第一節推薦的設計程序
　　一、工藝設計
　　1、作出流程簡圖。
　　2、按生產任務計算換熱器的換熱量Q。
　　3、選定載熱體，求出載熱體的流量。
　　4、確定冷、熱流體的流動途徑。
　　5、計算定性溫度，確定流體的物性數據（密度、比熱、導熱系數等）。
　　6、初算平均傳熱溫度差。
　　7、按經驗或現場數據選取或估算Ｋ值，初算出所需傳熱面積。
　　8、根據初算的換熱面積進行換熱器的尺寸初步設計。包括管徑、管長、管子數、管程數、管子排列方式、殼體內徑（需進行圓整）等。
　　9、核算Ｋ。
　　10、校核平均溫度差D。
　　11、校核傳熱量，要求有15－25％的裕度。
　　12、管程和殼程壓力降的計算。
　　二、機械設計
　　1、殼體直徑的決定和殼體壁厚的計算。
　　2、換熱器封頭選擇。
　　3、換熱器法蘭選擇。
　　4、管板尺寸確定。
　　5、管子拉脫力計算。
　　6、折流板的選擇與計算。
　　7、溫差應力的計算。
　　8、接管、接管法蘭選擇及開孔補強等。
　　9、繪制主要零部件圖。
　　三、編制計算結果匯總表
　　四、繪制換熱器裝配圖
　　五、提出技術要求
　　六、編寫設計說明書
　　第二節列管式換熱器的工藝設計
　　一、換熱終溫的確定
　　換熱終溫對換熱器的傳熱效率和傳熱強度有很大的影響。在逆流換熱時，當流體出口終溫與熱流體入口初溫接近時，熱利用率高，但傳熱強度最小，需要的傳熱面積最大。
　　為合理確定介質溫度和換熱終溫，可參考以下數據：
　　1、熱端溫差（大溫差）不小于20℃。
　　2、冷端溫差（小溫差）不小于5℃。
　　3、在冷卻器或冷凝器中，冷卻劑的初溫應高于被冷卻流體的凝固點；對于含有不凝氣體的冷凝，冷卻劑的終溫要求低于被冷凝氣體的露點以下5℃。
　　二、平均溫差的計算
　　設計時初算平均溫差Dtｍ，均將換熱過程先看做逆流過程計算。
　　1、對于逆流或并流換熱過程，其平均溫差可按式（2－1）進行計算：
　?。?—1）式中，分別為大端溫差與小端溫差。當時，可用算術平均值。
　　2、對于錯流或折流的換熱過程，若無相變化，則要進行溫差校正，即用公式（2－2）進行計算。
　?。?－2）式中是按逆流計算的平均溫差，校正系數可根據換熱器不同情況由化工原理教材有關插圖查出。一般要求＞0.8，否則應改用多殼程或者將多臺換熱器串聯使用。
　　三、傳熱總系數Ｋ的確定
　　計算Ｋ值的基準面積，習慣上常用管子的外表面積。當設計對象的基準條件（設備型式、雷諾準數Re、流體物性等）與某已知Ｋ值的生產設備相同或相近時，則可采用已知設備Ｋ值的經驗數據作為自己設計的Ｋ值。表2－1為常見列管式換熱器Ｋ值的大致范圍。由表2－1選取大致Ｋ值，
　　表2-1列管式換熱器中的總傳熱系數K的經驗值

　　用式（2－3）進行Ｋ值核算。
　?。?－3）
　　式中：a－給熱系數，W/m2.℃；
　　R－污垢熱阻，m2.℃／W；
　　δ－管壁厚度，mm；
　　λ－管壁導熱系數，W/m.℃；
　　下標ｉ、ｏ、ｍ分別表示管內、管外和平均。
　　當時近似按平壁計算，即：
　　在用式（2－3）計算Ｋ值時，污垢熱阻、通常采用經驗值，常用的污垢熱阻大致范圍可查《化工原理》相關內容。
　　式中的給熱系數a，在列管式換熱器設計中常采用有關的經驗值公式計算給熱系數a，工程上常用的一些計算a的經驗關聯式在《化工原理》已作了介紹，設計時從中選用。
　　四、傳熱面積A的確定
　　工程上常將列管式換熱器中管束所有管子的外表面積之和視為傳熱面積，由式（2－4）和式（2－5）進行計算。
　?。?－4）
　?。?－5）
　　式中：－基于外表面的傳熱系數，W/m2.℃
　?。茏油鈴?，ｍ；
　　L－每根管子的有效長度，ｍ；
　　n－管子的總數
　　管子的有效長度是指管子的實際長度減去管板、擋板所占據的部分。管子總數是指圓整后的管子數減去拉桿數。
　　五、主要工藝尺寸的確定
　　當確定了傳熱面積后，設計工作進入換熱器尺寸初步設計階段，包括以下內容：
　　1、管子的選用。
　　選用較小直徑的管子，可以提高流體的對流給熱系數，并使單位體積設備中的傳熱面積增大，設備較緊湊，單位傳熱面積的金屬耗量少，但制造麻煩，小管子易結垢，不易清洗，可用于較清潔流體。大管徑的管子用于粘性較大或易結垢的流體。
　　我國列管式換熱器常采用無縫鋼管，規格為外徑×壁厚，常用的換熱管的規格：φ19×2，φ25×2.5，φ38×3。
　　管子的選擇要考慮清洗工作的方便及合理使用管材，同時還應考慮管長與管徑的配合。國內管材生產規格，長度一般為：1.5，2，2.5，3，4.5，5，6，7.5，9，12ｍ等。換熱器的換熱管長度與殼徑之比一般在6－10，對于立式換熱器，其比值以4－6為宜。
　　殼程和殼程壓力降，流體在換熱器內的壓降大小主要決定于系統的運行壓力，而系統的運行壓力是靠輸送設備提供的。換熱器內流體阻力損失（壓力降）越大，要求輸送設備的功率就越大，能耗就越高。對于無相變的換熱，流體流速越高，換熱強度越大，可使換熱面積減小，設備緊湊，制作費低，而且有利于抑制污垢的生成，但流速過高，也有不利的一面，壓力降增大，泵功率增加，對傳熱管的沖蝕加劇。因此，在換熱器的設計中有個適宜流速的選取和合理壓力降的控制問題。
　　一般經驗，對于液體，在壓力降控制在0.01～0.1MPa之間，對于氣體，控制在0.001～0.01MPa之間。
　　表2－2列出了換熱器不同操作條件壓力下合理壓降的經驗數據，供設計參考。
　　表2－2列管換熱器合理壓降的選取

　　2、管子總數n的確定。
　　對于已定的傳熱面積，當選定管徑和管長后便可求所需管子數ｎ，由式
　?。?－6）進行計算。
　?。?－6）
　　式中－傳熱面積，；
　?。茏油鈴?，m；
　　L－每根管子的有效長度，m；
　　計算所得的管子n進行圓整
　　3、管程數m的確定。
　　根據管子數n可算出流體在管內的流速，由式（2－7）計算。
　?。?－7）
　　式中vs－管程流體體積流量，
　?。茏觾葟?，m；
　　n－管子數。
　　若流速與要求的適宜流速相比甚小時，便需采用多管程，管程數ｍ可按式（2－8）進行計算。
　?。恚絬／（2－8)
　　式中—用管子數n求出的管內流速，ｍ／ｓ；
　　u－要求的適宜流速，ｍ／ｓ；
　　式（2－8）中的適宜流速u要根據列管換熱器中常用的流速范圍進行選定，參見《化工原理》相關內容，一般要求在湍流下工作（高粘度流體除外），與此相對應的Re值，對液體為5×103，氣體則為-。
　　分程時，應使每程的管子數大致相等，生產中常用的管程數為1、2、4、6、四種。
　　4、管子的排列方式及管間距的確定。
　　管子在管板上排列的原則是：管子在整個換熱器的截面上均勻分布，排列緊湊，結構設計合理，方便制造并適合流體的特性。其排列方式通常為等邊三角形與正方形兩種，也有采用同心圓排列法和組合排列法。
　　在一些多程的列管換熱器中，一般在程內為正三角形排列，但程與程之間常用正方形排列，這對于隔板的安裝是很有利的，此時，整個管板上的排列稱為組合排列。
　　對于多管程的換熱器，分程的縱向隔板占據了管板上的一部分面積，實際排管數比理論要少，設計時實際的管數應通過管板布置圖而得。
　　在排列管子時，應先決定好管間距。決定管間距時應先考慮管板的強度和清理管子外表時所需的方法，其大小還與管子在管板上的固定方式有關。大量的實踐證明，最小管間距的經驗值為：
　　焊接法
　　脹接法，一般取(1.3～1.5)
　　管束最外層管子中心距殼體內表面距離不小于。
　　5、殼體的計算。
　　列管換熱器殼體的內徑應等于或稍大于（對于浮頭式換熱器）管板的直徑，可由式（2－9）進行計算。
　　Di＝a（b－1）＋2L（2－9）
　　式中Di－殼體內徑，mm；
　　a－管間距，mm；
　　b－最外層六邊形對角線上的管子數；
　　L－最外層管子中心到殼體內壁的距離，一般取L=(1～1.5)，mm；若對管子分程則Di＝f＋2L
　　f值的確定方法：可查表求取，也可用作圖法。當已知管子數n和管間距a后開始按正三角形排列，直至排好ｎ根為止，再統計對角線上的管數。
　　計算出的殼徑Di要圓整到容器的標準尺寸系列內。
　　第三節列管式換熱器機械設計
　　在化工企業中列管式換熱器的類型很多，如板式，套管式，蝸殼式，列管式。其中列管式換熱器雖在熱效率、緊湊性、金屬消耗量等方面均不如板式換熱器，但它卻具有結構堅固、可靠程度高、適應性強、材料范圍廣等特點，因此成為石油、化工生產中，尤其是高溫、高壓和大型換熱器的主要結構形式。
　　列管式換熱器主要有固定管板式換熱器、浮頭式換熱器、填函式換熱器和U型管式換熱器，而其中固定管板式換熱器由于結構簡單，造價低，因此應用最普遍。
　　列管式換熱器機械設計包括：
　　1、殼體直徑的決定和殼體壁厚的計算。
　　2、換熱器封頭選擇。
　　3、壓力容器法蘭選擇。
　　4、管板尺寸確定。
　　5、管子拉脫力的計算。
　　6、折流板的選擇與計算。
　　7、溫差應力的計算。
　　8、接管、接管法蘭選擇及開孔補強等。
　　9繪制主要零部件圖和裝配圖。
　　下面分述如下：
　　一、殼體直徑的決定和殼體壁厚的計算。
　　1、已知條件：由工藝設計知管程和殼程介質種類、溫度、壓力、殼與壁溫差、以及換熱面積。
　　2、計算
　　(1)管子數n：
　　列管換熱器常用無縫鋼管，規格如下：

　　管子材質的選擇依據是介質種類，如果介質無腐蝕，可選碳鋼，而介質有腐蝕則選擇不繡鋼。管長規格有1500，2000，2500，3000，4500，5000，6000，7500，9000，12000mm。
　　n=A/(pdmL)，其中A—換熱面積(m2)；
　　L—換熱管長度mm；
　　dm—管子的平均直徑mm。
　　由于在列管式換熱器中要安裝4根或6根拉桿。所以實際換熱管子數為{n-4(6)}根。
　　(2)管子排列方式，管間距確定。
　　管子排列方式一般在程內采用正三角形排列，而在程與程之間采用正方形排列。管間距根據最小管間距選擇。
　　最小管間距

　　(3)換熱器殼體直徑的確定
　　殼體直徑計算公式：當采用正三角形排列時為Di=a(b-1)+2L
　　式中Di—換熱器內徑；
　　a—管間距；
　　b—正三角形對角線上的管子數；
　　L—最外層管子的中心到殼壁邊緣的距離。
　　若對管子進行分程則Di=f+2L
　　式中f—殼體同一內直徑兩端管子中心距mm；
　　Di、L同上。
　　計算出Di后還要圓整到公稱直徑系列中。
　　(4)換熱器殼體壁厚的計算
　　計算壁厚為S=PDi/(2[σ]tΦ－P)
　　式中P—設計壓力，MPa；當P﹤0.6 MPa時，取P=0.6 MPa；
　　Di—殼體內徑，mm；
　　Φ—焊縫系數，根據焊縫情況選取Φ=0.85-1.0；
　　[σ]t—殼體材質在設計溫度時的許用應力，MPa。
　　材質選取原則同管子的選取原則一樣。
　　計算出S后還要根據鋼板厚度負偏差表選取鋼板厚度負偏差C1；根據腐蝕情況選取腐蝕裕量C2，C2=KaB其中Ka為腐蝕速度(mm/a)，B為容器的設計壽命。
　　當材料的腐蝕速度為0.05～0.1mm/a時，單面腐蝕取C2=1～2mm，雙面腐蝕取C2=2～4mm。
　　當材料的腐蝕速度小于或等于0.05mm/a時，單面腐蝕取C2=1mm，雙面腐蝕取C2=2mm。
　　對于不銹鋼，當介質的腐蝕性極微時可取C2=0。
　　最后將S+C1+C2圓整到鋼板厚度系列中去，所以總厚度Sn=S+C1+C1+C'，
　　C'—圓整值。
　　二、換熱器封頭選擇
　　各種封頭型式均可選用，但應用最多的是標準橢圓形封頭，目前已有標準系列。使用時可查JB-1154-73標準。見附錄1。
　　三、容器法蘭的選擇
　　1、材質：根據容器接觸介質和溫度、壓力條件確定。
　　2、法蘭類型：可供選擇的容器法蘭有三種，即甲型平焊法蘭、乙型平焊法蘭和長頸對焊法蘭。其標準號為JB4700～4707—92，見附錄2。
　　四、管板尺寸確定
　　選用固定式換熱器管板，并兼作法蘭。推薦采用《鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊》中有關內容。見附錄3。
　　五、拉脫力計算
　　拉脫力的定義是管子每平方米脹接周邊上所受到的力。對于管子與管板是焊接聯接的接頭，實驗表明，接頭的強度高于管子本身與金屬的強度，拉脫力不足以引起接頭的破壞;但對于管子與管板是脹接的接頭，拉脫力則可能引起接頭處和密封性的破壞，或使管子拉脫，為保證管端與管板牢固地連接和良好的密封性能，必須進行拉脫力的校核。
　　1、在操作情況下管子或殼體中的溫差軸向力為
　　F=[at(tt－to)－as(ts－to)]/[1/EtAt＋1/EsAs]
　　式中At、As--換熱器管、殼體壁截面積；
　　at—管材線膨脹系數1/℃；
　　as—殼材線膨脹系數1/℃；
　　to—安裝時溫度℃；
　　tt—操作狀態下溫度℃。
　　在管子及殼體中的溫差應力為：st=F/At；
　　ss=F/As
　　2、在操作壓力下，每平方米脹接周邊上所受到的力Qq=Pf/(pdoL)
　　式中P=｛管程壓力Pt或殼程壓力Ps｝中大者
　　f=0.866a2－p/4，三角形排列
　　=a2－p/4，正方形排列，a--管間距
　　3、在溫差應力作用下管子每平方米脹接周邊上所受到的力Qq：
　　Qq=st.at／pdoL=st(－)/4doL
　　式中st—管子中的溫差應力；
　?。醫—每根管子管壁橫截面積，mm2；
　　、—管子外、內徑mm。
　　Qq與Qt可能同向亦可能反向
　　同向時：q=Qq+Qt
　　反向時：q=|Qq－Qt|
　　方向確定原則：①當Pt>Ps，且tt>ts，則同向
　?、诋擯t<Pn，且tt<ts，則同向
　?、郛擯t>Ps，且tt<ts，則反向
　?、墚擯t<Ps，且tt>ts，則反向
　　4、許用拉脫力：MPa
　　換熱管與管板換熱型式許用拉脫力[q]
　　管端不卷邊管板孔不開槽脹接2.0MPa
　　管端卷邊管板孔開槽脹接4.0MPa
　　5、是否設置膨脹節判據：當q³[q]時需設置膨脹節，否則不必設置。
　　六、膨脹節的選擇
　　1、膨脹節的補償量
　　為了保證膨脹節在完全彈性的條件下安全工作，它的補償量是有限度的。在附錄中給出了用不同材料制的單層、單波具有標準尺寸的膨脹節的允許補償量[DL]。根據換熱器工作時的殼壁溫度ts，管壁溫度tt，安裝溫度to，以及殼體和管子的線膨脹系數，可以算出換熱器所需要的熱變形補償量[DLtc]：
　　[DLtc]=〔αt(tt－to)-αs(tt-to)〕L
　　若[DLtc]<[DL]，用一個單波膨脹節。
　　若[DLtc]>[DL]，用兩個或兩個以上的膨脹節。
　　2、膨脹節的結構尺寸
　　波形膨脹節的結構及尺寸見附錄3，公稱壓力在2.5MPa以下，公稱直徑不超過2000mm的膨脹節，已有標準，附錄3給出了標準膨脹節的幾何尺寸。
　　七、折流擋板設計
　　折流板具有提高殼程內流體的流速，加強湍流程度，提高傳熱效率和支承換熱管的作用。折流板具有橫向和縱向之分，折流板形式、折流板最小壁厚、折流板最大間距、最小間距、折流板外徑，拉桿直徑和數量見《化工設備機械基礎》有關內容。
　　八、開孔補強
　　當換熱器殼體和封頭上的接管處需要補強時，常用的結構是在開孔外面焊上一塊與容器器壁材料和厚度相同的標準補強圈。
　　九、接管法蘭選取參見標準HGJ44～76--91。
　　十、支座
　　換熱器支座可選裙座或雙鞍式支座。其中鞍式支座設計參見標準JB/T4712-92。
　　十一、畫出裝配圖，按化工制圖要求繪制。