乙醇预热器的设计
乙醇原料液-釜液换热器设计
吉林化工学院热能利用及系统工程课程设计乙醇原料液-釜液换热器设计Raw material for ethanol - kettle liquid heat exchangerdesign教学院：机电工程学院系别：能源动力系学生学号：11460224学生姓名：陈寿山专业班级：热动1102指导教师：甘树坤、吕雪飞职称：教授起止日期：2014.10.27～2014.11.8吉林化工学院Jilin Institute of Chemical Technology陈寿山：乙醇原料液-釜液换热器设计设计的前半部分是工艺计算部分，主要是根据给定的设计条件估算换热面积，从而进行换热器的选型，校核传热系数，计算出实际的换热面积，最后进行压力降和壁温的计算。
设计的后半部分则是关于结构和强度的设计，主要是根据已经选定的换热器型式进行设备内各零部件（如接管、折流板、定距管、钩圈、管箱等）的设计，包括：材料的选择、具体尺寸确定、确定具体位置、管板厚度的计算、浮头盖和浮头法兰厚度的计算、开孔补强计算等。
关键词：管壳式换热器；浮头式换热器；管板；浮头盖；浮头法兰- I -陈寿山：乙醇原料液-釜液换热器设计AbstractDesign is the first half of the process calculation part,Mainly according to t he given design conditions to estimate the heat transfer area,And thus for the he at transfer area selection，Check the heat transfer coefficient,Calculate the actual heat transfer area,Finally carries on the pressure drop and the calculation of wall temperature.After half part is about the structure of the design and strength calc ulation,Mainly according to the internal heat exchanger type has been selected fo r equipment partsdesign(Such as to take over，baffle，Spacer pipe，Hook ring，T ube boxEtc）,including: The choice of materials，determine the specific size，Ide ntify a specific date，the calculation of the thickness of the tube plate，the calcu lation of floating head cover and the thickness of the floating head flange，openi ng reinforcement calculation, etc.Keywords: Tube and shell heat exchanger; Floating head heat exchanger;Tub e sheet; Floating head cover; Floating head flange- II -陈寿山：乙醇原料液-釜液换热器设计目录摘要 (I)Abstract ...............................................................................................................................................I I 设计任务书.. (1)第1章前言 (1)第2章设计方案概述和简介 (3)2.1 概述 (3)2.2 方案简介 (3)2.2.1 列管式换热器的分类 (3)2.2.2 设计方案选定 (4)第3章换热器的设计计算 (6)3.1 物性参数的确定 (6)3.1.1 定性温度的确定 (6)3.1.2原料液和釜液在定性温度下的相关物性参数 (6)3.2 换热器设计计算 (6)3.2.1 传热量计算 (6)3.2.2 换热器壳程数及流程 (6)3.3 估算传热面积 (7)3.3.1传热温差 (7)3.3.2 传热面积 (7)3.4传热管排列和分程方法 (7)3.5 壳体相关参数 (9)3.6换热器核算 (11)第4章辅助设备的计算和选型 (14)4.1 拉杆规格 (14)4.2 接管 (14)第5章设计结果汇总表 (15)结论 (16)参考文献 (17)附录：符号说明 (18)致谢 (20)- III -陈寿山：乙醇原料液-釜液换热器设计设计任务书设计题目：乙醇原料液-釜液换热器设计- 1 -陈寿山：乙醇原料液-釜液换热器设计第1章前言机械课程设计是理工科专业学习的一个重要环节，是综合运用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。
化工原理课程设计说明书 预热器
第一章列管换热器设计概述1.1.换热器系统方案的确定进行换热器的设计，首先应根据工艺要求确定换热系统的流程方案并选用适当类型的换热器，确定所选换热器中流体的流动空间及流速等参数，同时计算完成给定生产任务所在地需的传热面积，并确定换热器的工艺尺寸且根据实际流体的腐蚀性确定换热器的材料，根据换热器内的压力来确定其壁厚。
1.1.1全塔流程的确定从塔底出来的釜液一部分进入再沸器再沸后回到精馏塔内，一部分进入到冷却器中。
为了节约能源，提高热量的利用率，采用原料液冷却塔底釜液，这样不仅冷却了釜液又加热了原料液，既可以减少预热原料所需要的热量，又可减少冷却水的消耗。
从冷却器出来的釜液直接储存，从冷却器出来的原料液再通往原料预热器预热到所需的温度。
塔顶蒸出的乙醇蒸汽通入塔顶全凝器进行冷凝，冷凝完的液体进入液体再分派器，其中的2/3回流到精馏塔内，另1/3进入冷却器中进行冷却，流出冷却器的液体直接储存作为产品卖掉。
1.1.2加热介质冷却介质的选择在换热过程中加热介质和冷却介质的选用应根据实际情况而定。
除应满足加热和冷却温度外，还应考虑来源方面，价格低廉，使用安全。
在化工生产中常用的加热剂有饱和水蒸气、导热油，冷却剂一般有水和盐水。
综合考虑，在本次设计中的换热器加热介质选择饱和水蒸气，冷却介质选择水。
1.1.3换热器类型的选择列管式换热器的结构简单、牢固，操作弹性大，应用材料广，历史悠久，设计资料完善，并已有系列化标准，特别是在高温、高压和大型换热设备中占绝对优势。
所以本次设计过程中的换热器都选用列管式换热器。
由于本次设计过程中所涉及的换热器的中冷热流体温差不大（小于70℃）,各个换热器的工作压力在1.6MP以下，都属于低压容器，因固定管板式换热器两端管板与壳体连在一起，这类换热器结构简单、价格低廉、管子里面易清洗，所以可选择列管式换热器中的固定管板式换热器。
1.1.4流体流动空间的选择哪一种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，下列各点可供选择时参考(以固定管板式换热器为例)。
化工原理课程设计--年处理7万吨乙醇的换热器设计
化工原理课程设计说明书课题名称：年处理7万吨乙醇的换热器设计目录摘要 (1)Abstract (2)第一章设计内容 (3)1.1概述 (3)1.2固定管板式换热器的优缺点 (4)1.3固定管板式换热器的构成及结构特点 (4)1.4固定管板式换热器的结构原理 (4)第二章设计计算 (5)2.1确定设计方案 (5)2.2确定物性数据 (5)2.3初选总传热系数 (7)2.4计算传热面积 (8)2.5工艺结构尺寸 (8)第三章换热器核算 (14)3.1面积核算 (14)3.2压降核算 (16)附表及符号说明 (20)设计小结与致谢 (21)参考文献 (22)摘要换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。
换热器是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。
在石油、化工、轻工、制药、能源等工业生产中，常常用作把低温流体加热或者把高温流体冷却，把液体汽化成蒸汽或者把蒸汽冷凝成液体。
根据统计，热交换器的吨位约占整个工艺设备的20%有的甚至高达30%，其重要性可想而知。
我们这次课程设计的任务是设计一套固定管板式换热器。
乙醇为热流体,水为冷流体。
乙醇进口温度为C70,出口温度为在这次设计过程包括设计方案的确定，设计计算（总传热系数选择传热面积及其工艺尺寸的计算），然后进行面积与压降核算经过反复核算最终确定出了换热器的各个参数。
面积裕度为24.7%符合面积裕度范围（15%-25%）,管程压降为2028.6pa<105pa,壳程压降为5722pa<105pa 符合设计要求。
紧接着我们开始编写说明书，用CAD画换热器装配图。
最终完成满足要求的设计方案。
关键词：固定管板式换热器设计AbstractThe heat exchanger is part of thermal fluid heat transfer to the cold fluid equipment, also called heat exchanger. Heat exchanger is the realization of chemical processes of heat exchange and transmission of essential equipment the petroleum, chemical industry, light industry, pharmaceuticals, energy and other industrial production, often used for the cryogenic fluid heating or cooling the high temperature fluid, the liquid vaporized into steam or the steam is condensed into liquid. According to statistics, heat exchanger tonnage about the entire process equipment 20%, some even as high as 30%, one can imagine the importance.We this course design task is to design a set of fixed tube plate heat exchanger Ethanol as the hot fluid, water as cooling fluid. Ethanol inlet temperature, outlet temperature in determining this design process including design, design calculation (calculation of heat transfer area and the process of selection of size of the total heat transfer coefficient and pressure drop), and then the area of accounting after repeated accounting Area of margin of 24.7% compliance area margin range (15%-25%), pipe pressure drop is 2028.6pa<105pa, pressure shell of 5722pa<105pa meets the design requirements. eventually determine the various parameters of the heat exchanger. Then, we heat exchanger assembly drawing with CAD. Finally completed to meet the requirements of the design scheme.Keywords: fixed tube sheet heat exchanger design第一章 设计内容1.1概述目前固定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。
乙醇-水精馏塔工艺设计与原l料预热器器选型111
乙醇水精馏塔工艺设计与原料液预热器选型设计表7-6 出料管的选择规格名称 接管公称直径Dg接管 外径×厚度接管伸出长度补强圈（内径、外径）规格5056×375100/588 原料预热器选型及计算8.1 试算并初选换热器规格 8.1.1确定流体通入空间两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较大，并易结垢，且乙醇水的粘度大于热水的，故选择热水走换热器的管程，乙醇水走壳程。
8.1.2 确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管式换热器的形式被加热物质为乙醇水，入口温度为30℃,出口温度为82.5加热介质为中压热水，入口温度为C 0160，出口温度为2T （由热量衡算①式得到） 加热水的定性温度：C T m 01562/)152160(=+=乙醇水的定性温度：C t m 025.562/)305.82(=+=两流体的温差：075.9925.56156=-=-m m t T ℃由于两流体温差大于70℃，故选用浮头式列管换热器。
浮头式换热器（如下图8-1）两端的管板，一端不与壳体相连，该端称浮头。
管子受热时，管束连同浮头可以沿轴向自由伸缩，完全消除了温差应力。
在凹型和梯型凹槽之间钻孔并套丝或焊设多个螺杆均布，设浮头法兰为凸型和梯型凸台双密封，分程隔板与梯型凸台相通并位于同一端面的宽面法兰，且凸型和梯型凸台及分程隔板分别与浮头管板凹型和梯型凹槽及分程凹槽相对应匹配，该浮头法兰与无折边球面封头组配焊接为浮头盖，其法兰螺孔与浮头管板的丝孔或螺杆相组配，用螺栓或螺帽紧固压紧浮头管板凹型和梯型凹槽及分程凹槽及其垫片，该结构必要时可适当加大浮头管板的厚度和直径及圆筒的内径，同时相应变更加大相关零部件的尺寸；另配置一无外力辅助钢圈，其圈体内径大于浮头管板外径，钢圈一端设法兰与外头盖侧法兰内侧面凹型或梯型密封面连接并密封，另一端设法兰或其他结构与浮头管板原凹型槽及其垫片或外圆密封。
浮头式换热器的一端管板固定在壳体与管箱之间，另一端管板可以在壳体内自由移动，这个特点在现场能看出来。
乙醇-水设计
题目：日产100吨乙醇---水精馏塔工艺设计设计任务1.进料液含30%乙醇（质量），其余为水。
2.产品的乙醇含量不得低于90%（质量）。
3.残液中乙醇含量不得高于0.5%（质量）。
4.进料方式：饱和液体进料。
5.采取直接蒸汽加热6.全凝器：列管式换热器，冷却介质循环水，冷却水入口t=20℃，出口t=40℃。
操作条件（1）、精馏塔顶压强2 KPa(表压)。
（2）、单板压降≤0.5 KPa。
（3）、全塔效率：Et≥50%设计内容1 .选定连续精馏流程；2 .塔的工艺计算；3. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计：（1）、塔高、塔径及塔板结构的主要参数；（2）、塔板的流体力学验算（仅验算压降）；4 辅助设备选型与计算；5包括全凝器的型号的选用及性能参数6设计结果一览表；7工艺流程图及全凝器主体设备图。
目录一．概述 (1)二．精馏塔设计方案简介 (1)2.1操作压力的选择分析 (2)2.2进料热状况的选择分析 (2)2.3 加热方式的选择分析 (2)2.4 回流比的选择分析 (2)2.5 产品纯度或回收率 (2)2.6 方案的确定 (2)2.7 总述 (2)三．塔的工艺尺寸的计算 (3)3.1 精馏塔的物料衡算 (3)3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (3)3.1.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (3)3.1.3 物料衡算 (3)3.2 塔板数的确定 (4)N的求取 (4)3.2.1 理论板层数T3.2.2 实际板数的求取 (6)3.3 精馏塔的物性计算 (6)3.3.1精馏段物性计算 (6)3.3.1.1.操作压力计算 (6)3.3.1.2.操作温度计算 (6)3.3.1.3.平均摩尔质量计算 (7)3.3.1.4.平均密度计算 (7)3.3.1.5.液体平均表面张力计算 (7)3.3.2提馏段物性计算 (8)3.3.2.1 操作压力计算 (8)3.3.2.2 操作温度计算 (8)3.3.2.3 平均摩尔量计算 (8)3.3.2.4平均密度计算 (9)四精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (9)4.1 塔径的计算 (9)4.2 塔高的计算 (10)五塔板主要工艺尺寸的计算 (10)5.1 溢流装置计算 (11)5.2 塔板布置 (12)六.流体力学验算 (13)6.1 塔板压降 (13)七.全凝器的设计 (14)7.1确定物性数据 (14)7.2换热器的初步选型 (14)7.3估算传热面积 (15)7.3.1热流量 (15)7.3.2.平均传热温差 (15)7.3.3.冷却水用量 (15)7.3.4.传热面积 (15)7.4工艺结构尺寸 (16)7.4.1．管径和管内流速 (16)7.4.2．管程数和传热管数 (16)7.4.3.平均传热温差 (16)7.4.4.传热管排列和分程方法 (16)7.4.5．壳体内径 (16)7.4.6．折流板 (17)7.4.7．接管 (17)7.5换热器核算 (17)7.5.1热流量核算 (17)7.5.1.1壳程表面传热系数 (17)7.5.1.2管内表面传热系数 (18)7.5.1.3污垢热阻和管壁热阻 (18)7.5.1.4 传热系数K (19)e7.5.1.4传热面积裕度 (19)7.5.2换热器内流体的流动阻力 (19)7.5.2.1管程流体阻力 (19)7.5.2.2壳程阻力 (20)八.换热器的结果汇总 (21)九.总结 (22)十.参考文献 (23)十一.符号说明 (24)一．概述乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。
精馏塔进料预热器的设计说明书-预热器课程设计
精馏塔进料预热器的设计说明书姓名：学号：专业班级：高分子材料与工程09-3指导老师：日期：2012年6月29日目录一、前言 (3)二、正文 (11)2.1确定方案 (11)2.2设计计算 (11)2.2.1初选型号 (11)2.2.2结构设计 (14)2.2.3校核 (16)2.2.4强度设计 (18)三、设计结果一览表 (24)四、主要符号说明 (25)五、小结 (25)六、参考文献 (26)摘要随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器各有优缺点，性能各异。
在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。
本课程设计以0.6MPa的饱和水蒸气加热初始温度为20摄氏度40%的乙醇水溶液，首先根据进料热状况参数计算出进料温度，即冷流体出口温度，然后按照所规定的工艺条件，通过研究传热机理，计算传热面积，校核传热系数，从而探寻所需的换热器类型和结构，主要根据已选定的换热器类型进行设备内部零件（如接管、折流板、定距管、管箱等）的设计，包括材料的选择、具体尺寸的确定，具体位置的安装、管板厚度的计算、法兰的选择、开孔补强计算等。
通过以上计算，绘制精馏塔进料预热器的工艺流程图和结构图，设计出能满足要求处理量及处理特定物料的换热器。
AbstractWith the status and role of heat exchangers in industrial production,the type of heat exchanger is also a variety of different types of heat exchangers have advantages and disadvantages,and different performance.In heat exchanger design,we should first select the applicable type,and then calculate the heat exchanger heat transfer area required,and determine the size of the structure of the heat exchanger according to process requirements.This course is designed to0.6MPa of saturated steam heating the initial temperature of20 degrees Celsius and40%aqueous ethanol solution,first of all according to the parameters of the feed thermal conditions of feed temperature,the cold fluid outlet temperature,and then follow the required process conditions.by studying the mechanism of heat transfer to calculate the heat transfer area,checking the heat transfer coefficient and thus to explore the type and structure of the heat exchanger,the main heat exchanger type has been selected,the device internal parts(such as take over the baffle from the pipe,pipe boxes,etc.)design,including choice of materials, specifically to determine the size,the specific location of the installation,the calculation of the thickness of the tube plate,flange options,opening reinforcement calculation.Through the above calculation,draw a process flow chart and block diagram of the distillation column feed preheaters,and designed to meet the requirements of processing capacity and processing of specific materials heat exchanger.一、前言换热器（英语翻译：heat exchanger），是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。
乙醇-管壳式换热器课程设计
乙醇-管壳式换热器课程设计摘要：管壳式换热器具有可靠性高、适应性广等优点，在各工业领域中得到最为广泛地应用，管壳式换热器主要有固定管板式换热器，斧头式换热器，U型管式换热器等。
一般由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成。
壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。
进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体本次设计的换热器为固定管板式换热器，具有结构简单、重量轻、造价低等优点。
依据GB150-1998《钢制压力容器》和GB151-1999《管壳式换热器》等标准对换热器各零件进行选择和计算。
固定管板式换热器包括外壳、封头、管板、折流板、法兰、以及支座等。
还涉及到了管子与管板之间的连接以及确定壁厚的校验等内容。
设计计算结果准确，图纸符合国家机械制图标准要求，传热效果满足要求。
关键词：固定管板式换热器，传热系数，管程数与壳程数，传热管排列和分程方法，折流板，接管，换热器的校核，壳体的选择，法兰的选择，折流板的设计，是否使用膨胀节的确定，开孔补强等。
目录1.设计背景 (7)1.1 课程背景 (7)1.2设计目的 (7)2.设计方案 (8)2.1设计条件 (8)2.2设计流程 (8)3.方案实施 (9)3.1确定设计方案 (9)3.1.1选择换热器的类型 (9)3.1.2流动空间及流速的确定 (9)3.1.3 计算总传热系数 (10)3.1.4 计算传热面积 (11)3.1.5工艺结构尺寸的计算 (11)3.1.6 换热器的核算 (13)3.2机械设计 (16)3.2.1换热器壳体壁厚计算及校核 (16)3.2.2 换热器封头的选择及校核 (17)3.2.3 容器法兰的选择 (17)3.2.4管板结构尺寸 (18)3.2.5 管子拉脱力的计算 (18)3.2.6计算是否安装膨胀节 (20)3.2.7折流板设计 (21)3.2.8开孔补强 (21)3.2.9支座 (22)4. 结果与结论 (23)4.1工艺设计结果汇总表 (23)5.收获： (25)6.谢辞 (26)设计背景1.1 课程背景换热器是化工、石油、钢铁、动力、食品、发电等许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要的地位。
某化工厂乙醇水换热器设计项目实例
某化工厂列管式换热器的设计选型计算实例――――甘肃中远能源动力工程有限公司提供设有流量为m 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△t m，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N P和折流板间距B再计算压力降是否合理。
这时N P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△t m，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A P大于A020%左右为宜。
即裕度为20%左右，裕度的计算式为：具体计算事例（2009年某化工厂乙醇车间节能改造项目中换热器设计项目）某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至128℃，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下：表1：设计条件数据物料流量组成（含乙醇量）温度℃操作压力kg/h mol% 进口出口MPa 釜液109779 3.3 145 0.9原料液102680 7 95 128 0.53试设计选择适宜的列管换热器。
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化工原理课程设计说明书题目：乙醇—水精馏塔预热器的设计学院：海洋学院班级：食品本姓名： XXX X学号： 11XXXXXXXX指导老师： XX时间： 2014年6月日目录设计任务书 (3)一、概述 (4)二、确定设计方案 (5)1、参数的计算 (5)2、换热器型号的选取 (8)3、传热排列方法及壳体内径 (9)4、折流挡板 (9)5、接管 (9)三、总传热系数的核算 (10)1、管程核算 (10)2、壳程核算 (10)3、管壳程压力降核算 (11)4、总传热系数核算对 (13)四、设计结果一览表 (15)五、设计者心得体会 (16)六、主要参考文献 (17)七、主要符号说明 (17)设计任务书本课程设计任务是乙醇——水预热器的设计。
是利用塔釜液对原料液进行加温。
设计数据及条件（1）生产能力：年处理乙醇—水混合液6000t（开工率300天/a，24h/d）；（2）原料：乙醇含量为50%（质量）的常温25~35℃液体；（3）产品浓度/%(质量)：94（4）塔顶乙醇含量不低于99.8%（质量）；（5）塔底乙醇含量不高于0.2%（质量）。
（6）设备型式：列管式换热器；（7）允许压强降：管程压强降小于10kPa；壳程总压强降小于60kPa。
设计计算内容（1）传热面积、换热管根数；（2）确定管束的排列方式、管程数、挡板、隔板的规格和数量；（3）壳体的数量；（4）冷、热流体进、出口管径；（5）核算总传热系数；（6）管壳程流体阻力校核。
设计成果（1）设计说明书一份；阐明设计特点，列出主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型做出技术上和经济上的论证和平价。
应按设计程序列出计算公式和计算结果；对所得物性数据很实用的经验公式图表应注明来历。
（2）预热器的装配图一张（A1图纸）。
一、概述换热器是化工、石油、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。
由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各不相同，故换热器的类型也是多种多样。
按用途它可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。
使用最为广泛的列管式换热器把管子按一定方式固定在管板上，而管板则安装在壳体内。
因此，这种换热器也称为管壳式换热器。
常见的列管换热器主要有固定管板式、带膨胀节的固定管板式、浮头式和U形管式等几种类型。
在进行换热时一种流体由封头的连结管处进入，在管内流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程。
另一种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出这称为壳程列管式换热器。
按其温差补偿结构来分，主要有以下几种：固定管板式换热器结构特点：固定管板式换热器适用于管壁与壳壁温差≤50℃的场合。
当温差在50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置或考虑其他结构。
U型管式换热器结构特点：换热器中的每根管子都弯制成U形，进口、出口分别安装在同一管板的两侧，由于仅一块管板，管子在受热或冷却时可以自由伸缩。
填料函式换热器结构特点：结构比浮头式换热器简单，壳体和管束热变形自由，不产生热应力。
管束可从壳体中抽出，壳程的检修和清洗方便。
浮头式换热器结构特点：管束可以拉出，以便清洗，管束的膨胀不变壳体约束因而当两种换热器介质的温差大时不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。
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条件。
利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要，同时也节约能源和成本。
下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器。
二、确定设计方案2.1参数的计算 (a)热流量Q以原料液为基准亦计入5%的热损失，按以下步骤求得传热量Q 。
平均温度t m =(30+86.5)/2=58.3℃ 分别查的乙醇、水的物性为：物性常数以上表上混合的各物性数据分别由下式求得。
混合物粘度μm 3/1223/1113/1m μμμx x +=混合物热导率λm )(9.02211ωλωλλ+=m混合物密度ρm 2211///1ρωρωρ+=m混合物平均定压比热容C p,m 22,11,,ωωp p m p C C C +=式中x i 为组分i 的摩尔分数，ωi 为组分i 的质量分数.其他符号意义同前。
所需要的热流量)(05.112,,c c c p c s t t C m Q -==)305.86(782.33.84005.1-⨯⨯⨯=hKJ /10819.15⨯=50.5kW(b)确定釜液出口温度t h2假设t h2 =75℃ 则定性温度为902/)75105(2/)(21=+=+=h h m t t t ℃ 由t m 可查得乙醇、水物性，亦由以上公式分别求得釜液的物性为：组分 物性 粘度μ/Pa ·s 热导系数λ/W/(m ·℃)密度ρ/kg/m 3定压比热容C p /kJ/(kg ·℃)乙醇 2.57×10-4 0.143 715.5 3.410 水 2.59×10-4 0.685 951.0 4.179 混合物2.475×10-40.548886.54.067由热流量衡算得)067.41..462/(10819.1105/5,,12⨯⨯-=-=hp h s h h C m Q t t=64℃V s1=462.1/886.5=0.52m 3/h V s2=840.3/865.9=0.97m 3/h（C ） 换热器壳程数及流程a. 换热器的课程数N s对于无相变的多管程的换热器壳程数的确定，是由工艺条件，即冷、热物流进出口温度，按逆流流动给出传热温差分布图如图4-71所示，采用图解方法确定壳程数s N 。
如图可见，所用水平线数为2，故选取该换热器的壳程为2。
其处理办法，或在一壳体内加隔板或选用两个单壳程的换热器，显然后者比较方便。
故选用两台相同的换热器。
b. 流程规定冷、热流体的物性及流量均相近。
为减少热损失，先选择热流体（釜液）走管程，冷流体（原料液）走壳程如下图所示。
逆流时平均传热温差：⎪⎪⎭⎫⎝⎛-----=⎪⎪⎭⎫⎝⎛-----=∆30645.86105ln /)]3064()5.86105[(ln /)]()[(12211221'c h c h c h c h mt t t t t t t t t=25.4由于壳程中装有折流挡板，其换热器的实际平均传热温差应当在逆流传热温差 的基础上，进行如下校正：75.030105305.8672.0305.866410511121221=--=--==--=--=ch cc cc hh t t t t P t t t t R根据上述两式结果，查《化工原理第三版》第153页，图5-19（b ） 得到：84.0=∆t ε，于是得传热温差的校正值为 3.184.2572.0'=⨯=∆⋅=∆∆m t m t t ε℃由于计算总传热面积A 需要知道总传热系数K ，而传热面积不确定的情况下，换热器的结构也无法确定。
因此，实际总传热系数K 也无法知道。
所以根据生产实践中不同种类的流体间换热的总传热系数的经验值，初选一个总传热系数。
根据冷、热流体在换热器中有无相变化及其物性等，选取传热系数K=800w/(m 3·℃），于是可求所需传热面积A 为：mt K QA ∆=2352.43.1836008001010819.1m =⨯⨯⨯⨯=2.2换热器型号的选取 根据传热温差的大小，传热介质的性质以及结垢、清洗要求等条件选择适宜的换热器，为保证传热时流体适宜流动状态，还需估算管程数。
由于温差较小，所以采用采用固定管板式换热器为宜。
选用的换热管为Φ25mm ×2.5mm 。
若选用6m 长的管子，则所需要总管数为： s m m V h h s hm /00015.05.88636001.4623,,=⨯==ρ设乙醇液在管内流速为0.5m/s,则单管程所需要的管子根数n根.9)5.002.0/(00015.04422,≈⨯⨯==ππn u d nV ii h m 设单台换热器的传热面积为A ，则单台传热面积为m1.3)025.092/(2.4)2/(2/00'=⨯⨯====πππL d n A L L d n A A选取的管长为6m,则管程数N p 为52.00.6/1.3/===lL Np故应选取管程数为 1.根据以上确定条件按换热器标准系列，初步选取型号为G800-II-16-225固定管板式换热器两台，其主要性能参数如下： 壳体内径 800mm 公称直径 800mm 公称压力 1.6MPa 公称面积 225m 2 计算面积 227m 2 管程数 2管长 6000mm 管子规格 5.225⨯Φ 排列方式 ∆ 管间距 32mm 管数 488根 折流板数 18 壳程数 12.3 传热排列方法及壳体内径采用组合排列法，即每管程均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。
取管心距025.1d t = 则有： mm mm mm d t3225.312525.125.10≈=⨯==隔板中心到离其最近一排管的中心距离：mm mm mm tS 2261662=+=+=各程管相邻管的管心距为44mm则壳体内径，采用多管程结构，进行壳体内径估算，取管板利用率η=0.87，则壳体内径： mm N t D Ti 79687.04883205.1·05.1=⨯⨯==η取内径D i = 800mm 2.4 折流挡板采用弓形折流板，折流挡板的间距h 取壳体内径的0.2—1.0倍，在这里取0.4倍。
m mm mm D h i 32.03208004.04.0==⨯== 管子呈正三角形排列。
则折流挡板的个数为：块18119132.061=-=-=-=mm h L N B 折流板圆缺面水平装配。
2.5接管壳程流体进出口接管，内径为： ..148.00053.014.300015.04··40,1=⨯⨯==u v d cm π取标准管径为 150mm 。
管程流体进出口接管，内径为： 165.000452.014.300013.04··4,2=⨯⨯==ihm u v d π取标准管径为 170mm 。
三、总传热系数的核算根据以上数据可分别求出管程和壳程流体的流速及雷诺数 按以上数据可分别求出管程和壳程流体流速及雷诺数 1管程：（1） 流通截面积22200766.002.04248842m d n A i =⨯⨯=⨯⨯=ππ式中 n 为总管数。
（2） 管内流速s m A V u is i /0045.00766.03600468.1236001=⨯=⨯=式中 i u －管程流速m/s ； i m －釜液流速kg/h ； i ρ－釜液平均密度3/m kg (3)管内雷诺数 7..1061710475.25.886148.002.0Re 4=⨯⨯⨯==-h h i i i d u μρ 式中 i d －管内直径，m ； i μ－釜液平均粘度，s pa ⋅ ；2.壳程：选折流板间距 B=300mm (1)壳程流通截面积200525.0)32251(8.03.0)1(m t d BD S i =-⨯⨯=-=式中 i D －壳体内径，m ；0d －管外径，m ； t －管间距，m 。