化工原理设计换热器设计计算
化工原理课程设计换热器
化工原理课程设计换热器
换热器设计是化工原理课程设计中一个重要的部分。
下面将为您介绍步骤和注意事项。
一、设计步骤：
1. 确定换热器类型：根据工艺要求及介质性质，选择适合的换热器类型，如管壳式、板式、螺旋板式等。
2. 估算传热系数：根据换热器类型、流体类型、流量、温度等因素，估算出传热系数。
3. 计算传热面积：根据所需传热量和传热系数，计算指定温度下需求的传热面积。
4. 选择换热器管径及壳体规格：根据所需传热面积和换热器类型，选择合适的换热器管径及壳体规格。
5. 设计热损失：根据换热器使用环境，计算换热器热损失量，以确保能量转化的高效。
6. 设计流路：结合工艺流程及介质性质，确定换热器内部介质的流路和流速，
以确保传热效率。
二、注意事项：
1. 选用合适的换热器类型，以确保传热效率和占用空间的合理性。
2. 估算传热系数要考虑介质性质、流量、温度等因素，更加科学地估算传热系数。
3. 所需传热面积要根据实际需要，同时结合换热器的大小、材质等因素做出合理的选择。
4. 选择换热器管径及壳体规格要遵循一定的社会标准及安全规范，以确保换热器使用的稳定性和安全性。
5. 设计热损失要考虑换热器使用环境，以确保能量转化的高效。
同时，必须符合国家有关规定。
化工原理课程设计换热器
化工原理课程设计换热器本文主要介绍化工原理课程设计中涉及到的换热器的相关知识和设计思路。
换热器是化工工业中常用的设备之一，其主要功能是通过传导、对流和辐射的方式实现热量的传递，从而将一个流体的热量传递给另一个流体。
因此，在化工原理课程设计中涉及到换热器的设计，既需要考虑流体的物理性质，也需要考虑热力学参数的影响。
换热器的类型繁多，按照传热方式的不同可分为对流式换热器和辐射式换热器。
常用的对流式换热器包括管壳式换热器、板式换热器和螺旋式换热器等。
在换热器的设计中，需要首先确定换热器所要实现的传热方式和工作条件，如流体流速、进出口温度和压力等。
接下来需要考虑的问题是如何选择合适的材料以满足流体的物理性质和热力学参数的要求。
在化工原理课程设计中，换热器的设计重点之一是热力学计算。
为了实现对流体的热量传递，需要考虑流体的传热系数。
传热系数与流体的物理性质密切相关，包括流体的密度、比热、粘度和导热系数等。
通过对这些参数的测量和分析，可以计算出传热系数，并进而确定换热器的传热效率。
另外，在化工原理课程设计中，换热器的设计还需要考虑到换热器的尺寸、材料和结构等方面的问题。
尺寸的设计需要考虑工作流体的容积和流速等因素，以保证换热器的实现效率和安全性。
材料选择需要考虑到流体的化学性质，以避免流体与材料发生反应和腐蚀。
结构设计需要兼顾容易清洗、拆卸和维护的要求，以方便日常运行和维护。
总之，在化工原理课程设计中，换热器的设计是一个系统性的工程，包括物理学、化学和工程学等多个学科领域的综合运用。
只有充分理解流体的物理性质和热力学参数，才能做出合理的设计并实现高效的换热效果。
同时，还需要考虑到实际工程的应用需求，以满足生产的需要和安全的要求。
化工原理---传热.第三讲-2016.5.12 (1)
并流，可降低该处壁温，延长换热器使用寿命。 34
小结
LMTD法------对数平均温差法
Q KStm
Q qm,hcp,h T1 T2 Q qm,ccp,c t2 t1
1 Ko
1
o
Rso
bdo
dm
Rsi
15
2. 总传热系数
当两侧对流传热系数相差较大时，K近似等
于 i ,o 中小者。
欲提高K值，强化传热，最有效的办法是减
小控制热阻。
有人曾作过实验,数据如下:
0(w/m2.K) i(w/m2.K) K(w/m2.K)
5000
40
39.7
10000 40
39.8
5000
80
78.8
例5-5？
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2. 总传热系数
2）K的实验查定
Q KStm
3）总传热系数的经验值 在有关传热手册和专著中载有某些情况下
K 的经验数值，可供设计参考。
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列管换热器总传热系数K的经验数据
流体种类
水—气体 水—水 水—煤油 水—有机溶剂 气体—气体 饱和水蒸气—水 饱和水蒸气—气体 饱和水蒸气—油 饱和水蒸气—沸腾油
dQ
w
w
w
w
T t
1
b
1
1
b
1
dS dS dS
ii
m
oo
dS dS dS
ii
m
oo
上式两边均除以 dSO
dQ
T t
dS o
化工原理课程设计---列管式换热器的设计
化工原理课程设计---列管式换热器的设计列管式换热器是一种常用的换热器类型，其结构简单、传热效率高、维修方便等优点使其在工业生产中得到广泛应用。
该换热器由多个平行排列的管子组成，热流体和冷流体分别流过管内外，通过管壁传递热量，实现热量交换。
根据不同的流体流动方式，列管式换热器又可分为纵向流式和横向流式两种形式。
其中，横向流式换热器传热效率更高，但结构较为复杂，维修难度较大，因此在实际应用中需要根据具体情况进行选择。
浮头式换热器的特点是管板和壳体之间没有固定连接，只有一个浮头，管束和浮头相连。
浮头可以在壳体内自由移动，以适应管子和壳体的热膨胀。
这种结构适用于温差较大或壳程压力较高的情况。
但是，由于管束和浮头的连接是松散的，因此需要注意防止泄漏。
U型管式换热器：U型管式换热器的管子呈U形，两端分别焊接在管板上，形成一个U型管束。
壳体内的流体从一端进入，从另一端流出，管内的流体也是如此。
这种结构适用于流体腐蚀性较强的情况，因为管子可以很容易地更换。
多管程换热器：多管程换热器是将管束分成多个组，每组管子单独连接到管板上，形成多个管程。
这种结构可以提高传热效率，但也会增加流体阻力。
因此，需要根据具体情况来选择多管程的数量。
总之，列管式换热器是一种广泛应用于化工及酒精生产的换热器。
不同的结构适用于不同的工艺条件，需要根据具体情况来选择合适的换热器。
在使用过程中，需要注意保养和维护，及时清洗和更换损坏的部件，以保证换热器的正常运行。
换热器的一块管板与外壳用法兰连接，另一块管板不与外壳连接，这种结构称为浮头式换热器。
浮头式换热器的优点是管束可以拉出以便清洗，管束的膨胀不受壳体约束，因此在两种介质温差大的情况下，不会因管束与壳体的热膨胀量不同而产生温差应力。
但其缺点是结构复杂，造价高。
填料式换热器的管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也较低。
但壳程内介质有外漏的可能，因此不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。
化工原理_17换热器的传热计算
22
二、传热单元数法
（2）传热单元数 NTU 由换热器热平衡方程及总传热速率微分方程
dQ qm,hcphdT qm,ccpcdt K (T t)dS
对于冷流体 dt KdS
T t qm,ccpc
23
二、传热单元数法
积分上式得
t2 dt S KdS
(NTU )c t1 T t 0 qm,ccpc
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一、平均温度差法
逆流：
采用逆流操作，若换热介质流量一定，则可 以节省传热面积，减少设备费；若传热面积一定， 则可减少换热介质的流量，降低操作费，因而工 业上多采用逆流操作。
并流：
若对流体的温度有所限制，如冷流体被加热 时不得超过某一温度，或热流体被冷却时不得低 于某一温度，则宜采用并流操作。
12
Qmax (qmcp )min (T1 t1)
较小者具 有较大温
差
换热器中可 能达到的最
大温差
式中 qmCp 称为流体的热容量流率，下标 min表 示两流体中热容量流率较小者，并称此流体为最
小值流体。
20
二、传热单元数法
若热流体为最小值流体，则传热效率为
qm,hcph (T1 T2 ) T1 T2
通常在换热器的设计中规定，t 值不应小
于0.8，否则值太小，经济上不合理。若低于此
值，则应考虑增加壳方程数，将多台换热器串
联使用，使传热过程接近于逆流。
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二、传热单元数法
1. 传热效率ε 换热器的传热效率ε定义为
实际的传热量QT
最大可能的传热量Qmax
19
二、传热单元数法
定义最大可能传热量
基于冷流体的传热单元数
化工原理课程设计 换热器
一、设计任务书二、确定设计方案2.1 选择换热器的类型本设计中空气压缩机的后冷却器选用带有折流挡板的固定管板式换热器，这种换热器适用于下列情况：①温差不大；②温差较大但是壳程压力较小；③壳程不易结构或能化学清洗。
本次设计条件满足第②种情况。
另外，固定管板式换热器具有单位体积传热面积大，结构紧凑、坚固，传热效果好，而且能用多种材料制造，适用性较强，操作弹性大，结构简单，造价低廉，且适用于高温、高压的大型装置中。
采用折流挡板，可使作为冷却剂的水容易形成湍流，可以提高对流表面传热系数，提高传热效率。
本设计中的固定管板式换热器采用的材料为钢管(20R钢)。
2.2 流动方向及流速的确定本冷却器的管程走压缩后的热空气，壳程走冷却水。
热空气和冷却水逆向流动换热。
根据的原则有：（1）因为热空气的操作压力达到1.1Mpa，而冷却水的操作压力取0.3Mpa，如果热空气走管内可以避免壳体受压，可节省壳程金属消耗量；（2）对于刚性结构的换热器，若两流体的的温度差较大，对流传热系数较大者宜走管间，因壁面温度与对流表面传热系数大的流体温度相近，可以减少热应力，防止把管子压弯或把管子从管板处拉脱。
（3）热空气走管内，可以提高热空气流速增大其对流传热系数，因为管内截面积通常比管间小，而且管束易于采用多管程以增大流速。
查阅《化工原理（上）》P201表4－9 可得到，热空气的流速范围为5～30 m·s-1；冷却水的流速范围为0.2～1.5 m·s-1。
本设计中，假设热空气的流速为8 m·s-1，然后进行计算校核。
2.3 安装方式冷却器是小型冷却器，采用卧式较适宜。
三、设计条件及主要物性参数3.1设计条件由设计任务书可得设计条件如下表：体积流量进口温度出口温度操作压力设计压力注：要求设计的冷却器在规定压力下操作安全，必须使设计压力比最大操作压力略大，本设计的设计压力比最大操作压力大0.1MPa 。
3.2确定主要物性数据3.2.1定性温度的确定可取流体进出口温度的平均值。
化工原理-17换热器的传热计算汇总
积分上式得
(NTU)c
t2
t1
dt Tt
S
0
KdS qm,ccpc
基于冷流体的传热单元数
对于热流体，同样可写出
(NTU)h
T1 T2
dT T t
基于热流体的传热单元数
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二、传热单元数法
传热单元数是温度的量纲为一函数，它反 映传热推动力和传热所要求的温度变化，传热 推动力愈大，所要求的温度变化愈小，则所需 要的传热单元数愈少。
并流：
若对流体的温度有所限制，如冷流体被加热 时不得超过某一温度，或热流体被冷却时不得低 于某一温度，则宜采用并流操作。
12
一、平均温度差法
（2）错流和折流时的平均温度差 单管程，多管程 单壳程，多壳程
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一、平均温度差法
图5-10 错流和折流示意图 14
一、平均温度差法
先按逆流计算对数平均温度差，然后再乘以
存在逆流和并流的缘故。
t(并 流 ) t(错 、 折 流 ) t(逆 流 )
通常在换热器的设计中规定， t 值不应小
于0.8，否则值太小，经济上不合理。若低于此 值，则应考虑增加壳方程数，将多台换热器串 联使用，使传热过程接近于逆流。
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二、传热单元数法
1. 传热效率ε 换热器的传热效率ε定义为
KS qm,ccpc
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二、传热单元数法
若热流体为最小值流体，则
1exp[(NTU)m in(1CR)]
1CR
式中
(NTU)min
KS Cmin
KS qm,hcph
CR
Cmin Cmax
qm,hcph qm,ccpc
28
二、传热单元数法
化工原理课程设计换热器《化工原理课程设计》报告换热器的设计
化工原理课程设计换热器《化工原理课程设计》报告换热器的设计《化工原理课程设计》报告换热器的设计目录概述1.1.换热器设计任务书 - 4 -1.2换热器的结构形式 - 7 -2.蛇管式换热器 - 7 -3.套管式换热器 - 7 -1.3换热器材质的选择 - 8 -1.4管板式换热器的优点 - 9 -1.5列管式换热器的结构 -10 -1.6管板式换热器的类型及工作原理 -11 -1.7确定设计方案 -12 -2.1设计参数 -12 -2.2计算总传热系数 -13 -2.3工艺结构尺寸 -14 -2.4换热器核算 -15 -2.4.1.热流量核算 -16 -2.4.2.壁温计算 -18 -2.4.3．换热器内流体的流动阻力-19 -概述在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称为换热器。
在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体则温度较低，吸收热量。
35％～40％。
随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。
换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。
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。
换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、过热器等。
换热器按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。
其中间壁式换热器应用最广泛，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换热器、板面式换热器和扩展表面式换热器（板翅式、管翅式等），如表2-1所示。
表2-1 传热器的结构分类类型特点间壁式管壳式列管式固定管板式刚性结构用于管壳温差较小的情况（一般≤50℃），管间不能清洗带膨胀节有一定的温度补偿能力，壳程只能承受低压力浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合 U型管式管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难填料函式外填料函管间容易泄漏，不宜处理易挥发、易爆炸及压力较高的介质内填料函密封性能差，只能用于压差较小的场合釜式壳体上部有个蒸发空间用于再沸、蒸煮双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合和固定床反应器中套管式能逆流操作，用于传热面较小的冷却器、冷凝器或预热器螺旋管式沉浸式用于管内流体的冷却、冷凝或管外流体的加热喷淋式只用于管内流体的冷却或冷凝板面式板式拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热螺旋板式可进行严格的逆流操作，有自洁的作用，可用作回收低温热能平板式结构紧凑，拆洗方便，通道较小、易堵，要求流体干净板壳式板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高混合式适用于允许换热流体之间直接接触蓄热式换热过程分阶段交替进行，适用于从高温炉气中回收热能的场合完善的换热器在设计或选型时应满足以下各项基本要求。
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化工单元操作与单元设备设计任务书任务书之十一拟采用常压筛板(浮阀)塔分离苯-甲苯混合液。
已知原料流量为4000kg/h，原料含苯组成30%（摩尔百分数，下同），精馏分离使塔顶产品苯含量不低于97%，塔底产品甲苯含量不低于98%；沸点进料，沸点回流，操作回流比可取2.0；要求产品进入贮罐的温度不低于50℃，原料贮罐贮料、产品贮罐要满足八小时生产任务。
设计任务：• 1.画出流程方框图和带控制点工艺流程图• 2.做分离全过程做物料衡算与热量衡算• 3. 做换热器设计与精馏塔设计（1）换热器设计——塔底产品冷却器设计上述精馏生产过程中，需要将塔底产品从80℃冷却至45℃，要求换热器的管程和壳程压降不大于10kpa，试选用合适的换热器。
（2）精馏塔（筛板或浮阀）设计完成上述分离任务所需的精馏塔相关设计。
原始数据：精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压），单板压降不超过0.7kPa，冷却循环水温度：25℃，饱和水蒸汽压力：0.25Mpa(表压)，设备型式：筛板(浮阀)塔，建厂地区压力：1atm组长：叶敏萍060组员：张光华030 贾国柱011 薛进军059 陈科云006 邢祥龙057【设计方案】【一】、选择换热器的类型 （1）、两流体的温度变化情况： 热流体进口的温度80℃ 出口的温度45℃ 冷流体的进口温度25℃ 出口温度35℃（注）、该换热器用凉水塔水冷却，初步确定选用带有膨胀节的固定板式换热器。
（2）、流动空间及流速的确定：由于利用凉水塔水冷却，而易结垢，为方便清洗，应使水走管程，甲苯走壳程。
选用φ25㎜*2.5㎜的碳钢管，管内流速为Ui=0.5m/s 。
【二】、确定物性参数（1）、平均温度差（2）、定性温度T=﹙T1+T2﹚／2=﹙80+45﹚÷2=62.5℃ ; t=﹙t1+t2﹚／2=﹙35+25﹚÷2=30℃ 平均温差Δt1=﹙80-35)=45℃ ;Δt2=﹙45-25﹚=20℃ Δt1/Δt2=45/20=2.25 Δt1/Δt2＞2Δt ´m=﹙Δt1-Δt2﹚／㏑﹙Δt1÷Δt2﹚ =(45—20) ÷ln(45÷20)=30.83℃有关的物性参数数据如下：【三】、计算产品物料的总传热系数1、精馏塔的产品物料衡算：①、苯：M苯=78.11kg/kmol ;M甲苯=92.13kg/kmol产品摩尔百分数： X F=0.3 ;X D＝0.97 ;X W=0.02②、原料液及精馏塔顶、塔底的产品的平均摩尔质量：M F=X F*M甲+(1-X F)* M甲苯=0.3×78.11＋﹙1－0.3﹚×92.13＝87.924㎏／kmol M D=X D*M甲+(1-X D)* M甲苯=0.97×78.11＋﹙1－0.97﹚×92.13＝78.53㎏／kmol M W=X W*M甲+(1-X W)* M甲苯=0.02×78.11＋﹙1－0.02﹚×92.13＝91.85㎏／kmol2、物料衡算：原料处理量：F= q／M F=4000kg/h÷87.924kg／kmol≈45.49kmol/h总物料衡算：F= D + W ①苯物料衡算: F*X F=D* X D + W *X W ②联立①、②式得：X D =13.14kmol/hX W =32.08kmol/h甲苯流量转换：q甲苯=W*MW= 32.08kmol/h ×91.85kg/kmol =2947.00kg/h3、热流量：Q=q甲苯*Cp*﹙T1-T2﹚= q水*Cp*﹙t1+t2﹚Q=q甲苯*Cp*﹙T1-T2﹚=2947.00kg/h ×1.843kJ/kg.℃×（80-45）℃=190096.24kJ/h 则热流量为：Q=190096.24kJ/h ÷3600s =52.805 [kw] 4、冷却水用水量：q水 =Q／Cp*﹙t2-t1﹚=190096.24kJ/h÷4.171kJ/kg.℃÷（35-25）℃=4554.34kg/h5、总传热系数K :①、管程传热系数：（注：水在管程里流动，流体流速设为U i=0.5m/s）Re=di*ui*ρi／μi=0.02×0.5×995.7÷0.0008012 =12427.61Pr= Cp*μ／λ =4.171×10^3×0.0008012÷0.6171 =5.42ai=0.023*λi／di* Re^0.8*pr^0.4ai=0.023×0.6171÷0.02×12427.61^0.8×5.42^0.4 =2631.26则ai=2631.26②、壳程传热系数：假设壳程系数：ao=400w／(㎡.℃﹚则有化工手册查得甲苯及其水在该条件下的污垢热阻：冷却水的污垢热阻：Ri=0.000344㎡.℃／w甲苯的污垢热阻：Ro=0.000172㎡.℃／w选用的换热管的管壁厚度为b=0.0025 (m) ，则可选用的管壁导热系数λ=45w／m.℃6、总传热系数：K=1／[﹙do/ai*di﹚+﹙0.000344*do/di﹚+﹙b*di/λ*do﹚+0.000172＋﹙1/ao﹚]K=1÷[(0.025÷2631.26÷0.02)+(0.000344×0.025÷0.02)+(0.0025×0.025÷0.02÷45)+0.000172+(1÷400)]K=274.35 w／㎡.℃【四】、计算换热器换热面积：S′=Q／K*Δt´m =52.805×10^3÷274.35÷30.83 =6.24﹙㎡﹚在设计时考虑的15%的面积裕度，则S=1.15×6.24=7.18﹙㎡﹚【五】、工艺结构尺寸1、管径和管内流速：[ 管程内走水]选用φ25㎜×2.5㎜的碳钢传热管，取管内流体流速为Ui=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ns=v／﹙π/4*di^2*ui﹚=4554.34÷3600÷995.7÷0.785÷0.02^2÷0.5=8.09 则ns≈9﹙根﹚按单管程计算，所需的传热管长度为L=S／π*do*ns =7.18÷3.14÷0.025÷9 =10.16﹙m﹚按单管程计算，所需的传热管过长，宜采用多管程结构，现取传热管的长度为标准长度ι=3.0(m﹚，则该换热器管程数为Np= L／ι=10.16÷3.0 =3.39≈4﹙管程﹚3、若采用4管程，每根传热管管长度ι=3﹙m﹚。
据此，由换热器系列标准，选定固定管板式换热器，换热管型号为φ25㎜×2.5㎜，有关参数如下表。
4、平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数：P=﹙t2－t1﹚／﹙T1－t1﹚=﹙35－25﹚÷﹙80－25﹚=0.182R=﹙T1－T2﹚÷﹙t2－t1﹚=﹙80－45﹚÷﹙35－25﹚=3.5按单壳程，四管程结构，温差校正系数查表得ψ△t =0.9 。
则平均传热温差：△t m =ψ△t *△t´m =30.83×0.9 =27.75 ℃5、传热管排列方法每程内均采用正三角形排列，取管心距为Pt=1.25*doPt=1.25×0.025=31.25≈32﹙mm﹚横过管束中心线的管数：nc=9﹙根﹚6、壳体内径采用多管程结构，取管板利用率η=0.7 ；壳体内径D=325﹙mm﹚。
7、折流板数采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×325 =81.25 ﹙mm﹚则取h= 80 ﹙mm﹚取折流板间距为B=0.3D ﹙0.2D＜B＜D﹚则B=0.3D = 0.3×325 = 97.5 ≈100﹙mm﹚折流板数NB=﹙L／B﹚－1 =﹙3000÷100﹚－1 = 29﹙块﹚折流板圆缺面水平装配。
8、接管①、壳程的流体进出口接管：取接管内甲苯的流速为uo=1.0m/s,则接管内径为d=(4*v／π*uo)^0.5 =(4×2947÷3600÷825÷3.14÷1.0)=0.03556(m)则取d=40 (mm)②、管程的流体进出口接管：取接管内水的流速为uo=1.5m/s,则接管内径为d=(4*v／π*uo)^0.5 =(4×4554.34÷3600÷995.7÷3.14÷1.5)=0.0328(m) 则取d=35(mm)【六】、换热器核算：1、热量核算：①、壳程对流传热系数，对圆缺形折流板，可采用克恩公式ai=0.36*λo／do* Reo^0.55*pr^0.33*(μo/μw)^0.14当量直径，由正三角形排列得de={4*[(3^0.5/2)*pt^2－(π/4)*do^2]}de={4×[(3^0.5÷2)×0.032^2－(3.14÷4)×0.025^2]} =0.02 （m）壳程流通截面积：So=B*D*(1－do/pt)So=0.1×0.325×(1－0.025÷0.032) =0.0071 (㎡)则So=0.0071 (㎡)壳程流体流速及其雷洛数分别为壳程流体流速uo=V甲苯／So=2947÷3600÷825÷0.0071 =0.14 (m/s)雷洛数Reo=de*uo*ρo／μo=0.02×0.14×825÷0.000422=5473.93普兰特准数Pr= Cp*μ／λ=1.843×10^3×0.000422÷0.1276=6.095液体粘度校正系数(μo/μw)^0.14≈1.05ao=0.36×0.1276÷0.02×5473.93^0.55×6.095^0.33×1.05 =498.22则ao=498.22②、管程对流传热系数ai=0.023*λi／di* Re^0.8*pr^0.4管程流通截面积Si=(π/4)*di^2*Np/NSi=3.14÷4×0.02^2×29÷4 =0.0023 (㎡)Si=0.0023(㎡)程流体流速ui=V水／Si=4554.34÷3600÷995.7÷0.0023=0.552 (m/s)ui=0.552 (m/s)雷洛数Re=di*ui*ρi／μi=0.02×0.552×995.7÷0.0008012 =13720.08Pr= Cp*μ／λ=4.171×10^3×0.0008012÷0.6171 =5.42ai=0.023*λi／di* Re^0.8*pr^0.4ai=0.023×0.6171÷0.02×13720.08^0.8×5.42^0.4 =2809.77则ai=2809.77③、传热系数KK=1／[﹙ao/ai*di﹚+﹙0.000344*do/di﹚+﹙b*di/λ*dm﹚+0.000172＋﹙1/ao﹚]K=1÷[(0.025÷2809.77÷0.02)+(0.000344×0.025÷0.02)+(0.0025×0.025÷0.0225÷45)+0 .000172+(1÷498.22)]K=320.95 w／㎡.℃④、传热面积S=Q／K*Δtm =52.805×10^3÷320.95÷27.75 =5.93﹙㎡﹚该换热器的实际传热面积SpSp=π*do*L(N-nc)Sp=3.14×0.025×3.0×（40-9）=7.30﹙㎡﹚该换热器的面积裕度为H=(Sp-S)/S*100%H=(7.3-5.93)÷5.93×100%=23.10%H=23.10%2、换热器内流体的流动阻力①、管程流动阻力∑△Pi=(△P1+ △P2 )*Ft*Ns*NpNs = 1 Np =4 Ft =1.4 ι=3.0m△P1=(λi*ι/d)*(ρ*ui^2/2)△P2=ζ*(ρ*ui^2/2)由Re=10066.36,传热管相对粗糙度ε/d=0.005,查莫狄图得λi=0.035 w/m. ℃；流速ui=0.552 (m/s) ; ρi=995.7kg/m3 所以△P1=(λi*ι/d)*(ρ*ui^2/2)△P1=0.035×3.0÷0.02×995.7×0.552^2÷2 =796.41 (pa)△P2=ζ*(ρ*ui^2/2)△P2=3×995.7×0.552^2÷2 =455.09 (pa)∑△Pi=(△P1+ △P2 )*Ft*Ns*Np∑△Pi=(796.41+455.09) ×1.4×1×4 =7008.41(pa)∑△Pi=7008.41 (pa) ＜10 kpa管程流动阻力在允许的范围之内。