固定管板式列管换热器设计
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数平均温度差△tm逆乘以校正系数，而校正系数是辅助量R与P的函数。
固定管板式列管换热器
12
其中，R=（T1-T2）/（t2-t1）=1.22 P= (t2-t1)/(T1-t1)=0.342
由《化工原理》图4-52（α）得出温差校正系数为0.94。
解得△tm逆=34.97℃
③估算总传热系数K值
由《化工原理》表4-4可知，有机物—水组合中，当有机物黏度 μ<0.5mpa*s时，K的取值范围为300～800W/（㎡*k），而苯的μ1
选择换热管为正三角排列，排列管 的中心距为t=25mm。横过管束中心线的
管数n＝c 1.1* n
由n=88解得n＝c 10.3≈11 最外层换热管中心线距壳体内
壁距离：b ' ＝（1～1.5）d。，此处 b' 取一倍d。，即b'＝0.019m
壳体内径：Ds=（nc-1）*t+2* b' 解得Ds=0.288m
998.2kg/m³，知道质量流量qm=qV*ρ=998.2*9kg/h=2.4955kg/s；
在根据热负荷计算式 Q=ω1Cp1(T1-T2)= ω2Cp2(t2-t1)
可计算得水的出口温度 t2=40.505℃≈40.50℃
因此，水的出口温度设定为40.5℃。 其中，热负荷Q=213580J
固定管板式列管换热器
固定管板式列管换热器
6
由此，笔者选定让水走壳程，苯走管程。
②对水的假定
假设所用水的水源来自于清河水，在使用它作为冷却介质前，需对其做 一定的化学处理：先通过一净水池将较大的颗粒除去；再通过另一净水池， 使用絮凝剂，将钙离子和镁离子沉淀，这样得到的水可近似认为是污垢热阻 很小的蒸馏水。同样的，考虑到设备是长期工作的，难免保证水不蒸发、泄 露而损耗，需进行定期的补给。
两种方法所得结果不同，但都可圆整 为最接近于他们的标准内径0.325m。
固定管板式列管换热器
18
七、附件设计
1、接管及法兰的选择
六个管口（两对进出口，一个排气口，一个排污口）及相应法兰 的选择（设计中均用凸面法兰），确定其尺寸（厚度、直径、高度）、 材料、重量，相应法兰的配备螺孔等。具体见设计任务书。
2、换热管的选择
20钢材质的无缝钢管，规格：19 * 2
长度：3000mm 与管板的连接采用热胀连接
3、左管板短节的选择
包括内径、壁厚、长度以及材料和重量。
4、左管箱封头的选择
同上
固定管板式列管换热器
19
5、左管箱隔板的选择
这里其厚度选为10mm(换热器公称直径小于或等于600时，碳钢 隔板的最小厚度为8mm)。
=0.000358Pa*s<0.5mpa*s。 由于纯苯可近似看做无污垢，而水也是经过处理的，因此总的影响传热系数
的值不大，因而K值可取大一些，这里，取K估=500W/（ ㎡*k ）。
固定管板式列管换热器
13
④由K估和△tm逆计算换热面积
由A=Q/（ K估*△tm逆） 解得A=12.22㎡
⑤管根数NT估的计算
选择依据：1）有毒的流体走管程，减少泄漏的机会，而苯是一种可至白血病 有毒液体；2）粘性大的或流量小的液体宜走壳程，因流体在有折流板的壳程 流动时，在较小的雷诺数（Re<100）下，即可达到湍流，有利于提高传热系 数，而一般正常温度下，苯的粘性小，水的粘性大；3）苯是高温液体，在管 内热膨胀，水是低温流体，在壳内冷缩，从而使管子不会从管板上脱落。
③水入口温度的选定
笔者假定换热器的常年平均工作温度为20℃，亦即室外温度基本恒定在 20℃。符合这样条件的地区分布在大陆的低纬度地区，以广州地区为宜。所 以，水入口的温度选择为20℃。
固定管板式列管换热器
7
④水出口温度的设计思路
笔者是通过选择泵来确定水的出口温度的。下面即为设计的思路：
一般情况下，水的流速在1~2.5m/s之间取。 取TR32-160型离心式液下泵（《化工设备设计手册》P1530），已知其 体积流量qV=9m³/h,出口直径d为32mm，由u=qV/A解得出口流速为2.07m/s， 正好符合上述的流速范围内；由③的选定，得到20℃条件下水的密度为
固定管板式列管换热器
5
二、设计方案的确定及流程说明
1、确定设计方案
（1）已知设计条件
①生产负荷（按每年7200小时计算）：11.6万吨纯苯/年 ②苯进料状况：80℃的液体 ③苯出口状况：55℃的液体 ④冷却介质：循环水（15~35℃） ⑤管程和壳程压降：不大于10kpa
（2）设计的前期处理
①壳程和管程所走流体的选择
泵的流量富余量应尽量减少，这样所选泵的型号、规格的额定工况接近 操作工况，泵的一次性投资较小，操作效率高，节省操作费用。根据经验， 泵的流量富余量最好在泵的额定流量5%~10%的范围内。
而计算得富余量约为8%，符合要求。
⑥换热器设计压力的选定
由于条件中所给苯的进口温度为80℃，而苯的沸点也略高于这个值，因 而不宜在常压下进行工作，需要施加一定的压力，使其不宜蒸发出来，根据 后来计算出的压降值（很小）以及标准的几个公称压力值，因此这里的设计 压力定为0.6Mpa。
假设管长Ls=3m，根据NT估=A/（π * d。*Ls） 其中， A=12.22㎡，d。=19mm（标准的管有19*2和25*2.5两种规格，这
里取得是前者）， 解得NT估=68.24（根）
固定管板式列管换热器
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四、管子尺寸及数目的计算
上面最后解得NT估=68.24
（根），参照工具书上φ 19*2管的 标准参数，选择壳程为1，管程为2，
固定管板式列管换热器
3
一、固定管板式换热器的介绍
1、固定管板式换热器的 结构特点
此种换热器的特点是管束以 焊接或胀接在两块管板上，管 板分别焊接在外壳的两端并在 其上连接有顶盖，顶盖和壳体 上装有流体进出口接管。
固定管板式列管换热器
4
2、固定管板式换热器的 3、固定管板式换热器的
性能优点
性能缺点
8
⑤输送苯对应泵的选择
由苯的年产量可知其质量流量，再由苯的进口温度查得其对应密度，结 合质量流量和入口密度即可求得苯入口的体积流量（为20.23m^3/h）。选用 ZA 型卧式离心泵，型号ZA40-200 对应C型叶轮 ，额定流量Q=22m^3/h（摘 自《化工设备设计手册》下卷P1512）
下面确定泵操作的流量富余量，以确定所选泵是否符合要求。
管总数为88根，管长L=3m的参数列，
对应的传热面积A选=15.2㎡。
选择管的排列方式为正三角形
排列。（后面有解释，详见五）
根据工具书，参考壳径Ds=
0.637 *
d CL * PR *
CTP LS o
其中，CL是指传热管配置角度对换 热器直径的影响系数，这里 CL=1；
CTP是指传热管程数对换热 管直径的影响系数，双程时， CTP=0.9
11
②计算对数平均温差
为了增加传热的有效性，设计时采用逆流的方式。
根据计算式△tm逆=（ △t1- △t2）/ln（ △t1/△t2 ）
其中， △t1 =80-40.5（ ℃ ）=39.5 ℃ △t2 =55-20（ ℃ ）=35 ℃
求得△tm逆=37.20 ℃
假设所选择的流程为单壳程、双管程，则流动的形式为折流，需对对
固定管板式列管换热器
21
水的流量：qm2=Q/Cp2*(t2t1)=2.496kg/s
水的流速：u2=qm2/(ρ2*S)=0.161m/s
三角形排列的当量直径：
de=
=0.041*7( 33
2
*
t
2
-
π 4
*
d
2 o
Байду номын сангаас
)
/
(π
*
do
)
同理，Re2=3460
当Re2的取值介于2000与2000000之 间时，可用下式计算α2：
固定管板式列管换热器
9
（3）设计安排
本次设计首先通过换热面积的计算以及校核值确定所选 用的换热器是否合适，一旦选择好换热器后，其内部总管 子的数目以及换热面积都是确定的值。根据管子的尺寸和 数目即可进行相应的排列。当壁温和压力降的校核结果满 足后，即可进行附件的设计。当计算和校核的部分完成后， 即可进行作图。笔者作为组长，负责协调每一个人的分工， 从而为后续的设计扫除障碍。
流速 u1=4*qm1/(ρ1*π *n*d1*d1)=0.693m/s
Re1=d1*u1*ρ1/μ1 =214120 Pr1=Cp1*μ1/ λ1=5.197 Α = λ 1 0.023* 1 *(Re1)0.8(Pr1)0.3
d1
=1060W/(㎡*k)
②壳程的对流传热系数α2 壳程最大的流通截面积公式： S=h*D*(1-d。/t) 解得S=0.0156㎡
6、左管箱法兰和密封垫片的选择 7、左箱板的选择
管板厚度的确定（40mm）、管板的选型、管板的开孔布置。
8、右管板与右管箱的选择
与左边相对应的相同。
9、鞍座的选择
相应的尺寸（包括底板和垫板）以及质量。
固定管板式列管换热器
20
八、换热器校核（包括换热面积、壁温、压 力降）
1、换热面积的校核 ①管程的对流传热系数α1
固定管板式列管换热器
10
三、换热面积的估算
①计算定性温度，确定物理常数
管程
壳程
T=67.5℃
t=30.25℃
ρ1 =831kg/m^3 μ1 =0.000358Pa*s Cp1=1909J/(kg*k) λ1 =0.1315W/(m*k)
固定管板式列管换热器
ρ2=995.7kg/m^3 μ2=0.0008015Pa*s Cp2=4174J/(kg*k) λ2=0.618W/(m*k)
壁温、压力降）
• 九、设计结果概要或设计一览表
固定管板式列管换热器
1
目录
• 十、对本设计的评述或有关问题的 分析讨论
• 十一、参考文献 • 十二、工作总结 • 十三、设计创新点
固定管板式列管换热器
2
摘要
• 本次课程设计属于化工课程设计的一个重要方面，在工业生产中有着广泛的 应用。目的在于考察我们对相关化工原理基本理论知识的掌握程度，提高对 化工设备的认知以及培养分工与独立工作的能力。我们的课题为“固定管板 式列管换热器的设计”，通过已知的苯进口温度，管程壳程的压力降要求， 水的常温温度等条件设计一符合实际工作要求的换热器，并且通过一工艺流 程图展现其在某种特定用途下的操作流程。由于水的出口温度并不已知，笔 者通过选择合理的泵来推算出其出口温度，进而对后续的计算问题迎刃而解。 后期的校核计算中，所得的换热面积、压力降及壁温均符合要求，标明所设 计的换热器是满足一定生产负荷下正常工作要求的。
固定管板式列管换热器
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PR=PT/d。，其中，PT为管间距，这里一般取得是25mm。 解得Ds=0.229m 选取Ds正好对应于0.325m,也较满足。 在一般情况下，取挡板间距为壳体内径的0.2～1.0倍，且一般为50mm 的倍数。 壳体内径D=0.325m 对应的挡板间距取值范围为0.065～0.325m 这里取200mm的间距，即h=200mm。 由折流板数目的计算式NB=L/h-1，得 NB=14（块） 即折流板的数目设计为14块。
与其他形式的换热器相比， 它的结构简单，制造成本较低。 管内不易积累污垢，即使产生 了污垢也便于清洗。
无法对管子的外表面进行
检查和机械清洗，因而不适宜 处理脏的或有腐蚀性的介质。 由于管子和管板与壳体的连接 都是刚性的，当管子与壳体的 壁温或材料的线膨胀系数相差 较大时，在壳体和管子中将产 生很大的温差应力，以致管子 扭弯或从管板上脱落，甚至损 坏整个换热器。
α2
=
0.36
*
λ2 de
*
(Re2
)
0.55
*
(Pr2
)1/3
(
μ2 μw
)0.14
固定管板式列管换热器
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设 ，其中， ( μ2 )0.14 =1.03
μ2 =0.0008015Pa*s
固定管板式列管换热器
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五、管子在管板上的排列
设计中之所以选择正三角形排列，是因为正三角形排列较紧凑、 对相同壳体直径的换热器排的管子较多，传热效果也较好，且所使用 的两种液体污垢热阻均很小，可以忽略不易清洗的因素。
固定管板式列管换热器
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六、壳体内径的确定
四中已通过一种方法计算得的 Ds=0.229m，选定的一个内经标准为 0.325。下面选择另一种方法来确定壳 体的内径——
目录
• 一、固定管板式换热器的介绍 1、固定管板式换热器的结构特点 2、固定管板式换热器的性能优点 3、固定管板式换热器的性能缺点
• 二、设计方案的确定及流程说明 1、确定设计方案 2、流程说明
• 三、换热面积的估算 • 四、管子尺寸及数目计算 • 五、管子在管板上的排列 • 六、壳体内径的确定 • 七、附件设计 • 八、换热器校核（包括换热面积、
固定管板式列管换热器
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其中，R=（T1-T2）/（t2-t1）=1.22 P= (t2-t1)/(T1-t1)=0.342
由《化工原理》图4-52（α）得出温差校正系数为0.94。
解得△tm逆=34.97℃
③估算总传热系数K值
由《化工原理》表4-4可知，有机物—水组合中，当有机物黏度 μ<0.5mpa*s时，K的取值范围为300～800W/（㎡*k），而苯的μ1
选择换热管为正三角排列，排列管 的中心距为t=25mm。横过管束中心线的
管数n＝c 1.1* n
由n=88解得n＝c 10.3≈11 最外层换热管中心线距壳体内
壁距离：b ' ＝（1～1.5）d。，此处 b' 取一倍d。，即b'＝0.019m
壳体内径：Ds=（nc-1）*t+2* b' 解得Ds=0.288m
998.2kg/m³，知道质量流量qm=qV*ρ=998.2*9kg/h=2.4955kg/s；
在根据热负荷计算式 Q=ω1Cp1(T1-T2)= ω2Cp2(t2-t1)
可计算得水的出口温度 t2=40.505℃≈40.50℃
因此，水的出口温度设定为40.5℃。 其中，热负荷Q=213580J
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固定管板式列管换热器
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由此，笔者选定让水走壳程，苯走管程。
②对水的假定
假设所用水的水源来自于清河水，在使用它作为冷却介质前，需对其做 一定的化学处理：先通过一净水池将较大的颗粒除去；再通过另一净水池， 使用絮凝剂，将钙离子和镁离子沉淀，这样得到的水可近似认为是污垢热阻 很小的蒸馏水。同样的，考虑到设备是长期工作的，难免保证水不蒸发、泄 露而损耗，需进行定期的补给。
两种方法所得结果不同，但都可圆整 为最接近于他们的标准内径0.325m。
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七、附件设计
1、接管及法兰的选择
六个管口（两对进出口，一个排气口，一个排污口）及相应法兰 的选择（设计中均用凸面法兰），确定其尺寸（厚度、直径、高度）、 材料、重量，相应法兰的配备螺孔等。具体见设计任务书。
2、换热管的选择
20钢材质的无缝钢管，规格：19 * 2
长度：3000mm 与管板的连接采用热胀连接
3、左管板短节的选择
包括内径、壁厚、长度以及材料和重量。
4、左管箱封头的选择
同上
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5、左管箱隔板的选择
这里其厚度选为10mm(换热器公称直径小于或等于600时，碳钢 隔板的最小厚度为8mm)。
=0.000358Pa*s<0.5mpa*s。 由于纯苯可近似看做无污垢，而水也是经过处理的，因此总的影响传热系数
的值不大，因而K值可取大一些，这里，取K估=500W/（ ㎡*k ）。
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④由K估和△tm逆计算换热面积
由A=Q/（ K估*△tm逆） 解得A=12.22㎡
⑤管根数NT估的计算
选择依据：1）有毒的流体走管程，减少泄漏的机会，而苯是一种可至白血病 有毒液体；2）粘性大的或流量小的液体宜走壳程，因流体在有折流板的壳程 流动时，在较小的雷诺数（Re<100）下，即可达到湍流，有利于提高传热系 数，而一般正常温度下，苯的粘性小，水的粘性大；3）苯是高温液体，在管 内热膨胀，水是低温流体，在壳内冷缩，从而使管子不会从管板上脱落。
③水入口温度的选定
笔者假定换热器的常年平均工作温度为20℃，亦即室外温度基本恒定在 20℃。符合这样条件的地区分布在大陆的低纬度地区，以广州地区为宜。所 以，水入口的温度选择为20℃。
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④水出口温度的设计思路
笔者是通过选择泵来确定水的出口温度的。下面即为设计的思路：
一般情况下，水的流速在1~2.5m/s之间取。 取TR32-160型离心式液下泵（《化工设备设计手册》P1530），已知其 体积流量qV=9m³/h,出口直径d为32mm，由u=qV/A解得出口流速为2.07m/s， 正好符合上述的流速范围内；由③的选定，得到20℃条件下水的密度为
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二、设计方案的确定及流程说明
1、确定设计方案
（1）已知设计条件
①生产负荷（按每年7200小时计算）：11.6万吨纯苯/年 ②苯进料状况：80℃的液体 ③苯出口状况：55℃的液体 ④冷却介质：循环水（15~35℃） ⑤管程和壳程压降：不大于10kpa
（2）设计的前期处理
①壳程和管程所走流体的选择
泵的流量富余量应尽量减少，这样所选泵的型号、规格的额定工况接近 操作工况，泵的一次性投资较小，操作效率高，节省操作费用。根据经验， 泵的流量富余量最好在泵的额定流量5%~10%的范围内。
而计算得富余量约为8%，符合要求。
⑥换热器设计压力的选定
由于条件中所给苯的进口温度为80℃，而苯的沸点也略高于这个值，因 而不宜在常压下进行工作，需要施加一定的压力，使其不宜蒸发出来，根据 后来计算出的压降值（很小）以及标准的几个公称压力值，因此这里的设计 压力定为0.6Mpa。
假设管长Ls=3m，根据NT估=A/（π * d。*Ls） 其中， A=12.22㎡，d。=19mm（标准的管有19*2和25*2.5两种规格，这
里取得是前者）， 解得NT估=68.24（根）
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四、管子尺寸及数目的计算
上面最后解得NT估=68.24
（根），参照工具书上φ 19*2管的 标准参数，选择壳程为1，管程为2，
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一、固定管板式换热器的介绍
1、固定管板式换热器的 结构特点
此种换热器的特点是管束以 焊接或胀接在两块管板上，管 板分别焊接在外壳的两端并在 其上连接有顶盖，顶盖和壳体 上装有流体进出口接管。
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2、固定管板式换热器的 3、固定管板式换热器的
性能优点
性能缺点
8
⑤输送苯对应泵的选择
由苯的年产量可知其质量流量，再由苯的进口温度查得其对应密度，结 合质量流量和入口密度即可求得苯入口的体积流量（为20.23m^3/h）。选用 ZA 型卧式离心泵，型号ZA40-200 对应C型叶轮 ，额定流量Q=22m^3/h（摘 自《化工设备设计手册》下卷P1512）
下面确定泵操作的流量富余量，以确定所选泵是否符合要求。
管总数为88根，管长L=3m的参数列，
对应的传热面积A选=15.2㎡。
选择管的排列方式为正三角形
排列。（后面有解释，详见五）
根据工具书，参考壳径Ds=
0.637 *
d CL * PR *
CTP LS o
其中，CL是指传热管配置角度对换 热器直径的影响系数，这里 CL=1；
CTP是指传热管程数对换热 管直径的影响系数，双程时， CTP=0.9
11
②计算对数平均温差
为了增加传热的有效性，设计时采用逆流的方式。
根据计算式△tm逆=（ △t1- △t2）/ln（ △t1/△t2 ）
其中， △t1 =80-40.5（ ℃ ）=39.5 ℃ △t2 =55-20（ ℃ ）=35 ℃
求得△tm逆=37.20 ℃
假设所选择的流程为单壳程、双管程，则流动的形式为折流，需对对
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水的流量：qm2=Q/Cp2*(t2t1)=2.496kg/s
水的流速：u2=qm2/(ρ2*S)=0.161m/s
三角形排列的当量直径：
de=
=0.041*7( 33
2
*
t
2
-
π 4
*
d
2 o
Байду номын сангаас
)
/
(π
*
do
)
同理，Re2=3460
当Re2的取值介于2000与2000000之 间时，可用下式计算α2：
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（3）设计安排
本次设计首先通过换热面积的计算以及校核值确定所选 用的换热器是否合适，一旦选择好换热器后，其内部总管 子的数目以及换热面积都是确定的值。根据管子的尺寸和 数目即可进行相应的排列。当壁温和压力降的校核结果满 足后，即可进行附件的设计。当计算和校核的部分完成后， 即可进行作图。笔者作为组长，负责协调每一个人的分工， 从而为后续的设计扫除障碍。
流速 u1=4*qm1/(ρ1*π *n*d1*d1)=0.693m/s
Re1=d1*u1*ρ1/μ1 =214120 Pr1=Cp1*μ1/ λ1=5.197 Α = λ 1 0.023* 1 *(Re1)0.8(Pr1)0.3
d1
=1060W/(㎡*k)
②壳程的对流传热系数α2 壳程最大的流通截面积公式： S=h*D*(1-d。/t) 解得S=0.0156㎡
6、左管箱法兰和密封垫片的选择 7、左箱板的选择
管板厚度的确定（40mm）、管板的选型、管板的开孔布置。
8、右管板与右管箱的选择
与左边相对应的相同。
9、鞍座的选择
相应的尺寸（包括底板和垫板）以及质量。
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八、换热器校核（包括换热面积、壁温、压 力降）
1、换热面积的校核 ①管程的对流传热系数α1
固定管板式列管换热器
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三、换热面积的估算
①计算定性温度，确定物理常数
管程
壳程
T=67.5℃
t=30.25℃
ρ1 =831kg/m^3 μ1 =0.000358Pa*s Cp1=1909J/(kg*k) λ1 =0.1315W/(m*k)
固定管板式列管换热器
ρ2=995.7kg/m^3 μ2=0.0008015Pa*s Cp2=4174J/(kg*k) λ2=0.618W/(m*k)
壁温、压力降）
• 九、设计结果概要或设计一览表
固定管板式列管换热器
1
目录
• 十、对本设计的评述或有关问题的 分析讨论
• 十一、参考文献 • 十二、工作总结 • 十三、设计创新点
固定管板式列管换热器
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摘要
• 本次课程设计属于化工课程设计的一个重要方面，在工业生产中有着广泛的 应用。目的在于考察我们对相关化工原理基本理论知识的掌握程度，提高对 化工设备的认知以及培养分工与独立工作的能力。我们的课题为“固定管板 式列管换热器的设计”，通过已知的苯进口温度，管程壳程的压力降要求， 水的常温温度等条件设计一符合实际工作要求的换热器，并且通过一工艺流 程图展现其在某种特定用途下的操作流程。由于水的出口温度并不已知，笔 者通过选择合理的泵来推算出其出口温度，进而对后续的计算问题迎刃而解。 后期的校核计算中，所得的换热面积、压力降及壁温均符合要求，标明所设 计的换热器是满足一定生产负荷下正常工作要求的。
固定管板式列管换热器
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PR=PT/d。，其中，PT为管间距，这里一般取得是25mm。 解得Ds=0.229m 选取Ds正好对应于0.325m,也较满足。 在一般情况下，取挡板间距为壳体内径的0.2～1.0倍，且一般为50mm 的倍数。 壳体内径D=0.325m 对应的挡板间距取值范围为0.065～0.325m 这里取200mm的间距，即h=200mm。 由折流板数目的计算式NB=L/h-1，得 NB=14（块） 即折流板的数目设计为14块。
与其他形式的换热器相比， 它的结构简单，制造成本较低。 管内不易积累污垢，即使产生 了污垢也便于清洗。
无法对管子的外表面进行
检查和机械清洗，因而不适宜 处理脏的或有腐蚀性的介质。 由于管子和管板与壳体的连接 都是刚性的，当管子与壳体的 壁温或材料的线膨胀系数相差 较大时，在壳体和管子中将产 生很大的温差应力，以致管子 扭弯或从管板上脱落，甚至损 坏整个换热器。
α2
=
0.36
*
λ2 de
*
(Re2
)
0.55
*
(Pr2
)1/3
(
μ2 μw
)0.14
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设 ，其中， ( μ2 )0.14 =1.03
μ2 =0.0008015Pa*s
固定管板式列管换热器
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五、管子在管板上的排列
设计中之所以选择正三角形排列，是因为正三角形排列较紧凑、 对相同壳体直径的换热器排的管子较多，传热效果也较好，且所使用 的两种液体污垢热阻均很小，可以忽略不易清洗的因素。
固定管板式列管换热器
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六、壳体内径的确定
四中已通过一种方法计算得的 Ds=0.229m，选定的一个内经标准为 0.325。下面选择另一种方法来确定壳 体的内径——
目录
• 一、固定管板式换热器的介绍 1、固定管板式换热器的结构特点 2、固定管板式换热器的性能优点 3、固定管板式换热器的性能缺点
• 二、设计方案的确定及流程说明 1、确定设计方案 2、流程说明
• 三、换热面积的估算 • 四、管子尺寸及数目计算 • 五、管子在管板上的排列 • 六、壳体内径的确定 • 七、附件设计 • 八、换热器校核（包括换热面积、