8000 150 45 96
正方形斜转45 正三角形、正方形、正方形斜转45度 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·℃）
换热器形式
壳体直径 D
mm
列管数n
根
列管外径d0
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! 49.71
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
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 0.3
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
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
管程对流传热系数输出值
W/(m2·℃)
②壳程对流传热系数
Pr—壳程
流体流过管间最大截面积A ㎡
根据管间最大截面积计算的流
速u0
m/s
当量直径de
m
ReS
φμ=(μ/μw)^0.14
壳程对流传热系数as
W/(m2·℃)
③总传热系数 总传热系数k校
W/(m2·℃)
此换热器安全系数 % 合理性判断
cs_tj3
9.753848837 0.00984375 A=hD(1-d0/t)
0.178223336 u0=Vs/A
0.027151892 de=4(t2-π/4d02)/πd0 6195.614142
0.95 对气体取1.0，加热液体取1.05，冷却液体取 563.8014636
324.2192582
248.9758824
壳体内径D
mm
壳体内径圆整
mm
25倍的换热管外径；
折流板圆缺高度占壳 体内径的百分数
%
4，对DN19管子取为1.5
折流板间距h
mm
，正方形斜转45度为0.4，正方形为 折流板数目NB
4，被冷却取0.3
表得到 表得到
Δp2)FtNp p
流
诺数和相对粗糙度关系图 u2/2 Δp2)FgNp
+Δp2')FsNs 排列no=1.1*（n）^0.5；按正方形 n）^0.5 /折流板间距-1)
849.5112828 850.119125
1954.574969 0
5.409990291
管程雷诺数Re0 管程对流传热系数 （湍流） W/(m2·℃)
低黏度湍流
W/(m2·℃)
高黏度湍流
W/(m2·℃)
管程对流传热系数 （滞流） 管程对流传热系数 （过渡 流）
W/(m2·℃) W/(m2·℃)
)/πd0 加热液体取1.05，冷却液体取0.95
.5~12.5，初选的换热器合适。否则
℃ ℃
℃ J/(kg·K) Pa·s W/(m·K) kg/m3
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
管程压强降
Pa
30000 壳程压强降 流量W2
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。
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
0
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
m2
壳程流速uo
m/s
Reo
壳程流体摩擦系数fo
流体横过管束的压力降
Pa
流体流过折流板缺口的压强降 Pa
壳程总压力降
Pa
合理性判断
cs_tj2
（2)核算总传热系数
①管程对流传热系数
Pr-管程
ΣΔPo=(Δp1’+Δp2')FsNs
值为固定值 2012 换热器型式与基本参数
种规格
方法二：根据流速经
验值计算换热器内参
数
管道内流体流速
m/s
列管外径
mm
列管内径
mm
计算单程管传热管数 根
104.7611114
0.75 25 20
20
列管长度
mm
选择列管长度
mm
管程数
传热管根数
管子排列方法
形、正方形斜转45度
列管间距
mm
管热器合适 需另设K值
1
备注 的流向，并流为0，逆流为1 0；热流体有相变，1 ，正三角形为0，正方形斜转45度为
壳程流体参数(S)
℃ ℃ ℃ J/(kg·K) Pa·s W/(m·K) kg/m3 Pa kg/h
植物油 140 40 90
2261 0.000742
2.5 22.5
92.90592116 K=Q/(S*ΔTm)
（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
m2 m/s
mm
Pa Pa Pa cs_tj1
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
列管内径di 列管长度L 折流板间距 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
mm
mm mm W/(m·K) m2
20
积Ao计算的流速
o=5.0Reo^(-0.228)
14374.66241 8000 2 40
正方形斜转45 32
0.85 230.4940984
300
25
75
105.6666667
于10000 1＜2*常温下水的黏度）， i）Re0.8Prn 0.027（λ/di）Re0.8Pr1/3φμ 于2300 0~10000
0.17 S=(t2-t1)/(T1-t1)，冷流体温升/两流体的最 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
0.85 合理，此时应增加管程数或壳程数，或者用几 热器串联，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
管壳式换热器的设计和选用
序号
名称 流体流向 有无相变
单位
输入参数
管程流体参数(P)
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 1，正方形为2
壳程流体参数(S)
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
0.172 950
30000 6000
1+T2）/2 下的物理性质。
备注 Q=W2/3600*Cp2*(T1-T2)； 1))*3600 T2-t1))/LN((T1-t2)/(T2-t1))
t1)，冷流体温升/两流体的最初温 t1)，热流体温降/冷流体温升；
值小于0.8时，换热器的经济效益不 加管程数或壳程数，或者用几台换 时可调节温度条件。
8
管子按正三角形排列no=1.1*（n）^0.5；按正 排列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
0.766053436 当Re＞500时，fo=5.0Reo^(-0.228)