第二章 列管换热器工艺设计
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第一节 概述
目录
第二节 无相变换热器工艺设计
一、列管式换热器的应用
二、列管式换热器设计简介
第一节 概述
换热器是化学,石油化学及石油炼制工业以及
其他一些行业中广泛使用的热量交换设备,它不仅
可以单独作为加热器,冷却器等使用，而且是一些
化工单元操作的重要附属设备，因此在化工生产中
占有重要的地位。
定义：使热量从热流体传递到冷流体（或反之）的
设备称为换热器
1.主要作用
（ 1）使热量从温度较高的流体传递给温度较低的
流体（或反之），使流体温度达到工艺流程规定的
指标
（ 2）回收余热、废热，提高热能总利用率
一、列管式换热器的应用
换热器分类及特点
由于工艺生产中所用换热器的目的和要求各不
相同，换热设备的类型也多种多样。工业上所用的
换热设备以间壁式换热器居多。
按作用原理或传热方式分
直接接触式 —— 传热效率高、传热面积大、结构简单、价
格便宜，仅适用于工艺允许两种流体混合的场合
蓄热式换热器 —— 结构紧凑、价格便宜、传热面大、适
合于气 — 气交换，适合于允许有少量流体混合的场合
间壁式换热器的类型也是多种多样，从其结构上大
致可分为,
管式换热器 主要包括,
蛇管, 套管,列管式换热器 ;
板式换热器 主要包括,
板式, 螺旋板式, 板壳式 换热器
其它形式的换热器（ 见过程装备设计 1图）
各种换热器的优缺点,
不同的换热器各有自己的优缺点和适用条
件，一般来说板式换热器传热面积较大，设备
紧凑，材耗低，传热系数大，热损失小。但承
压能力较低，工作介质的处理量较小且制造加
工较复杂，成本较高。
管式换热器,
具有结构简单，加工制造比较容易，结构坚
固，性能可靠，适用面广等突出优点,因此被
广泛用于化工生产中,
列管式换热器,
在化工生产中应用最为广泛，设计资料和数
据较为完整，技术上比较成熟。
列管式换热器的设计、制造、检验与验收
必须遵循中华人民共和国国家标准, 钢制 管壳
式 (即列管式 )换热器, (GB151)执行,
换热器的公称直径做如下规定,
卷制圆筒，以圆筒内径作为公称直径,mm；
钢管制圆筒，以钢管外径作为公称直径,mm,
换热器的传热面积,
是以传热管外径为基准，计算所得到的管束外
表面积的总和,m2。
公称传热面积，指经圆整后的计算传热面积。
二、列管式换热器设计简介
换热器的公称长度：以传热管长度（ m）作
为换热器的公称长度。为直管时，取直管 长度；
传热管为 U型管时，取 U型管的直管段长度。
该标准还将列管式换热器的主要组成部
件分为,前端, 管箱, 壳体和后端 结构（包括管
束 )三部分，详细分类及代号
列管式换热器型号的表示方法如下,
见图
x x x DN － Pt /Ps － A － LN /d － Nt /Ns Ⅰ (或 Ⅱ )
Ⅰ 级换热器 (或 Ⅱ 级换热器 )
管 /壳程数，单壳程时只写 Nt
LN －公称长度,m； d－换热管外径,mm
公称换热面积 m2
管 /壳程设计压力（ MPa），压力相等时只写 Pt
公称直径 (mm)，对于釜式重沸器用分数表示,
分子为管箱内直径，分母为圆筒内直径
第一字母代表前端管箱型式
第二字母代表壳体型式
第三字母代表后端结
见图
列管式换热器的工艺设计包括下列内容,
(1)根据生产任务和要求确定设计方案；
(2)初步确定换热器结构和尺寸；
(3)核算换热器的传热能力及流体阻力；
(4)确定换热器的工艺结构。
一、设计方案选择
二、工艺结构设计
三、换热器核算
第二节 无相变换热器工艺设计
设计方案的原则是,达到工艺要求的热
流量，操作上要安全可靠，结构上要简单,
可维护性要好，尽可能节省操作费用 和设备
投资。
一、设计方案选择
设计方案主要包括如下几个问题,
(一 ) 选择换热器的类型
（二） 流程安排的一般原则
（三） 加热剂或冷却剂的选择
（四 )流体进出口温度的确定
(一 ) 选择换热器的类型
1, 固定管板式
固定管板式换热器适用于壳体流程清洁,
不易结垢，或者管外侧污垢能用化学方法除
掉的场合
同时要求壳体壁温与管子壁温之差不能太
大，一般情况下，该温差不得大于 50℃ 。
当超过此应加温度补偿装置。通常是在壳
体上加一膨胀节。
这种装置只能用在管壁与壳体臂温之差
低于 60— 70℃ 及壳程压力不高的场合。
2,浮头式换热器 如下图
主要特点,
管束可以从壳体中抽出，便于清洗管间和管内
管束可在壳体内自由伸缩，不会产生热应力
缺点,
结构复杂，造价高，制造安装要求高。
适用于壳程流体易结垢，或壳体壁温
与管壁温之差较大的场合，但要求管程流
体较清洁，不易结垢。
3,U型管式换热器 如下图
4 填料函式换热器 如图
优点：具有浮头换热器的优点，克服
了固定管板式换热器的缺点，结构比浮式
简单，制造方便，易于检修清洗。常采用
于一些腐蚀严重，经常更换管束的场合。
缺点：密封性能差，故壳程中不宜处
理易燃，易爆或有毒的流体。同时要求壳
程流体的压力不宜过高
（ 二）流程安排的一般原则,
1.易结垢流体应走易于清洗的一侧。
2.在设计上需要提高流体的速度时，以
提高其表面传热系数，应将需要提高流速的
流体放在管程。
3.具有腐蚀性的流体应走管程。
4.耐高压的流体应走管程。
5.具有饱和蒸汽冷凝的换热器，饱和 蒸
汽应走壳程
6.黏度大的流体走壳程
（三）加热剂或冷却剂的选择
一般情况下，是否选用加热剂或冷却
剂的流体是根据实际情况确定。但有些则需要
设计者自行选择。
（四）流体进出口温度的确定
工艺流体的进出口温度是工艺条件所定的。
加热剂或冷却剂的进口温度也是由此确定
但其出口温度有时可有设计者选定
该温度直接影响加热剂或冷却剂的用量以
及换热器的大小，因而这个温度的确定有一个
经济上的优化问题。
（一）估算传热面积
1、传热器的传热量
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，冷热流体间所交换的
热量，或是通过冷热流体的间壁所传递的热量。
在忽略热损失的条件下，对于无相变的工艺
物流，换热器的热流量由下式确定
Q1= m1cp1△ t1 (3-1)
二、工艺结构设计
式中 Q1 —— 热流量,W；
m1 —— 工艺流体的质量流量,kg/s；
cP1—— 工艺流体的定压比热容 kj/(kg.k)
△ t1 —— 工艺流体的温度变化,k,
对于有相变化的单组分饱和蒸汽冷凝过程
则依冷凝量和冷凝蒸汽的冷凝热确定
Q1=D1r1 (3-2)
式中 D1 —— 蒸汽冷凝质量流量,kg/s；
r1 —— 饱和蒸汽的冷凝热,kJ/kg,
2.加热剂或冷却剂用量
加热剂或冷却剂用量取决于工艺流体所
需的热量及加热剂和冷却剂的出口温度，此
外还和设备的热损失有关。对于工艺流体被
加热的情况，加热剂所放出的热量等于工艺
流体所吸收的热量与损失的热量之和，即
Q2=Q1+Q3 (3-3)
式中 Q1—— 工艺流体所吸收的热量,w；
Q2—— 加热剂所放出的热量,w；
Q3—— 损失的热流量,w。
若以水蒸气作为加热介质，则水蒸气的
用量可用下式确定
w=Q2/rw
式中 w—— 水蒸气的流量, kg/s；
rw —— 水蒸气冷凝热 kj/kg 。
若以无相变流体作为加热剂，则用量如下
m2=Q2/cp2△ t2 （ 3-4）
式中 m2—— 加热剂质量流量,kg/s；
cp2—— 加热剂定压比热容,kj/(kg.k)；
△ t2 —— 加热剂的出口温度变化,k。
对于工艺流体被冷却的情况，工艺流体
所放出的热量等于冷却剂所吸收的热量与损
失之和
在实际设计中，常忽略热损失，计算冷却水用
量公式
m3= Q1/cp3△ t3 （ 3-5）
式中 m3—— 冷却剂质量流量,kg/s
cp3—— 冷却剂比顶压热容,kj/(kg.k)
△ t3—— 冷却剂进出口温度的变化,k。
关于换热设备热损失的计算可参考有关
文献进行计算，一般近似取换热器热流量的
3%-5% 。
3、平均传热温差
平均传热温差是换热器的传热推动力。
对于列管式换热器，常见的流型有三种,
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,
△ tm= (△ t1- △ t2)/ln (△ t1/ △ t2)
式中 △ tm逆流或并流的平均船热温差,k；
△ t1,△ t2可按图 3-6所示进行计算。
折流情况下的平均传热温差可先按逆流
情况计算，然后加以校正，即
△ tm=ε △ t △ tm逆
式中△ tm—— 折流情况下的平均传热温差,k。
ε △ t—— 温差校正系数。
4、估算传热面积
Ap=Q/K△ tm
Ap—— 估算的传热面积,m2；
K—— 假设的传热系数,w/(m2.k)(表 3-1）；
△ tm—— 平均传热温差,k。
（二）选择管径和管内流速
目前国内常用的换热管规格和尺寸偏差
见表 3-2。
管径选择原则,
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
减少壳体直径。
但管径小，流动阻力大，机 械清洗困难，设
计时可根据具体情况用适宜 的管径。
（三）选择管长、确定管程数和总管数
换热器的单程管子数,
（ 3-9）
式中 ns—— 单程管子数目；
v—— 管程流体的体积流量,m3/s；
di—— 传热管内径,m；
u—— 管内流体流速,m/s。
可求得按单程换热器计算所得的管子长度,
L=Ap/nsπ d0 (3-10)
式中 L—— 按单程管子计算的管子的长度,m
d0—— 管子外径,m。
ud
V
n
i
s
2
4
π
?
如果按单程计算的管子太长，则应采用管
程，此时应按实际情况选择每程管子的长度。
确定了每程管子长度之后，可求得管程数
(3-11)
式中 L—— 按单程换热器计算的管子长度 m；
l—— 选取的每程管子长度,m；
Np—— 管程数（必须取整数）。
换热器的总传热管数为
NT=Npns (3-12)
式中 NT—— 换热器的总管数。
l
L
N P ?
（四）平均传热温差校正及壳程数
若选用多管程换热器，可提高管内表面
热系数，但同时也增加了换热器的阻力，并
损失部分传热温差。这种情况下的平均传热
温差由式（ 3-7）计算。其中,
（ 3-13a)
(3-13b)
式中 T1, T2 —— 热流体进出口温度,0C；
t1,t2 —— 冷流体进出口温度,0C。
P63一般要求（自学）
12
21
tt
TTR
?
???
冷流体的温升
热流体的温降
11
12
tT
ttP
?
???
两流体最初温差
冷流体的温升
（五）管子排列
传热管在管板上的排列有三种基本形式,
正 三角形, 正四边形 和 同心圆 排列。如图,
P66示例
（六）管心距
管板上两传热管中心距离称为管心距。
一般情况下，隔板中心到离其最近一
排管中心的距离用下式计算
（ 3-16）
于是可求各程相邻管子的管心距为 2s。
（七）管束的分程方法
管束的分程方法常采用平行和 T形方式,
其前后管箱中隔板形式和介质的
流通顺序如下图 见图
6
2
?? tS
（八）壳体内径
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。对于单管程换热器
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。
对于正三角形排列 b值可按下式计算
b=1.1√N t
对于正方形排列
b=1.19√N t
多管程壳体的内径还和管程数有关，近似为
D=1.05t√N t/η
（九）折流板和支撑板
折流板有 横向折流板 和 纵向折流板 两类。
横向折流板同时兼有支撑传热管，防止产
生震动的作用。
常用的形式有 弓形折流板 和 圆盘 -圆环形
折流板 。
弓形折流板结构简单，性能优良，在实际
中最常用。
折流板间距，在阻力允许的条件下尽可能
小。
卧式换热器弓形折流板的圆缺面可以水平
或垂直装配，如图 3-15和图 3-16。水平装配，
可造成流体的强烈扰动，传热效果好。
（十）其他主要附件
1、旁路挡板
如果壳体和管束之间的环隙过大，流体
会通过、环隙短路，这时应设旁路挡板。
2、防冲挡板
为防止壳程进口处流体直接冲击换热管,
产生冲蚀，在壳程物料进口处设置防冲挡板。
（十一）接管
管程流体进出口接管不宜采用周向
管。如必须采用轴向接管时，应考虑设置
管程防 冲挡板，以防止流体分布不均或对
管端的侵蚀。
换热器的核算主要包括换热器的 热流量,
传热管臂温 和 流体阻力
（一）热流量核算
核算目的 检验所设计的换热器能否达到
所规定的热流量，并留有一定传热面积余度。
列管式换热器传热面积以外传热管外表面
为准，规定如下
（ 3-21）
三、换热器核算
0
0
000 1
1
a
R
d
dR
d
dR
da
d
K
m
w
i
i
ii
????
?
式中 K —— 传热系数,W/m2K；
a0 —— 壳程表面传热系 W/m2K；
R0—— 壳程污垢热阻,m2K/W；
Rw—— 管壁热阻,m2K/W；
Ri —— 管程污垢热阻,m2K/W；
D0—— 传热管外径,m；
Di—— 传热管内径,m；
Dm—— 传热管平均直径,m；
Ai—— 管程表面传热系数,W/m2K。
1.壳程表面传系数
（ 1）壳程流体无相变传热
科恩法壳程表面传热系数的计算
（ 3-22）
式中 λ —— 壳程流体的热导率,w/(m.K）
De—— 当量直径,m
Re0—— 管外流动雷诺数
Pr—— 普朗特数
μ —— 流体在定性温度下的粘度,Pa.s
μ w_—— 流体在壁温下的粘度,Pa.s
14.036.0 3
1
55.0
00 ?
?
?
?
??
?
?
?
w
re
e
PR
d
a
μ
μλ
（ 2）壳程为饱和蒸汽冷凝
2.管程表面传热系数
3.污垢热阻和管壁热阻
4.换热器面积裕度
（二）传热管和壳体壁温核算
（三）换热器内流体阻力计算
1.管程阻力
2.壳程阻力
计算示例自学
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第一节 概述
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第二节 无相变换热器工艺设计
一、列管式换热器的应用
二、列管式换热器设计简介
第一节 概述
换热器是化学,石油化学及石油炼制工业以及
其他一些行业中广泛使用的热量交换设备,它不仅
可以单独作为加热器,冷却器等使用，而且是一些
化工单元操作的重要附属设备，因此在化工生产中
占有重要的地位。
定义：使热量从热流体传递到冷流体（或反之）的
设备称为换热器
1.主要作用
（ 1）使热量从温度较高的流体传递给温度较低的
流体（或反之），使流体温度达到工艺流程规定的
指标
（ 2）回收余热、废热，提高热能总利用率
一、列管式换热器的应用
换热器分类及特点
由于工艺生产中所用换热器的目的和要求各不
相同，换热设备的类型也多种多样。工业上所用的
换热设备以间壁式换热器居多。
按作用原理或传热方式分
直接接触式 —— 传热效率高、传热面积大、结构简单、价
格便宜，仅适用于工艺允许两种流体混合的场合
蓄热式换热器 —— 结构紧凑、价格便宜、传热面大、适
合于气 — 气交换，适合于允许有少量流体混合的场合
间壁式换热器的类型也是多种多样，从其结构上大
致可分为,
管式换热器 主要包括,
蛇管, 套管,列管式换热器 ;
板式换热器 主要包括,
板式, 螺旋板式, 板壳式 换热器
其它形式的换热器（ 见过程装备设计 1图）
各种换热器的优缺点,
不同的换热器各有自己的优缺点和适用条
件，一般来说板式换热器传热面积较大，设备
紧凑，材耗低，传热系数大，热损失小。但承
压能力较低，工作介质的处理量较小且制造加
工较复杂，成本较高。
管式换热器,
具有结构简单，加工制造比较容易，结构坚
固，性能可靠，适用面广等突出优点,因此被
广泛用于化工生产中,
列管式换热器,
在化工生产中应用最为广泛，设计资料和数
据较为完整，技术上比较成熟。
列管式换热器的设计、制造、检验与验收
必须遵循中华人民共和国国家标准, 钢制 管壳
式 (即列管式 )换热器, (GB151)执行,
换热器的公称直径做如下规定,
卷制圆筒，以圆筒内径作为公称直径,mm；
钢管制圆筒，以钢管外径作为公称直径,mm,
换热器的传热面积,
是以传热管外径为基准，计算所得到的管束外
表面积的总和,m2。
公称传热面积，指经圆整后的计算传热面积。
二、列管式换热器设计简介
换热器的公称长度：以传热管长度（ m）作
为换热器的公称长度。为直管时，取直管 长度；
传热管为 U型管时，取 U型管的直管段长度。
该标准还将列管式换热器的主要组成部
件分为,前端, 管箱, 壳体和后端 结构（包括管
束 )三部分，详细分类及代号
列管式换热器型号的表示方法如下,
见图
x x x DN － Pt /Ps － A － LN /d － Nt /Ns Ⅰ (或 Ⅱ )
Ⅰ 级换热器 (或 Ⅱ 级换热器 )
管 /壳程数，单壳程时只写 Nt
LN －公称长度,m； d－换热管外径,mm
公称换热面积 m2
管 /壳程设计压力（ MPa），压力相等时只写 Pt
公称直径 (mm)，对于釜式重沸器用分数表示,
分子为管箱内直径，分母为圆筒内直径
第一字母代表前端管箱型式
第二字母代表壳体型式
第三字母代表后端结
见图
列管式换热器的工艺设计包括下列内容,
(1)根据生产任务和要求确定设计方案；
(2)初步确定换热器结构和尺寸；
(3)核算换热器的传热能力及流体阻力；
(4)确定换热器的工艺结构。
一、设计方案选择
二、工艺结构设计
三、换热器核算
第二节 无相变换热器工艺设计
设计方案的原则是,达到工艺要求的热
流量，操作上要安全可靠，结构上要简单,
可维护性要好，尽可能节省操作费用 和设备
投资。
一、设计方案选择
设计方案主要包括如下几个问题,
(一 ) 选择换热器的类型
（二） 流程安排的一般原则
（三） 加热剂或冷却剂的选择
（四 )流体进出口温度的确定
(一 ) 选择换热器的类型
1, 固定管板式
固定管板式换热器适用于壳体流程清洁,
不易结垢，或者管外侧污垢能用化学方法除
掉的场合
同时要求壳体壁温与管子壁温之差不能太
大，一般情况下，该温差不得大于 50℃ 。
当超过此应加温度补偿装置。通常是在壳
体上加一膨胀节。
这种装置只能用在管壁与壳体臂温之差
低于 60— 70℃ 及壳程压力不高的场合。
2,浮头式换热器 如下图
主要特点,
管束可以从壳体中抽出，便于清洗管间和管内
管束可在壳体内自由伸缩，不会产生热应力
缺点,
结构复杂，造价高，制造安装要求高。
适用于壳程流体易结垢，或壳体壁温
与管壁温之差较大的场合，但要求管程流
体较清洁，不易结垢。
3,U型管式换热器 如下图
4 填料函式换热器 如图
优点：具有浮头换热器的优点，克服
了固定管板式换热器的缺点，结构比浮式
简单，制造方便，易于检修清洗。常采用
于一些腐蚀严重，经常更换管束的场合。
缺点：密封性能差，故壳程中不宜处
理易燃，易爆或有毒的流体。同时要求壳
程流体的压力不宜过高
（ 二）流程安排的一般原则,
1.易结垢流体应走易于清洗的一侧。
2.在设计上需要提高流体的速度时，以
提高其表面传热系数，应将需要提高流速的
流体放在管程。
3.具有腐蚀性的流体应走管程。
4.耐高压的流体应走管程。
5.具有饱和蒸汽冷凝的换热器，饱和 蒸
汽应走壳程
6.黏度大的流体走壳程
（三）加热剂或冷却剂的选择
一般情况下，是否选用加热剂或冷却
剂的流体是根据实际情况确定。但有些则需要
设计者自行选择。
（四）流体进出口温度的确定
工艺流体的进出口温度是工艺条件所定的。
加热剂或冷却剂的进口温度也是由此确定
但其出口温度有时可有设计者选定
该温度直接影响加热剂或冷却剂的用量以
及换热器的大小，因而这个温度的确定有一个
经济上的优化问题。
（一）估算传热面积
1、传热器的传热量
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，冷热流体间所交换的
热量，或是通过冷热流体的间壁所传递的热量。
在忽略热损失的条件下，对于无相变的工艺
物流，换热器的热流量由下式确定
Q1= m1cp1△ t1 (3-1)
二、工艺结构设计
式中 Q1 —— 热流量,W；
m1 —— 工艺流体的质量流量,kg/s；
cP1—— 工艺流体的定压比热容 kj/(kg.k)
△ t1 —— 工艺流体的温度变化,k,
对于有相变化的单组分饱和蒸汽冷凝过程
则依冷凝量和冷凝蒸汽的冷凝热确定
Q1=D1r1 (3-2)
式中 D1 —— 蒸汽冷凝质量流量,kg/s；
r1 —— 饱和蒸汽的冷凝热,kJ/kg,
2.加热剂或冷却剂用量
加热剂或冷却剂用量取决于工艺流体所
需的热量及加热剂和冷却剂的出口温度，此
外还和设备的热损失有关。对于工艺流体被
加热的情况，加热剂所放出的热量等于工艺
流体所吸收的热量与损失的热量之和，即
Q2=Q1+Q3 (3-3)
式中 Q1—— 工艺流体所吸收的热量,w；
Q2—— 加热剂所放出的热量,w；
Q3—— 损失的热流量,w。
若以水蒸气作为加热介质，则水蒸气的
用量可用下式确定
w=Q2/rw
式中 w—— 水蒸气的流量, kg/s；
rw —— 水蒸气冷凝热 kj/kg 。
若以无相变流体作为加热剂，则用量如下
m2=Q2/cp2△ t2 （ 3-4）
式中 m2—— 加热剂质量流量,kg/s；
cp2—— 加热剂定压比热容,kj/(kg.k)；
△ t2 —— 加热剂的出口温度变化,k。
对于工艺流体被冷却的情况，工艺流体
所放出的热量等于冷却剂所吸收的热量与损
失之和
在实际设计中，常忽略热损失，计算冷却水用
量公式
m3= Q1/cp3△ t3 （ 3-5）
式中 m3—— 冷却剂质量流量,kg/s
cp3—— 冷却剂比顶压热容,kj/(kg.k)
△ t3—— 冷却剂进出口温度的变化,k。
关于换热设备热损失的计算可参考有关
文献进行计算，一般近似取换热器热流量的
3%-5% 。
3、平均传热温差
平均传热温差是换热器的传热推动力。
对于列管式换热器，常见的流型有三种,
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,
△ tm= (△ t1- △ t2)/ln (△ t1/ △ t2)
式中 △ tm逆流或并流的平均船热温差,k；
△ t1,△ t2可按图 3-6所示进行计算。
折流情况下的平均传热温差可先按逆流
情况计算，然后加以校正，即
△ tm=ε △ t △ tm逆
式中△ tm—— 折流情况下的平均传热温差,k。
ε △ t—— 温差校正系数。
4、估算传热面积
Ap=Q/K△ tm
Ap—— 估算的传热面积,m2；
K—— 假设的传热系数,w/(m2.k)(表 3-1）；
△ tm—— 平均传热温差,k。
（二）选择管径和管内流速
目前国内常用的换热管规格和尺寸偏差
见表 3-2。
管径选择原则,
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
减少壳体直径。
但管径小，流动阻力大，机 械清洗困难，设
计时可根据具体情况用适宜 的管径。
（三）选择管长、确定管程数和总管数
换热器的单程管子数,
（ 3-9）
式中 ns—— 单程管子数目；
v—— 管程流体的体积流量,m3/s；
di—— 传热管内径,m；
u—— 管内流体流速,m/s。
可求得按单程换热器计算所得的管子长度,
L=Ap/nsπ d0 (3-10)
式中 L—— 按单程管子计算的管子的长度,m
d0—— 管子外径,m。
ud
V
n
i
s
2
4
π
?
如果按单程计算的管子太长，则应采用管
程，此时应按实际情况选择每程管子的长度。
确定了每程管子长度之后，可求得管程数
(3-11)
式中 L—— 按单程换热器计算的管子长度 m；
l—— 选取的每程管子长度,m；
Np—— 管程数（必须取整数）。
换热器的总传热管数为
NT=Npns (3-12)
式中 NT—— 换热器的总管数。
l
L
N P ?
（四）平均传热温差校正及壳程数
若选用多管程换热器，可提高管内表面
热系数，但同时也增加了换热器的阻力，并
损失部分传热温差。这种情况下的平均传热
温差由式（ 3-7）计算。其中,
（ 3-13a)
(3-13b)
式中 T1, T2 —— 热流体进出口温度,0C；
t1,t2 —— 冷流体进出口温度,0C。
P63一般要求（自学）
12
21
tt
TTR
?
???
冷流体的温升
热流体的温降
11
12
tT
ttP
?
???
两流体最初温差
冷流体的温升
（五）管子排列
传热管在管板上的排列有三种基本形式,
正 三角形, 正四边形 和 同心圆 排列。如图,
P66示例
（六）管心距
管板上两传热管中心距离称为管心距。
一般情况下，隔板中心到离其最近一
排管中心的距离用下式计算
（ 3-16）
于是可求各程相邻管子的管心距为 2s。
（七）管束的分程方法
管束的分程方法常采用平行和 T形方式,
其前后管箱中隔板形式和介质的
流通顺序如下图 见图
6
2
?? tS
（八）壳体内径
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。对于单管程换热器
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。
对于正三角形排列 b值可按下式计算
b=1.1√N t
对于正方形排列
b=1.19√N t
多管程壳体的内径还和管程数有关，近似为
D=1.05t√N t/η
（九）折流板和支撑板
折流板有 横向折流板 和 纵向折流板 两类。
横向折流板同时兼有支撑传热管，防止产
生震动的作用。
常用的形式有 弓形折流板 和 圆盘 -圆环形
折流板 。
弓形折流板结构简单，性能优良，在实际
中最常用。
折流板间距，在阻力允许的条件下尽可能
小。
卧式换热器弓形折流板的圆缺面可以水平
或垂直装配，如图 3-15和图 3-16。水平装配，
可造成流体的强烈扰动，传热效果好。
（十）其他主要附件
1、旁路挡板
如果壳体和管束之间的环隙过大，流体
会通过、环隙短路，这时应设旁路挡板。
2、防冲挡板
为防止壳程进口处流体直接冲击换热管,
产生冲蚀，在壳程物料进口处设置防冲挡板。
（十一）接管
管程流体进出口接管不宜采用周向
管。如必须采用轴向接管时，应考虑设置
管程防 冲挡板，以防止流体分布不均或对
管端的侵蚀。
换热器的核算主要包括换热器的 热流量,
传热管臂温 和 流体阻力
（一）热流量核算
核算目的 检验所设计的换热器能否达到
所规定的热流量，并留有一定传热面积余度。
列管式换热器传热面积以外传热管外表面
为准，规定如下
（ 3-21）
三、换热器核算
0
0
000 1
1
a
R
d
dR
d
dR
da
d
K
m
w
i
i
ii
????
?
式中 K —— 传热系数,W/m2K；
a0 —— 壳程表面传热系 W/m2K；
R0—— 壳程污垢热阻,m2K/W；
Rw—— 管壁热阻,m2K/W；
Ri —— 管程污垢热阻,m2K/W；
D0—— 传热管外径,m；
Di—— 传热管内径,m；
Dm—— 传热管平均直径,m；
Ai—— 管程表面传热系数,W/m2K。
1.壳程表面传系数
（ 1）壳程流体无相变传热
科恩法壳程表面传热系数的计算
（ 3-22）
式中 λ —— 壳程流体的热导率,w/(m.K）
De—— 当量直径,m
Re0—— 管外流动雷诺数
Pr—— 普朗特数
μ —— 流体在定性温度下的粘度,Pa.s
μ w_—— 流体在壁温下的粘度,Pa.s
14.036.0 3
1
55.0
00 ?
?
?
?
??
?
?
?
w
re
e
PR
d
a
μ
μλ
（ 2）壳程为饱和蒸汽冷凝
2.管程表面传热系数
3.污垢热阻和管壁热阻
4.换热器面积裕度
（二）传热管和壳体壁温核算
（三）换热器内流体阻力计算
1.管程阻力
2.壳程阻力
计算示例自学
