A. 化工仪表自动化，这个图上像灯一样的是什么东西
那个图标在电路里才是灯，在这里不是。根据这个系统，猜测应该是温度传感器，用来提供温度信号给TC，然后TC自动调节载热体管路上阀门的大小。这应该是一个简单的闭环自动控制恒温换热系统。TC应该是temperature control的缩写。
B. 暑假化工原理设计 换热器 求详解 给高分的哟
目 录
一、 概述 3
1. 换热器的结构形式 3
2.换热器材质的选择 3
3. 管板式换热器的优点 4
4.列管式换热器的结构 5
5.管板式换热器的类型及工作原理 7
二、 设计任务与操作条件 7
1.设计题目 7
2. 设计任务与操作条件 7
3.确定设计方案 8
4. 计算传热面积并初选换热器型号 8
1. 计算苯的流量： 8
2． 确定热流体及冷流体的物理性质： 8
3． 传热量计算： 8
4． 确定流体的温度： 8
5． 计算平均温度： 8
6． 设定管程流速、选择K值并估算传热面积： 9
5. 核算压力降： 10
1． 管程压力降： 10
2． 壳程压力降： 10
6. 核算总传热系数： 11
1、 管程对流传热系数 11
2、 壳程对流传热系数 12
三、 参考文献 13
四、 主要符号说明 13
五、 课程设计感想 14
一、 概述
目前管板式换热器产品达到了一个成熟阶段,凭借其高效、节能、环保的优势,在各行业领域中被频繁使用, 并被用以替换原有管壳式和翅片式换热器,取得了很好的效果。
1. 换热器的结构形式
管壳式换热器又称列管式换热器，是一种通用的标准换热设备，它具有结构简单，坚固耐用，造价低廉，用材广泛，清洗方便，适应性强等优点，应用最为广泛。管壳式换热器根据结构特点分为以下几种：
（1） 固定管板式换热器
固定管板式换热器两端的管板与壳体连在一起，这类换热器结构简单，价格低廉，但管外清洗困难，宜处理两流体温差小于50℃且壳方流体较清洁及不易结垢的物料。
带有膨胀节的固定管板式换热器，其膨胀节的弹性变形可减小温差应力，这种补偿方法适用于两流体温差小于70℃且壳方流体压强不高于600Kpa的情况。
（2） 浮头式换热器
浮头式换热器的管板有一个不与外壳连接，该端被称为浮头，管束连同浮头可以自由伸缩，而与外壳的膨胀无关。浮头式换热器的管束可以拉出，便于清洗和检修，适用于两流体温差较大的各种物料的换热，应用极为普遍，但结构复杂，造价高；增加了浮头盖以及连接件，在该处一旦发生泄漏不易被发现；管束外缘与壳壁之间间隙较大，减少了排管数目，容易引起壳程流体短路。
（3） 填料涵式换热器
填料涵式换热器管束一端可以自由膨胀，与浮头式换热器相比，结构简单，造价低，但壳程流体有外漏的可能性，因此壳程不能处理易燃，易爆的流体。
（4） U型管式换热器
结构简单，质量轻，适用于高温和高压的场合。换热管束可以抽出，热应力可以消除。但管程清洗困难，管程流体必须是洁净和不易结垢的物料。换热器的内层换热管一旦发生泄漏损坏，只能堵塞而不能更换。壳程内有一个不能排管的条形空间，影响结构的紧凑，而且要安装防短路的中间挡板。
2. 换热器材质的选择
在进行换热器设计时，换热器各种零、部件的材料，应根据设备的操作压力、操作温度。流体的腐蚀性能以及对材料的制造工艺性能等的要求来选取。当然，最后还要考虑材料的经济合理性。一般为了满足设备的操作压力和操作温度，即从设备的强度或刚度的角度来考虑，是比较容易达到的，但材料的耐腐蚀性能，有时往往成为一个复杂的问题。在这方面考虑不周，选材不妥，不仅会影响换热器的使用寿命，而且也大大提高设备的成本。至于材料的制造工艺性能，是与换热器的具体结构有着密切关系。
一般换热器常用的材料，有碳钢和不锈钢。
（1）碳钢
价格低，强度较高，对碱性介质的化学腐蚀比较稳定，很容易被酸腐蚀，在无耐腐蚀性要求的环境中应用是合理的。如一般换热器用的普通无缝钢管，其常用的材料为10号和20号碳钢。
（2）不锈钢
奥氏体系不锈钢以1Crl8Ni9Ti为代表，它是标准的18-8奥氏体不锈钢，有稳定的奥氏体组织，具有良好的耐腐蚀性和冷加工性能。
正三角形排列结构紧凑；正方形排列便于机械清洗；同心圆排列用于小壳径换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。我国换热器系列中，固定管板式多采用正三角形排列；浮头式则以正方形错列排列居多，也有正三角形排列。
（2）管板
管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。
管板与管子的连接可胀接或焊接。胀接法是利用胀管器将管子扩胀，产生显著的塑性变形，靠管子与管板间的挤压力达到密封紧固的目的。胀接法一般用在管子为碳素钢，管板为碳素钢或低合金钢，设计压力不超过4 MPa，设计温度不超过 350℃的场合。
（3）封头和管箱
封头和管箱位于壳体两端，其作用是控制及分配管程流体。
①封头 当壳体直径较小时常采用封头。接管和封头可用法兰或螺纹连接，封头与壳体之间用螺纹连接，以便卸下封头，检查和清洗管子。
②管箱 换热器管内流体进出口的空间称为管箱,壳径较大的换热器大多采用管箱结构。由于清洗、检修管子时需拆下管箱，因此管箱结构应便于装拆。
③分程隔板 当需要的换热面很大时，可采用多管程换热器。对于多管程换热器，在管箱内应设分程隔板，将管束分为顺次串接的若干组，各组管子数目大致相等。这样可提高介质流速，增强传热。管程多者可达16程，常用的有2、4、6程。在布置时应尽量使管程流体与壳程流体成逆流布置，以增强传热，同时应严防分程隔板的泄漏，以防止流体的短路。
3. 管板式换热器的优点
(1) 换热效率高,热损失小
在最好的工况条件下, 换热系数可以达到6000W/ m2K, 在一般的工况条件下, 换热系数也可以在3000～4000 W/ m2K左右,是管壳式换热器的3～5倍。设备本身不存在旁路,所有通过设备的流体都能在板片波纹的作用下形成湍流,进行充分的换热。完成同一项换热过程, 板式换热器的换热面积仅为管壳式的1/ 3～1/ 4。
(2) 占地面积小重量轻
除设备本身体积外, 不需要预留额外的检修和安装空间。换热所用板片的厚度仅为0. 6～0. 8mm。同样的换热效果, 板式换热器比管壳式换热器的占地面积和重量要少五分之四。
(3) 污垢系数低
流体在板片间剧烈翻腾形成湍流, 优秀的板片设计避免了死区的存在, 使得杂质不易在通道中沉积堵塞,保证了良好的换热效果。
(4) 检修、清洗方便
换热板片通过夹紧螺柱的夹紧力组装在一起,当检修、清洗时, 仅需松开夹紧螺柱即可卸下板片进行冲刷清洗。
(5) 产品适用面广
设备最高耐温可达180 ℃, 耐压2. 0MPa , 特别适应各种工艺过程中的加热、冷却、热回收、冷凝以及单元设备食品消毒等方面, 在低品位热能回收方面, 具有明显的经济效益。各类材料的换热板片也可适应工况对腐蚀性的要求。
当然板式换热器也存在一定的缺点, 比如工作压力和工作温度不是很高, 限制了其在较为复杂工况中的使用。同时由于板片通道较小,也不适宜用于杂质较多,颗粒较大的介质。
4. 列管式换热器的结构
介质流经传热管内的通道部分称为管程。
（1）换热管布置和排列间距
常用换热管规格有ф19×2 mm、ф25×2 mm(1Crl8Ni9Ti)、ф25×2.5 mm(碳钢10)。小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面积的金属耗量更少。换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形错列和同心圆排列。
（A） （B） （C）
（D） （E）
图 1-4 换热管在管板上的排列方式
(A) 正方形直列 （B）正方形错列 (C) 三角形直列
（D）三角形错列 （E）同心圆排列
正三角形排列结构紧凑；正方形排列便于机械清洗；同心圆排列用于小壳径换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。我国换热器系列中，固定管板式多采用正三角形排列；浮头式则以正方形错列排列居多，也有正三角形排列。
（2）管板
管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。
管板与管子的连接可胀接或焊接。胀接法是利用胀管器将管子扩胀，产生显著的塑性变形，靠管子与管板间的挤压力达到密封紧固的目的。胀接法一般用在管子为碳素钢，管板为碳素钢或低合金钢，设计压力不超过4 MPa，设计温度不超过350℃的场合。
（3）封头和管箱
封头和管箱位于壳体两端，其作用是控制及分配管程流体。
①封头 当壳体直径较小时常采用封头。接管和封头可用法兰或螺纹连接，封头与壳体之间用螺纹连接，以便卸下封头，检查和清洗管子。
②管箱 换热器管内流体进出口的空间称为管箱,壳径较大的换热器大多采用管箱结构。由于清洗、检修管子时需拆下管箱，因此管箱结构应便于装拆。
③分程隔板 当需要的换热面很大时，可采用多管程换热器。对于多管程换热器，在管箱内应设分程隔板，将管束分为顺次串接的若干组，各组管子数目大致相等。这样可提高介质流速，增强传热。管程多者可达16程，常用的有2、4、6程。在布置时应尽量使管程流体与壳程流体成逆流布置，以增强传热，同时应严防分程隔板的泄漏，以防止流体的短路。
5. 管板式换热器的类型及工作原理
板式换热器按照组装方式可以分为可拆式、焊接式、钎焊式等形式;按照换热板片的波纹可以分为人字波、平直波、球形波等形式; 按照密封垫可以分为粘结式和搭扣式。各种形式进行组合可以满足不同的工况需求,在使用中更有针对性。比如同样是人字形波纹的板片还因采用粘结式还是搭扣式密封垫而有所不同, 采用搭扣式密封垫可以有效的避免胶水中可能含有的氯离子对板片的腐蚀, 并且设备拆装更加方便。又如焊接式板式换热器的耐温耐压明显好于可拆式板式换热器, 可以达到250 ℃、2. 5MPa 。因此同样是板式换热器, 因其形式的多样性,可以应用于较为广泛的领域,在大多数热交换工艺过程都可以使用。
虽然板式换热器有多种形式, 但其工作原理大致相同。板式换热器主要是通过外力将换热板片夹紧组装在一起, 介质通过换热板片上的通孔在板片表面进行流动, 在板片波纹的作用下形成激烈的湍流, 犹如用筷子搅动杯中的热水, 加大了换热的面积。冷热介质分别在换热板片的两侧流动,湍流形成的大量换热面与板片接触, 通过板片来进行充分的热传递,达到最终的换热效果。冷热介质的隔离主要通过密封垫的分割, 或者通过大量的焊缝来保证, 在换热板片不开裂穿孔的情况下, 冷热介质不会发生混淆。
二、 设计任务与操作条件
1. 设计题目
1.5万吨/年石脑油冷却器的设计
2. 设计任务与操作条件
1) 石脑油：入口温度140℃，出口温度40℃
2) 冷却介质：自来水，入口温度25℃，出口温度45℃
3) 允许压强降：不大于100kPa
4) 每年按300天24小时连续运行。
两流体在定性温度下的物性数据
物性
流体 密度 ㎏/m3 比热KJ/(㎏•oC) 粘度 mPa•s 导热系W/(m•oC)
石脑油 825 2.22 0.715 0.140
水 994．0 4.17 0.727 0.626
3. 确定设计方案
1) 选择换热器的类型
两流体温的变化情况：热流体进口温度140℃出口温度40℃；冷体进口温度25℃出口温度为45℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用列管式换热器。
2) 管程安排
循环冷却水易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降。但是由于石脑油是一种有毒且易燃易爆具有一定危险性的轻质油品，考虑到安全性和两物流的操作压力方面，应该让石脑油走管程，所以从总体考虑，应使石脑油走管程，循环冷却水走壳程。
4. 计算传热面积并初选换热器型号
1．计算石脑油的流量：
根据《化工原理课程设计任务书》中的数据可以计算出石脑油的流量
2．确定热流体及冷流体的物理性质：
物性
流体 密度 ㎏/m3 比热KJ/(㎏•oC) 粘度 mPa•s 导热系W/(m•oC)
石脑油 825 2.22 0.715 0.140
水 994．0 4.17 0.727 0.626
3．传热量计算：
忽略热损失，冷却水耗量为
4．确定流体的温度：
本设计中热流体为石脑油，冷流体为水，故为使石脑油可以尽可能快的通过管壁面向冷却水中散热，可以增加传热面积提高冷却效果，令石脑油走管程而水走壳程。
5．计算平均温度：
按换热器中苯与水逆流来计算平均温度，以单壳程来考虑其温度校正系数 。
石脑油：140℃→40℃
水： 45℃←25℃
: 95℃ 15℃
计算R和P：
由R、P值，查《化工原理（上册）》（天津大学化工学院夏清主编，修订版）（以下所提《化工原理》均指本书）P232页，图5-11（b）
得 =0.85>0.8 , 故可以选用。
6．设定管程流速、选择K值并估算传热面积：
参照P280页表4-14管壳式换热器中易燃,易爆液体的安全允许速度
可取管程的流速为
由此可以确定所需单管程数 ，故取双管程管数为4
根据两流体的情况，取K值为200W/(m2 •℃),则可以计算出单程换热器的管长为
取单管管长为6.0m，则管程 =10,由此可得总管数 =4n=40
且
查找《化工原理（上册）》书后附录十九固定管板式换热器（TB/T 4715—92），
并考虑到两流体温度差 ,为减少温差所引起的热应力，可选用带有膨胀节的固定管板式换热器，初选换热器型号为：G325Ⅳ-1.6-19，主要参数如下：
外壳直径：325mm
公称压力：1.6MPa
公称面积：19m2
管子尺寸：
管子数：40
管长：6m
管中心距：32mm
管程数 ：4
管子排列方式：正三角形
管程流通面积：0.0031
实际传热面积
通过计算可知， ，即采用此换热面积的换热器要求过程的总传热系数为 。
5. 核算压力降：
1．管程压力降：
，其中 =1.4， =1， =2。
管程流速：
雷诺系数为：
对于碳钢管，取管壁粗糙度 ，则相对粗糙度为 。
在《化工原理（上册）》P54页查图1—27知，摩擦系数
，将其带入前式，计算得
管程的压力降满足设计条件。
2．壳程压力降：
管子为正三角形排列，F=0.5
取折流挡板间距z=0.15m，D=0.7m，
折流挡板数为
壳程流通面积
壳程流速
故
计算结果表明，管程和壳程的压力降都能满足设计条件。
6. 核算总传热系数：
1、管程对流传热系数
（湍流）
普朗特数
对流传热系数
2、壳程对流传热系数
管子为正三角形排列，则
壳程中水被加热 （液体被加热时 ）
3、总传热系数K：
管壁热阻和污垢热阻可忽略时，总传热系数K为：
与 ，故所选换热器是合适的，安全系数是
设计结果为：选用带有膨胀节的固定管板式换热器，型号为G325Ⅳ-1.6-19。
三、 参考文献
[1]《化工原理》天津大学化工原理教研室编 天津：天津大学出版社. （1999）
[2]《换热器》秦叔经、叶文邦等 ，化学工业出版社（2003）
[3]《化工原理（第三版）上、下册》谭天恩、窦梅、周明华等，化学工业出版社（2006）
[4]《化工过程及设备设计》华南工学院化工原理教研室（1987）
[5]《 化工原理课程设计》贾绍义等，天津大学出版社（2003）
四、 主要符号说明
硝基苯的定性温度 T 冷却水定性温度 t
硝基苯密度 ρo 冷却水密度 ρi
硝基苯定压比热容 cpo 冷却水定压比热容 cpi
硝基苯导热系数 λo 冷却水导热系数 λi
硝基苯粘度 μo 冷却水粘度 μi
热流量 Wo 冷却水流量
热负荷 Qo 平均传热温差
总传热系数
管程雷诺数
温差校正系数
管程、壳程传热系数
初算初始传热面积
传热管数
初算实际传热面积 S 管程数
壳体内径 D 横过中心线管数
折流板间距 B 管心距 t
折流板数
NB 接管内径
管程压力降
当量直径
壳程压力降
面积裕度 H
五、 课程设计感想
经过一个星期的奋战，终于完成了一个还算可以的换热器设计，这几天我过的很充实，是我大学生活里继两次实习后又一次最充实的生活，看着我们小组的劳动成果，心里有种说不出的感觉。毕竟我们的努力还算有所回报，我为自己的努力感到自豪，当然我也认识到了自己学习中的不足。
我想说：功夫不负有心人，为完成这次课程设计我们确实很辛苦，但苦中仍有乐。我们一边忙着复习备考，一边还要做课程设计，时间对我们来说一下子变得很宝贵，真是恨不得睡觉的时间也拿来用了。当自己越过一个又一个难题时，笑容在脸上绽放。当我看到设计终于完成的时候，我乐了。对我而言，知识上的收获重要，精神上的丰收更加可喜。从这次的课程设计中，我不仅巩固了课本的知识，还学到了许许多多其他的知识。我知道了每一个课程之间是融会贯通的。在化工原理的课程设计中也用到了机械制图基础的知识，可是自己的机械制图基础没有学好，于是就要重新翻书来确定自己的一些设计是否正确。
其次了解到团队合作很重要，每个人都有分工，但是又不能完全分开来，还要合作，所以设计的成败因素中还有团队的合作好坏。
这次设计让我知道了学无止境的道理。我们每一个人永远不能满足于现有的成就，人生就像在爬山，一座山峰的后面还有更高的山峰在等着你。挫折是一份财富，经历是一份拥有。这次课程设计必将成为我人生旅途上一个非常美好的回忆！
当然我的设计肯定有不足之处，希望老师批评指正，下次一定会做得更好。
C. 化工生产对换热设备有哪些要求
附合工艺要求就行了,
D. 化工原理浮头式换热器的课程设计！！！100分要具体过程（计算过程）
我毕业设计就做的浮头式换热器，但是现在已经忘了具体步骤了，很多，但是我记得书上都会有主要步骤的，很简单，自己看书结合例子做一下吧。只要自己从头到尾把这个做出来，你会感觉收获很大的，还是建议自己做！
E. 什么是化学工程与工艺
化学工程
研究化学工业和其他过程工业 (process instry) 生产中所进行的化学过程和物理过程共同规律的一门工程学科。这些工业包括石油炼制工业、冶金工业、建筑材料工业、食品工业、造纸工业等。它们从石油、煤、天然气、盐、石灰石、其他矿石和粮食、木材、水、空气等基本的原料出发，借助化学过程或物理过程，改变物质的组成、性质和状态，使之成为多种价值较高的产品，如化肥、汽油、润滑油、合成纤维、合成橡胶、塑料、烧碱、纯碱、水泥、玻璃、钢、铁、铝、纸浆等等。化学过程是指物质发生化学变化的反应过程，如柴油的催化裂化制备高辛烷值汽油是一个化学反应过程。物理过程系指物质不经化学反应而发生的组成、性质、状态、能量变化过程，如原油经过蒸馏的分离而得到汽油、柴油、煤油等产品。至于其他一些领域 , 诸如矿石冶炼 , 燃料燃烧，生物发酵，皮革制造，海水淡化等等，虽然过程的表现形式多种多样，但均可以分解为上述化学过程和物理过程。实际上，化学过程往往和物理过程同时发生。例如催化裂化是一个典型的化学过程，但辅有加热、冷却和分离，并且在反应进行过程中，也必伴随有流动、传热和传质。所有这些过程，都可通过化学工程的研究，认识和阐释其规律性，并使之应用于生产过程和装置的开发、设计、操作，以达到优化和提高效率的目的。
上述工业生产的共同特点是，从实验室到工业生产特别是大规模的生产，都要解决一个装置的放大问题。生产规模扩大和经济效益提高的重要途径是装置的放大，以节省投资，降低消耗，减少占地 , 节约人力。但是 , 在大装置上所能达到的某些指标，通常低于小型试验结果，原因是随着装置的放大，物料的流动、传热、传质等物理过程的因素和条件发生了变化。这种起源于放大过程的效应，长期以来被笼统地称作“放大效应”，它包含了很多已查明或未查明的物理因素（或称工程因素）的影响。化学工程的一个重要任务就是研究有关工程因素对过程和装置的效应，特别是在放大中的效应，以解决关于过程开发、装置设计和操作的理论和方法等问题。它以物理学、化学和数学的原理为基础，广泛应用各种实验手段，与化学工艺相配合，去解决工业生产问题。
化学工程包括单元操作、化学反应工程、传递过程、化工热力学、化工系统工程、过程动态学及控制等方面。
单元操作 构成多种化工产品生产的物理过程都可归纳为有限的几种基本过程，如流体输送、换热（加热和冷却）、蒸馏、吸收、蒸发、萃取、结晶、干燥等。这些基本过程称为单元操作。对单元操作的研究，得到具有共性的结果，可以用来指导各类产品的生产和化工设备的设计。在 20 世纪初，对化学工程的认识虽只限于单元操作，但却开拓了一个崭新的领域和出现了一些从事崭新职业的化学工程师。这些化学工程师不同于以往的化工生产工作者，他们经历过化学工程这一专门学科的训练，故有能力使化工生产过程和设备设计、制造和操作控制更为合理。直到今天，各个单元操作的研究还是有着极为重要的理论意义和应用价值，而且是为了适应新的技术要求，一些新的单元操作不断出现并逐步充实进来。
化学反应工程 化学反应是化工生产的核心部分，它决定着产品的收率，对生产成本有着重要影响。尽管如此，在早期因其复杂性而阻碍了对它的系统研究。直到 20 世纪中叶，在单元操作和传递过程研究成果的基础上，在各种反应过程中，如氧化、还原、硝化、磺化等发现了若干具有共性的问题，如反应器内的返混、反应相内传质和传热、反应相外传质和传热、反应器的稳定性等。对于这些问题的研究，以及它们对反应动力学的各种效应的研究，构成了一个新的学科分支即化学反应工程，从而使化学工程的内容和方法得到了充实和发展。
传递过程 是单元操作和反应工程的共同基础。在各种单元操作设备和反应装置中进行的物理过程不外乎三种传递：动量传递、热量传递和质量传递。例如，以动量传递为基础的流体输送、反应器中的气流分布；以热量传递为基础的换热操作 , 聚合釜中聚合热的移出 ; 以质量传递为基础的吸收操作，反应物和产物在催化剂内部的扩散等。有些过程有两种或两种以上的传递现象同时存在 , 如气体增减湿等。作为化学工程的学科分支 , 传递过程着重研究上述三种传递的速率及相互关系，连贯起一些本质类同但表现形式各异的现象。
化工热力学 是单元操作和反应工程的理论基础，研究传递过程的方向和极限，提供过程分析和设计所需的有关基础数据。因此，化学工程的学科分支也可以分两个层次：单元操作和反应工程较多地直接面向工业实际，传递过程和化工热力学较多地从基础研究角度，支持前两个分支。通过这两个层次使理论和实际得以密切结合。
随着生产规模的扩大和资源、能源的大量耗用，使得早先并不显得很重要的问题逐渐突出起来。例如能量利用问题，设计和操作优化问题，在大型生产中都十分重要。由于化工过程中，各个过程单元相互影响，相互制约，因此很有必要将化工过程看作一个综合系统，并建立起整体优化的概念。于是系统工程这一学科在化学工程中得到了迅速的发展，也取得了明显的效果，形成了化工系统工程。它是系统工程方法与单元操作和化学反应工程这两个学科分支相结合的产物。为了保持操作的合理和优化，过程动态特性和控制方法也是化学工程的重要内容。
化学工程的研究对象 通常是非常复杂的，主要表现在：①过程本身的复杂性：既有化学的，又有物理的，并且两者时常同时发生 , 相互影响。②物系的复杂性 : 既有流体（气体和液体），又有固体，时常多相共存。流体性质可有大幅度变化，如低粘度和高粘度、牛顿型和非牛顿型等。有时，在过程进行中有物性显著改变，如聚合过程中反应物系从低粘度向高粘度的转变。③物系流动时边界的复杂性：由于设备（如塔板、搅拌桨、档板等）的几何形状是多变的，填充物（如催化剂、填料等）的外形也是多变的，使流动边界复杂且难以确定和描述。
化学工程的研究方法 由于化学工程对象的这些特点，使得解析方法在化学工程研究中往往失效。也从而形成了自己的研究方法（化学工程研究方法），其中有些方法并非首创，而由别的领域移植而来。
早期的研究方法 化学工程初期的主要方法是经验放大，通过多层次的、逐级扩大的试验，探索放大的规律。这种经验方法耗资大、费时长、效果差，人们一直努力试图摆脱这种处境。但是时至今日，对于一些特别复杂，人们迄今尚知之甚少的过程，还不得不求助于或部分求助于此法。
20 世纪初的研究方法 相当盛行的是相似论和因次分析，其特点是将影响过程的众多变量通过相似变换或因次分析归纳成为数较少的无因次数（无量纲）群形式，然后设计模型试验，求得这些数群的关系。用这两种方法归纳实验结果，甚为有效。
对于反应过程，逐级的经验方法沿用了很长时间。由于不可能在满足几何相似和物理量相似的同时满足化学相似条件，用无因次数群关联实验结果以获得反应过程规律的思路归于无效。
50 年代以后的研究方法 直至 50 年代，才在化学反应工程领域中广泛应用数学模型方法。这一方法的影响波及到化学工程的其他分支，使研究方法出现了一个革新。但即使采用了这个方法 , 实验工作仍占重要地位 , 基础数据要依靠实验测定，模型要通过实验得到鉴别，模型参数要由实验求取，模型可靠性要由实验验证。
各种化学工程研究方法的基础是实验工作，不论采用哪一种研究方法，都应力求使实验工作有效、可靠和简易可行。各种理论、各种方法以及计算机的应用，目的都是为使实验工作更能揭示事物的规律，更为节省时间、人力和费用。在上述方法的应用中，多方面体现了过程分解（将一个复杂过程分解为两个或几个较简单过程），过程简化（较复杂过程忽略次要因素而以较简单过程简化处理）和过程综合（在分别处理分解了的过程后，再将这些过程综合为一）的思想。
重要作用
现代工业生产的规模常要求一套装置的年产量达数十万吨或更高。这些装置必然面临大量的工程问题，而且指标稍有下降，就会带来很大的经济损失。
科学技术的进步，时时刻刻在创造新的产品和新的工艺。但这些新的产品必须借助工程的手段才能实现工业生产，新的工艺要有经济和技术的合理性才能取代原有工艺。
上述装置大型化和新产品、新工艺工业化的问题都属于化学工程的研究范围。化学工程在国民经济中的重要作用是十分明显的。
例如将大量烟气中硫、氮氧化物等有害组分脱除后再排放，在实验室达到要求后，进而要在工业规模中实现大量烟气的净化，就必须考虑大规模净化的经济性和可行性，着眼点与实验室研究很不相同。
又如化工生产中 , 要求十分纯净的产品作为原料 , 如高分子化工中常要求聚合前单体的杂质含量是在百万分之几 (ppm) 数量级。对于实验室工作来说 , 这一点并不一定困难，而且小实验也不要求提纯的经济指标。但是要求大型生产装置在低消耗和设备简易可行的条件下做到这一点 , 却是一个完全不同的课题。这种课题的解决 , 有赖于单元操作的研究。假使在实验反应器中确定了优选的温度、浓度和反应时间，获得了满意的效果。而在放大过程中，由于流动的不均匀性，物料在反应器中的停留时间（反应时间）出现不均匀，偏离了优选的反应时间。由于反应热效应，大装置中因传热的限制而出现的温度不均匀，使反应温度偏离了优选温度。温度的不均匀必然导致浓度的不均匀。这些效应引起大装置中效率下降，产品成本提高，甚至可能因此失去工业价值而不宜用于生产。这个例子说明化学反应工程研究的作用和意义。
另一个例子是工业生产中为适应各过程的需要，时而需要加热，时而需要冷却。在实验室中能耗指标并不重要，但大生产就必须考虑热量的合理利用，应尽可能使加热和冷却相匹配，尽可能利用低位热能。如何合理利用热量，如何合理安排众多的设备，这一课题，是无法用实验方法解决的，而是通过化工系统工程的研究解决的。
上述数例说明生产大型化后人们对化学工程知识的紧迫需要。化学工程的成就已能在相当程度上解决这些问题。
发展方向
化学工程面临着新的挑战和新的课题，解决这些新课题的过程，必然使化学工程学科得到发展。它的研究范围和应用前景已远远越过了它原有的含义。
化学工程正向两个方向发展：一方面随着学科的成熟，不断向学科的深度发展；另一方面是不断向新的领域渗透，研究和解决新领域中的新问题。
学科的纵深方向 为了深入掌握过程的规律，对化学工程中经常遇到的多相物系、高粘度流体和非牛顿型流体的传递规律进行深入系统研究。这些研究不但有利于解决传统研究领域的问题，也有助于了解诸如人体内血液流动等新兴课题。对反应过程中多重定常稳定态问题的研究，既是反应器设计和操作的需要，也是从另一侧面对非线性系统稳定性问题研究所作的贡献。为了使大型装置的设计更为迅速可靠，研究了各种物系物性参数、热力学参数与热化学参数以及相平衡与化学平衡数据，推动了化工热力学研究进一步与实际的结合。
在研究方法方面，数学模型方法不断完善，与之相配合的是，以统计理论和信息论为基础的实验设计、数据处理、模型的筛选和鉴别以及模型参数估计等方法。为了进行过程的模拟及多方案计算，发展了多种计算机模拟系统，建立了模型库和数据库，并从定态模拟发展到为过程控制所需要的动态模拟。
向新领域的渗透 这是客观需要，也是学科发展的动力。在历史上，化学工程就在各种新过程的开发和优化，在无机化工和石油化工等装置大型化的推动下得到发展，如大型径向固定床反应器和催化裂化用流化床反应器的开发技术。在解决石油加工中多组分反应物系处理方法时，发展了集总动力学处理方法，这一方法反过来又可用于处理生物反应过程。在向材料工业渗透过程中，出现了将化学反应工程原理用于聚合过程的聚合反应工程，对于高粘物系传递特性的研究则有了实际应用的课题。随着生物技术的进展 , 出现了生物化学工程 , 以解决生物反应器和生物制剂分离等问题，如超过滤技术等。能源短缺的情况，使人们重视低温热源的利用，出现了新型换热器。为了保护环境，也为了开发海洋资源，要求研究低浓度混合物的分离技术，于是出现了新的分离技术，如膜分离、泡沫分离等。用化学工程的观点和方法，研究人体内的生理过程，如药物在人体中的扩散，以及研究人工脏器等，形成了生物医学工程这一新的研究领域。为了探索在离心力场、电场、磁场等作用下的过程规律，出现了场致化学工程。化学工程的原理甚至被应用于研究高纯电子器件的制备，喷气技术等等方面。也就是说，在化工生产领域之外，凡是存在反应过程或传递过程并值得重视的场合，几乎都可以找到化学工程的用武之地。这一认识反映了当今化学工程的概貌。
F. 化工原理管壳式换热器的课程设计！！！100分要具体过程
这只是个模板，你还要自己修改数据，其中有些公式显示不出来。不明白的问我。qq83229427
一．设计任务和设计条件
某生产过程的流程如图所示，反应器的混合气体经与进料物流患热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸收其中的可溶组分。已知混和气体的流量为227301㎏/h，压力为6.9MPa ,循环冷却水的压力为0.4MPa ，循环水的入口温度为29℃，出口温度为39℃ ，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。
物性特征：
混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：
密度
定压比热容 =3.297kj/kg℃
热导率 =0.0279w/m
粘度
循环水在34℃ 下的物性数据：
密度 =994.3㎏/m3
定压比热容 =4.174kj/kg℃
热导率 =0.624w/m℃
粘度
二． 确定设计方案
1． 选择换热器的类型
两流体温的变化情况：热流体进口温度110℃ 出口温度60℃；冷流体进口温度29℃，出口温度为39℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。
2． 管程安排
从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下贱，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。
三． 确定物性数据
定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为
T= =85℃
管程流体的定性温度为
t= ℃
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对混合气体来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。
混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：
密度
定压比热容 =3.297kj/kg℃
热导率 =0.0279w/m
粘度 =1.5×10-5Pas
循环水在34℃ 下的物性数据：
密度 =994.3㎏/m3
定压比热容 =4.174kj/kg℃
热导率 =0.624w/m℃
粘度 =0.742×10-3Pas
四． 估算传热面积
1． 热流量
Q1=
=227301×3.297×(110-60)=3.75×107kj/h =10416.66kw
2.平均传热温差 先按照纯逆流计算，得
=
3.传热面积 由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K值。假设K=320W/(㎡k)则估算的传热面积为
Ap=
4.冷却水用量 m= =
五． 工艺结构尺寸
1．管径和管内流速 选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=1.3m/s。
2．管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数
Ns=
按单程管计算，所需的传热管长度为
L=
按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l=7m，则该换热器的管程数为
Np=
传热管总根数 Nt=612×2=1224
3.平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数按式（3-13a）和式（3-13b）有 R=
P=
按单壳程，双管程结构，查图3-9得
平均传热温差 ℃
由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。
4.传热管排列和分程方法 采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。见图3-13。
取管心距t=1.25d0，则 t=1.25×25=31.25≈32㎜
隔板中心到离其最.近一排管中心距离按式（3-16）计算
S=t/2+6=32/2+6=22㎜
各程相邻管的管心距为44㎜。
管数的分成方法，每程各有传热管612根，其前后关乡中隔板设置和介质的流通顺序按图3-14选取。
5．壳体内径 采用多管程结构，壳体内径可按式（3-19）估算。取管板利用率η=0.75 ，则壳体内径为
D=1.05t
按卷制壳体的进级档，可取D=1400mm
6．折流板 采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为
H=0.25×1400=350m，故可 取h=350mm
取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3×1400=420mm，可取B为450mm。
折流板数目NB=
折流板圆缺面水平装配，见图3-15。
7．其他附件
拉杆数量与直径按表3-9选取，本换热器壳体内径为1400mm，故其拉杆直径为Ф12拉杆数量不得少于10。
壳程入口处，应设置防冲挡板，如图3-17所示。
8．接管
壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u1=10m/s，则接管内径为
圆整后可取管内径为300mm。
管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=2.5m/s，则接管内径为
圆整后去管内径为360mm
六． 换热器核算
1． 热流量核算
（1）壳程表面传热系数 用克恩法计算，见式（3-22）
当量直径，依式（3-23b）得
=
壳程流通截面积，依式3-25 得
壳程流体流速及其雷诺数分别为
普朗特数
粘度校正
（2）管内表面传热系数 按式3-32和式3-33有
管程流体流通截面积
管程流体流速
普朗特数
（3）污垢热阻和管壁热阻 按表3-10，可取
管外侧污垢热阻
管内侧污垢热阻
管壁热阻按式3-34计算，依表3-14，碳钢在该条件下的热导率为50w/(m•K)。所以
（4） 传热系数 依式3-21有
（5）传热面积裕度 依式3-35可得所计算传热面积Ac为
该换热器的实际传热面积为Ap
该换热器的面积裕度为
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
2． 壁温计算
因为管壁很薄，而且壁热阻很小，故管壁温度可按式3-42计算。由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。为确保可靠，取循环冷却水进口温度为15℃，出口温度为39℃计算传热管壁温。另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应该按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是，按式4-42有
式中液体的平均温度 和气体的平均温度分别计算为
0.4×39+0.6×15=24.6℃
(110+60)/2=85℃
5887w/㎡•k
925.5w/㎡•k
传热管平均壁温
℃
壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85℃。壳体壁温和传热管壁温之差为 ℃。
该温差较大，故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。
3．换热器内流体的流动阻力
（1）管程流体阻力
, ,
由Re=35002，传热管对粗糙度0.01，查莫狄图得 ，流速u=1.306m/s,
,所以，
管程流体阻力在允许范围之内。
（2）壳程阻力 按式计算
, ,
流体流经管束的阻力
F=0.5
0.5×0.2419×38.5×(14+1)× =75468Pa
流体流过折流板缺口的阻力
, B=0.45m , D=1.4m
Pa
总阻力
75468+43218=1.19× Pa
由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。
（3）换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：
参数 管程 壳程
流率 898560 227301
进/出口温度/℃ 29/39 110/60
压力/MPa 0.4 6.9
物性 定性温度/℃ 34 85
密度/（kg/m3） 994.3 90
定压比热容/[kj/（kg•k）] 4.174 3.297
粘度/（Pa•s） 0.742×
1.5×
热导率（W/m•k） 0.624 0.0279
普朗特数 4.96 1.773
设备结构参数 形式 浮头式 壳程数 1
壳体内径/㎜ 1400 台数 1
管径/㎜ Φ25×2.5 管心距/㎜ 32
管长/㎜ 7000 管子排列 △
管数目/根 1224 折流板数/个 14
传热面积/㎡ 673 折流板间距/㎜ 450
管程数 2 材质 碳钢
主要计算结果
管程 壳程
流速/（m/s） 1.306 4.9
表面传热系数/[W/（㎡•k）] 5887 925.5
污垢热阻/（㎡•k/W） 0.0006 0.0004
阻力/ MPa 0.04325 0.119
热流量/KW 10417
传热温差/K 48.3
传热系数/[W/（㎡•K）] 400
裕度/% 24.9%
七． 参考文献：
1． 刘积文主编，石油化工设备及制造概论，哈尔滨；哈尔滨船舶工程学院出版社，1989年。
2． GB4557.1——84机械制图图纸幅面及格式
3． GB150——98钢制压力容器
4． 机械工程学会焊接学会编，焊接手册，第3卷，焊接结构，北京；机械工业出版社 1992年。
5． 杜礼辰等编，工程焊接手册，北京，原子能出版社，1980
6． 化工部六院编，化工设备技术图样要求，化学工业设备设计中心站，1991年。
G. 化工原理课程设计实习换热器
《化工原理课程设计》教学大纲(2005)0 一、 课程的性质、目的与任务 性质：课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试；是对学生在规定的时间内完成指定的化工单元操作设计任务的初步训练。 目的、任务： （1）通过化工原理课程设计，培养学生能综合运用本课程和前修课程的基础知识，进行融会贯的独立思考能力，巩固和强化化工原理有关课程的基本理论和基本知识； （2）培养学生化工工程设计的技能以及独立分析问题、解决问题的能力，了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的主要程序和方法，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练； （3）培养学生分析和解决工程实际问题的能力，树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，为学生后续课程及毕业设计打下一定的基础。 （4）使学生熟悉查阅并能综合运用各种有关的设计手册、规范、标准、图册等设计技术资料；进一步掌握识图、制图、运算、编写设计说明书等基本技能；完成作为工程技术人员在工艺设计方面所必备的设计能力的基本训练。 二、 课程设计的内容与安排 1. 课程设计课题目的选择 本课程的设计包括列管式换热器、板式精馏塔、板式吸收塔、填料精馏塔、填料吸收塔或其它典型化工设备的设计，学生可从中选择一种化工设备进行设计。 2．课程设计的内容及要求 2．1内容 A.列管式换热器（或其它换热器）的设计 ①主要技术要求和指标 a. 选择列管式换热器的结构 b. 计算传热平均温差 c. 计算总传热系数 d. 计算总传热面积 ②方案选择及原理 e. 列管式换热器型式的选择：主要依据换热系数及流过管壳程流体的温差来确定。 f. 流体流动空间的选择：主要从传热系数、设备结构、清洗方便来确定。 g. 流体流速的选择：由设备费和操作费的总和决定，即由经济衡算确定，同时流速的选择还应使管长和管程适当。 h. 流体流动管程的选择：主要从操作费用、设备费用综合考虑。 i. 流体的出口温度:主要依据操作费用及设备参数来确定。 j. 管程数与壳程数的确定:管内流体流量较小时,管内流速较低,对流传热系数较小,为提高管内流速可采用多管程数，但程数过多，流体流动阻力增大且平均温差下降，故设计时应综合考虑各因素来确定程数。 B. 板式塔的设计:筛板塔、浮阀塔或其它塔（精馏或吸收） ①主要技术要求和指标 a. 塔径 b.理论塔板数 c.实际塔板数 d.塔高、塔板的设计，溢流装置与流体流型、筛板的流体力学验算 ②方案选择及原理 a． 装置流程的确定：要较全面、合理地兼顾设备费用、操作费用、操作控制方便及安全因素。 b． 操作压强的选择：根据冷凝温度决定。 c． 进料状态的选择：原则上，在供热量一定的情况下，热量应尽可能由塔底进入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，提馏段采用相同塔径以便于制造，则常采用饱和液体（泡点）进料，但需增设原料预热器。若工艺要求减少塔釜加热量避免釜温过高，料液产生结焦或聚合，则应采用气态进料。 d． 加热方式的选择：大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器；当塔釜残留液的主要成分为水分时，可以用直接水蒸气加热，此时可省掉加热设备，但需要增加提馏段的塔扳数。 e． 回流比的选择：力求使总费用最低，一般经验值为R=(1.1～1.2)Rmin，对特殊物系与场合应根据实际情况选择回流比。 C. 填料塔的设计（精馏或吸收） 主要技术要求和指标 a. 合理选择填料种类、规格、材质； b. 塔径、填料层高度； c. 填料层压降计算； d. 填料塔内件选择，液体分布器设计，液体分布器布液能力的计算 2.2设计成果 (1)完成主要设备的工艺设计，设计说明书1份，按要求完成课程设计说明书。 (2)完成主要设备设计（包括外形图和剖面图各1张，零部件图1-2张）。 2.3设计成果要求 a. 按要求认真、仔细、完成课程设计说明书。说明书书面整洁，结构力求合理、完整； b. 设计合理、实用、经济、工艺性好,能理论联系实际，综合考虑问题， c. 查阅、计算、处理数据准确； d. 所绘图纸要求表达清晰、图面整洁，符合制图标准； 3.教学安排 本课程设计时间一周。 向学生布置课程设计有关任务， 学生也可以自己立题（相同题目少于5人），提出有关要求，讲解与设计有关的主要内容(2学时)；熟悉设计内容并查询有关资料（1天）；从事课程设计具体工作（2天）；绘制课程设计图纸（1天）；整理课程设计说明书（1天）。 课程设计的步骤和进度： 3.1准备阶段 1）设计前应预先准备好设计资料、手册、图册、计算和绘图工具、图纸及报告纸等； 2）认真研究设计任务书，分析设计题目的原始数据和工艺条件，明确设计要求和设计内容； 3）设计前应认真复习有关教科书、熟悉有关资料和设计步骤； 4）应结合现场参观，熟悉典型设备的结构，比较其优缺点。 3.2设计阶段 化工原理课程设计主要是对单元操作中主要设备进行工艺设计。根据单元操作中的工艺条件（压力、温度、介质特性、物料量等）及原始数据，查取有关数据，进行物料衡算；围绕着设备内、外附件的工艺尺寸进行选型、设计；并对设计结果进行校核。这一步往往通过“边算、边选、边改”的做法来进行。 3.3设计说明书 设计计算说明书是图纸设计的理论依据，是设计计算的整理和总结，是审核设计的技术文件之一。其内容大致包括： 1） 封面： 包括课程设计题目、系别、班级、学生姓名、设计时间等。 2） 目录 3） 设计任务 4） 概述与设计方案的分析和和拟定, 工艺流程简图与主体设备工艺条件图 5） 设计条件及主要物性参数表 6） 按设计任务顺序说明(有关参数计算、物料衡算，主要设备各部分工艺尺寸的确定和设计计算、设计结果校核) 7） 设计结果汇总表 8） 对本设计的评述 本部分主要介绍设计者对本设计的评价及设计者的学习体会。 9 ）参考文献 10） 附录 3.4制图 根据计算结果，选取一定比例，按要求进行制图。 3.5课程设计答辩 课程设计的图样及说明书全部完成后，须经指导教师审阅，得到认可后，方能参加答辩。 4.课程设计的成绩评定 课程设计的成绩要根据图样、说明书和答辩所反映的设计质量和能力，以及设计过程中的学习态度综合加以评定。 总体表现：态度认真，积极思考，独力分析问题、解决问题能力强 20% 设计说明书: 40% 其中 书写工整，结构合理、完整 10% 设计方案正确，思路清晰 10% 设计计算正确，条理清楚 20% 设计图图纸正确、清晰、整洁 25% 答辩 15% 教学建议： 希望能将课程设计与生产实习、毕业实习相结合，使该课程更好地发挥其作用。 四．教材及教学参考资料 教材：柴诚敬，刘国维，李阿娜主编.化工原理课程设计,天津:天津科学技术出版社,2002 (4) 参考资料： [1] 郑帜等.化工工艺设计手册,北京:化学工业出版社,1994(8) [2] 时钧等.化学工程手册 ,北京:化学工业出版社,1996(2) [3] 姚玉英主编.化工原理,天津:天津大学出版社,1999(1) 责 任 表 执笔人 邹丽霞 专业负责人 熊国宣 院长 罗明标 参加 讨论 人员 黄国林、熊国宣、刘峙嵘、许文苑、黄海清、陈中胜、孟利娜、梁喜珍，杨婥 日期 2005年1月10日
H. 化工原理列管式换热器课程设计
转载，供参考：列管式换热器的设计和选用（1） 列管式换热器的设计和选用应考虑的问题
◎ 冷、热流体流动通道的选择
具体选择冷、热流体流动通道的选择
在换热器中，哪一种流体流经管程，哪一种流经壳程，下列几点可作为选择的一般原则：
a) 不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。
b) 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。
c) 压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。
d) 饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与流速无关，而且冷凝液容易排出。
e) 流量小而粘度大（ ）的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re>100即可达到湍流。但这不是绝对的，如流动阻力损失允许，将这类流体通入管内并采用多管程结构，亦可得到较高的表面传热系数。
f) 若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将表面传热系数大的流体通入壳程，以减小热应力。
g) 需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。
以上各点常常不可能同时满足，应抓住主要方面，例如首先从流体的压力、防腐蚀及清洗等要求来考虑，然后再从对阻力降低或其他要求予以校核选定。
◎ 流速的选择
常用流速范围流速的选择
流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系数，而且影响污垢热阻，从而影响传热系数的大小，特别对于含有泥沙等较易沉积颗粒的流体，流速过低甚至可能导致管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流体阻力增大。因此选择适宜的流速是十分重要的。根据经验，表4.7.1及表4.7.2列出一些工业上常用的流速范围，以供参考。
表4.7.1 列管换热器内常用的流速范围流体种类流速 m/s管程壳程一般液体
宜结垢液体
气 体0.5～0.3
>1
5～300.2～1.5
>0.5
3～15
表4.7.2 液体在列管换热器中流速（在钢管中）液体粘度 最大流速 m/s>1500
1000～500
500～100
100～53
35～1
>10.6
0.75
1.1
1.5
1.8
2.4◎ 流动方式的选择
流动方式选择流动方式的选择
除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。当流量一定时，管程或壳程越多，表面传热系数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。
当采用多管程或多壳程时，列管式换热器内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以修正，具体修正方法见4.4节。
◎ 换热管规格和排列的选择
具体选择 换热管规格和排列的选择
换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用 和 两种规格，对一般流体是适应的。此外，还有 ，φ57×2.5的无缝钢管和φ25×2, 的耐酸不锈钢管。
按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m，故系列标准中管长有1.5，2，3，4.5，6和9m六种，其中以3m和6m更为普遍。同时，管子的长度又应与管径相适应，一般管长与管径之比，即L/D约为4～6。
管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图4.7.11a，图4.7.11b）。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对易结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束斜转45°安装（图4.7.11c），可在一定程度上提高表面传热系数。
图4.7.11 管子在管板上的排列
◎ 折流挡板
折流挡板间距的具体选择折流挡板
安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。
对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。由图4.7.12可以看出，弓形缺口太大或太小都会产生"死区"，既不利于传热，又往往增加流体阻力。
a.切除过少b.切除适当 c.切除过多
图4.7.12挡板切除对流动的影响
挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径的0.2～1.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为：
固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七种
浮头式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八种。（2）流体通过换热器时阻力的计算
换热器管程及壳程的流动阻力，常常控制在一定允许范围内。若计算结果超过允许值时，则应修改设计参数或重新选择其他规格的换热器。按一般经验，对于液体常控制在104～105Pa范围内，对于气体则以103～104Pa为宜。此外，也可依据操作压力不同而有所差别，参考下表。换热器操作允许压降△P换热器操作压力P(Pa)允许压降△P<105 (绝对压力)
0～105 (表压)
>105 (表压)0.1P
0.5P
>5×104 Pa◎ 管程阻力
管程阻力可按一般摩擦阻力计算式求得。
具体计算公式管程阻力损失
管程阻力损失可按一般摩擦阻力计算式求得。但管程总的阻力 应是各程直管摩擦阻力 、每程回弯阻力 以及进出口阻力 三项之和。而 相比之下常可忽略不计。因此可用下式计算管程总阻力损失 ：
式中 每程直管阻力 ；
每程回弯阻力 ；
Ft－结构校正系数，无因次，对于 的管子，Ft=1.4，对于 的管子Ft=1.5；
Ns－串联的壳程数，指串联的换热器数；
Np－管程数；
由此式可以看出，管程的阻力损失（或压降）正比于管程数Np的三次方，即
∝
对同一换热器，若由单管程改为两管程，阻力损失剧增为原来的8倍，而强制对流传热、湍流条件下的表面传热系数只增为原来的1.74倍；若由单管程改为四管程，阻力损失增为原来的64倍，而表面传热系数只增为原来的3倍。由此可见，在选择换热器管程数目时，应该兼顾传热与流体压降两方面的得失。
◎ 壳程阻力
对于壳程阻力的计算，由于流动状态比较复杂，计算公式较多，计算结果相差较大。
埃索法计算公式壳程阻力损失
对于壳程阻力损失的计算，由于流动状态比较复杂，提出的计算公式较多，所得计算结果相差不少。下面为埃索法计算壳程阻力损失的公式：
式中 -壳程总阻力损失， ；
-流过管束的阻力损失， ；
-流过折流板缺口的阻力损失， ；
Fs-壳程阻力结垢校正系数，对液体可取Fs=1.15，对气体或可凝蒸汽取Fs=1.0；
Ns-壳程数；
又管束阻力损失
折流板缺口阻力损失
式中 -折流板数目；
-横过管束中心的管子数，对于三角形排列的管束， ；对于正方形排列的管束， ， 为每一壳程的管子总数；
B-折流板间距，m；
D-壳程直径，m；
-按壳程流通截面积或按其截面积 计算所得的壳程流速，m/s；
F-管子排列形式对压降的校正系数，对三角形排列F=0.5，对正方形排列F=0.3，对正方形斜转45°，F=04；
-壳程流体摩擦系数，根据 ，由图4.7.13求出（图中t为管子中心距），当 亦可由下式求出：
因 ， 正比于 ，由式4.7.4可知，管束阻力损失 ，基本上正比于 ，即
∝
若挡板间距减小一半， 剧增8倍，而表面传热系数 只增加1.46倍。因此，在选择挡板间距时，亦应兼顾传热与流体压降两方面的得失。同理，壳程数的选择也应如此。
图4.7.13 壳程摩擦系数f0与Re0的关系列管式换热器的设计和选用(续)（3）列管式换热器的设计和选用的计算步骤
设有流量为去qm,h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力 。根据传热速率基本方程：
当Q和 已知时，要求取传热面积A必须知K和 则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。
◎ 初选换热器的规格尺寸
◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数 大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。
◆ 计算热流量Q及平均传热温差△tm，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A估。
◆ 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。 ◎ 计算管、壳程阻力
在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数NP和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时NP与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。
◎ 核算总传热系数
分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。如果相差较多，应重新估算。
◎ 计算传热面积并求裕度
根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△tm，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积AP大于A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度的计算式为：
换热器的传热强化途径如欲强化现有传热设备，开发新型高效的传热设备，以便在较小的设备上获得更大的生产能力和效益，成为现代工业发展的一个重要问题。
依总传热速率方程：
强化方法：提高 K、A、 均可强化传热。
◎提高传热系数K
热阻主要集中于 较小的一侧，提高 小的一侧有效。
◆ 降低污垢热阻
◆ 提高表面传热系数
提高 的方法：
无相变化传热：
1） 加大流速；
2）人工粗造表面；
3）扰流元件。 有相变化传热：
蒸汽冷凝 ：
1）滴状冷凝，
2）不凝气体排放，
3）气液流向一致 ，
4）合理布置冷凝面，
5）利用表面张力 （沟槽 ，金属丝）液体沸腾：
1）保持核状沸腾，
2） 制造人工表面，增加汽化核心数。
◎ 提高传热推动力
加热蒸汽P ，
◎ 改变传热面积A
关于传热面积A的改变，不以增加换热器台数，改变换热器的尺寸来加大传热面积A，而是通过对传热面的改造，如开槽及加翅片、以不同异形管代替光滑圆管等措施来加大传热面积以强化传热过程。
I. 换热实验 化工原理
换热实验中，抽气速率管路特性泵的有效功率泵效率最大允许安装高度风机全压换算液体的搅拌搅拌目的均相液体的混合，多相物体 ( 液液，气液，液固 ) 的分散和接触，强化传热。搅拌器按工作原理分类搅拌器按工作原理可分为旋桨式，涡轮式两大类。旋桨式大流量，低压头；涡轮式小流量，高压头。混合效果搅拌器的混合效果可以用调匀度、分隔尺度来度量。宏观混合总体流动是大尺度的宏观混合；强烈的湍动或强剪切力场是小尺度的宏观混合。微观混合只有分子扩散才能达到微观混合。总体流动和强剪切力场虽然本身不是微观混合，但是可以促进微观混合，缩短分子扩散的时间。搅拌器的两个功能产生总体流动；同时形成湍动或强剪切力场。改善搅拌效果的工程措施改善搅拌效果可采取增加搅拌转速、加挡板、偏心安装搅拌器、装导流筒等措施。流体通过颗粒层的流动非球形颗粒的当量直径球形颗粒与实际非球形颗粒在某一方面相等，该球形的直径为非球形颗粒的当量直径，如体积当量直径、面积当量直径、比表面积当量直径等。形状系数等体积球形的表面积与非球形颗粒的表面积之比。分布函数小于某一直径的颗粒占总量的分率。频率函数某一粒径范围内的颗粒占总量的分率与粒径范围之比。