225。
ggh换热器计算书
标题：ggh换热器计算书一、设备概述本设备为一款ggh（管壳式）换热器，用于在一定温度和压力条件下，对两种流体进行热交换。
设备的主要组成部分包括：壳体、管板、传热管、隔板、密封垫等。
二、设计参数1. 设备型号：GGH-250/400，表示为管壳式换热器，规格为250mm内径×400mm高。
2. 工作压力：设备的工作压力为15bar。
3. 工作温度：设备的工作温度范围为-5℃～+50℃，可根据实际需要调整。
4. 传热面积：设备总传热面积为6m2。
5. 流体物性：流体A为水，流体B为油，其物理性质分别如下：流体A密度为1kg/L，黏度为0.01Pa·s；流体B密度为0.8kg/L，黏度为0.3Pa·s。
三、计算过程1. 传热面积计算：根据设备规格和流体性质，选用适宜的传热面积。
本次设计选取总传热面积为6m2。
2. 传热系数计算：根据流体性质和设备规格，选择适宜的传热系数，以确保换热效果良好。
本次设计选取传热系数为6000W/(m2·℃)。
3. 确定传热系数后，根据传热公式（Q=KAΔT），可计算出所需的换热面积。
其中，Q为换热量，K为传热系数，A为传热面积，ΔT为冷热流体的温差。
4. 根据实际需要，对设备进行优化设计，包括隔板、密封垫等部件的选型和布局。
四、结果分析经过计算和优化，本次设计的ggh换热器满足工作条件和性能要求，能够实现良好的热交换效果。
预计设备的换热效率较高，使用寿命较长。
五、结论本次设计的ggh换热器满足设计参数和工作条件要求，具有良好的换热效果和稳定性。
建议在实际使用中注意维护保养，确保设备的正常运行。
如有任何疑问或建议，请及时联系我们。
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管壳式换热器的设计和选用的计算步骤
设有流量为m h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。
由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。
根据传热速率基本方程：
当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器
结构决定的。
可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。
初选换热器的规格尺寸
初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式，重
新计算。
计算热流量Q及平均传热温差△t m，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A
选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。
计算管、壳程阻力在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。
或者先选定流速以确定管程数N P和折流板间距B再计算压力降是否合理。
这时N P与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。
核算总传热系数
分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。
如果相差较多，应重新估算。
计算传热面积并求裕度
根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△t m，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积A P大于A020%左右为宜。
即裕度为20%左右，裕度的计算式为：
某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至128℃，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下：
表4-18设计条件数据
物料流量kg/h 组成（含乙醇量）
mol%
温度℃操作压力
MPa
进口出口
釜液109779 3.31450.9
原料液102680795 1280.53试设计选择适宜的管壳式换热器。
解：
（1）传热量Q及釜液出口温度
a. 传热量Q
以原料液为基准亦计入5%的热损失，按以下步骤求得传热量Q。
平均温度℃
分别查得乙醇、水的物性为：
粘度μ（cp）
热导率λ
（W/mc）
密度ρ
（kg/m3）
比热容Cp
（kJ/kg℃）
乙醇
水混合物0.29
0.26
0.262
0.149
0.685
0.539
700
949.4
879.9
3.182
4.237
4.067
以上表中混合物的各物性分别由下式求得：
混合物：Cp
混合物热导率：W/(m℃)
混合物密度：kg/m3
混合物比热容：kJ/(kg℃)
式中为组成为i的摩尔分率，为组分i的质量分率。
其他符号意义同前。
所需传递的热流量：
b. 确定釜液出口温度
假设＝113℃，则定性温度为：
℃
由可查得乙醇、水物性，亦由以上推荐公式分别求得釜液的物性为：
粘度μ（cp）热导率λ（W/mc）密度ρ（kg/m3）比热容Cp（kJ/kg ℃）
乙醇水釜液0.222
0.224
0.224
0.144
0.686
0.578
678.0
935.6
908.0
2.617
4.267
4.135
由热流量衡算得：
＝113.1℃
（2）换热器壳程数及流程
a. 换热器的壳程数
对于无相变的多管程的换热器壳程数的确定，是由工艺条件，即冷、热物流进出口温度，按逆流流动给出传热温差分布图如图4-71所示，采用图解方法确定壳程数。
图1 图解壳程数Ns
如图 1可见，所用水平线数为2，故选取该换热器的壳程为2。
其处理办法，或在一壳体内加隔板或选用两个单壳程的换热器，显然后者比较方便。
故选用两台相同的换热器。
b. 流程规定
冷、热流体的物性及流量均相近。
为减少热损失，先选择热流体（釜液）走管程，冷流体（原料液）走壳程如图4-72所示。
流程示意图
（3）估算传热面积A
a.传热温差
b.前面已提供了釜液及原料液进出口温度，于是可得：
＝17.5℃
在列管式换热器中由于加折流板或多管程，冷、热两流体并非纯逆流，以上应加以校正，其校正系数按以下步骤求得：
由R、P及壳程数查图4-8(2)得：，于是得传热温差校正值为：
℃
b.传热面积A
根据冷、热流体在换热器中有无相变化及其物性等，选取传热系数℃，于是可求所需传热面积A为：
c.
（4）换热器选型
根据传热温差的大小，传热介质的性质以及结垢、清洗要求等条件选择适宜的换热器，为保证传热时流体适宜流动状态，还需估算管程数。
管程热流体（釜液）体积流量：
d.选用规格钢管，设管内的流速，则：
单管程所需管子根数n：
设单台换热器的传热面积为，则单台传热面积为：
选取管束长l＝6m，则管程数为
故应选取管程数为2。
根据以上确定的条件，按列管换热器标准系列，初步选取型号为G800-II-16-225固定管板式换热器两台，其主要性能参数如下：
壳体内径800mm
公称直径800mm
公称压力 1.6MPa
公称面积225m2
计算面积227m2
管程数 2
管长6000mm
管子规格
排列方式
管间距32mm
管数488根
折流板数18
壳程数１
（5）换热器的核算
按以上数据可分别求出管程和壳程流体流速及雷诺数管程：流通截面积
式中n为总管数。
管内流速
式中－管程流速m/s；
－釜液流速kg/h；
－釜液平均密度；
管内雷诺数
式中－管内直径，m；
－釜液平均粘度，；
壳程：
选折流板间距B=300mm
壳程流通截面积
式中－壳体内径，m；
－管外径，m；
t－管间距，m。
流速
式中－壳程流速m/s；
－原料液平均密度
－原料液流率kg/h。
当量直径
雷诺数
式中－原料液平均粘度
从以上计算结果可知，两流体在换热器中流动均能达到湍流，有利于传热。
a. 管、壳程压力降
①管程压力降
取管壁绝对粗糙度：E＝0.2mm
相对粗糙度：
由前面计算已得，故可查得直管壁摩擦系数，于是得单管程压力降为：回弯压降：
式中－阻力系数
管程总压力降：
校正系数
管程数
串联的壳程数（即串联的换热器数）
②壳程压力降
管束压降
三角形排列：F=0.5
壳程流体摩擦因数
折流板数
折流板缺口压降：
壳程总压力降：
壳程压力降结垢校正系数
壳程数
b. 总传热系数K
① 管程传热膜系数
管内雷诺数
普兰特数
管长与管内径比：
式中－釜液平均热容℃）；
－釜液平均导热系数℃）；
℃）
②管外传热膜系数
管外雷诺数
普兰特数
式中－原料液平均热容℃）；
－原料液平均粘度；
－原料液平均导热系数℃）
℃）
③污垢及管壁热阻
管壁内外侧污垢热阻均为℃／W
钢管壁热导率℃）
管壁热阻℃)／W ④总传热系数
得℃)
式中－管外污垢℃／W；
－管内污垢℃／W；
b－管壁厚m；
－管壁平均直径m；
传热面积
所选换热器实际传热面积：
换热器传热面裕度：
由校核可知，各项性能符合要求，换热能力可满足生产需求，所选换热器可以采用。