化工原理课程设计-苯加热器设计
水蒸汽加热苯-甲苯混合液卧式列管换热器的设计[1]
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课程设计题 目水蒸汽加热苯-甲苯混合液卧式列管换热器的设计 学 院 化学工程学院专业班级 制药0701 姓 名 程 立 指导老师 蔡卫权2009年 7月学号0120720400121课程设计任务书学生姓名：程立专业班级：制药0701班指导教师：蔡卫权工作单位：化学工程学院题目: 水蒸汽加热苯-甲苯混合液卧式列管换热器的设计初始条件：=0.4）混合液设计一台卧式列管换热器，将质量流量为90吨/小时的苯-甲苯（X1从20℃加热到94℃，加热介质采用300kPa绝压的饱和水蒸汽，冷凝液在饱和温度下排出，要求换热器的管压降小于70kPa。
要求完成的主要任务:（包括课程设计工作量及其技术要求，以及说明书撰写等具体要求）1、合理的参数选择和结构设计；2、工艺计算，包括传热计算和压降计算等；3、主要设备工艺尺寸设计。
时间安排：设计内容所用时间1、根据换热任务和有关要求确定设计方案；1天2、初步确定换热器的结构和尺寸；1天3、核算换热器的传热面积和流体阻力；1天4、确定换热器的工艺结构；1天5、写出设计说明书。
1天指导教师签名：年月日系主任（或责任教师）签名：年月日2目录设计任务书 (2)绪论 (4)符号说明 (7)工艺计算 (8)确定物性数据 (8)确定计划方案 (9)计算总传热面积 (9)工艺结构尺寸 (10)换热器核算 (10)设计数据结果一览表 (15)结束语 (16)参考文献 (17)3绪论一、列管式换热器的结构和特点管壳式换热器(shell and tube heat exchanger)又称列管式换热器。
是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。
这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。
根据冷热流体换热方式的不同可将换热器分为混合式换热器、蓄热式换热器和间壁式换热器。
其中以间壁式换热器应用最为广泛，型式也最为多样。
化工课程设计---水蒸气加热苯列管式换热器的设计
化工课程设计---水蒸气加热苯列管式换热器的设计一、背景介绍工业生产需要空气、水等媒介，来载体物质改变其形态、性质，并将改变后的物质带到需要的部位。
通常情况下，这些物质需要提前通过换热器加热，才能达到更好的效果。
此外，气体、液体升温过程中会产生大量热量，而换热器作为物质改变过程中重要的组成部分，需要同时将物质改变的同时将热量传递出去，以实现能量的利用。
二、换热器的概念换热器是工业发电、节能和热电置换设备的重要组成部分，换热器通常分为升温热交换器和冷却换热器两大类，其保证了工作物料能高效、可靠地进行加热和它们的热量可换热而无需更多的能源消耗。
其中，苯列管式换热器是一种高效的换热器，其结构紧凑，重量轻，换热系数高，且适宜空气、水、油类物料等介质之间的热换和热量收集。
三、水蒸气加热苯列管换热器设计苯列管换热器的换热理论基于热物理学的温度梯度、热流、传热系数及物质的密度、比热容等基本概念。
苯列管换热器的结构由彼此重叠连接一系列苯列管组成，排列穿插，并容纳冷热介质对分别流过。
为了满足水蒸气加热苯列管换热器的设计，要从几个方面考虑：（1）换热器的类型：选用苯列管换热器，其具有结构紧凑、重量轻、换热系数高，以及适宜空气、水、油类物料介质之间的热换和热量收集等优点。
（2）热交换区截面大小：苯列管内有利换热的截面越大，换热面积越大，换热系数越高，水蒸气加热效果越好。
（3）加热方式：用恒温加热，如水加热器、PCB加热器或等离子发生器等，可保证温度均匀、恒定，确保换热器换热效果良好。
（4）连接方式：对换热器的苯列管进行焊接，保证换热工作牢固、连接牢固，减少热量的损失。
该方案可以充分利用水蒸气的传热能力和苯列管换热器的特点，有效提高工业流程中物料的加热效率，同时实现节能的目的。
水蒸汽加热苯甲苯混合液卧式列管换热器的设计课程设计
水蒸汽加热苯甲苯混合液卧式列管换热器的设计课程设计水蒸汽加热苯甲苯混合液卧式列管换热器的设计课程设计本次课程设计将设计一个水蒸汽加热苯甲苯混合液卧式列管换热器。
首先，我们需要了解这个系统的工作原理和设计要求。
一、工作原理苯甲苯混合液可以用于化工产业中的很多领域，如清洗剂、燃料添加剂、塑料原料等等。
其中，苯和甲苯的混合物是一种常见的组合。
在生产过程中，需要将苯甲苯混合液通过加热器进行加热。
加热器中使用水蒸汽作为热源，使得苯甲苯混合液的温度升高，以便进行后续的处理。
二、设计要求对于本次卧式列管换热器的设计，我们需要考虑以下要求：1. 适用于苯甲苯混合液加热的工业化生产；2. 可以达到预设的加热温度；3. 需要满足耐压、耐高温的要求；4. 换热效率高，能够节约能源；5. 结构紧凑、占地面积小，易于安装和维护。
接下来，我们将从设计方案、材料选择、加热器结构和计算方法等角度来详细介绍这个卧式列管换热器的设计。
三、设计方案针对以上要求，我们设计了一种卧式圆筒形结构的列管换热器。
具体方案如下：1. 材料选择：选择316L不锈钢作为换热器的主体材料，因为其具有良好的耐腐蚀性、耐高温性能和高强度，可以满足工业生产中的要求。
2. 圆筒形结构：考虑到苯甲苯混合液的物理性质，我们选择了圆筒形结构设计。
在这个结构中，苯甲苯混合液将从一个端口进入，水蒸汽将从另一个端口进入，在内部进行热交换，然后从第三个端口流出。
3. 列管换热器：我们采用列管换热器的设计方案，将水蒸汽和苯甲苯混合物通过管道的方式进行热交换。
由于苯甲苯混合物的性质，我们选择了卧式列管换热器的设计方式，可以节约空间、降低成本。
4. 关键零部件：在这个设计中，我们将采用一种比较常见的轴向搅拌器来促进苯甲苯混合物与水蒸汽进行混合。
同时，我们会再加一个粘合剂在圆筒内部的管道上，以防止液体在管内不均匀流动。
四、材料选择在设备的材料选择和规格定制中，主要考虑三个方面：耐压、耐腐蚀和导热性能。
化工原理设计--苯
2008级化工原理课程设计化工原理课程设计 --分离苯—甲苯连续精馏筛板塔河南城建学院专业:化学工程与工艺姓名：学号：指导老师：序言课程设计是“化工原理”的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识来解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它起着培养学生独立工作能力的重要作用。
精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。
根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。
本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。
分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。
目录一、化工原理课程设计任务书 (1)二、设计计算 (3)1.设计方案的选定标准 32.操作条件的确定 33.设计方案的选定及基础数据的搜集 (4)4. 精馏塔的物料衡算 (8)5. 塔板数的确定 (9)6. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (11)7. 气液负荷计算 (15)8. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (15)9. 塔板主要工艺尺寸的计算 (17)10. 筛板的流体力学验算 (20)11. 塔板负荷性能图 (23)12.各接管尺寸的确定 (27)三、个人心得体会及改进意见 (31)四、参考文献 (32)附录（符号说明） (33)2008级化工原理课程设计一、化工原理课程设计任务书板式精馏塔设计任务书（一）设计题目：设计分离苯―甲苯连续精馏筛板塔（二）设计任务及操作条件1、设计任务：物料处理量： 50240吨／年进料组成： 22.6％苯，苯-甲苯常温混合溶液（质量分率，下同）分离要求：塔顶产品组成苯≥97％塔底产品组成苯≤1%2、操作条件平均操作压力： 101.3 kPa平均操作温度：94℃回流比：自选单板压降： <=0.7kPa工时：年开工时数7200小时（三）设计方法和步骤：1、设计方案简介根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。
水蒸气加热苯列管式换热器的设计word文档
水蒸气加热苯列管式换热器的设计（6）一、工艺条件用150 KPa的饱和水蒸气将20 ℃的苯加热到75 ℃，苯的质量流量为30、35、40、45吨/小时，试设计一列管式换热器，要求其管程压降小于70 kPa。
二、设计内容1、合理的参数选择和结构设计；2、工艺计算，包括传热计算和压降计算等；3、主要设备工艺尺寸设计。
三、设计成果设计说明书一份。
A.设计方案简介我生产的主要工艺流程是苯进入换热器，饱和水蒸气走壳程，冷却剂苯走管程冷却饱和水蒸气。
B.列管式换热器的设计（一）.设计任务和操作条件;需要用150KPa的饱和水蒸气将常压下20℃的苯加热到75℃，苯的质量流量为45吨/h。
试设计一列管式换热器,要求换流器的管程压降小于30KPa，设计完成上述任务的列管式换热器。
（二）.确定设计方案;1. 选择换热器类型两流体温度变化情况,热流体进口温度为111℃,出口温度为111℃,冷流体进口温度为20℃,出口温度为75℃.该换热器用水蒸气加热,两流体的温差不是很大,故采用固定管板式换热器.2.由于水蒸气,易于排除冷凝液,故安排走管间(壳程),根据黏度等性质,苯安排走管内(管程).3.确定物性系数a.定性温度可取流体进出口温度平均值;壳程流体(苯)的定性温度: 47.5℃管程流体(饱和水蒸气)的定性温度:t=111℃b.根据定性温度查得管.壳程流体的物性数据;苯在47.5℃下的有关物性参数如下：密度ρ1＝856.11kg/m3定压比热容 Cp1＝1.763kJ/kg℃热导率λ1＝0.1407W/m?0C粘度μ1＝0.4412mPa?s饱和水蒸气在111℃下的物性参数如下：密度ρ2＝951.01kg/m3定压比热容 Cp2＝4.234kJ/kg℃热导率λ2＝0.6851W/m?0C粘度μ2＝0.259mPa?s(三). 估算传热面积;1.计算热负荷（忽略热损失）2. 饱和水蒸气用量（忽略热损失）3. 传热平均温度差先按逆流计算: 饱和水蒸气 : 111℃→ 111℃苯: 75℃← 20℃36℃ 91℃由于△T1/△T2<2;所以:℃(四)．初算传热面积;参照传热系数K的大致范围，取K=430W/（m²?0c）则估算传热面积:考虑15%的面积裕度,则实际面积:(五).工艺结构尺寸;1. 选管规格;选用Ф25mm×2.5mm的无缝废旧钢筋调直机，内径 , , 管长5 .2.总管数和管程数;总管子根数：单程时的流速：u单程时流速较低，为提高效果，考虑用多程，按管程流速的推荐范围，选管程的流速为U=0.75，所以管程数：Np= = 23. 确定管板布置；为便于排布，管的数目一般采取管程的倍数，即：n=128根，我们采用正三角形的排布方式，管与管板采用焊接的结构。
甲苯加热器的设计
化工学院专业课程设计说明书题目：换热器设计系列—42010 吨／年甲苯加热器的设计专 业： 学 号： 姓 名： 指导教师：完成日期： 2011 年12月24日目录一、专业课程设计任务书 (3)1.主要内容及基本要求 (3)2.进度安排 (4)3、应收集的资料及主要参考文献 (4)二、概述与设计方案简介 (5)1、概述 (5)2、换热器的选用和设计计算步骤 (5)三、甲苯加热器的设计方案 (12)1.确定设计方案，绘制工艺流程图 (14)2.热力学计算 (15)2.1热力学数据的获取 (15)2.2估算传热面积 (15)2.3工艺尺寸的计算 (16)2.4面积核算 (17)2.5压降校核 (19)3.结构设计及设计计算结果汇总表 (21)4.设计结果评价 (22)5.个人总结 (23)6.参考文献 (24)附录：装配图…………………………………………………………化工学院专业课程设计任务书设计题目：换热器设计系列—42010吨/年甲苯加热器的设计学号：姓名：专业：指导教师：系主任：一、主要内容及基本要求（一）设备原始资料1、设备类型：自选2、操作条件：（1）甲苯：入口温度20°C，出口温度100°C；（2）加热介质：200kpa（绝压）的饱和水蒸汽，冷凝液在饱和温度下排出；（3）允许管程压强降：不大于70kpa；（4）换热器损失的热负荷：以总传热量的3%计；（5）生产地区为湖南岳阳，每年按330天计算，每天24小时连续运行。
（二）设计任务及要求1、设计方案的选择及流程说明根据设计任务书的要求，确定设计方案和工艺流程。
2、工艺设计计算选择适宜的换热器并进行核算，主要包括物料衡算和热量衡算、热负荷及传热面积的确定、换热器概略尺寸的确定、总传热系数的校核等。
（注明公式及数据来源）。
3、结构设计计算选择适宜的结构方案，进行必要的结构设计计算。
主要包括管程和壳程分程、换热管尺寸确定、换热管的布置、管板形式及连接方式、管板与壳体的连接、折流板的设置、封头与壳程接管、壳体直径及厚度等。
化工原理课程设计甲苯冷却器的设计换热器的设计(1)
化工原理课程设计甲苯冷却器的设计换热器的设计(1)化工原理课程设计甲苯冷却器的设计-换热器的设计化工原理中，换热器是非常重要的一个环节，它常常被应用在各种流体的冷却和加热过程中。
本篇论文针对甲苯冷却器的设计进行具体讲解，包括该设备的设计原理、设计过程、设计结果与考虑因素等相关内容。
一、甲苯冷却器的设计原理甲苯冷却器利用冷却介质在管内流动，将甲苯热量带走，从而实现甲苯的降温与冷却。
在该设备中，管道里的冷却介质通常使用水或空气，两者的差异主要在于使用条件和选择上的区别。
二、甲苯冷却器的设计过程1. 确定冷却介质和管路该设备可使用的冷却介质主要包括水和空气，选择时需考虑成本、稳定性、危险性等因素。
同时，应了解管路的结构和特点，以保证介质的正常流动。
2. 确定甲苯流量和出口温度根据甲苯的使用需求以及实验数据，可以测定出甲苯的需要流量和出口温度。
在选择设备时也应当根据这些参数进行精准计算，并进行考虑，从而实现最佳的冷却效果。
3. 估算需求的冷却介质量在 obtianing 清晰的管路、致动平衡和不变的操作条件之后，可以按照热平衡方程进行计算，进而估算所需的冷却介质流量和温度范围。
该过程可使用一些常见的冷热交换计算公式和热力学公式进行完成。
4. 获取具体的设备参数经过以上的估算和计算，可以获取到最终的设备参数，包括管长、管径、换热器结构、流量、出口温度等。
在预定设计方案后，还需对其进行更广泛的验证和检验，确保采用的方案能够实现可靠的甲苯冷却效果。
三、甲苯冷却器的设计结果与考虑因素1. 设备参数的简介本次设计的甲苯冷却器，其管长为20m，管径为1cm，冷却介质为水，换热器式样采用螺旋板式，流量大小为1.5m3/h，出口温度设定值为28度左右。
2. 考虑设备的性能和可靠性在进行设计时，关于设备的性能和可靠性应当始终处于考虑的范畴中。
这包括设备的设计材料是否可靠、选用的换热器结构是否能够实现最佳热交换效果、是否满足设计参数要求等方面。
化工原理课程设计-苯加热器设计
太原工业学院化工原理课程设计苯加热器设计系：班级：姓名：学号：完成时间：年月日课程设计任务书设计一个换热器，将纯苯液体从55℃加热到80℃。
纯苯的流量为1.4×104 kg/h。
加热介质采用的是具有200 kPa的水蒸气。
要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa，试设计或选择合适的管壳式换热器，完成该任务。
设计要求（1）换热器工艺设计计算（2）换热器工艺流程图（3）换热器设备结构图（4）设计说明目录一、方案简介 (4)二、方案设计 (5)1、确定设计方案 (5)2、确定物性数据 (5)3、计算总传热系数 (5)4、工艺结构尺寸 (6)5、换热器核算 (7)三、设计结果一览表 (10)四、设计总结 (12)五、参考文献 (13)附图··········································································1、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，估换热器的类型也是多种多样。
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太原工业学院化工原理课程设计苯加热器设计系：班级：姓名：学号：完成时间：年月日课程设计任务书设计一个换热器，将纯苯液体从55℃加热到80℃。
纯苯的流量为1.4×104 kg/h。
加热介质采用的是具有200 kPa的水蒸气。
要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa，试设计或选择合适的管壳式换热器，完成该任务。
设计要求（1）换热器工艺设计计算（2）换热器工艺流程图（3）换热器设备结构图（4）设计说明目录一、方案简介 (4)二、方案设计 (5)1、确定设计方案 (5)2、确定物性数据 (5)3、计算总传热系数 (5)4、工艺结构尺寸 (6)5、换热器核算 (7)三、设计结果一览表 (10)四、设计总结 (12)五、参考文献 (13)附图··········································································一、方案简介1、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，估换热器的类型也是多种多样。
按用途特可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：混合式、蓄热式、间壁式。
间壁式换热器的特点是冷、热流体被固定壁面间隔开，不想混合，通过间壁进行热量的交换。
此类换热器中，以列管式应用最广。
本设计任务是利用饱和水蒸气给纯苯加热。
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。
2、换热器类型列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，主要分三大类：固定管板式、浮头式、U型管式。
（1）固定管板式换热器结构简单，成本低，壳程检修和清洗困难，壳程必须是清洁、不易产生垢层和腐蚀的介质。
（2）浮头式换热器结构较为复杂，成本高，消除了温差应力，是应用较多的一种结构形式。
（3）U型管式换热器结构简单，适用于高温和高压场合，但管内清洗不易，制造困难。
二、方案设计某厂在生产过程中，需将纯苯液体从55℃冷却到80℃。
纯苯的流量为1.4×104kg/h。
加热介质采用的三具有200 kPa的水蒸气,要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa。
试设计或选择合适管壳式换热器。
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：冷流体进口温度55℃，出口温度80℃。
热流体为饱和水蒸气，温度恒为T s，查表得，200kPa的饱和水蒸气的饱和温度为T s=120℃该换热器采用饱和水蒸气冷凝放热来加热冷流体，管壁与壳壁温差较大，流体压强不高，初步确定选用固定管板式换热器，考虑到管壁与壳壁温差较大情况，因此，换热器应安装膨胀节，进行热补偿。
（2）管程安排从流体流经管程或壳程的选择标准来看，纯苯液体有毒，为减少向环境泄露的机会，苯宜走管程；水蒸气较洁净，不会污染壳程，所以饱和蒸汽宜走壳程，以便及时排除冷凝液。
综上所述，纯苯液体走管程，饱和水蒸气走壳程。
2、确定物性数据定性温度：可取流体进口温度的平均值。
管程纯苯的定性温度为：℃＝＝5.6728055T +壳程流体的定性温度为： T s =120℃根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
（1）纯苯在67.5℃下的有关物性数据如下： 密度 ρi =830 kg/m 3定压比热容 c pi =1.86 kJ/(kg ·℃) 热导率 λi =0.135 W/(m ·℃) 粘度 μi =0.00037 Pa ·s（2）饱和水蒸气在120.2℃下的物性数据： 密度 ρ0=1.127 kg/m 3 比汽化热 ｒ0=2.205×106 J/kg 热导率 λ0=0.686 W/(m ·℃) 粘度 μ0=0.0000133 Pa ·s3．计算总传热系数（1）热流量Q T =q m1c p1(t 2-t 1)=14000×1860×(80-55)/3600 =668500 kJ/h =1.808×105 W （2）冷却水用量 q m2= Q T /ｒ0=1.808×105×3600/(2.505×106)=259.880kg/h（3）平均传热温差℃7.51552.120802.120ln )552.120()802.120(ln't 2121=-----=∆∆∆-∆=∆t t t t m （4）初算传热面积由水蒸气冷凝有机物，有机物黏度为0.00037 Pa ·s ，查表4-7得K 值大致范围为 500～1200（W/m 2 . K ）假设K=600 W/m 2 . K ，则估算的传热面积为25m ''828.57.5160010808.1t m K Q ST =⨯⨯=∆=估4、工艺结构尺寸 （1）管径和管内流速选用ф19×2mm 较高级冷拔传热管(碳钢)，因流体黏度<1，最大流速为2,4 m/s ，所以取管内流速u i =0.5m/s 。
（2）管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数根535.0015.0830360014.3414000u d 4q 22o v s =⨯⨯⨯⨯⨯==πN 按单管程计算，所需传热管长度为L=S 估／（3.14d 0N s ）=5.828∕（3.14×0.019×53）=1.8 m 现取传热管长度L=2m ，则该换热器的管程数为 N P =1(管程)（3）传热管排列和分程方法采用正三角形排列取管心距P t =1.25 d 0 =1.25×19=23.75 mm ≈25mm隔板中心到离其最近一排管中心距离Z=P t ÷2+6=19mm（4）壳体内径取02.1d b ='，按三角形排列，根8008.8531.1n ≈==C 壳体内径为.6m m 22019.212)18(252)1n (P t =⨯⨯+-⨯='+-=b D C圆整可取D ＝273mm （5）折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％，则切去的圆缺高度为：h ＝0.25×273＝68.25mm ，故可取h ＝70 mm 。
取折流板间距B ＝0.5DB ＝0.5×273＝136.5mm ，可取B 为150 mm 。
折流板数N B =传热管长/折流板间距-1=2000/150-1=12.3，可取12块。
（6）接管壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u ＝1.5 m/s ，则接管内径为m 055.0.5114.3127.13600/80.82594u4d 1≈⨯⨯⨯=⋅=）（πV圆整后可取管内径为60mm管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u ＝2m/s ，则接管内径为m 074.0214.38303600/140004d 2=⨯⨯⨯=）（圆整后可取管内径为80mm5．换热器核算 （1）传热面积校核①壳程传热膜系数4/1e 2/332o )d n (725.0tg r ∆=μλραtn l d t A Q ∆=∆=0απα采用试差法估算o α值：a ．假设o α=10000 W/（m 2·℃）,C d Q t 050086.2532019.014.31000010808.1ln =⨯⨯⨯⨯⨯==∆παt w =t s -△t=120.2-2.86=117.34℃膜温t=（t s +t w ）/2=(120.2+117.34)/2=118.8℃水蒸气在118.8℃时，密度 ρ=944.1 kg/m 3导热系数 λ0=0.686 W/(m ·℃) 黏度 μ0=0.0002402 Pa ·s2.13468)86.2019.0102.2408686.081.91.94410205.2(725.04/162/3326o =⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=-α W/（m 2·℃） 估算值与计算值相差较大，需再次试差。
b ．假设o α=15000 W/（m 2·℃）,C d Q t 05001.91532019.014.31500010808.1ln =⨯⨯⨯⨯⨯==∆παt w =t s -△t=120.2-1.91=118.3℃膜温t=（t s +t w ）/2=(120.2+118.3)/2=119.2℃水蒸气在119.2℃时，密度 ρ=943.7 kg/m 3导热系数 λ0=0.686 W/(m ·℃) 黏度 μ0=0.0002391 Pa ·s14912)1.91019.0101.2398686.081.97.94310205.2(725.04/162/3326o =⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=-α W/（m 2·℃）估算值与计算值相差在范围之内，符合要求。
所以壳程传热膜系数为14912 W/（m 2·℃）②管程传热膜系数4.08.0iii r e d 023.0P R λα=管程流通截面积232i m 1036.953015.0785.0-⨯=⨯⨯=S管程流体流速1685800037.0830501.0015.0ud Re s/m 501.000936.08303600/14000u i i =⨯⨯===⨯=μρi 雷诺数）（普朗特数℃）⋅=⨯⨯⨯==⨯⨯==24.08.0i 3/(95610.51685802.0135.0023.010.5135.000037.01086.1r m W uc P p αλ③污垢热阻和管壁热阻 查附录19得：管外侧污垢热阻 W C R /m 108598.00240⋅⨯=⋅-管内侧污垢热阻 W C R /m 107197.1024i ⋅⨯=⋅- 管壁厚度b=0.002 m碳钢热导率为45 W/(m ·℃)℃）（＋＋＋＋＋＋＋＋⋅=⨯⨯⨯⨯⨯⨯==--244oso m o i o i i i o m /5.4647149121108598.0017.045019.0002.0015.0019.0107197.1015.0956019.011d bd d d d d 1W R R K αλα④传热面积S25m 401.57.515.464710808.1t m K Q S T =⨯⨯=∆='该换热器的实际传热面积S2o .324m 6532019.014.3l d =⨯⨯⨯==n S π该换热器的面积裕度为 17.1401.56.324=='S S 传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。