列管式换热器的选型和计算PPT资料20页
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104～105 Pa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。
传热总系数Ｋ的确定
计算Ｋ值的基准面积，习惯上常用管子的外表面 积。当设计对象的基准条件（设备型式、雷诺准数Re、 流体物性等）与某已知Ｋ值的生产设备相同或相近时， 则可采用已知设备Ｋ值的经验数据作为自己设计的Ｋ 值。表3为常见列管式换热器Ｋ值的大致范围。由表3
选取大致Ｋ值。
用下式进行Ｋ值核算。
式中：－给热系数，W/m2.℃； R－污垢热阻，m2.℃／W； δ－管壁厚度，mm； λ－管壁导热系数，W/m.℃；
பைடு நூலகம்
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3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。
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：
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 。
换热管规格
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25×2.5和19×2两种规格，对 一般流体是适应的。此外，还有38×2.5，φ57×2.5 的无缝钢管和25×2, 38×2.5的耐酸不锈钢管。
3 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。
4 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
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。
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1及表2列出一些工业上常用的流速范围，以供参考。
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。
下标ｉ、ｏ、ｍ分别表示管内、管外和平均。 当时近似按平壁计算，即：
在用上式计算Ｋ值时，污垢热阻、通常采用经验值，常用的污垢 热阻大致范围可查《化工原理》相关内容。 式中的给热系数，在列管式换热器设计中常采用有关的经验 值公式计算给热系数，工程上常用的一些计算的经验关联式 在《化工原理》已作了介绍，设计时从中选用。
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。
冷、热流体流动通道的选择的一般原则：
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。
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。
2 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。
换热管的排列
管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图a， 图b）。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c），可在一定程度上提高表面传热系数。
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)
0.1Pa 0.5Pa >5×104 Pa
管程阻力损失
壳程阻力损失
图4. 壳程摩擦系数f0与Re0的关 系
列管式换热器的设计和选用的计算步骤
1 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
列管式换热器的计算
列管式换热器的计算四、列管式换热器的工艺计算4.1、确定物性参数：定性温度：可取流体进口温度的平均值壳程油的定性温度为T=(140+40)/2=90℃管程流体的定性温度为t=(30+40)/2=35℃根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据煤油在定性温度下的物性数据：ρo=825kg/m3μo=7.15×10-4Pa?Sc po=2.22KJ/(Kg?℃)λo=0.14W/(m?℃)循环冷却水在35℃下的物性数据：ρi=994kg/m3C pi=4.08KJ/(kg.℃)λi=0.626W/(m.℃)μi=0.000725Pa.s4.2、计算总传热系数：m o=［（15.8×104）×103］/(300×24)=21944Kg/hQ o=m o c po t o=21944×2.22×(140-40)=4.87×106KJ/h=1353KW 4.2.1.2、平均传热温差4.2.1.3、冷却水用量W i=Q o/C piΔt=4.87×106/(4.08×(40-30))=119362 Kg/h4.2.2、总传热系数K=0.023×××=4759W/(.℃﹚壳程传热系数：假设壳程的传热系数污垢热阻管壁的导热系数λ=45W/﹙m.℃﹚则总传热系数K为：4.3、计算传热面积S’=Q/(KΔt)= (1353×103)/(310×39)=111.9m2考虑15%的面积裕度，S=1.15×S’=128.7 m24.4、工艺结构尺寸选用φ25×2.5传热管（碳钢），取管内流速μi=1m/s依据传热管内径和流速确定单程传热管数=(119362/(994×3600)0.785×0.022×1=106.2≈107根按单程管计算，所需的传热管长度为=128.7/(3.14×0.025×107)=15.32m按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。
列管式换热器的选用与设计原则与列管式换热器的设计计算
列管式换热器的选用与设计原则与列管式换热器的设计计算换热器的设计即是通过传热过程计算确定经济合理的传热面积以及换热器的结构尺寸，以完成生产工艺中所要求的传热任务。
换热器的选用也是根据生产任务，计算所需的传热面积，选择合适的换热器。
由于参与换热流体特性的不同，换热设备结构特点的差异，因此为了适应生产工艺的实际需要，设计或选用换热器时需要考虑多方面的因素，进行一系列的选择，并通过比较才能设计或选用出经济上合理和技术上可行的换热器。
本节将以列管式换热器为例，说明换热器选用或设计时需要考虑的问题。
一、流体通道的选择流体通道的选择可参考以下原则进行：1．不洁净和易结垢的流体宜走管程，以便于清洗管子；2．腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀，而且管内也便于检修和清洗；3．高压流体宜走管程，以免壳体受压，并且可节省壳体金属的消耗量；4．饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排出冷凝液，且蒸汽较洁净，不易污染壳程；5．被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体散热，增强冷却效果；6．有毒流体宜走管程，以减少流体泄漏；7．粘度较大或流量较小的流体宜走壳程，因流体在有折流板的壳程流动时，由于流体流向和流速不断改变，在很低的雷诺数（Re<100）下即可达到湍流，可提高对流传热系数。
但是有时在动力设备允许的条件下，将上述流体通入多管程中也可得到较高的对流传热系数。
在选择流体通道时，以上各点常常不能兼顾，在实际选择时应抓住主要矛盾。
如首先要考虑流体的压力、腐蚀性和清洗等要求，然后再校核对流传热系数和阻力系数等，以便作出合理的选择。
二、流体流速的选择换热器中流体流速的增加，可使对流传热系数增加，有利于减少污垢在管子表面沉积的可能性，即降低污垢热阻，使总传热系数增大。
然而流速的增加又使流体流动阻力增大，动力消耗增大。
因此，适宜的流体流速需通过技术经济核算来确定。
充分利用系统动力设备的允许压降来提高流速是换热器设计的一个重要原则。
在选择流体流速时，除了经济核算以外，还应考虑换热器结构上的要求。
化工设备课件列管式换热器PPT课件
材料选择
高温材料
对于高温工况，选择耐高温、抗氧化、抗腐 蚀的材料，如不锈钢、镍基合金等。
腐蚀性介质
对于腐蚀性介质，选择耐腐蚀、防腐蚀的材 料，如钛合金、聚四氟乙烯等。
低温材料
对于低温工况，选择耐低温、抗脆化的材料， 如铝合金、铜合金等。
压力容器材料
根据压力需求，选择具有足够强度和稳定性 的材料，如碳钢、低合金钢等。
建立设备维修与保养记录，便于追踪设备运行状况和及时发现潜在问题。
05
列管式换热器的故障诊断与处理
常见故障及原因
列管堵塞
由于列管内壁结垢、腐蚀或异物堵塞 等原因，导致传热效率下降。
列管破裂
由于列管材质缺陷、焊接质量差或使 用过程中受到过大的压力或温度波动， 导致列管破裂。
热效率低
由于传热面积不足、传热介质流量不 足或传热温差过小等原因，导致换热 器热效率低下。
特点
结构紧凑、传热效率高、适应性 强、操作定、可处理高热量和 腐蚀性介质等。
工作原理
01
热流体通过列管内部，被加热或 冷却的流体在列管外部流动，通 过列管壁进行热量交换。
02
热量通过列管壁从热流体传递到 被加热或冷却的流体，实现热量 交换。
类型与结构
固定管板式
管板与壳体焊接在一起，结构 简单，适用于壳程压力不高、
03
列管式换热器设计
设计参数
传热面积
根据工艺要求，计算所需的传热面积，确保 热量交换的效率和效果。
传热效率
选择合适的传热方式，如导热、对流、辐射 等，以提高传热效率。
压力等级
根据工艺压力需求，选择合适的压力等级和 耐压材料，确保设备安全。
温度范围
根据工艺温度需求，选择耐温材料和结构， 确保设备在规定的温度范围内工作。
列管式换热器计算
管程流体进口温度t1℃出口温度t2 ℃定性温度℃流量W1 kg/h比热CP1 KJ/(kg·K)黏度Pa·s导热系数W/(m·K)密度kg/m3热负荷KW按逆流计算的传热温差ΔT ℃计算温度校正系数PR查图求得温度校正系数Φ实际的传热温差ΔT ℃初选总传热系数K W/(m2·℃）换热面积 m2参照换热面积选取列管换热器结构参数壳体直径 mm列管数（根）列管外径 mm列管内径 mm列管长度 mm管间距 mm折流板间距 mm列管材质及导热系数 W/(m·K)设计的换热面积 m2结垢校正因子，对DN25管子取为1.4，对DN19管子取为1.5管程数串联的壳程数管子排列方式对压降的校正因子，正三角形为0.5，正方形斜转45度为0.4，正方形为0.3管程流体被加热取0.4，被冷却取0.3壳程流体被加热取0.4，被冷却取0.3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·℃）冷却水壳程流体蒸汽凝液28进口温度T1 ℃18038出口温度T2 ℃6033定性温度℃120 244341流量W2 kg/h200004.174比热CP2 KJ/(kg·K) 4.250.0008黏度Pa·s0.000240.6176导热系数W/(m·K)0.685995.7密度kg/m3943.1 2832.99815热负荷KW2833.33333373.820987160.065789474120.966.43888844100042.6457064560024525203000321504555.81.4110.50.40.30.00020.00022.522.5764.2599722（1）核算压力降①管程压强降管程流通面积 m20.07693管程流速 m/s0.886073 Re22056.58取管壁粗糙度 mm0.1相对粗糙度0.005查图求得摩擦系数0.032直管中压力降 Pa1876.199回弯管压力降 Pa1172.625壳程总压力降 Pa4268.353②壳程压强降管子正三角形排列时，横过管束中心线的管子数17.21772折流板数19壳程流通面积 m20.025434壳程流速 m/s0.231613 Re22753.57壳程流体摩擦系数0.507648流体横过管束的压力降 Pa2211.017流体流过折流板缺口的压强降 Pa1441.878壳程总压力降 Pa3652.896（2)核算总传热系数①管程对流传热系数查表得 Pr 5.4 Nu134.746管程对流传热系数 W/(m2·℃)4160.956②壳程对流传热系数查表得 Pr 1.43 Nu78.33724壳程对流传热系数 W/(m2·℃)2146.44③总传热系数总传热系数k W/(m2·℃）782.4556此换热器安全系数 % 2.380818。
化工设备课件列管式换热器
化工设备课件列管式换热器
第四节 温差应力
▪ 一 管壁与壳壁温度差引起的温差应力
▪
t=αt(tt-t0)L
▪
s = αs(ts-t0)L
▪ 管子所受压缩力等于壳体所受拉伸力。
则根据虎克定律可知管子被压缩的量为
▪
t- =FL/E t A t
▪ 壳体被拉伸的量为
▪
- s =FL/E s.A s
化工设备课件列管式换热器
2．浮头式换热器
▪ 这类换热器，一端管板 是固定的，另一端管板可 在壳体内移动，因而管、 壳间不产生温差应力。管 束可以抽出，便于清洗。 但这类换热器结构较复杂， 金属耗量较大。浮头处如 发生内漏时不便检查。管 束与壳体间隙较大，影响 传热。
化工设备课件列管式换热器
三 管壳式换热器机械设计内容
化工设备课件列管式换热器
化工设备课件列管式换热器
化工设备课件列管式换热器
二 管子拉脱力的计算
▪ 换热器在操作中，承受流体压力和管壳壁的 温差应力的联合作用，这两个力在管子与管板的 连接接头处产生了一个拉脱力，使管子与管板有 脱离的倾向。拉脱力的定义是管子每平方米胀接 周边上所受到的力．单位为帕．对于管子与管板 是焊接连接的接头，实验表明，接头的强度高于 管子本身金属的强度，拉脱力不足以引起接头的 破坏；但对于管子与管板是胀接的接头，拉脱力 则可能引起接头处密封性的破坏或使管子松脱。 为保证管端与管板牢固地连接和良好的密封性能 必须进行拉脱力的校核。
化工设备课件列管式换热器
在操作压力作用下，每平方米胀接周边所受到的力qp ▪ 管子成三角形排列时见图7-31 (a) ▪ 管子成正方形排列时见图7-31 (b)
化工设备课件列管式换热器
《列管换热器》课件
应用实例
石化行业
在石化行业中，列管换热器常 用于炼油、化工反应和分离等 工艺中，实现能量的回收和传 递。
食品行业
食品加工过程中的加热、冷却 和蒸发等操作需要使用列管换 热器，确保食品产品的质量和 安全。
医药和化妆品行业
医药和化妆品行业使用列管换 热器来控制温度、浓度和粘度 等参数，确保产品的稳定性和 一致性。
工作原理
1
流体对接触面的影响
列管换热器通过流体在管子内外的传热过程实现热量交换，流体对接触面积和速 度的影响是决定传热效果的重要因素。
2
热传导和换热系数
热传导和换热系数是评估列管换热器工作性能的指标。通过优化这些指标，可以 提高换热效率。
3
设计和选型的考虑因素
在设计和选型列管换热器时，需要考虑流体性质、温度、压力、换热要求等因素， 以确保设备的高效运行。
《列管换热器》PPT课件
# 列管换热器
介绍
什么是列管换热器？
列管换热器是一种广泛应 用于工业领域的换热设备， 用于传递热量和冷却流体。
常见的列管换热器种 类
常见的列管换热器包括壳 管式、管束式、管翅式等。 每种类型都有其适用的特 定场景。
列管换热器的应用
列管换热器在石化、食品、 医药等行业中得到广泛应 用，为不同工艺过程提供 高效的热交换解决方案。
安装和维护
安装注意事项
• 确保列管换热器的安装位置合理，并便 于维修和保养。
• 按照设备制造商的建议进行正确的安装 步骤。
• 定期检查设备的连接和密封性能，以确 保正常运行。
维护和保养பைடு நூலகம்
• 定期清洗列管换热器，清除污垢和沉积 物，以保持换热效率。
列管式换热器的设计方案计算
2.4 列管换热器设计示例某生产过程中，需将6000 kg/h的油从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa；冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水入口温度30℃，出口温度为40℃。
试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。
1．确定设计方案（1）选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度140℃，出口温度40℃冷流体(循环水)进口温度30℃，出口温度40℃。
该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。
（2）流动空间及流速的确定由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。
选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取u i=0.5m/ｓ。
2．确定物性数据定性温度：可取流体进口温度的平均值。
壳程油的定性温度为(℃)管程流体的定性温度为(℃) 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
油在90℃下的有关物性数据如下：密度ρo=825 kg/m3定压比热容c po=2.22 kJ/(kg·℃) 导热系数λo=0.140 W/(m·℃) 粘度μo=0.000715 Pa·s 循环冷却水在35℃下的物性数据：密度ρi=994 kg/m3定压比热容c pi=4.08 kJ/(kg·℃)导热系数λi=0.626 W/(m·℃) 粘度μi=0.000725 Pa·s 3．计算总传热系数（1）热流量Q o=W o c poΔt o=6000×2.22×(140-40)=1.32×106kJ/h=366.7(kW)（2）平均传热温差(℃)（3）冷却水用量(kg/h)（4）总传热系数K管程传热系数W/(m·℃) 壳程传热系数假设壳程的传热系数αo=290 W/(m2·℃)；污垢热阻R si=0.000344 m2·℃/W , R so=0.000172 m2·℃/W管壁的导热系数λ=45 W/(m·℃)=219.5 W/(m·℃)4．计算传热面积(m2) 考虑15％的面积裕度，S=1.15×S′=1.15×42.8=49.2(m2)。
列管式换热器的设计与选用PPT共21页
46、我们若已接受最坏的，就再没有什么损失。——卡耐基 47、书到用时方恨少、事非经过不知难。——陆游 48、书籍把我们引入最美好的社会，使我们认识各个时代的伟大智者。——史美尔斯 49、熟读唐诗三百首，不会作诗也会吟。——孙洙 50、谁和我一样用功，谁就会和我一样成功。——莫扎特
列管式换热器的设计与选用
26、机遇对பைடு நூலகம்有准备的头脑有特别的 亲和力 。 27、自信是人格的核心。
28、目标的坚定是性格中最必要的力 量泉源 之一， 也是成 功的利 器之一 。没有 它，天 才也会 在矛盾 无定的 迷径中 ，徒劳 无功。- -查士 德斐尔 爵士。 29、困难就是机遇。--温斯顿．丘吉 尔。 30、我奋斗，所以我快乐。--格林斯 潘。
列管换热器ppt资料
传热操作技术
化工原理
传热操作技术
化工原理
传热操作技术
化工原理
U型管换热器
• U型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为U型， 管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。管 束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管由温差时，不会产 生温差应力。U型管式换热器的优点是结构简单，只有一 块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗 方便。其缺点是管内清洗困难；哟由于管子需要一定的弯 曲半径，故管板的利用率较低；管束最内程管间距大，壳 程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。此 外，其造价比管定管板式高10%左右。
传热操作技术
化工原理
(具有补偿圈的)固定管板式换热器
传热操作技术
化工原理
传热操作技术
化工原理
浮头式换热器
• 浮头式换热器其结构特点是两端管板之一不与外 科固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端 称为浮头。浮头式换热器的优点是党环热管与壳 体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约 束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐 ，便与管内管间的清洗。其缺点是结构较复杂， 用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封 不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。
传热操作技术
化工原理
传热操作技术
化工原理
传热操作技术
化工原理
传热操作技术
化工原理
传热操作技术
化工原理
传热操作技术
化工原理
化工原理
热补偿方法 • 膨胀节 • U形管 • 浮头
传热操作技术
化工原理
列管式换热器 固定管板式换热器 U型管换热器 浮头式换热器
传热操作技术
化工原理
管板式换热器
列管式换热器结构设计PPT文档共80页
第三章 列管换热器结构设计
2、纵向隔板 在壳侧介质流量较小的情况下，在壳程内安装一
平行于传热管的纵向隔板。如图4-2
防止短路的方式： 如图4-3所示： (a)为隔板直接与筒体内壁焊接，但必须考虑
到焊接的可能性； （b）纵向隔板插入导向槽中； (c)、(d)分别是单双向条形密封，防止间隙短
三、管箱
一、传热管与管板的连接
造成连接处破坏的原因主要有： （1）高温下应力松弛而失效 （2）间隙腐蚀破坏 （3）疲劳破坏 （4）由于热补偿不好引起的破坏
（1）防冲板的用途及其设置条件 用途： 为了防止壳程物料进口流体对换热管表面的直接冲刷， 引起侵蚀及振动。
设置条件： 对有腐蚀或磨蚀的气体和蒸汽应设置防冲板。 对于流体物料，当其值超过下列值，设置防冲板。 ① 非腐蚀、非磨蚀的单相流体ρv2>2230kg/m.s2 ② 其他流体、包括沸点下的流体，其中
（2）接管法兰螺栓通孔不应和壳程主轴中心线相重 合。
6、排气、排液管 排液的换热器应在壳程的最高，最低点，分别设置
排气、排液接管 排气、排液接管的端部必须与壳体或管结构箱壳体
内壁平齐 其结构如图:
六、管板的结构尺寸
第二节 列管式换热器机械结构设计 一、传热管与管板的连接 二、管板与壳体及管箱的连接
能提供高度的湍动和良好的传热，主要几何参数是 切口尺寸h和挡板间距B.
在上述原则下确定的尺寸不是绝对的，应考虑制造、安 装及实际情况进行圆整及调节为适用于工程上尺寸。 1、切口高度h按20%（或25%）Di确定后还考虑折流板制造 中，可能产生的管口变形。 2、间距B=（1/5～1）Di之间确定、从最小50mm起按50mm， 100mm，200mm，300mm，450mm，600mm圆整。