换热器设计计算详细过程资料提纲
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2.5 22.5 92.90592116 K=Q/(S*ΔTm)
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
m2 m/s
Pa Pa Pa cs_tj2
W/(m2·℃)
低黏度湍流
W/(m2·℃)
高黏度湍流
管程对流传热系数 （滞流）
管程对流传热系数 （过渡流）
管程对流传热系数输出值 ②壳程对流传热系数 Pr—壳程 流体流过管间最大截面积A
W/(m2·℃) W/(m2·℃) W/(m2·℃) W/(m2·℃)
㎡
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，正方形
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
0.00058 查污垢热阻系数表得到 0.00017 查污垢热阻系数表得到
9.753848837 0.00984375 A=hD(1-d0/t)
根据管间最大截面积计算的流速 u当0 量直径de
m/s m
ReS
φμ=(μ/μw)^0.14
壳程对流传热系数as
计算过程&输出结果：
热负荷Q 冷却水流量W1 按逆流计算的传热温差 按并流计算的传热温差 传热温差输出值ΔT 计算温度校正系数 S R
kW kg/h ℃ ℃ ℃
查图得到温度校正系数ψΔT
实际的传热温差ΔTm 初选总传热系数K 换热面积 S
℃ KW/(m2·℃） m2
参照换热面积选取列管换热器结 构参数
49.71
0.17 S=(t2-t1)/(T1-t1)，冷流体温升/两流体的最初 5 R=(T1-T2)/(t2-t1)，热流体温降/冷流体温升； 当温度校正系数值小于0.8时，换热器的经济效益
0.85 理，此时应增加管程数或壳程数，或者用几台换 联，必要时可调节温度条件。
42.25 ΔTm=ΔT*ψΔT 395 经验值，假设K值为固定值
0.766053436 当Re＞500时，fo=5.0Reo^(-0.228)
849.5112828
850.119125 1954.574969
0
5.409990291 17938.43217 3531.770673 强制湍流,Re0大于10000
低黏度液体（μ1＜2*常温下水的黏度）， 3531.770673 a0=0.023（λ/di）Re0.8Prn 3519.429449 高黏度液体,a0=0.027（λ/di）Re0.8Pr1/3φμ 340.5404362 强制滞留,Re小于2300 3485.069082 过渡流，Re=2300~10000 3531.770673
m2 m/s
mm
Pa Pa Pa cs_tj1
②壳程压强降—S
通过管束中心线的管子数no
折流板数NB 壳程流通面积Ao 壳程流速uo Reo 壳程流体摩擦系数fo 流体横过管束的压力降 流体流过折流板缺口的压强降 壳程总压力降 合理性判断 （2)核算总传热系数 ①管程对流传热系数
Pr-管程 管程雷诺数Re0 管程对流传热系数 （湍流）
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·℃）
（1）核算压力降 ①管程压强降-P
管程流通面积 Ai
管程流速ui 管程雷诺数Rei 取管壁粗糙度 相对粗糙度 查图求得摩擦系数λ 直管中压力降 Δp1 回弯管压力降Δp2 管程总压力降 ΣΔPi 判断合理性
冷却水 壳程流体名称 20 进口温度T1 40 出口温度T2 30 定性温度
4174 比热CP2 0.000801 黏度μ2
0.618 导热系数λ2 995.7 密度ρ2
30000 壳程压强降 流量W2
壳程流体参数(S)
备注：比热、粘度、导热系数、密度均为两流体在定性温度（t1+t2)/2和（T1+T2）/2 下的物理性质。
0
ΣΔPo=(Δp1’+Δp2')FsNs
8
管子按正三角形排列no=1.1*（n）^0.5；按正方 no=1.19*（n）^0.5
52.33333333 NB=(L列管长度L/折流板间距-1) 0.015 Ao=h(D-ncdo)
0.116959064 按壳程流通截面积Ao计算的流速
3743.635819
换热器形式
壳体直径 D
mm
列管数n
根
列管外径d0
mm
列管内径di
mm
列管长度L
mm
折流板间距
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!
序号
名称 流体流向 有无相变
单位
输入参数
流体名称 进口温度t1 出口温度t2 定性温度 比热CP1 黏度μ1 导热系数λ1 密度ρ1 管程压强降
管程流体参数(P)
℃ ℃ ℃ J/(kg·K) Pa·s W/(m·K) kg/m3 Pa
管壳式换热器的设计和选用
数值 1 0
1
备注 换热器中两流体的流向，并流为0，逆流为1 热流体无相变，0；热流体有相变，1 管子的排列方式，正三角形为0，正方形斜转45度 方形为2
22.58 S=Q/(K*ΔTm )
参照GBT 28712-2012 换热器型式与基本参数
浮头式 300 40 25 管径有25或19两种规格 20
8000 150
wk.baidu.com
列管材质及导热系数 设计的换热面积 管子排列方法 管程数Np 串联的壳程数Ns
W/(m·K) m2
45 96 正方形斜转45度 正三角形、正方形、正方形斜转45度
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
m2 m/s
Pa Pa Pa cs_tj2
W/(m2·℃)
低黏度湍流
W/(m2·℃)
高黏度湍流
管程对流传热系数 （滞流）
管程对流传热系数 （过渡流）
管程对流传热系数输出值 ②壳程对流传热系数 Pr—壳程 流体流过管间最大截面积A
W/(m2·℃) W/(m2·℃) W/(m2·℃) W/(m2·℃)
㎡
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，正方形
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
0.00058 查污垢热阻系数表得到 0.00017 查污垢热阻系数表得到
9.753848837 0.00984375 A=hD(1-d0/t)
根据管间最大截面积计算的流速 u当0 量直径de
m/s m
ReS
φμ=(μ/μw)^0.14
壳程对流传热系数as
计算过程&输出结果：
热负荷Q 冷却水流量W1 按逆流计算的传热温差 按并流计算的传热温差 传热温差输出值ΔT 计算温度校正系数 S R
kW kg/h ℃ ℃ ℃
查图得到温度校正系数ψΔT
实际的传热温差ΔTm 初选总传热系数K 换热面积 S
℃ KW/(m2·℃） m2
参照换热面积选取列管换热器结 构参数
49.71
0.17 S=(t2-t1)/(T1-t1)，冷流体温升/两流体的最初 5 R=(T1-T2)/(t2-t1)，热流体温降/冷流体温升； 当温度校正系数值小于0.8时，换热器的经济效益
0.85 理，此时应增加管程数或壳程数，或者用几台换 联，必要时可调节温度条件。
42.25 ΔTm=ΔT*ψΔT 395 经验值，假设K值为固定值
0.766053436 当Re＞500时，fo=5.0Reo^(-0.228)
849.5112828
850.119125 1954.574969
0
5.409990291 17938.43217 3531.770673 强制湍流,Re0大于10000
低黏度液体（μ1＜2*常温下水的黏度）， 3531.770673 a0=0.023（λ/di）Re0.8Prn 3519.429449 高黏度液体,a0=0.027（λ/di）Re0.8Pr1/3φμ 340.5404362 强制滞留,Re小于2300 3485.069082 过渡流，Re=2300~10000 3531.770673
m2 m/s
mm
Pa Pa Pa cs_tj1
②壳程压强降—S
通过管束中心线的管子数no
折流板数NB 壳程流通面积Ao 壳程流速uo Reo 壳程流体摩擦系数fo 流体横过管束的压力降 流体流过折流板缺口的压强降 壳程总压力降 合理性判断 （2)核算总传热系数 ①管程对流传热系数
Pr-管程 管程雷诺数Re0 管程对流传热系数 （湍流）
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·℃）
（1）核算压力降 ①管程压强降-P
管程流通面积 Ai
管程流速ui 管程雷诺数Rei 取管壁粗糙度 相对粗糙度 查图求得摩擦系数λ 直管中压力降 Δp1 回弯管压力降Δp2 管程总压力降 ΣΔPi 判断合理性
冷却水 壳程流体名称 20 进口温度T1 40 出口温度T2 30 定性温度
4174 比热CP2 0.000801 黏度μ2
0.618 导热系数λ2 995.7 密度ρ2
30000 壳程压强降 流量W2
壳程流体参数(S)
备注：比热、粘度、导热系数、密度均为两流体在定性温度（t1+t2)/2和（T1+T2）/2 下的物理性质。
0
ΣΔPo=(Δp1’+Δp2')FsNs
8
管子按正三角形排列no=1.1*（n）^0.5；按正方 no=1.19*（n）^0.5
52.33333333 NB=(L列管长度L/折流板间距-1) 0.015 Ao=h(D-ncdo)
0.116959064 按壳程流通截面积Ao计算的流速
3743.635819
换热器形式
壳体直径 D
mm
列管数n
根
列管外径d0
mm
列管内径di
mm
列管长度L
mm
折流板间距
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!
序号
名称 流体流向 有无相变
单位
输入参数
流体名称 进口温度t1 出口温度t2 定性温度 比热CP1 黏度μ1 导热系数λ1 密度ρ1 管程压强降
管程流体参数(P)
℃ ℃ ℃ J/(kg·K) Pa·s W/(m·K) kg/m3 Pa
管壳式换热器的设计和选用
数值 1 0
1
备注 换热器中两流体的流向，并流为0，逆流为1 热流体无相变，0；热流体有相变，1 管子的排列方式，正三角形为0，正方形斜转45度 方形为2
22.58 S=Q/(K*ΔTm )
参照GBT 28712-2012 换热器型式与基本参数
浮头式 300 40 25 管径有25或19两种规格 20
8000 150
wk.baidu.com
列管材质及导热系数 设计的换热面积 管子排列方法 管程数Np 串联的壳程数Ns
W/(m·K) m2
45 96 正方形斜转45度 正三角形、正方形、正方形斜转45度