毕业设计-浮头式对二甲苯冷却器的设计.doc

本科生毕业设计（论文）毕 业 设 计（论文）学生姓名： xxx 学 号： 所在学院： 专 业： 设计(论文)题目: 浮头式对二甲苯冷却器的设计 指导教师： 2012 年 6 月 浮头式对二甲苯冷却器的设计摘 要各种类型的换热器作为工艺过程重要的设备，广泛应用于石油化工、医药、冶金、制冷等部门。换热器应按照工艺参数及条件进行设计，满足特定工况和苛刻操作条件的要求。管壳式换热器具有结构坚固、操作弹性大、可靠程度高、使用范围广等优点，所以在工程中仍得到普遍使用。采用HTFS软件进行换热器工艺设计已很普遍，但为了使设计出来的换热器能更好地满足各种工况，仍然有许多方面需在设计时加以充分考虑。本文是对浮头式对二甲苯冷却器的设计，其主要研究内容和结论如下：设计一台浮头式对二甲苯冷却器，首先进行冷却器的工艺设计，确定选用的管壳式换热器的类型、换热器的管型、流体的走向和流向、确定相关的冷却介质，最后给出相关的理由。对二甲苯的性质对于工艺设计有一定的影响，而工艺设计的结果又可能直接影响到后期的热力计算和制图，所以如何正确的做出选择，需要查询一定量的国标和文献。然后对于对二甲苯的物性参数的查询，通过实用热物理性质手册查询对应状态下的对二甲苯的物性参数。处理完基本数据，接着对冷却器进行结构的设计，初定换热系数，选择合适的管子尺寸，算的换热面积，冷却器管程和壳程的相关结构尺寸，包括这流管尺寸、管子长度、接管直径等。壳程的尺寸通过管子的排布而确定，管子的布置尽量要均匀合理，以免导致受热不均引起的应力。接着进行冷却器的热力计算。根据壳程和管程的传热系数，结合相关热阻和相关影响因素，算出系统总传热系数。然后根据水和对二甲苯的污垢热阻算出管程和壳程阻力。本论文所做的工作是对浮头式对二甲苯冷却器设计的准备工作和设计计算的一整套过程，分析并研究冷却器设计过程中相关注意点，并怎样通过改变相关变量来提高冷却器的性能，为日后冷却器的相关设计研究提供了一定的理论基础。关键词：浮头式 对二甲苯 管壳式换热器 冷却器 The Design of floating head p-xylene coolerAbstractAs process equipment, all types of heat exchangers are widely used in petrochemical, pharmaceutical, metallurgy, refrigeration and other departments. The heat exchanger should be designed in accordance with the process parameters and conditions to meet the requirements of the specific conditions and harsh operating conditions. Shell and tube heat exchanger has a solid structure, flexible operation, high degree of reliability, the use of a wide range, so is still widely used in engineering. HTFS software process design of heat exchangers has become commonplace, but in order to make the design of heat exchangers can better meet the needs of a variety of conditions, there are still many aspects need to be fully considered in the design.This article is the design of the floating head p-xylene cooler, and its main contents and conclusions are as follows:Design a floating head p-xylene cooler ,determine the selection of shell and tube heat exchanger type of heat exchanger tube, the fluid toward and direction to determine the cooling medium. Finally, giving related reasons. Have a certain impact on the p-xylene nature of the process design, process design results may have a direct impact on the thermodynamic calculation and mapping of late, so how to make a choice, you need a certain amount of GB and literature, will be a difficulty. For inquiries on the physical parameters of the p-xylene, the corresponding physical parameters of p-xylene in the state ok Practical Thermal Physical Properties Of Manual Queries. Deal with the basic data, then the cooler design of the structure, an initial heat transfer coefficient, and select the appropriate pipe size, count the heat transfer area, cooler tube side and shell side of the structure size, including the flow tube size, pipe length, diameter, to take over. The size of the shell determined by the arrangement of the tubes, the layout of the pipe as far as possible should be uniform and reasonable so as not to cause the stress caused by the uneven heating. Followed by a cooler thermal calculation. According to the shell and tube heat transfer coefficient, and the related thermal resistance and related factors to calculate the overall heat transfer coefficient. Then calculated according to the fouling resistance of the tube side and shell side.The work done in this paper is on the preparatory work of a floating head the p-xylene cooler design and design calculations of a set of processes, attention to points in the process of analysis and the cooler design, and how by changing the relevant variables to improve the cooler performance provides a theoretical basis.Key words: Floating Head, P-xylene, Shell And Tube Heat, Cooler目 录摘 要.ABSTRACT.第一章 绪 论.1 1.1 课题背景.1 1.2 国内外发展及研究动态.1 1.2.1 理论研究.1 1.2.2 实验研究.5 1.2.3设计方法研究.7 1.3 课题研究的意义.7第二章 热力计算.8 2.1 流体走向选择.8 2.2 已知数据.8 2.3 流体的物性参数.9 2.4 传热量与平均温差.10 2.5 估算传热面积与传热面结构.10 2.6 管程计算.13 2.7 壳程结构及壳程计算.13 2.8 需用传热面积.16 2.9 阻力计算.17第三章 结论与展望.19 3.1 结论.19 3.2 展望.19参考文献.21符号表.22致谢.23第一章 绪论1.1课题背景换热器是一种实现物料之间热量传递的节能设备，在石油、化工、冶金、电力、轻工、食品等行业应用普遍、在炼油、化工装置中换热器占总设备数量的40%左右，占总投资的30%45%。近年来随着节能技术的发展，换热器的应用领域不断扩大，带来了显著的经济效益。目前，在换热设备中，管壳式换热器使用量最大。因此对其进行研究就具有很大的意义1。管壳式换热器由一个壳体和包含许多管子的管束所构成，冷、热流体之间通过管壁进行换热的换热器。它适应于冷却、冷凝、加热、蒸发和废热回收等各个方面。通常管壳式换热器的工作压力可达4兆帕，工作温度200以下，在个别情况下还可以达到更高的压力和温度。一般壳体直径在1800mm以下，管子长度在9m以下，在个别情况下也有更大或更长的2。1.2国内外发展及研究动态1.2.1理论研究浮头式冷却器主要由管箱、管板、管子、壳体和折流板等构成。通常壳体为圆筒形；管子为直管或U形管3。为提高换热器的传统热效能，也可采用螺纹管、翅片管等。管子的布置有等边三角形、正方形、正方形斜转45和同心圆等多种形式，前三种形状是最为常见的。按三角形不只是，在相同直径的壳体内可排列较多的管子，以增加传热面积，但管间难以用机械方法清洗，流体阻力也较大、管板和管子的总体称为管束。管子端部与管板的连接有焊接和胀接两种。在管束中横向设置一些折流板，引导壳程流体多次改变流动方向，有效地冲刷管子，以提高传热效能，同时对管子起支撑作用2。浮头式冷却器根据其管束支承结构不同可分为四种形式：板式支承，如折流板换热器；杆式支承，如折流杆换热器；空心环支承，如空心环换热器；管子自支承，如刺孔膜式换热器。传统的管壳式换热器采用弓形折流板支承，由于壳程流体在转折和进出口两端涡流的滞留区易产生传热死区，传热面积无法得到充分利用，并且当流体横向流过管束时，流体在管子后方形成的卡门漩涡产生周期性交变应力，使管子发生流体诱导振动。为使折流板的性能得到改进，人们又提出了多弓形折流板，整圆形折流板，异形孔折流板、网状板，偏心孔折流板。这些新型折流板支承结构的出现主要是为了使流体由横向流动变为纵向流动，从而尽可能消除死区，使得传热综合性能得到提高，也使得管束的抗振性能得到增强。1管壳式换热器的失效与材料、结构、换热介质及工况等多种因素有关，有时是几种因素共同作用的结果。因此在换热器的选材、设计、制造、装配和使用过程中要综合考虑各种影响因素，以防患于未然4。一种新型高效螺旋折流板换热器有望成为管壳式换热器升级换代的主导产品， 大型石油、化工企业将能以简捷利低成本的方式实现节能。记者上周从杭州华东化工装备实有限公司了解到，其研制的新型高效螺旋折流板换热器全封闭流道连续型无中心管螺旋折流板换热器在杭州龙山化工有限公司应用后，换热器传热效率较原先提高798。换热器是石油化工、冶金、电力等行业的主要设备，其设计制造水平的高低直接关乎换热效果，影响能耗。目前管壳式换热器约占我国全部换热器量的7080，石化企业换热器更是占全部设备的40以上。国内外绝人多数在役的管壳式换热器还在采用垂直弓型折流板结构，存在流动死区大、壳程流动阻力大、易积垢等不足，换热器整体传热效率低，使用周期短，还容易诱发管束的振动噪音5 。管壳式换热器按结构特点分为固定管板式换热器、浮头式换热器、U型管式换热器、双重管式换热器、填料函式换热器和双管板换热器的6。前3种应用比较普通。浮头式换热器的结构：两端管板中只有一端与壳体固定，另一端可相对壳体自由移动，称为浮头。浮头由浮动管板、勾圈和浮头端盖组成，是可拆连接，管束可从壳体内抽出。管束与壳体的热变形互不约束，因而不会产生热应力。它的特点是壳体和管束的热膨胀是自由的，管束可以抽出，便于清洗管间和管内。其缺点是结构复杂，造价高（比固定管板高20%），在运行中浮头处发生泄漏，不易检查处理。浮头式换热器适用于壳体和管束温差较大或壳程介质易结垢的场合2。在设计浮头式冷却器时，在满足工艺过程要求的前提下，浮头式冷却器换热器应达到安全与经济的目标。浮头式冷却器设计的主要任务是参数选择和结构设计、传热计算及压降计算等7。设计主要包括壳体形式、管程数、换热管类型、管长、管子排列、管子支承结构、冷热流体的流动通道等工艺设计和封头、壳体、管板等零部件的结构、强度设计计算8。浮头式冷却器的工艺设计计算，依据设计任务的不同可分为设计计算和校核计算两种，包括计算换热面积和选型两个方面9。一般已知冷、热流体的处理量和它们的物性。进出口温度、压力由工艺要求确定。设计中需选择或确定的数据有三大类，即物性数据、结构数据和工艺数据。设计计算是由已知数据计算换热面积，进而决定换热器的结构，可选定标准形式的浮头式冷却器；校核计算是对已有换热器，核定一些运行参数，校核它是否满足预定的换热要求。9文献2提供了冷却器设计的基本步骤如图1-1所示。图1-1冷却器的基本设计流程冷却器设计存在的常见问题如下：（1）管程试验压力高于课程试验压力时管头的试压（2）水压试验压力的正确取值（3）避免换热管与管板异种钢焊接（4）高压换热器用换热管标准的正确选用（5）换热器受压失稳当量长度和最大无支撑跨距的取值问题（6）隔板槽面积取值的误区（7）U形管换热器中U形管弯管处的支撑不容忽略（8）低温换热器管板与壳体的连接结构10-12。管壳式换热器中，对管程为双程或多程或壳程为二程时，必须没置隔板，这时管板上在设置隔板槽部位不能布管，因此在管板计算中必须计算隔板槽面积13。在管壳式换热器设计工作中，管板上管孔数量是一个非常重要的设计数据，它是决定一台换热器的换热面积、管板的计算厚度、壳程壳体计算厚度等许多结果的一个重要参数，必须绝对准确14。换热器的传热面积与管、壳程流速联系密切，流速增大，流体湍流程度增大，壳程侧对流传热系数增大，壳程侧对流传热系数亦增大15。流速增大，还可减少污垢在管子表面沉积的可能，管壁内、外侧表面上的污垢热阻减小；但同时流体阻力增大，换热面积减小，设备投资减少；但同时流体阻力增大，压力降增大，动力消耗增大，操作费用增大。由此可见，流速和压降密切相关16。在冷却器的设计中，还有一些常规问题需要考虑。比如在物流的安排上，一般应遵循以下原则：1不清洁的流体走管内，因为在管内空间得到较高的流速并不困难，而流速高，悬浮物不易沉积，且管内空间也便于清洗；2体积小的流体走管内，因为管内空间的流动截面往往比管外空间的截面小，流体易于获得必要的理想流速，而且也便于做成多程流动；3压力大的流体走管内，因为管子承压能力强，而且还简化了壳体密封的要求；4腐蚀性强的流体走管内，因为只有管子及管箱才需用耐腐蚀材料，而壳体可用普通材料制造，所以造价可以降低。此外，在管内空间装设保护用的衬里或覆盖层也比较方便，并容易检查；5与外界温差大的流体走管内，因为可以减少热量的逸散；6饱和蒸汽走壳程，因为蒸汽对流速和清理无甚要求，并易于排除冷凝液；7粘度大的流体走壳程，壳程的流动截面和方向都在不断变化，在低雷诺数下，管外给热系数比管内的大 17。GB150-1998规定：当钢材的厚度负偏差不大于0.25mm，且不超过名义厚度的6%时，钢材厚度负偏差可忽略不计。负偏差的问题，在设计上错误出现频率较高，可使壳体壁厚小一档，还可能引起开孔补强不足，应务必引起注意。新版GB713-2008规定的负偏差是0.30mm，钢材厚度负偏差就不能忽略不计了18。钢管负偏差问题，主要涉及到两项内容：管束的级别问题（采用普通级的碳素钢、第合金钢冷拔钢管做换热管为级，其余均为级），会影响到管板和折流板管孔的公差精度，还应注意不同材质的换热管所对应的管孔的公差精度，还应注意不同材质的换热管所对应的管孔公差是不同的；影响到开孔补强效果，钢管的负偏差均按壁厚的一定比例给出19。在壳体的设计时，按GB151-1990表8、表9，一般在较低的设计压力下，在耐压能力方面，壳体是偏厚的。这主要是为了保证壳体刚度，浮头式和U形管式还要考虑一定的磨损量，所以，比固定管板式还厚。如果厚度附加量C2大于1，最小厚度还应相应增加。在设计管板时应注意两点：管板的布管数要足够；延长部分兼做作法兰的管板，其许用应力的选取，一定要注意GB150-1998第4章表4-1注4、表4-5注2，即不得选用该行数据，否则，设计将出现重大错误。在管板计算时，换热管受压失稳的当量长度lcr，应按GB151-1999图32所示5种情况，比较得出最大值。有些设计计算书中，输入的并不是lcr的最大值。选用设备法兰时，应详细了解JB/T4700-2000规定内容，特别应注意法兰类型、材料、温度、垫片的关系。现实中，有甲型法兰配缠绕垫和选用不锈钢材料不经过计算的错误。对长颈法兰，当工作压力大于或等于0.8倍改标准中规定的最大允许工作压力时，法兰与圆筒的对接焊缝必须进行100%的射线或超声检测，按JB/T4730.24730.3-2005检测。射线检测级合格，超声检测级合格。当法兰所在容器图样的容器的检测未能满足要求时，则该要求应在图样中标明。也就是说，当满足上述使用条件时，环缝采用100%的射线或超声检测时，可以不必强调这项要求，但如果除此环缝外，其他环缝与此有差别，该条一定特殊提出来20。1.2.2实验研究目前对管壳式换热器的研究主要有：传热强化，能量回收利用，以及为高效化，大型化的进展所作的研究21 。20世纪70年代的世界能源危机，有利地促进了传热强化技术的发展。世界上主要工业国都在20世纪70年代开始了强化技术的开发研究工作。大部分的研究和成功地应用都属于无源技术，即从改变传热面形状人手。改变传热面形状的方法有多种，应用较多、效果较显著的有：螺旋槽纹管、横槽纹管、缩纹管、管内加插入物、单面纵槽管、多孔表面管、低螺纹翅片管等等22。改变管壳式换热器换热管型式，就能使换热管的传热系数、传热面积和对数平均温度差等参数发生改变，也就能改变换热管的传热量，这对于我们寻求换热管的最大换热效率，实现节能减排具有重要意义23。实验证明，各种强化传热结构在不同工况下强化传热效果不同，但一般都以增大管内阻力为代价，因而应根据具体工况选择适当的方法，也可以根据不同强化传热结构的特点，采用两种或两种以上强化传热结构相结合的复合强化传热技术，如螺旋槽管内插入旋向相反的扭带，使二者取长补短，事实证明该方法行之有效24。通过对连续肋管壳式换热器传热和阻力特性实验研究的结果表明，管壳式换热器以其对压力、温度、介质的适应性、耐用性及经济性，在换热设备中仍处于主导地位，通过对连续肋片管壳式换热器的传热与阻力特性进行实验研究，得到了不同工况下壳侧平均努赛尔数和阻力系数的变化规律，实验结果初步表明，Pr数的变化对壳侧流体的平均传热系数有显著影响，而对阻力系数影响不大25。在研究壳程多通道管壳式换热器中并列分置管束长宽比锐减对其内部速度场及深度换热性能的影响中，得出以下结论:(1)随着并列分置管束模型中传热管数目的增多、长宽比锐减，换热器的壳程阻力增大且换热性能下降。给定工况下在长宽比大于4.62的并列分置管束模型可以实现深度换热，小于3.08的并列分置管束模型中不能实现深度换热。(2)长宽比锐减导致换热性能下降主要是因为当长宽比锐减的时候，换热器中的流动越来越是由2个错流组成，传热过程严重偏离纯逆流换热。随着长宽比的锐减，并列分置管束模型中的壳程流速分布越来越不均匀，这也是导致换热器传热性能降低的原因之一。(3)给出了不同长宽比的并列分置管束模型内的速度场分布。由于在流道分区过程中，单元流路区域与壳程多通道管壳式换热器的壳程流路具有极高的相似性，因此模拟结果对了解超大型管壳式换热器的壳程的速度场分布有意义26。1.2.3设计方法研究基于微分法，提出了一种简单但精确的单相管壳式换热器温度分布计算模型。根据折流板数Nb和管程数n，将换热器划分成(Nb +1)个大单元，(Nb+1)n个子单元，管程流体顺次流过子单元，壳程流体平行流过大单元。以HTRI方法为基准，分别采用本模型和Cell模型对u型管式和浮头式换热器温度分布情况进行计算，通过与HTRI的计算结果比较，验证了该计算模型的可行性和准确性。结果表明：相同操作条件下，该文模型和Cell模型计算BEU型换热器管程温度分布最大误差分别为0.19和1.74 ；计算AES型换热器管程最大误差分别为0.35和6.44 ，壳程最大误差分别为-0.44和169 。模型适用于光管构成的单相管壳式换热器27-28。1.3课题研究的意义 管壳式换热器作为一种传统的标准换热设备，它虽然在换热效率、设备的体积和金属材料的消耗量等方面不如其他新型换热设备，但它具有结构坚固、操作弹性大、可靠度高、适用范围广等优点，所以在化工、炼油、石油化工、动力、核能和其他工业装置中得到普遍采用特别是在高温高压和大型换热器中的应用占据绝对优势。9第二章 热力计算第二章 热力计算2.1流体走向的选择在设计热交换器时必须正确选定哪一种流体走管程，哪一种流体走壳程。这时要考虑下述一些原则：(1)要尽量提高使传热系数受到限制的那一侧的换热系数，使传热面两侧的传热条件尽量接近；(2)尽量节省金属材料，特别是贵重材料，以降低制造成本；(3)要便于清洗积垢，以保证运行可靠；(4)在温度较高的热交换器中应减少热损失，而在制冷设备中则应减少冷量损失(5)要减小壳体和管子因受热不同而产生的温差应力，以便使结构得到简化；(6)在高压下工作的热交换器，应尽量使密封简单而可靠；(7)要便于流体的流入、分配和排出根据这些原则，可以认为在下列情况下的流体在管程流过是比较合理的，即容积流量小的流体；不清洁、易结垢的流体；压力高的流体；有腐蚀性的流体；高温流体或在低温装置中的低温流体。下列情况的流体在壳程流过比较合理，即：容积流量大的流体特别是常压下的气体；刚性结构热交换器中换热系数大的流体；高黏度流体和在层流区流动的流体；饱和蒸汽。因此，选择对二甲苯走壳程，水走管程。2.2已知数据对二甲苯的入口温度 60 （2-1）对二甲苯的出口温度 45 （2-2）冷却水的入口温度 33 （2-3）冷却水的出口温度 38 （2-4）对二甲苯的操作压力 0.5MPa （2-5）冷却水的操作压力 0.5MPa （2-6）冷却水的流量 41.67kg/s （2-7）2.3流体的物性参数对二甲苯定性温度 （3-1）对二甲苯比热 kJ/(kg) （3-2）对二甲苯密度 kg/m （3-3）对二甲苯粘度 kg/(ms) （3-4）对二甲苯导热系数 W/(m) （3-5）对二甲苯普兰德数 （3-6）水的定性温度 （3-7）水的比热 kJ/(kg) （3-8）水的密度 kg/m （3-9）水的导热系数 W/(m) （3-10）水的粘度 kg/(ms) （3-11）水的普兰德数 8第二章 热力计算 （3-12）2.4传热量及平均温差热损失系数 (取用) （4-1）传热量 kW （4-2）对二甲苯流量 kg/s （4-3）逆流时对数平均温差 （4-4） 参数P及R （4-5） （4-6）温差修正系数 （4-7）有效平均温差 （4-8）2.5估算传热面积及传热面结构初选传热系数 W/(m) （5-1）传热系数主要通过以下三种方法确定：(1)选用经验数据 由设计者根据经验或参考书籍选用工艺条件相仿、设备类型类似的传热系数值作为设计依据。附录A列出了一些常用热交换器传热10本科生毕业设计（论文）系数的大致范围，可作参考。(2)实验测定 通过实验测定的传热系数比较可靠，不但可为设计提供依据，而且可以了解设备的性能，若能进一步测定换热系数，还可借以探讨改善设备生产能力的途径，但是实验测得的数值一般只能在与使用条件相同的情况下应用(3)通过计算 在缺乏合适的经验数值，或需要知道比较准确的数值时，传热系数只能通过计算。但是计算的到的传热系数往往也与实际有出入，这主要是由于计算换热系数的公式不完全准确以及污垢热阻也不易准确估计等原因。估算传热面积 m （5-2）管子材料及规格 碳钢无缝钢管mm对换热系数计算公式进行分析可知，在其他条件相同的情况下，采用小管径可使传热得到增强，但其影响不是很大。小直径管子能使单位体积的传热面打，因而在同样体积内可布置更多的传热面。根据估算，将同壳径换热器由25mm的管子改成19mm时，传热面可增加40%左右，节约金属约25%。或者说，当传热面一定是，采用小管径可使管子长度缩短。减小管径将使流动阻力增加。此外管径减小将增加管数，这就使管子与管板连接处的泄漏的可能性增大：最后，管径越小，越易积垢。因此管径的选择要视所用材料和操作条件等而定，总的趋向是采用小直径的管子。管程内水的流速 m/s（选用） （5-3）选择恰当的流速对于热交换器的正常操作具有重要的意义。因为在一般情况下，流速的增加将使换热系数随之剧增，但是增加流速将使流动阻力也随之增大，且其增加的速率远超过换热系数的增加速率。例如同在湍流状态下比较，管内流动时的，管外流动时的，而。对层流状态及过渡状态进行分析之后也进而得到类似的结果。因此，所选择的流速要尽量使流体呈湍流状态，以保证设备在较大的传热系数下进行热交换，为避免产生过大的压降，才不得不选用层流状态下的流速。而11流速的最大值又是由允许的压降所决定的，当允许的压降已经限定，则最大流速就可由阻力公式计算出来。如果所允许的压降不是有生产条件来决定，则可根据技术经济比较来确定最佳流速（或最经济流速），这时设备的投资费用与运行费用之和最低。还须注意，只有提高换热系数低的那一侧的流速，才能对传热系数的增加发生显著的影响。管程所需流通截面 m （5-4）每程管数 （5-5）每根管长 m取标准长7.5m （5-6）管程数 =2 （5-7）管子排列方式 转角正方形（根据浮头式热交换器要便于清扫和检修，同时考虑到要保证管板有必要的强度，而且管子和管板的连接要坚固和紧密，设备要尽量紧凑，以便减小管板和壳体的直径，并使管外空间的流通截面减小，以便提高管外流体的流速，要使制造、安装和修理、维护简便）管中心距 mm（由表2.3） （5-8）分程隔板槽处管中心距 mm（由表2.3） （5-9）平行于流向的管距 mm （5-10）垂直于流向的管距 mm （5-11）拉杆直径 16mm管子排列形式 上半部分由上而下正方形层数 （5-12）总管子数 12拉杆数 6根（见表2.7，估计壳体直径在700900mm之间）传热面积 m （5-13）管束中心至最外层管中心距离 0.339m管束外缘直径 m （5-14）壳体内径 m（按GB1511999规定，取标准直径0.75m） （5-15）在确定壳体直径时，应先确定内径，壳体内径与管子的排列方式密切相关。在排列管子时，要考虑每一拉杆也占一根管子的位置。在多管程热交换器中，分程隔板和纵向隔板所占位置也增大了壳体内径。因此，在确定内径，尤其是多程热交换器的内径时，最可靠的方法是通过作图。下列公式可用来粗估内径： （5-16）式中 管束中心线上最外层管中心至壳体内壁的距离，一般取（）2.6管程计算管程接管直径 mm （6-1） （按钢管标准取值）管程雷诺数 （6-2）管程换热系数 、13W/(m)（6-3）2.7壳程结构及壳程计算折流板形式 弓形（弓形折流板的缺口和板间距的大小是影响传热效果和压降的两个重要因素。缺口高度应使流体通过缺口时与横过管束时的流速相近，缺口大小是按切去的弓形弦高占壳体内径的百分比来确定的，缺口弦高一般为壳体内径的20%45%）折流板缺口高度 m （7-1）折流板的圆心角 120度折流板间距 m（弓形折流板的间距一般不应小于壳体内径的1/5，且不小于50mm，最大则不超过表2.5的规定，且不超过圆筒内径。两块管板与端部两块折流板的距离通常大于中间一些这流板的距离，以便为壳程进出口提供额外空间。中间折流板，除有特殊要求者外，一般在管子的有效长度上作等距离布置）折流板数目 （7-2）折流板上管孔数 204个折流板上管孔直径 m（由GB1511999） （7-3）通过折流板上管子数 202根折流板缺口处管数 40根折流板直径 m（由GB1511999） （7-4）折流板缺口面积 （7-5）142.7壳程结构及壳程计算错流区内管数占总管数的百分数= （8-1）=0.64缺口处管子所占面积 （8-2）流体在缺口处流通面积 （8-3）流体在两折流板见错流流通截面积 （8-4）=0.088m壳程流通截面积 m （8-5）壳程接管直径 mm（由钢管标准选相应规格） （8-6）错流区管排数 （8-7）每一缺口内的有效错流管排数 （8-8）旁流通道数 （8-9）15旁通挡板数 （选取） （8-10）错流面积中旁流面积所占分数 （8-11）一块折流板上管子和管孔间泄漏面积 （8-12）折流板外缘与壳体内壁之间的泄漏面积 （8-13） =0.003534m壳程雷诺数 (8-14)理想管束传热因子 （由图2.28） (8-15) 折流板缺口校正因子 （由图2.29） (8-16)折流板泄