化工原理设计大赛-原料预热器设计
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管壁热阻取决于传热管壁厚的材料，其值为
式中b ——传热管壁厚，m；
——管壁热导率，m·k/w；
查表得
管外侧污垢热阻 m2·k/w
管内侧污垢热阻 m2·k/w
碳钢在91℃下的热导率λ=49.16
管壁热阻污垢热阻：
(4)传热系数K
由(21)式计算
595w/m2k
(5)换热器面积裕度
在规定热流量下，计算了传热系数Kc和平均传热温差后，则与Kc对应的计算得传热面积为
原料预热器设计
3.3.1
3.3.1.1
（1）换热器的热流量
换热器的热流量是指在确定的物流进口条件下，使其达到规定的出口状态，冷流体和热流体之间所交换的热量，或是通过冷、热体的间壁所传递的热量。
在热损失可以忽略不计的条件下，对于无相变的物流，换热器的热流量由下式确定：
（4.1.1）
式中 —热流量.W;
+12%，-10%
不锈钢
GB2270
10×1.5
0.15
+12%
-10%
0.20
15%
14×2
19×2
25×2
0.20
0.40
32×2
38×2.5
45×2.5
0.30
0.45
57×3.5
0.8%
1%
若选择较小的管径，管内表面传热系数可以提高，而且对于同样的传热面积来说可以减小壳体直径。但管径小，流动阻力大，清洗困难，设计可根据具体情况用适宜的管径。
（4.1.5）
式中Ap——估算传热面积，m2；
K——假设传热系数系数，W/（m2·k）；
——平均传热温差，K
假设k=600 wm-1k-1，则估算得传热面积为
m2
3.3.1.2
由于管长及管程数均和管径及管内流速有关，故应首先确定管径及管内流速。目前国家内常用的换热管规格和尺寸偏差见表6
表12.常用换热管的规格
3.3.1.
管板上两传热管中心距离称为管心距。管心距的大小主要与传热管和管板的连接方式有关，此外还要考虑到管板强度和清洗外管面所需的空间。
传热管和管板的链接方式有胀接和焊接两种，当采用胀接法，采用过小的管心距，常会造成管板变形。而采用焊接法时，管心距过小，也很难保证焊接质量，因此管心距应有一定的数值范围，一般情况下，胀接时，取管心距t=(1.3~1.5)d0，焊接时，取t=1.25d0=0.0175。
─——冷凝表面传热系数，W/（m2·k）；
式中qm─——冷凝液的质量流量kg/s；
─——传热管长度，m；
ns─——当量管数
当量管数ns与传热管布置方式及总管数有关。
垂直管束冷凝
式中
以上两式仅适用于液膜眼管壁呈层流流动即
在此方案中
由上式得
m
壳程流通截面积由上式得
m2
m/s
粘度校正
由上式得
w/㎡K
(2)管程表面传热系数
如果按单程计算的传热管长度太长，则应采用多管程。
确定了每程传热管长度之后，即可求管程数。
式中L—单程换热器计算的传热管长度，m
l—选取的每程传热管长度，m.
取每程传热管长度l=2 m
则
换热器的总传热管数为 （根）
3.3.1.4
选用多管程换热器损失部分传热温差，这种情况下的平均传热温差由 计算，其中温差校正系数 与流体的进出口温度有关，也与换热器的壳程数及管程数有关。
根据Ac和A，可求出该换热器的面积裕度
式中H——换热器的面积裕度；
A——实际传热面积，m2；
Ac——计算传热面积，m2；
为保证换热器操作的可行性，一般应使换热器的面积裕度大于15%~20%。
= =2.69m2
该换热器的实际传热面积A
m2
则换热器的面积裕度按(5.1.17)式计算为
=
传热面积裕度合适，该换热器能够温差生产任务。
式中η——管板利用率；
在该设计中取η=0.5则
壳体内径 mm
整圆可取200 mm
3.3.1.
列管式换热器的壳程流体流通面积比管程流通面积大，故需设置折流板。折流板有横向折流板和纵向折流板两类，单壳程的换热器仅需设置横向折流板，多壳程换热器不但需要横向折流板，而且需要设置纵向折流板。
3.3.1.
①旁路挡板
式中 ——单程直管阻力 ——管程总阻力
——局部阻力 ——管程结垢校正系数，可近似取1.5
——壳程数 ——管程数
其中直管部分的阻力和局部阻力可分别计算如下：
式中 ——摩擦系数 ——管内流速,m/s
——传热管长度，m ——流体密度,kg/m3
——传热管内径，m ——局部阻力系数,一般取3
则在本设计中依式得
多管程结构中，隔板占有管板部分面积。一般情况下，隔板中心到离其最近一排管中心距离可用下式计算
（mm）
当do=14mm时 =14.75 mm
各程相邻管心距2S=2×14.75=29.5 mm
3.3.1.7
采用多管程，则需要在管箱中安装分程隔板。分程时，应使各程管字数目大致相等，隔板形式要简单，密封长度要短，一般采用偶数管程。
管束分程方法常采用平行或T形式。
3.3.1.
换热器壳体内径取决于传热管数、管心距和传热管的排列方式。对于单程换热器，壳体内径由下式确定
D=t（b-1）+（2~3）d0
式中t——管心距，mm；
d0——传热管外径，mm；
上式中，b的取值和管子的排列方式有关，对于正三角形排列b值为
对于正方形排列
多管程换热器壳体的内径还和管程数有关：
折流情况下的平均传热温差可先按纯逆流情况计算，然后加以校正，即
式中 ——折流情况下的平均传热温差，K；
——温度校正系数；
由于在相同德流体进出口温度下，逆流流型具有较大的传热温差，所以在工程上，若无特殊需要，均采用逆流。则平均传热温差按逆流计算得
=75.8℃
（4）估算传热面积
在估算传热面积时，可以根据冷热流的具体情况，参考换热器传热系数的大致范围，假设一K值，估算传热面积Ap为
②防冲挡板
3.3.1.
壳程流体进出口接管：取接管内气体 ，则接管内径
m
圆整后取管内径为36mm
管程流体进出口接管：取接管内流体流速 ，则接管内径为
m
圆整后取接管内径为27mm。
3.3.2
3.3.2.
列管式换热器传热面积以传热管外表面积为准，在此规定下则有
式中K——传热系数，W/（m2·k）；
——壳程表面传热系数，W/（m2·k）；
—工艺流体质量流量，kg/s
—工艺流体的定压比热容kJkg-1k-1
—工艺流体温度变化，K
Kg/s
=t2-t1=162-20=142K
热流量 KJ/s=121.23KW
（2）对于有相变化的单组份饱和蒸汽冷凝过程，其热流量衡算可表示为
式中 —蒸汽冷凝质量流量，kg/s
—饱和蒸汽冷凝热，wk.baidu.comJ/kg
则加热水蒸气的用量 Kg/s
3.3.2.
对于稳定的传热过程，若忽略污垢热阻，则有
式中 —换热器热流量，W
—热流体的平均温度，℃
—热流体侧的管壁温度，℃
—冷流体的平均温度，℃
—冷流体侧的管壁温度，℃
—热流体侧的表面传热系数，w/m2K
—冷流体侧的表面传热系数，w/m2K
—热流体侧的传热面积，m2
—冷流体侧的传热面积，m2
因此有
若考虑污垢热阻的影响则有：
式中 ， 分别为热流体和冷流体的污垢热阻，m2·k/w
一般情况下，管壁平均温度可取为：
当管壁热阻小，可忽略不计，则可依下式计算管壁温度：
液体平均温度（过渡流及湍流）
（液体（层流阶段）及气体的平均温度
式中， ——为热流体进口温度
——为热流体出口温度
——为热流体进口温度
——为热流体出口温度
因为管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度按式（5.2.7）计算
—壳程污垢热阻，m2·k/w；
——管程污垢热阻，m2·k/w；
——传热管外径，m；
——传热管内径，m；
——传热管平均值径，m；
——管程表面传热系数，W/（m2·k）；
(1)壳程表面传热系数
①壳程流体无相变传热
壳程表面传热系数的计算有贝尔法、克恩法及多诺霍法。其中克恩法最为简单便利。
克恩提出下式作为采用弓形折行板时，壳程表面传热系数的计算式
式中液体的平均温度 和水蒸气平均温度分别按计算
= =1698.9w/㎡K
= =2369.4w/㎡K
传热管平均壁温
壳体壁，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=187.8
该温差较大，故需设温度补偿装置。由于换热器壳程流体要交高。因此，选用浮头式换热器是较为合理的。
3.3.2.
（1）管程阻力
管程流体的阻力等于流体流经传热管的直管阻力和换热器管程局部阻力之和，即：
当流体被加热时
当流体被冷却时
式（5.2.1）适用条件：低粘度流体（η<2×103Pas）；
雷诺数Re>10000；
普朗特数Pr在0.6 ~160之间；
管长管径之比l/d>50;
此方案中
管程流体流通截面积：
Si=0.785×0.012×35÷5=5.50×104m2
管程流体流速
m/s
w/m2K
(3)污垢热阻和管壁热阻
=1.5
由Re=22981传热管相对粗糙度 查莫狄图得λi=0.05,流速ui=0.993m/sρ=810kg/m3所以
Pa
Pa
管程流体阻力在允许范围之内。
（2）壳程阻力
当壳程装有弓形折流板时，计算阻力的方法较多。在工程中常用埃索法。
埃索法如下：
式中 ——壳程总阻力，Pa
由于壳外是清洁的饱和蒸汽，所以采用正三角形排列时，管子排列面积是一个正六边形，排在正六边形内传热管数为
3a（a+1）+1
若设b为正六边形对角线上管子数目，则
b=2a+1
a─正六边形的个数。
b─正六边形对角线上传热管数。
对于多管程换热器，常采用组合排列法。各程内采用正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板，采用矩形排列方法。
材料
钢管标准
外径×厚度/(mm×mm)
Ⅰ级换热器
Ⅱ级换热器
外径偏差/mm
壁厚偏差
外径偏差/mm
壁厚偏差
碳钢
GB8163
10×1.5
0.15
+12%
-10%
0.20
+15%
-10%
14×2
19×2
25×2
25×2.5
0.20
0.04
32×3
38×3
45×3
0.30
0.45
57×3.5
0.8%
10%
1%
管内流速的大小对表面传热系数及压力降的影响较大，一般要求所选的流速应使流体处于稳定的湍流状态，即雷诺指数大于10000，对于传热热阻较大的流体后易结垢流体应选取较大的流速。另外还要考虑在所选的流速下，换热器应有适当的管长和管程数，并保证不会由于流体的动力冲击导致管子强烈振动而损坏换热器。
选用=14×2较高级冷却传热管（碳钢），选取管内流速u1=1m/s
式中B——折流板间距，m
——传热管外径，m
t——管间距，m
对于B则B=0.3D=0.3×200=60mm
圆缺高度h=0.25D=0.25×200=50mm
折流板数 块
②壳程为饱和蒸汽冷凝
德沃尔（Devore）基于努塞尔的理论公式和实验值，提出层流时的冷凝表面传热系数计算如下:
水平管束冷凝
式中 ─——无量纲冷凝表面传热系数；
(3)平均传热温差
平均传热温差是换热器的传热推动力。其值不但和流体的进出口温度有关，而且还与换热器内两种流体的流型有关。对于列管式换热器，常见的流型有3种：并流、逆流和折流。 对于并流和逆流，平均传热温差均可用换热器两端流体温度的对数平均温差表示，即：
式中 ——逆流或并流的平均传热温差，K；
——根据流型计算；
式中 —壳程流体的热导率，W/（m·k）
—当量直径，m
—管外流动雷诺数
—普朗特数，取定性温度下的值
—流体在定性温度下的黏度，Pa·s
—流体在壁温下的黏度，Pa·s
当量直径de随管子布置方式而变，分别用下列各式计算。
正方形排列时
三角形排列时
式中t———管间距，m
——传热管外径，m
雷诺数
式中 ——壳程流体的体积流量m³/s
3.3.1.
选定管径和管内流速后，可以下式确定换热器的单程传热管数。
式中 ——单程管子数目；
——单程流体的体积流量，m3/s;
di——传热管的内径，m；
u——管内流体流速，m/s；
则按单程传热管数
根
依次可求出按单程换热器计算所得的管子长度：
式中L——按单程计算的管子长度，m；
─——管子外径，m；
= =8.67m
其中 （4.4.1）
（4.4.2）
式中 , ─——热流体进、出口温度，℃；
， ─——冷流体进、出口温度，℃；
则方案中
对单侧温度变化流体，折流、并流、逆流的平均传热温差相等。即 =1，壳程数为1
℃
3.3.1.5
传热管在管板上的排列有三种基本形式，即正方形、正四边形和同心圆排列。如图
传热管的排列应使其在整个管板上均匀而紧凑地分布，同时还有考虑流体性质，管箱结构及加工制造等方面等方面的要求。一般说来，正三角形排列在管板面积上课排较多的传热管，而且管外表面的表面传热系数较大。但正三角形排列时管外机械清洗较为困难，而且管外流体的流动阻力也较大。正方形排列在同样的管板面积上可配置的传热管最少，但管外易于进行机械清洗，所以当传热管外壁需要机械清洗时，常采用这种排列方法。同心圆排列方式的优点在于靠近壳体的地方管子分布较为均匀，在壳体直径很小的换热器中可排列的传热管数比正三角形排列还多。
式中b ——传热管壁厚，m；
——管壁热导率，m·k/w；
查表得
管外侧污垢热阻 m2·k/w
管内侧污垢热阻 m2·k/w
碳钢在91℃下的热导率λ=49.16
管壁热阻污垢热阻：
(4)传热系数K
由(21)式计算
595w/m2k
(5)换热器面积裕度
在规定热流量下，计算了传热系数Kc和平均传热温差后，则与Kc对应的计算得传热面积为
原料预热器设计
3.3.1
3.3.1.1
（1）换热器的热流量
换热器的热流量是指在确定的物流进口条件下，使其达到规定的出口状态，冷流体和热流体之间所交换的热量，或是通过冷、热体的间壁所传递的热量。
在热损失可以忽略不计的条件下，对于无相变的物流，换热器的热流量由下式确定：
（4.1.1）
式中 —热流量.W;
+12%，-10%
不锈钢
GB2270
10×1.5
0.15
+12%
-10%
0.20
15%
14×2
19×2
25×2
0.20
0.40
32×2
38×2.5
45×2.5
0.30
0.45
57×3.5
0.8%
1%
若选择较小的管径，管内表面传热系数可以提高，而且对于同样的传热面积来说可以减小壳体直径。但管径小，流动阻力大，清洗困难，设计可根据具体情况用适宜的管径。
（4.1.5）
式中Ap——估算传热面积，m2；
K——假设传热系数系数，W/（m2·k）；
——平均传热温差，K
假设k=600 wm-1k-1，则估算得传热面积为
m2
3.3.1.2
由于管长及管程数均和管径及管内流速有关，故应首先确定管径及管内流速。目前国家内常用的换热管规格和尺寸偏差见表6
表12.常用换热管的规格
3.3.1.
管板上两传热管中心距离称为管心距。管心距的大小主要与传热管和管板的连接方式有关，此外还要考虑到管板强度和清洗外管面所需的空间。
传热管和管板的链接方式有胀接和焊接两种，当采用胀接法，采用过小的管心距，常会造成管板变形。而采用焊接法时，管心距过小，也很难保证焊接质量，因此管心距应有一定的数值范围，一般情况下，胀接时，取管心距t=(1.3~1.5)d0，焊接时，取t=1.25d0=0.0175。
─——冷凝表面传热系数，W/（m2·k）；
式中qm─——冷凝液的质量流量kg/s；
─——传热管长度，m；
ns─——当量管数
当量管数ns与传热管布置方式及总管数有关。
垂直管束冷凝
式中
以上两式仅适用于液膜眼管壁呈层流流动即
在此方案中
由上式得
m
壳程流通截面积由上式得
m2
m/s
粘度校正
由上式得
w/㎡K
(2)管程表面传热系数
如果按单程计算的传热管长度太长，则应采用多管程。
确定了每程传热管长度之后，即可求管程数。
式中L—单程换热器计算的传热管长度，m
l—选取的每程传热管长度，m.
取每程传热管长度l=2 m
则
换热器的总传热管数为 （根）
3.3.1.4
选用多管程换热器损失部分传热温差，这种情况下的平均传热温差由 计算，其中温差校正系数 与流体的进出口温度有关，也与换热器的壳程数及管程数有关。
根据Ac和A，可求出该换热器的面积裕度
式中H——换热器的面积裕度；
A——实际传热面积，m2；
Ac——计算传热面积，m2；
为保证换热器操作的可行性，一般应使换热器的面积裕度大于15%~20%。
= =2.69m2
该换热器的实际传热面积A
m2
则换热器的面积裕度按(5.1.17)式计算为
=
传热面积裕度合适，该换热器能够温差生产任务。
式中η——管板利用率；
在该设计中取η=0.5则
壳体内径 mm
整圆可取200 mm
3.3.1.
列管式换热器的壳程流体流通面积比管程流通面积大，故需设置折流板。折流板有横向折流板和纵向折流板两类，单壳程的换热器仅需设置横向折流板，多壳程换热器不但需要横向折流板，而且需要设置纵向折流板。
3.3.1.
①旁路挡板
式中 ——单程直管阻力 ——管程总阻力
——局部阻力 ——管程结垢校正系数，可近似取1.5
——壳程数 ——管程数
其中直管部分的阻力和局部阻力可分别计算如下：
式中 ——摩擦系数 ——管内流速,m/s
——传热管长度，m ——流体密度,kg/m3
——传热管内径，m ——局部阻力系数,一般取3
则在本设计中依式得
多管程结构中，隔板占有管板部分面积。一般情况下，隔板中心到离其最近一排管中心距离可用下式计算
（mm）
当do=14mm时 =14.75 mm
各程相邻管心距2S=2×14.75=29.5 mm
3.3.1.7
采用多管程，则需要在管箱中安装分程隔板。分程时，应使各程管字数目大致相等，隔板形式要简单，密封长度要短，一般采用偶数管程。
管束分程方法常采用平行或T形式。
3.3.1.
换热器壳体内径取决于传热管数、管心距和传热管的排列方式。对于单程换热器，壳体内径由下式确定
D=t（b-1）+（2~3）d0
式中t——管心距，mm；
d0——传热管外径，mm；
上式中，b的取值和管子的排列方式有关，对于正三角形排列b值为
对于正方形排列
多管程换热器壳体的内径还和管程数有关：
折流情况下的平均传热温差可先按纯逆流情况计算，然后加以校正，即
式中 ——折流情况下的平均传热温差，K；
——温度校正系数；
由于在相同德流体进出口温度下，逆流流型具有较大的传热温差，所以在工程上，若无特殊需要，均采用逆流。则平均传热温差按逆流计算得
=75.8℃
（4）估算传热面积
在估算传热面积时，可以根据冷热流的具体情况，参考换热器传热系数的大致范围，假设一K值，估算传热面积Ap为
②防冲挡板
3.3.1.
壳程流体进出口接管：取接管内气体 ，则接管内径
m
圆整后取管内径为36mm
管程流体进出口接管：取接管内流体流速 ，则接管内径为
m
圆整后取接管内径为27mm。
3.3.2
3.3.2.
列管式换热器传热面积以传热管外表面积为准，在此规定下则有
式中K——传热系数，W/（m2·k）；
——壳程表面传热系数，W/（m2·k）；
—工艺流体质量流量，kg/s
—工艺流体的定压比热容kJkg-1k-1
—工艺流体温度变化，K
Kg/s
=t2-t1=162-20=142K
热流量 KJ/s=121.23KW
（2）对于有相变化的单组份饱和蒸汽冷凝过程，其热流量衡算可表示为
式中 —蒸汽冷凝质量流量，kg/s
—饱和蒸汽冷凝热，wk.baidu.comJ/kg
则加热水蒸气的用量 Kg/s
3.3.2.
对于稳定的传热过程，若忽略污垢热阻，则有
式中 —换热器热流量，W
—热流体的平均温度，℃
—热流体侧的管壁温度，℃
—冷流体的平均温度，℃
—冷流体侧的管壁温度，℃
—热流体侧的表面传热系数，w/m2K
—冷流体侧的表面传热系数，w/m2K
—热流体侧的传热面积，m2
—冷流体侧的传热面积，m2
因此有
若考虑污垢热阻的影响则有：
式中 ， 分别为热流体和冷流体的污垢热阻，m2·k/w
一般情况下，管壁平均温度可取为：
当管壁热阻小，可忽略不计，则可依下式计算管壁温度：
液体平均温度（过渡流及湍流）
（液体（层流阶段）及气体的平均温度
式中， ——为热流体进口温度
——为热流体出口温度
——为热流体进口温度
——为热流体出口温度
因为管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度按式（5.2.7）计算
—壳程污垢热阻，m2·k/w；
——管程污垢热阻，m2·k/w；
——传热管外径，m；
——传热管内径，m；
——传热管平均值径，m；
——管程表面传热系数，W/（m2·k）；
(1)壳程表面传热系数
①壳程流体无相变传热
壳程表面传热系数的计算有贝尔法、克恩法及多诺霍法。其中克恩法最为简单便利。
克恩提出下式作为采用弓形折行板时，壳程表面传热系数的计算式
式中液体的平均温度 和水蒸气平均温度分别按计算
= =1698.9w/㎡K
= =2369.4w/㎡K
传热管平均壁温
壳体壁，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=187.8
该温差较大，故需设温度补偿装置。由于换热器壳程流体要交高。因此，选用浮头式换热器是较为合理的。
3.3.2.
（1）管程阻力
管程流体的阻力等于流体流经传热管的直管阻力和换热器管程局部阻力之和，即：
当流体被加热时
当流体被冷却时
式（5.2.1）适用条件：低粘度流体（η<2×103Pas）；
雷诺数Re>10000；
普朗特数Pr在0.6 ~160之间；
管长管径之比l/d>50;
此方案中
管程流体流通截面积：
Si=0.785×0.012×35÷5=5.50×104m2
管程流体流速
m/s
w/m2K
(3)污垢热阻和管壁热阻
=1.5
由Re=22981传热管相对粗糙度 查莫狄图得λi=0.05,流速ui=0.993m/sρ=810kg/m3所以
Pa
Pa
管程流体阻力在允许范围之内。
（2）壳程阻力
当壳程装有弓形折流板时，计算阻力的方法较多。在工程中常用埃索法。
埃索法如下：
式中 ——壳程总阻力，Pa
由于壳外是清洁的饱和蒸汽，所以采用正三角形排列时，管子排列面积是一个正六边形，排在正六边形内传热管数为
3a（a+1）+1
若设b为正六边形对角线上管子数目，则
b=2a+1
a─正六边形的个数。
b─正六边形对角线上传热管数。
对于多管程换热器，常采用组合排列法。各程内采用正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板，采用矩形排列方法。
材料
钢管标准
外径×厚度/(mm×mm)
Ⅰ级换热器
Ⅱ级换热器
外径偏差/mm
壁厚偏差
外径偏差/mm
壁厚偏差
碳钢
GB8163
10×1.5
0.15
+12%
-10%
0.20
+15%
-10%
14×2
19×2
25×2
25×2.5
0.20
0.04
32×3
38×3
45×3
0.30
0.45
57×3.5
0.8%
10%
1%
管内流速的大小对表面传热系数及压力降的影响较大，一般要求所选的流速应使流体处于稳定的湍流状态，即雷诺指数大于10000，对于传热热阻较大的流体后易结垢流体应选取较大的流速。另外还要考虑在所选的流速下，换热器应有适当的管长和管程数，并保证不会由于流体的动力冲击导致管子强烈振动而损坏换热器。
选用=14×2较高级冷却传热管（碳钢），选取管内流速u1=1m/s
式中B——折流板间距，m
——传热管外径，m
t——管间距，m
对于B则B=0.3D=0.3×200=60mm
圆缺高度h=0.25D=0.25×200=50mm
折流板数 块
②壳程为饱和蒸汽冷凝
德沃尔（Devore）基于努塞尔的理论公式和实验值，提出层流时的冷凝表面传热系数计算如下:
水平管束冷凝
式中 ─——无量纲冷凝表面传热系数；
(3)平均传热温差
平均传热温差是换热器的传热推动力。其值不但和流体的进出口温度有关，而且还与换热器内两种流体的流型有关。对于列管式换热器，常见的流型有3种：并流、逆流和折流。 对于并流和逆流，平均传热温差均可用换热器两端流体温度的对数平均温差表示，即：
式中 ——逆流或并流的平均传热温差，K；
——根据流型计算；
式中 —壳程流体的热导率，W/（m·k）
—当量直径，m
—管外流动雷诺数
—普朗特数，取定性温度下的值
—流体在定性温度下的黏度，Pa·s
—流体在壁温下的黏度，Pa·s
当量直径de随管子布置方式而变，分别用下列各式计算。
正方形排列时
三角形排列时
式中t———管间距，m
——传热管外径，m
雷诺数
式中 ——壳程流体的体积流量m³/s
3.3.1.
选定管径和管内流速后，可以下式确定换热器的单程传热管数。
式中 ——单程管子数目；
——单程流体的体积流量，m3/s;
di——传热管的内径，m；
u——管内流体流速，m/s；
则按单程传热管数
根
依次可求出按单程换热器计算所得的管子长度：
式中L——按单程计算的管子长度，m；
─——管子外径，m；
= =8.67m
其中 （4.4.1）
（4.4.2）
式中 , ─——热流体进、出口温度，℃；
， ─——冷流体进、出口温度，℃；
则方案中
对单侧温度变化流体，折流、并流、逆流的平均传热温差相等。即 =1，壳程数为1
℃
3.3.1.5
传热管在管板上的排列有三种基本形式，即正方形、正四边形和同心圆排列。如图
传热管的排列应使其在整个管板上均匀而紧凑地分布，同时还有考虑流体性质，管箱结构及加工制造等方面等方面的要求。一般说来，正三角形排列在管板面积上课排较多的传热管，而且管外表面的表面传热系数较大。但正三角形排列时管外机械清洗较为困难，而且管外流体的流动阻力也较大。正方形排列在同样的管板面积上可配置的传热管最少，但管外易于进行机械清洗，所以当传热管外壁需要机械清洗时，常采用这种排列方法。同心圆排列方式的优点在于靠近壳体的地方管子分布较为均匀，在壳体直径很小的换热器中可排列的传热管数比正三角形排列还多。