可知流体处于层流状态； (2-5)
当流体在管内流动为过层流的时候，应用齐德-泰特(Sieder-Tate)公式进行计算长l的管道的平均数:
(2-6)
此式中的定性温度为流体的平均温度，特征长度为管径。管长，管径，工程上，当液体被加热时，取，当液体被冷却时，取，而管程泥浆被冷却，所以取0.95。
=
故管内流体传热膜系数为： (2-7)
2) 壳程流体传热膜系数： 其计算过程如下：
换热器内需装弓形折流板，根据GB151-1999可知，折流板最小的间距一般不小于圆筒内直径的1/5，且不小于50mm，故根据固定管板式换热器折流板间距的系列标准，可取折流板间距。
因为壳体选择为卷制圆筒，根据GB150-1999可知壳体内径。 管间流速uo是根据流体流过管间最大截面积As计算： (2-8)
其中：——管外径，即32㎜，
——为换热管中心距，此时选择换热管在管板上的排列方式为正三角形排列，因为换热管间距都相等，故在相同的管板面积上可排列更多的管束，与正方形排列相比，传热系数更高。同时这样便
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于机械清洗，查GB151-1999得
； ； (2-9)
当换热管呈三角形排列时，其当量直径为：
（2-10） 此时：
（2-11） 故可用Zhukauskas关联式法求，即： (2-12)
故壳程流体传热膜系数为： (2-13)
与都已经算出，而；同时，b=2.5mm，，同时查传热学第四版492页表10-1得： 管壁热导率为，
2.2.4 校核换热面积：
一台换热器实际传热面积：
(2-14) 其中，
一台换热器管子的总数，为48.
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因此，算得：
实际需要换热面积 (2-15)
为了保证换热器的可靠性，一般应使换热器的面积裕度大于或等于10%--25%，此时去富裕度为1.15.故，此级换热器需要的壳程数为 (2-16)
因此，第一级换热器一共需要四个相同的换热器串联成一换热器组，由于差别较小，下一级换热器进口温度不用校核。
W/m2K
2.3 压力降的计算
流体流经换热器因流动引起的压力降，可按管程压降和壳程压降分别计算。
2.3.1 管程压力降
管程压力降有三部分组成，可按下式进行计算：
（2-17） 其中：——流体流过直管因摩擦阻力引起的压力降，Pa； ——流体流经回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa； ——流体流经管箱进出口的压力降，Pa； ——管程数；
Ns——串联的壳程数。
其中，的计算式如下： (2-18) (2-19)
(2-20)
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式中：——管内流速，m/s；——管内径，m；l——管子总长，m；——摩擦系数，无量纲，可由下式求取；?i——管内流体密度，kg/m3。
由于，在范围内，故可采用下面公式求取： ； 所以； ； ； ；
经查，可知每台换热器合理的压力降小于Pa，由此可知上述压力降符合要求。
2.3.2 壳程的压力降
当壳程装上折流板后，流体在管外流动为平行流和错流的耦合。尽管管束为直管，但流动却变得复杂化。由于制造安装公差不可避免地存在间隙，因而会产生泄漏和旁流，而流体横向冲刷换热管引起的旋涡，也使流动变得更加复杂。由于流动的复杂性，要准确地分析影响这种复杂流动的各种因素，精确地计算压力降是相当的困难。
下面通过埃索法来计算： (2-21)
式中：——流体横过管束的压力降，Pa； ——流体通过折流板缺口的压力降，Pa；
Fs——壳程压力降的结垢修正系数，无因次，对液体可取
1.15；对气体可取1.0。
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其中： (2-22) (2-23)
式中：对三角形排列,F——管子排列方法对压力降的修正系数，对正方形排列，对转置正方形排列； ——壳程流体摩擦系数， 当时 ， (2-24)
nc——横过管束中心线的管子数，对三角形排列；对正方形排
列；为一台换热器的中管子的总数。 ——按壳程流通截面计算的流速，； ——折流板的数量。 其中：
(2-25)
因此 ； (2-26)
，取整为5。 则有： ; Pa;
由于壳程压降很小，如上计算所示，可知此时的压力降在合理范围之类，这样设计合理。
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