化工原理课程设计计算示例

化工原理壳程设计计算示例
一浮阀塔工艺设计计算示例
拟设计一生产酒精的板式精馏塔。

来自原料工段的乙醇-水溶液的处理量为48000吨/年，乙醇含量为35%（质量分率）原料温度为45℃。

设计要求：塔顶产品的乙醇含量不小于90%（质量分率），塔底料液的乙醇含量不大于0.5%。

一、塔形选择及操作条件的确定
1．塔形：选用浮阀塔
2．操作条件：
操作压力：常压；其中塔顶：1.013×105Pa
塔底：[1.013×105+N（265~530）Pa]
进料状态：饱和液体进料
加热方式：用直接水蒸气加热
热能利用：拟采用釜残液加热原料液
二、工艺流程
三、有关工艺计算
首先，根据题目要求，将各组成要求由质量分率转换为摩尔分率，其后由
2
3971.1/H O kg m ρ=，3735/kg m ρ=乙醇
参考资料（一），查出相应泡点温度及计算平均分子量。

同理求得0.779D x = 0.0002
W x = (1)0.17646(10.176)1822.3/f f f M x M x M kg kmol =+-=⨯+-⨯=乙醇水
同理求得：39.81/D M kg kmol =，18.1/D M kg kmol =
1. 最小回流比及操作回流比的确定
由于是泡点进料，x q =x f =0.174过点e(0.174，0.174)作x=0.174直线与平衡线交与点d ，由点d 可以读得y q =0.516，因此，
min(1)0.7790.516
0.7690.5160.174
D q q q
x y R y x --=
=
=--
又过点a （0.779,0.779）作平衡线的切线，可得切点g 由切点g 可读得'
0.55q x =，'
0.678q y =，
因此，
'
min(1)''0.7790.678
0.7890.6780.55
q q q
D x y R y x --=
=
=--
可见min min(2)0.789R R ==，操作回流比R=1（min / 1.27R R =在1.1~2.0的范围内）
2． 塔顶产品量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 取每年工作日300天，每天24小时计，进料量为：
3
480010299/3002422.3
F kmol h ⨯==⨯⨯
由全塔物料衡算方程写出：
0V F D W +=+ 00(y =蒸汽）
D=65.85kmol/h 00f D W V y Fx Dx Wx +=+ W=364.85kmol/h
'W L L qF RD qF ==+=+ q=1(泡点) V 0 =131.7kmol/h
3. 全凝器冷凝介质的消耗量
塔顶全凝器的热负荷：(1)()c VD LD Q R D I I =+-
由资料（一）可查出：1266/VD I kJ kg =，253.9/LD I kJ kg =故
6(11)65.8539.81(1266253.9) 5.30610/c Q kJ h =+⨯⨯-=⨯
取冷凝介质为水，其进出冷凝器的温度分别为25℃和35℃，那么在平均温度下水的比热为
4.17/pc C kJ kg =℃，因此，冷却水的用量： 6
21 5.30610127120/() 4.174(3525)
c c cp Q W kg h C t t ⨯===--
4． 热能利用
拟利用釜残液预热原料液，将原料液预热至泡点所需的热量为21()f f pf f f Q W C t t =-
83.8345
64.42
fm t +=
=℃ 进出预热器原料的平均温度64.4fm t =℃下，可查出其比热 4.275/.pf C kJ kg =℃，所以
3
64800010 4.275(83.8345) 1.10710/30024
f Q kJ h ⨯=⨯-=⨯⨯
釜残液放出的热量：12()W W PW W W Q W C t t =-
若将釜残液温度降至55℃，那么平均温度为
99.8355
77.22
fm t +=
=℃下其比热为 4.191/.pf C kJ kg =℃，因此 6364.8518.1 4.191(99.3855) 1.22810/W Q kJ h =⨯⨯-=⨯可见W f Q Q >，理论上可以将
原料液加热到泡点。

5． 理论塔板层数N T 的计算 精馏段操作线方程：10.50.3911
D n n n x R
y x x R R +=+=+++ 提镏段操作线方程：100
2.270.0054W m m m Wx W
y x x V V +=
-=- q 线方程：X=0.174
在y-x 相图中分别画出上述直线，利用图解法可求得： N T =18块，（包括塔釜）
其中精馏段13块，提镏段5块
6． 全塔效率估算（用奥康赖尔法） 由相平衡方程式1(1)x y x αα=
+- 可得(1)
(1)
y x x y α-=-
根据乙醇-水溶液的平衡数据（资料一）可查得
10.779D y x ==
1x =0.741(塔顶第一块板) f y =0.516（加料板）
f x =0.174 W x =0.002 W y =0.026(塔釜)，因此可以求得：
1α=1.232 f α=5.06 w α=13.2
全塔的平均相对挥发度：
4.36m α===
全塔平均温度：
78.6283.8399.38
87.33
3
D f w
m
t t t t ++++=
=℃
在t m 温度下查得：0.327.,0.38.mPa s mPa s μμ=乙醇水 因为，Li i i x μμ=∑
所以，0.1740.38(10.174)0.3270.336.Lf mPa s μ=⨯-⨯=
0.368.LD mPa s μ= 0.327.
Lw mPa s μ=
全塔液体的平均粘度：
0.344.3
Lf LD LW
L mPa s μμμμ++=
=
全塔效率：0.245
0.245
1
0.49()0.49
45%(4.360.344)T L E αμ-==≈⨯
7． 实际塔板数N P
18400.45
T P T N N E =
==块（包括塔釜） 其中精馏段为：13/0.45=29块
四、塔主体尺寸的计算
1． 精馏段与提镏段的体积流量
1） 精馏段：将已知数据整理列于下表2
液相平均分子量：1
22.338.7
30/22
f M M M k
g kmol ++=
=
=
液相平均温度：83.8378.62
81.22
2
f D
m t t t ++=
=
=℃
在平均温度下可查得：23
3
971.1/,735/H O kg m kg m ρρ==乙醇 液相平均密度：
2
''1)
1
Lm Dm Lm
H O
x x ρρρ-=+
乙醇（ 平均质量分率：'
0.350.885
0.6032
Dm x +==
所以
3814/Lm kg m ρ=
精馏段液相负荷：65.85/L RD kmol h ==
365.8530
243/814
n Dm
LM
L m h ρ⨯=
=
=
同理可以算出精馏段的气相负荷，结果列于表3
2) 提镏段：将已知数据整理列于表4
表4
2. 塔径的计算
由于精馏段与提镏段上升蒸汽量变化不大，为了便于加工制造，取两段塔径相同。

由上述计算结果可知：
塔内平均蒸汽流量：31.056 1.15
1.103/22
SJ ST S V V V m s ++=== 塔内平均液相流量：30.0006750.00225
0.00146/22SJ
ST S L L L m s ++=== 塔内气相平均密度：31.250.816
1.0335/22VJ
VT V kg m ρρρ++=== 塔内液相平均密度：3814911
863/22
LJ
LT L kg m ρρρ++=== 塔径的计算式可写成：D =
由于塔内适宜的空塔气速max (0.6~0.8)u u =，因此，需要先计算最大允许速度max u 。

最大允许空塔气速的计算式为：max u =取塔板间距H T = 0.4m ，塔板上液层高度h l = 60mm = 0.6m ，那么分离空间：
0.40.060.34T L H h m -=-=
功能参数：(
0.0382S S L V == 由史密斯关联图（资料二）查得：C 20 = 0.073，由于，0.220()20
C C σ
=
在全塔平均温度下
76.283.8399.38
86.533
D F W T T T ++++==℃,液相所含乙醇的平均摩
尔分率为
0.7430.1740.002
0.3073
++=所以液体的临界温度： 0.307(273243)(10.307)(273374.2)609mc i ic T xT K =∑=++-⨯+=
由资料（一）查得25℃下乙醇水溶液的表面张力，126/dyn cm σ= 平均塔温下乙醇水溶液的表面张力可由下式计算：
1.2
2211
()mc mc T T T t σσ-=- 1.2
2609(27386.5)[
]2619.95/609(27325)
dyn cm σ-+=⨯=-+
所以0.2
19.950.073(
)0.07320
C ==
max u =0.7 2.11 1.47/u m s =⨯=
0.951/D m s =
=
根据塔径系列尺寸圆整为：D = 1000mm
这样一来，精馏段的上升蒸汽的速度为：22
44 1.056
1.345/3.141SJ J V u m s D π⨯===⨯ 提镏段的上升蒸汽的速度为：2
4 1.464/ST
T V u m s D π=
=
3. 塔高的计算
塔高可以根据下式计算：
(2)D T T f W Z H N S H SH H H =+--+++
已知实际塔板数N=40，板间距H T =0.4m 由于料液比较清洁，无需经常清洁，取每隔 8块板设置一个人孔，那么人孔数目为：
40
148
S =
-=
若取人孔两板间的间距：'
0.6T H m =
塔顶空间：H D =1.2m 塔底空间：H W =2.5m 进料板空间高度：H F =0.5m
总高度：Z=1.2+(40-2-4)×0.4+4×0.6+0.5+2.5=20.2m
五、塔板结构尺寸的设计 1. 塔板尺寸
由于D>800mm ，采用单溢流型分块式塔板，取无效边缘区宽度，W C = 40mm ，破沫区宽度 W S =70mm ，由参考资料（一）可查出l W =705mm ，弓形溢流管宽度W d = 146mm ，弓形降液管面积：A f =0.0706m 2
0.0706
/0.09
0.7854
0.50.040.4620.50.1460.070.2892
f T C d S A A D
R W m
D
x W W m
=
==
-=-==--=--= 验算：液体在精馏段降液管内的停留时间
0.07060.4
41.850.000675
f T J SJ A H s s L τ⨯=
=
=>
液体在提镏段降液管内的停留时间
0.07060.4
12.650.000225
f T T ST
A H s s L τ⨯=
=
=>
2. 弓形降液管
1） 堰高：采用平直堰 w l w h h h =-取60,10l ow h mm h mm ==故601050w h mm =-= 2） 降液管底隙高度h 0
若精馏段取h 0 =15mm,提镏段取h 0=25mm ，那么液体通过降液管底隙时的流速：
精馏段：
'000.000675
0.0643/0.70.015
SJ w L u m s l h =
==⨯ 提镏段： 一般经验数值为'
00.07~0.25/u m s =
'000.00225
0.129/0.70.025
SJ w L u m s l h =
==⨯ 3） 进口堰高度'
w h 及进口堰与降液管间的水平距离l h ：本设计不设置进口堰。

4） 受液盘：本设计不设置。

3. 浮阀数目及其排列
采用F 1型重阀，重量为33g ，孔径为39mm 。

1）浮阀数目
200
4
S V N d u π
=
气体通过阀孔时的速度
0u =
取动能因数F=11，那么
010.82/u m s ==
因此，21.1034
860.03910.82
N π⨯=
≈⨯⨯(个)
2） 排列： 由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。

若同一横排的阀孔中心距t=75mm ，
那么相邻两排间的阀孔中心距't 计为：'
a
t
A t N =
计
210212
2sin 1800.28420.46sin 0.4871800.46a x A R R m
ππ--⎡⎤=⎢⎥⎣⎦
⎡⎤=⨯=⎢⎥⎣⎦
0.487
75.5860.075
t mm =
=⨯‘
计
因此，先取'
80t mm =画出相应的阀孔数为60个，不能满足要求：然后再取'
65t mm =画出排孔图如下图：
t=75mm t ’=65mm
通道板可以排列41个 弓形板可以排列24个，所以总阀孔数目N=41+24×2=89个
校核，实际气体通过阀孔的速
度
02010.38/
4
s
V u m s d N
π
=
= 实际动能因素
：
010.55
F ==（在9~12之间）
开孔率：
2204(0.039)89
4
13.5%0.7854
T
d N
A π
π⨯⨯===⨯阀孔面积塔截面积 开孔率在10~14%的范围内，
满足要求。

六、流体力学验算
1. 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）h p
p c l d h h h h =++
1) 干板阻力h c
浮阀由部分开启转变为全部开启时的临界速度u oc
10.32/oc u m s ===
010.38/oc u u m s <=
22
0 1.033510.385.34 5.340.0367228639.81
v c L u h m g ρρ⨯∴===⨯⨯
2）板上充气液层阻力h l
取板上液层充气程度因素00.5ε=，那么：00.50.060.03l L h h m ε==⨯=
3）表面张力引起的阻力a h ，一般很小可以忽略，所以气体通过浮阀塔板的压力降为：
0.03670.030.06670.06678639.81564.7p h m Pa
=+==⨯⨯=（通常h p 应该在265~530Pa 范围内）
2. 泄露验算
动能因素05F =，相应的气相最小负荷min S V 为：
0min 4.92/u m s ==
=
2233min 00min (0.039)89 4.920.523/ 1.103/4
4
S V d Nu m s m s π
π
=
=
⨯⨯=<
可见，不会产生过量漏液。

3. 液泛验算
溢流管内清液层高度H d 为：d p d L a H h h h h =+++ 其中：0.0667p h m = 0.06L h m =
22
00.001460.153(
)0.153()0.0030.70.015
S d w L h m l h ===⨯ 所以，0.06670.060.0030.1297d H m =++=
为了防止液泛，通常()d T w H H h φ≤+取校正系数0.5φ=，则：
()0.5(0.40.05)0.225T w H h m φ+=+=
()d T w H H h φ<+不会产生液泛。

4. 雾沫夹带的验算
泛点率F p
=有资料（二）查得，物性系数K=1.0，泛点负荷系数C F =
0.097
2120.1460.708L d Z D W m
=-=-⨯=
2
20.78520.0766
0.6442b T f A h A m
=-=-⨯= 所以
泛点率63.4%80%=
=<
可见，雾沫夹带在允许的范围内 七、 操作性能负荷图 1. 雾沫夹带上限线
取泛点率=80%代入泛点率计算式
0.8F p
=
=
经整理可得雾沫夹带上限方程为
1.44427.8S S V L =-
2. 液泛线
22/3S s aV b dL =-
其中：5
52
1.0335
1.9110
1.91100.030986386
v L a N ρρ=⨯=⨯⨯
=⨯
0(1)0.5
0.4(0.510.5)0.
050.15
T b H ε=Φ+Φ--=⨯+--⨯=
2222
00.1530.153
192.40.7050.015
w c l h =
==⨯ 02/32
1
1
(1)0.667
(10.5) 1.020.667 3.5530.705w
d E l ε=+=+⨯⨯=
代入上式，经过简化可得：222/3
4.856217114.9S S S V L L =--
3. 液体负荷上限线 取5s θ=，那么 3m a x 0.07060.4
0.00565/5
5
f T s A H L m s ⨯=
=
= 4. 漏液线取
取动能因素F 0 =5
，气体最小负荷：23min 0.523/4
s V d N
m s π
==
5. 液相负荷下限线
取00.006w h =代入0w h 计算式：
2/3
min 2.84
1.020.0061000s w L l ⎡⎤⨯=⎢⎥⎣⎦
经过整理得：33min 2.1/0.000584/s L m h m s ==
很据上述各线方程式，可画出下面图形所示的操作负荷性能图。

根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.00146,1.103)在正常操作范围内。

连接OP 做出操作线，由图可知，该塔由雾沫夹带及液相负荷下限，即漏液所控制，由图可读得
33max min () 1.65/,()0.57/s s V m s V m s ==所以塔的操作弹性为：
操作弹性 1.65
2.890.57
=
=
1. 进料管
进料体积流量：
3329922.3
7.32/0.00203/911.3
f
st f
FM V m h m s ρ⨯=
=
==
取适宜输送速度u f =2.0m/s ，故
0.036if d m =
=
经圆整选取热轧无缝钢管（YB231-64）规格：Φ45×3mm 管内实际流速：2
40.00203
1.7/0.039f u m s π⨯==⨯
2. 釜残液出料管 釜残液体积流量：33364.85
6.89/0.00191/958.4
W
SW W
WM V m h m s ρ=
=
==
取适宜输送速度 1.5/w u m s =故： 0.04d m =
=
经圆整选取热轧无缝钢管规格：Φ45×3mm 实际管内流速：2
40.001914
1.6/0.039
w u m s π⨯==⨯ 3. 回流液管 回流液体积流量
3365.8539.81
3.51/0.000795/747
L
sL L
LM V m h m s ρ⨯=
=
==
利用重力回流，适宜流速为0.5/L u m s =，那么
75
0.05d m =
=
经圆整选取热轧无缝钢管规格：Φ57×3.5mm 4. 塔顶上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽体积流量：
33(11)65.8539.81
3750/ 1.042/1.398
SV V m h m s +⨯⨯=
==
选取适宜蒸汽流速为20/V u m s =，那么
0.258d m =
=
经圆整选取热轧无缝钢管规格：Φ273×5mm 实际流速：2
4 1.042
19.2/0.263w u m s π⨯=
=⨯
5. 水蒸气进口管
通入塔中水蒸气的体积流量：33131.718
3971/ 1.103/0.597
so V m h m s ⨯=
==
选取适宜流速为：025/u m s =，那么
0.237d m =
=
经圆整选取热轧无缝钢管规格：Φ245×5mm 实际流速：02
4 1.103
25.43/0.235
u m s π⨯=
=⨯ 参考文献
（一） 华南理工大学化工原理教研室编 化工过程及设备设计 华南理工大学出版社
1996.2
（二） 天津大学化工原理教研室编 化工原理（下） 天津大学出版社 1995.4
乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18
二 标准列管换热器选型示例
设计任务：某化工厂需要将50m 3/h 液体苯从80℃冷却到35℃，拟用水作冷却剂，当地冬季水温为5℃，夏季水温为30℃。

要求通过管程和壳程的压降均不大于10kPa,选用合适型号的换热器。

解：
1、基本数据的查取 苯的定性温度：
8035
57.52
+=℃ 查物性数据手册，查得苯在定性温度下的物性数据为
3879/k g m ρ= 3
0.4110.P a s
μ-=⨯ 1.84/.C k J k g =℃ 0.152/W m λ=℃
冷却水进口温度取夏季水温30℃，根据设计经验，选择冷却水温升为8℃，则其出口温度为38℃
水的定性温度
3038
342
+=℃ 查取水在定性温度下的物性数据为
3995/kg m ρ= 3
0.74310.P a s
μ-=⨯ 4.174/C k J k g =℃ 0.625/W m λ=℃
4.98r P =。

2、流经的选择
为了利用壳体散热，增强冷却效果，决定苯走壳程，水走管程。

3、热负荷的计算
因换热过程为冷却过程，故热负荷应取热流体苯的放热量。

又因为对该过程而言，热损失越大越有利于冷却，所以在确定冷却水用量时可以不考虑热损失的问题。

,12
3()(50879/3600) 1.84(8035)1.0110m h h Q Q C T T kW
=-=⨯⨯⨯-=⨯
冷却水用量 3
,21 1.011030.25/() 4.174(3830)
m c
c Q q kg s C t t ⨯===-⨯- 4、暂按单壳程、偶数管程考虑，先求逆流时的平均温度差：
'1212
(8038)(3530)
17.48038
ln ln
3830m
t t t t t ∆-∆---∆===∆--∆℃ 计算R 和P
12218035
5.633830T T R t t --=
==-- 21113830
0.168030
t t P T t --=
==-- 由R 和P 查图得，0.820.8t ϕ∆=>故选用单壳程、偶数管程可行。

'
0.8217.414.3m t m t t ϕ∆∆=∆=⨯=℃
5、选K 值，估算传热面积 参照经验值，取K=450W/m 2.℃
3321.01101015745014.3m Q S m K t ⨯⨯===∆⨯计
6、初选换热器型号
由于两流体温差小于50℃，可选用固定管板式换热器，由固定管板式换热器的标准系列，初选换热器型号为：G1000Ⅳ—1.6—170。

主要参数如下：
外壳直径 1000mm 公称压力 1.6MPa 公称面积 170m 2 实际面积 173m 2 管子规格 φ25×2.5mm 管长 30000mm 管子数 758根 管程数 4 管子排列方式 正三角形 管程流通面积 0.0595m 2 管间距 32mm
采用此换热器，则要求过程的总传热系数为
33
21.011010408.3/17314.3m Q K W m S t ⨯⨯===∆⨯需实℃
7、核算压降
（1）管程压降 12()i t s p p p p F N N ∑∆=∆+∆ F t = 1.4 N s = 1 N p = 4 管程流速 30.25/995
0.51/0.0595
u m s =
=
4
30.0210.51995R e 1.366100.74310du ρμ-⨯⨯==⨯⨯ 对于钢管，取管壁粗糙度0.1mm ε= /0.1/0200.0
d ε==
查莫狄图，得0.037λ=
22
139950.510.037718.220.022
i L u p Pa d ρλ⨯∆==⨯=
2
2
29950.5133388.222
u p Pa ρ⨯∆==⨯= 12()(718.2388.2) 1.446196i t s p p p p F N N Pa ∑∆=∆+∆=+⨯⨯= （2）壳程压降
'/
012()s s p p p F N ∑∆=∆+∆
F S =1.15 N S =1 2'
1
0(1)
2
c B u p Ff n N ρ∆+
管子为正三角形排列 F=0.5 (/)1(1/0.032)130c n D t =-=-=
取折流挡板间距 h=0.2m 则 N B =(L/h)－1=(3/0.2)－1=14 200()0.2(1300.025)0.05c A h D n d m =-=⨯-⨯= 壳程流速 050/3600
0.278/0.05
u m s == 4
003
0.0250.278879Re
1.49100.4110
d u ρ
μ
-⨯⨯=
=⨯⨯ 0.228
4
0.228
005.0Re 5.0(1.4910)0.559f --==⨯⨯=
2
'
1
8790.2780.50.5593
0(141)4472
2
p P a ⨯∆=⨯⨯⨯+=
2
2
'
02
220.28790.278(3.5)14(3.5)1474212B u h p N Pa D ρ⨯⨯∆=-=⨯-=
0(42721474) 1.151660810p P a k P a ∑∆=+⨯⨯=< 由计算结果可以看出，管程和壳程压降都能满足工艺要求。

8. 核算传热系数 （1） 管程对流传热系数
0.840.8
0.4
200.6250.023
Re Pr 0.023(1.36610) 4.98
0.02
2778.6/n i i
d W m C
λ
α==⨯
⨯⨯⨯= (2)壳程对流传热系数（凯恩法） 0.551/300
0.36
()
(
)p
e w c d u d μρ
λαϕμ
λ
=
由于换热管采用正三角形排列，故
222200)0.0320.025)24240.020.025
e d d m d ππ
ππ--⨯=
==⨯ 壳程苯被冷却，取0.95w ϕ=
0.551/3
00330.551/3
3
200.36()()0.1520.020.278879 1.84100.41100.36()()0.950.020.41100.152814.7/p e w
c d u d W m C
μρλαϕμλ
--=⨯⨯⨯⨯⨯=⨯⨯= (3)污垢热阻 查阅资料得，管内、外污垢热阻分别为：
4
2.110si R =⨯m 2·
℃/W 41.7210so R =⨯ m 2·℃/W (4) 总传热系数 忽略壁面热阻，则总传热系数为
00
4421
1
1
0.0251
2.110 1.72102278.60.02814.746
3.4/si so i i K d R R d W m K
αα--=
+++=
+⨯+⨯+
⨯= 计
因/463.4/408.3 1.13K K ==计需（在1.1~1.25之间），故所选用的换热器是合适的。

设计计算结果：选用固定板式换热器。

型号G1000Ⅳ—1.6—170。

三、非标准列管换热器的工艺计算
单列管换热器无法满足换热任务时，用户可以根据需要自行设计。

自行设计的列管换热器称为非标准列管换热器，
（一）非标准列管换热器工艺设计步骤
非标准列管换热器的设计步骤与标准列管换热器的选型过程大体相同，只是在步骤7上有所区别。

具体说明如下：
管子长度与根数
首先应根据估算出的传热面积，本着便于安装和清洗的原则确定长度。

标准换热管成品的长度通常为6m ，为合理利用管材，在确定换热管长度L 时，应满足6/L 为整数的原则。

换热管根数n 则可用下式确定：
0S n d L
π=
(7) 管子排列方式及管间距
依前所述，在列管换热器中，为增加壳程流体对换管外壁的冲刷，换热管的空间排列方式一般采用正方形错列或三角形错列两种。

鉴于正三角形排列对壳程的空间利用率高于正方形排列，故建议采用三角形错列。

管间距的大小与换热器在管板上的连接方式有关，连接方式通常有焊接法和胀管法两种，
主要采用焊接法。

对焊接法，管间距常按t=1.25d 0确定；对胀管法，管间距常按t=(1.3~1.5)d 0确定。

布管图的绘制
为防止列管换热器中换热管束的绕曲变形、固定壳程折流板的相对位置，在列管的壳程还通常安装有拉杆和定距管，有关资料可参阅相关书籍。

根据确定出的管子根数、拉杆数目、管子排列方式及管间距即可绘制出换热器的布管图。

对多管程换热器，在绘制布管图时，还应考虑管程挡板的位置。

对于三角形错列的列管换热器，其完整的布管图应为一正六边形，如图所示。

换热器壳体的内径
换热器壳体的内径可根据不管图确定，近似计算公式为 0(1)2c D n d b =-+
（8） 式中的b 为管束中心线最外则换热管中心到壳体内壁的距离，常取为（1.0~1.5）d 0。

为了节约设备费用，换热器壳体一般采用标准筒体材料。

故对估算出来的D 需要根据标准圆整，且为了保证壳程流动的均匀，管间距必须重新调整。

折流挡板数
为了提高壳程流体对流传热膜系数列管换热器壳程一般安装有折流挡板，其中以标准圆缺形挡板最为常见。

相邻折流挡板间的距离称为板间距，用h 表示。

H 的取值一般不小于0.2D 且为50mm 的倍数为原则。

故挡板数N 可用下式计算
21 1L N h
=- （9） 进、出口接管规格
换热器管、壳程流体的进、出口规格可根据化工原理教材第一章的内容选取。