管壳式换热器换热面积-换热器设计手册
管壳式换热器设计
1 概 述
2、冷凝器（condenser） 1）分离器 2）全凝器 3、加热器（一般不发生相变）（heater） 1）预热器（preheater）——粘度大的液体，喷雾 状不好，预热使其粘度下降； 2）过热器（superheater）——加热至饱和温度以 上。 4．蒸发器(etaporater)——发生相变 5．再沸器（reboiler） 6．废热锅炉（waste heat boiler）
1 概 述
2、浮头式换热器 优点：管束可以抽出，便于清洗； 缺点：换热器结构较复杂，金属耗量较大。 适用场合：适用于介质易结垢的场合。
3、填料函式换热器 优点：造价比浮头式低，检修、清洗容易，填料函处泄漏能 及时发现； 缺点：壳程内介质由外漏的可能，壳程中不宜处理易挥发、 易燃、易爆、有毒的介质。 适用场合：适用于低压小直径场合。
2 管子的选用及其与管板的连接
结构：主要有4种
2 管子的选用及其与管板的连接
3、胀焊并用 前面我们讲了胀接、焊接后，会发现它们各自有优、缺点，因而目前广泛应用了 胀焊并用的方法，这种方法能提高连接处的抗疲劳性能，消除应力腐蚀和间隙腐蚀， 提高使用寿命。 胀焊并用连接形式主要有： 1）先焊后胀：强度焊＋贴胀 高温高压换热器中大多用厚壁管，胀接时要使用润滑油，进入接头后缝隙中会在焊 接时生成气体，恶化焊缝质量，只要胀接过程控制得当，先焊后胀可避免这一弊病。
3 管板结构
2、正方形和转角正方形排列
正方形和转角正方形排列，管间小桥形成一条直线通道，便于机械清洗。要 经常清洗管子外表面上的污垢时，多用正方形排列或转角正方形排列。
3 管板结构
3．组合排列法 多程换热器中。 3.2 管间距： 管间距指两相邻换热管中心的距离。其值的确定需要考虑以下几个因素： ① 管板强度； ② 清洗管子外表面时所需要的空隙； ③ 换热管在管板上的固定方法。 一般要求管间距≥1.25d0，还应符合规定：
管壳式换热器的主要技术参数
低温管壳式换热器的主要技术参数
作者：Qijian 73 更新时间：2009-11-23 16:49:04
低温管壳式换热器的主要技术参数,传热面积为60 m2。
换热器壳体规格为DN 600mm,材质为16MnDR;管子规格为Φ19×2.5,材质为16Mn(正火);管板材质为16MnDⅡ。
文献[1]附录A中对主要受压元件的要求为:壳体、封头、管板等钢板及换热管、接管用管材在正火状态下使用,并宜采用冷成形或回火温度以下的温成形,须避开钢材的回火脆性区。
若在回火温度以上热成形时,应根据需要进行与母材相同或相类同的热处理。
管壳式换热器是目前应用较广泛的一种换热器。
文献[1]附录A规定,设计温度低于或等于-20℃钢制管壳式换热器为低温管壳式换热器。
管板与管子、管板与壳体的连接是管壳式换热器质量控制的关键。
如果连接处发生泄漏,将导致两种工作介质混合,轻者损失热量与产品,重者将危及设备与人身安全。
本文以唐山化工机械有限公司设计制造的固定管板低温管壳式换热器为例,探讨受压元件连接方式及焊接工艺。
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管壳式换热器总传热系数的大致范围
管侧流体
K
W∕（㎡· ℃）
液 体 - 液 体 介 质 稀释沥青（溶于石油馏出物中） 水 57～110 植物油、妥尔油等 水 110～280 乙醇胺（单乙醇胺或二乙醇胺）10％～20％ 水或单乙醇胺或二乙醇胺 800～1100 软化水 水 1700～2800 燃料油 水 85～140 燃料油 油 57～85 汽油 水 340～910 重油 重油 45～280 重油（热） 水（冷） 60～280 富氢重整油 富氢重整油 510～880 煤油或瓦斯油 水 140～280 煤油或瓦斯油 油 110～200 煤油或喷气发动机燃料 三氯乙烯 230～280 润滑油（低粘度） 水 140～280 润滑油 油 60～110 石脑油 水 280～400 石脑油 油 140～200 有机溶剂（热） 盐水（冷） 170～510 有机溶剂 有机溶剂 110～340 水 烧碱溶液（10％～30％） 570～1420 蜡馏出液 水 85～140 蜡馏出液 油 74～130 水 水 1100～1420 道生油 重油 45～340 冷 凝 蒸 气 - 液 体 介 质 酒精蒸气 水 570～1100 沥青 道生油蒸气 230～340 道生油蒸气 道生油 460～680 煤气厂焦油 水蒸气 230～280 高沸点烃类（真空） 水 60～170 低沸点烃类（大气压） 水 460～1100 烃类蒸气（分凝器） 油 140～230 有机蒸气 水 570～1100 有机蒸气（大气压下） 盐水 490～980 有机蒸气（减压下且含少量不凝气） 盐水 240～490 有机蒸气（传热面塑料衬里） 水 230～900 有机蒸气（传热面不透性石墨） 水 300～1100 水（u=1～1.5） 汽油蒸气 520 原油（u=0.6） 汽油蒸气 110～170 煤油蒸气 水 170～370 煤油或石脑油蒸气 油 110～170 石脑油蒸气 水 280～430 水蒸气 供给水 2300～5700
换热器换热面积选型计算方法
二、确定物性数据
1．定性温度
对于粘度低的流体，其定性温度可取流体进出口温度的平 均值。所以， 壳程流体的定性温度为： 管程流体的定性温度为： 2．物性参数
1 4 04 0 T 9 0 C 2
2 04 0 t 3 0 C 2
定性温度下，管程流体(井水)、壳程流体（植物油）有关 物性参数由《主要物性参数表》得出。
换热器课程设计
第三节 换热器计算方法
换热器：在不同温度的流体间传递热能的装置
称为换热器。 在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中 广泛使用各种换热器，且它们是上述行业的通用 设备，占有十分重要的地位。
1、热力设计 根据使用单位提出的基本要求，合理地选择运 行参数，并进行传热计算。 计算出总传热系数、传热面积 2、流动设计 计算压降，为换热器的辅助设备提供选择参数 3、结构设计 根据传热面积的大小计算其主要零部件的尺寸 4、强度设计 应力计算。考虑换热器的受力情况，特别是在 高温高压下换热器的受压部件应按照国家压力容 器的标准设计。
一般，设计时冷却水两端温度差可取为5~10℃。
四、管子的规格和排列方法
1.管径
应尽可能使流速高些，但一般不应超过前面 的流速范围
a. 小直径管子单位传热面积的金属消耗量小，传热系数 稍高，但容易结垢，不易清洗，用于较清洁的流体； b. 大直径管子用于粘性大或易结垢的流体。
目前列管式换热器系列标准中管径具有： Φ 25mm × 2.5mm、 Φ 19mm × 2mm
2、计算管程、壳程压强降
根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压 强降。验算结果是否满足工艺要求。若压强降不符合要求， 要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规 格的换热器，重新计算压强降直至满足要求。
完整版HTRI管壳式换热器设计基础教程讲解
收集设计资料
收集相关的工艺数据、物性数 据、设备规格等必要信息。
选择设计软件
根据设计任务和设计资料，选 择合适的管壳式换热器设计软
件，如HTRI等。
热力计算与选型分析
热力计算
根据工艺条件和物性数据，进行 热量衡算，确定传热面积、热负 荷等关键参数。
选型分析
根据热力计算结果，选择合适的 换热器型号、管径、管长、管数 等结构参数。
结构组成
管壳式换热器主要由壳体、管束、管板、折流板、封头等部件组成。
结构特点
管壳式换热器具有结构紧凑、传热效率高、适应性强、使用寿命长等特点。
工作原理与性能参数
工作原理
管壳式换热器通过热传导和对流换热的方式，实现热量从高温流体向低温流体的传递。
性能参数
评价管壳式换热器性能的参数主要包括传热系数、压力降、热效率等。
计算实例
以某具体换热器为例，展示详细的热力计算 过程，包括物性参数计算、传热系数确定、 压降计算等。
结构设计优化建议
要点一
结构优化方向
从提高传热效率、降低压降、增强结构强度等方面提出优 化建议。
要点二
具体优化措施
采用高效传热管型、优化折流板结构、改进管板连接方式 等。
性能评估与改进方向
性能评估方法
案例分析：典型管壳式换热器设计实 例
案例背景介绍及设计要求
案例背景
某化工厂需要一种高效、可靠的管壳式 换热器来满足生产过程中的热量交换需 求。
VS
设计要求
换热器需要能够承受高温高压的工作环境 ，同时保证高效的热量传递效率，降低能 耗，提高生产效率。
热力计算过程展示
热力计算流程
确定设计参数 -> 选择合适的热力学模型 > 进行热量平衡计算 -> 确定换热器的主要 尺寸和性能参数。
管壳式换热器的设计及计算
第一章换热器简介及发展趋势1.1 概述在化工生产中，为了工艺流程的需要，常常把低温流体加热或把高温流体冷却，把液态汽化或把蒸汽冷凝程液体，这些工艺过程都是通过热量传递来实现的。
进行热量传递的设备称为换热设备或换热器。
换热器是通用的一种工艺设备，他不仅可以单独使用，同时又是很多化工装置的组成部分。
在化工厂中，换热器的投资约占总投资的10%——20%，质量约为设备总质量的40%左右，检修工作量可达总检修工作量的60%以上。
由此可见，换热器在化工生产中的应用是十分广泛的，任何化工生产工艺几乎都离不开它。
在其他方面如动力、原子能、冶金、轻工、制造、食品、交通、家电等行业也有着广泛的应用。
70年代的世界能源危机，有力地促进了传热强化技术的发展，为了节能降耗，提高工业生产经济效益，要求开发适用于不同工业过程要求的高效能换热设备[1]。
这是因为，随着能源的短缺(从长远来看，这是世界的总趋势)，可利用热源的温度越来越低，换热允许温差将变得更小，当然，对换热技术的发展和换热器性能的要求也就更高[2]。
所以，这些年来，换热器的开发与研究成为人们关注的课题，最近，随着工艺装置的大型化和高效率化，换热器也趋于大型化，向低温差设计和低压力损失设计的方向发展。
同时，对其一方面要求成本适宜，另一方面要求高精度的设计技术。
当今换热器技术的发展以CFD(Computational Fluid Dynamics)、模型化技术、强化传热技术及新型换热器开发等形成了一个高技术体系[3]。
当前换热器发展的基本趋势是：继续提高设备的传热效率，促进设备结构的紧凑性，加强生产制造的标准化系列化和专业化，并在广泛的范围内继续向大型化的方向发展。
各种新型高效紧凑式换热器的应用范围将得到进一步扩大。
在压力、温度和流量的许可范围内，尤其是处理强腐蚀性介质而需要使用贵重金属材料的场合下，新型紧凑式换热器将进一步取代管壳式换热器。
总之，为了适应工艺发展的需要，今后在强化传热过程和换热设备方面，还将继续探索新的途径。
管壳式换热器换热面积-换热器设计手册
式中：T 1=98℃T 2=74℃Cp,h=0.3J/(kg ℃）m h =100834kg/sWd=0.01905m αo =40W/(m 2.℃)r o =0.0005(m 2.℃)/W A o /A i =1.0112λw =48W/(m .℃)管壁材料的导热系数管外流体传热膜系数管内流体传管外流体污垢热阻管内流体换热管的外表传热面积与内表传热面积之比换热管的外表与换热器管内和管外的平均传热面积之比热负荷Q=20832000总传热系数K的计算换热管外径管壁热流体出口温度冷流体出热流体比热冷流体热流体质量流量冷流体质其中总传热系数K的计算公式如下：热负荷Q的计算热流体进口温度冷流体进本计算表格是基于《换热器设计手册》（钱颂文主编）中相关公式进行的计算Q=KA Δt mQ-热负荷，WK-总传热系数，W/(m 2.℃)A-换热器传热面积，m 2Δt m -进行换热的两流体之间的平均温度差，℃17.05W/(m 2.℃)Δt 2=51℃Δt 1=47℃0.922Δt 2=71℃Δt 1=27℃0.38Δt m =49Δt m =49Δt m =48.97277702Δt m =45.5089394(1)对于单壳程、双管程或者2n管程的管壳式换热器3、确定平均温度差(1)当Δt 1/Δt 2 <2 时且逆向流动时(2)当Δt 1/Δt 2 <2 时且并向流动时(3)当Δt 1/Δt 2 >2 时且逆向流动时(4)当Δt 1/Δt 2 >2 时且并向流动时4、确定温度修正系数较小端温差Δt 1/Δt 2=2、当换热器冷热流体并向流动时较大端温差较小端温差Δt 1/Δt 2=总传热系数K=1、当换热器冷热流体逆向流动时较大端温差P=0.281690141R=1.20.9825462m 25、根据P、R值查图，确定对应温度修正系数温度修正系数 F T =换热面积A=物料摩尔比比热容t 1=27℃H2O 27.42.02H243.6114.2t 2=47℃CH40.253.72N215.51.12Cp,c =2100J/(kg ℃）Ar 0.2 1.2CO210.861.1m c =496kg/s CO 2.181.12混合气体7.075276δ=0.000211m αi =45W/(m 2.℃)r i =0.0005(m 2.℃)/W A o /A m =1.005569流体传热膜系数内流体污垢热阻的外表传热面积与换热器管内和管外的平均传热面积之比管壁厚度流体出口温度冷流体比热流体质量流量定性温度在292℃流体进口温度计算的计算292℃时的物性数据粘度密度导热系数0.01920.01420.08990.1630.01810.7170.030.0282 1.2510.02280.0363 1.7820.01730.0272 1.9760.01370.0278 1.250.02260.0225。
管壳式换热器热力计算(最全版)PTT文档
传热系数和导热系数的区别
1.传热系数以往称总传热系数。国家现行标准规范统一定 名为传热系数。传热系数K值，是指在稳定传热条件下， 围护结构两侧空气温差为1度（K，℃），1小时内通过1 平方米面积传递的热量，单位是瓦/平方米·度（W/㎡·K， 对于低粘度流体(μi<2μa， μa为常温下水的粘度)，可用
(1)算术平均温度差
Δtm1= (Δt1+ Δt2)/2 (2)对数平均温度差
Δtm2= (Δt2- Δt1)/ln (Δt2 / Δt1) 式中 Δtm2——较大的温度差；
Δtm1——较小的温度差。 当Δtm1/ Δtm2<2时，采用算术平均温度差，否则采用对数 平均温度差。在计算平均温度差时，对无相变的对流传热， 逆流的平均温度差大于并流的平均温度差，因而在工业设 计中在工业设计中，在满足工艺条件的情况下，通常选用 逆流。
若考虑换热器对外界环境的散热损失Qc，则热流体放 出的热量Q1将大于冷流体所吸收的热量Q2 ： Q1=Q2+Qc
Q2=ηcQ1 热损失系数ηc通常取； 不管师傅考虑热损失，在管壳式换热器的设计计算中， 热负荷Q一般取管内流体放出或吸收的热量。
总传热系数K
1/K=1/αo+1/αi(Ao/ Ai)+ro+ ri( Ao/ Ai)+ δAo/ λw Am 式中 αo——管外流体传热膜系数，W/(m2 · ℃)；
雷诺数Re
Re=ρvd/μ ，其中v、ρ、μ分别为流体的流速、密度与黏 度，d为一特征长度。例如流体流过圆形管道，则d为管 道直径。利用雷诺数可区分流体的流动是层流或湍流，也 可用来确定物体在流体中流动所受到的阻力。
换热器的设计说明书
换热器的设计1.1换热器概述换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多任务业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。
换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式根本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。
在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。
换热器随着换热目的的不同，具体可分为加热器、冷却器、蒸发器、冷凝器，再沸器和热交换器等。
由于使用条件的不同，换热设备又有各种各样的形式和构造。
换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有:①热负荷及流量大小；②流体的性质；③温度、压力及允许压降的围；④对清洗、维修的要求；⑤设备构造、材料、尺寸、重量；⑥价格、使用平安性和寿命；按照换热面积的形状和构造进展分类可分为管型、板型和其它型式的换热器。
其中，管型换热器中的管壳式换热器因制造容易、生产本钱低、处理量大、适应高温高压等优点，应用最为广泛。
管型换热器主要有以下几种形式：〔1〕固定管板式换热器：当冷热流体温差不大时，可采用固定管板的构造型式，这种换热器的特点是构造简单，制造本钱低。
但由于壳程不易清洗或检修，管外物料应是比拟清洁、不易结垢的。
对于温差较大而壳体承受压力较低时，可在壳体壁上安装膨胀节以减少温差应力。
〔2〕浮头式换热器：两端管板只有一端与壳体以法兰实行固定连接，称为固定端。
另一端管板不与壳体连接而可相对滑动，称为浮头端。
因此，管束的热膨胀不受壳体的约束，检修和清洗时只要将整个管束抽出即可。
适用于冷热流体温差较大，壳程介质腐蚀性强、易结垢的情况。
〔3〕U形管式换热器换：热效率高，传热面积大。
构造较浮头简单，但是管程不易清洗，且每根管流程不同，不均匀。
表1-1 换热器特点一览表在过程工业中，由于管壳式换热器具有制造容易，生产本钱低，选材围广，清洗方便，适应性强，处理量大，工作可靠，且能适应高温高压等众多优点，管壳式换热器被使用最多。
工业中使用的换热器超过90%都是管壳式换热器，在工业过程热量传递中是应用最为广泛的一种换热器。
管壳式换热器传热计算示例(终)
管壳式换热器传热设计说明书设计一列管试换热器，主要完成冷却水——过冷水的热量交换设计压力为管程1.5MPa （表压），壳程压力为0.75MPa（表压），壳程冷却水进,出口温度分别为20℃和50℃，管程过冷水进，出口温度分别为90℃和65℃管程冷水的流量为80t/h。
2、设计计算过程：（1）热力计算1)原始数据：过冷却水进口温度t1′=145℃；过冷却水出口温度t1〞=45℃；过冷却水工作压力P1=0.75Mp a（表压）冷水流量G1=80000kg/h；冷却水进口温度t2′=20℃；冷却水出口温度t2〞=50℃；冷却水工作压力P2=0.3 Mp a（表压）。
改为冷却水工作压力P2=2.5 Mp2)定性温度及物性参数：冷却水的定性温度t2=( t1′+ t1〞)/2=(20+50)/2=35℃；冷却水的密度查物性表得ρ2=992.9 kg/m3；冷却水的比热查物性表得C p2=4.174 kJ/kg.℃冷却水的导热系数查物性表得λ2=62.4 W/m.℃冷却水的粘度μ2=727.5×10－6 Pa·s；冷却水的普朗特数查物性表得P r2=4.865；过冷水的定性温度℃；过冷水的密度查物性表得ρ1=976 kg/m3；过冷水的比热查物性表得C p1=4.192kJ/kg.℃；过冷水的导热系数查物性表得λ1=0.672w/m.℃；过冷水的普朗特数查物性表得P r2；过冷水的粘度μ1=0.3704×10－6 Pa·s。
过冷水的工作压力P1=1.5 Mp a（表压）3)传热量与水热流量取定换热器热效率为η=0.98；设计传热量：过冷却水流量：；4)有效平均温差逆流平均温差：根据式（3-20）计算参数p、R:参数P：参数R：换热器按单壳程2管程设计，查图3—8得温差校正系数Ψ=0.83；有效平均温差：5)管程换热系数计算：附录10，初定传热系数K0=400 W/m.℃；初选传热面积：m2；选用φ25×2.5无缝钢管作换热管；管子外径d0=0.025 m；管子径d i=0.025-2×0.0025=0.02 m；管子长度取为l=3 m；管子总数：取720根管程流通截面积：m2管程流速：m/s管程雷诺数：湍流管程传热系数：（式3-33c）6)结构初步设计：布管方式见图所示:管间距s=0.032m（按GB151,取1.25d0）；管束中心排管的管数按4.3.1.1所给的公式确定：取20根；壳体径：m 取Di=0.7m；长径比：布管示意图l/D i=3/0.9=3.3 ，合理选定弓形折流板弓形折流板弓高：折流板间距：m折流板数量：折流板上管孔直径由GB151-2014可确定为 0.0254mm折流板直径由GB151-2014可确定为 0.6955m 7）壳程换热系数计算壳程流通面积：根据式(3-61)中流体横过管束时流道截面积046.0032.0025.016.0233.01o i c1=⎪⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-=s d BD A m 2壳程流速：m/s ；壳程质量流速：kg m 2/s ；壳程当量直径：m ；壳程雷诺数：； 切去弓形面积所占比例按 h/D i =0.2查图4-32得为0.145壳程传热因子查 图3-24得为j s =20 管外壁温度假定值 t w1′=45℃ 壁温过冷水粘度 Pa.s粘度修正系数：根据式（3-62）计算壳程换热系数：8）传热系数计算：水侧污垢热阻：r 2=0.000344m 2.℃/w 管壁热阻r 忽略 总传热系数：传热系数比值，合理9）管壁温度计算：管外壁热流密度：Ｗ/m2.℃根据式(3-94a)计算管外壁温度：℃误差较核：℃，误差不大；10）管程压降计算：根据式(3-94b)计算管壁温度：℃；壁温下水的粘度：Pa·s；粘度修正系数：；查图3-30得管程摩擦系数：管程数：；管沿程压降计算依据式（3-112）：Pa （W=w.ρ）回弯压降：Pa；取进出口管处质量流速：W N2=1750 ㎏/㎡·s； (依据ρw2<3300取 w=1.822m/s) 进出口管处压降(依据 3-113)：；管程结垢校正系数：；管程压降：11）壳程压降计算：壳程当量直径：m；雷诺数：；查得壳程摩擦系数：λ1=0.08；(图 3-34)管束压降（公式3-129）：Pa；取进出口质量流速： kg/m2·s；( ρw2<2200 取W N2=1000 ㎏/㎡·s) 进出口管压降：Pa；取导流板阻力系数：;导流板压降：Pa壳程结垢修正系数：；(表3-12)壳程压降：Ｐa；管程允许压降：[△P2]=35000 Pa；（见表3-10）壳程允许压降：[△P1]=35000 Pa；△P2<[△P2]△P1<[△P1]即压降符合要求。
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式中：T 1=98℃T 2=74℃Cp,h
=0.3J/(kg ℃）m h =100834kg/s
W
d=0.01905m αo =40W/(m 2.℃)r o =0.0005(m 2.℃)/W A o /A i =1.0112λw =48W/(m .℃)
本计算表格是基于《换热器设计手册》（钱颂文主编）中相关公式进行的计算
Q=KA Δt m
Q-热负荷，W
K-总传热系数，W/(m 2.℃)
热负荷Q的计算
热流体进口温度
冷流体进A-换热器传热面积，m 2
Δt m -进行换热的两流体之间的平均温度差，℃
其中总传热系数K的计算公式如下：
热流体质量流量冷流体质热负荷Q=20832000
热流体出口温度
冷流体出热流体比热
冷流体管外流体污垢热阻管内流体
换热管的外表传热面积与内表传热面积之比
换热管的外表
与换热器管内和管外的
平均传热面积之比总传热系数K的计算换热管外径
管壁管外流体传热膜系数
管内流体传管壁材料的导热系数
17.05W/(m 2.℃)
Δt 2=51℃Δt 1=47℃
0.922
Δt 2=71℃Δt 1=27℃
0.38
Δt m =49
Δt m =49
Δt m =48.97277702
Δt m =45.5089394
1、当换热器冷热流体逆向流动时
较大端温差
较小端温差Δt 1/Δt 2=总传热系数K=
3、确定平均温度差
(1)当Δt 1/Δt 2 <2 时且逆向流动时
(2)当Δt 1/Δt 2 <2 时且并向流动时
(3)当Δt 1/Δt 2 >2 时且逆向流动时
2、当换热器冷热流体并向流动时
较大端温差
较小端温差Δt 1/Δt 2=(4)当Δt 1/Δt 2 >2 时且并向流动时
4、确定温度修正系数
(1)对于单壳程、双管程或者2n管程的管壳式换热器
P=0.281690141
R=1.2
0.98
25462m 2
温度修正系数 F T =
换热面积A=5、根据P、R值查图，确定对应温度修正系数
物料摩尔比比热容t 1=27℃H2O 27.42.02H243.6114.2t 2=47℃CH40.253.72N215.51.12Cp,c =2100J/(kg ℃）Ar 0.2 1.2CO210.861.1m c =496kg/s CO 2.181.12混合气体7.075276δ=0.000211m αi =45W/(m 2.℃)r i =0.0005(m 2.℃)/W A o /A m =1.005569计算
定性温度在292℃流体进口温度
流体质量流量流体出口温度冷流体比热内流体污垢热阻的外表传热面积
与换热器管内和管外的
平均传热面积之比管壁厚度流体传热膜系数
的计算
292℃时的物性数据
粘度密度导热系数
0.0192
0.01420.08990.163
0.01810.7170.03
0.0282 1.2510.0228
0.0363 1.7820.0173
0.0272 1.9760.0137
0.0278 1.250.0226
0.0225。