列管式换热器的设计讲解
列管式换热器的设计与计算
列管式换热器的设计与计算设计步骤如下：第一步：确定换热器的需求首先需要明确换热器的设计参数，包括流体的性质、流量、进出口温度、压力等。
这些参数将在后续的计算中使用。
第二步：选择合适的换热器型号根据设计参数和换热需求，选择合适的列管式换热器型号。
常见的型号包括固定管板式、弹性管板式、钢套铜管式等。
第三步：计算表面积根据流体的热传导计算表面积。
换热器的表面积是根据热传导定律计算得到的，公式为：Q=U×A×ΔT，其中Q为换热量，U为传热系数，A为表面积，ΔT为温差。
根据这个公式，可以计算出所需的表面积。
第四步：确定管子数量和尺寸根据所需的表面积和型号，确定换热器中管子的数量和尺寸。
根据流体的流速和换热需求，计算出每根管子的长度和直径。
第五步：确定管板和管夹的尺寸根据管子的尺寸，确定管板和管夹的尺寸。
管板和管夹是固定管子的重要部分，负责把管子固定在换热器中，保证流体的正常流动。
第六步：确定换热器的材质和厚度根据流体的性质和工作条件，确定换热器的材质和厚度。
常见的材质有不锈钢、碳钢、铜等。
通过计算流体的温度、压力和腐蚀性等参数，选择合适的材质和厚度。
第七步：校核换热器的强度对换热器的强度进行校核。
根据国家相关标准和规范，对换热器的强度进行计算和验证，确保其能够承受工作条件下的压力和温度。
第八步：制定施工方案和图纸根据设计结果，制定换热器的施工方案和详细图纸。
包括换热器的总体布置，管子的连接方式，焊接和安装步骤等。
上述是列管式换热器的设计步骤，下面将介绍列管式换热器的计算方法。
首先，需要计算流体的传热系数。
传热系数的计算包括对流传热系数和管内传热系数两部分。
对于对流传热系数，可以使用已有的经验公式或经验图表进行估算。
对于管内传热系数，可以使用流体的性质和流速等参数进行计算。
其次，根据传热系数和管子的尺寸，计算管子的传热面积。
管子的传热面积可以根据管子的长度和直径进行计算。
然后，根据热传导定律，计算换热器的传热量。
化工原理课程设计 列管式换热器
化工原理课程设计列管式换热器设计要求：设计一个列管式换热器，实现两种不同温度的流体之间的热量传递。
设计要求如下：1. 列管式换热器采用直管式结构，热传导介质为水和油；2. 设计流量分别为水流量 Q1 = 500 L/h，油流量 Q2 = 300 L/h；3. 设计温度分别为水的进口温度 T1i = 80℃，油的进口温度T2i = 120℃；4. 确定水的出口温度 T1o 和油的出口温度 T2o；5. 选择合适的换热器材料，确保换热效果良好；6. 根据设计参数计算所需的换热面积 A 和换热效率η。
设计方案：1. 确定管径和管长：首先根据水和油的流量和温度差，计算所需的换热面积。
然后确定换热器的尺寸，其中包括管径和管长。
2. 选择换热器材料：根据换热介质的性质和工作条件，选择合适的换热器材料，例如不锈钢。
3. 计算出口温度：根据热平衡原理，计算水和油的出口温度。
假设换热器满足热平衡条件，即水的热量损失等于油的热量增加。
4. 计算换热面积：根据换热器的尺寸和热传导方程，计算所需的换热面积。
5. 计算换热效率：根据热平衡原理和换热器的热传导性能，计算换热效率。
实施步骤：1. 根据设计流量和温度差，计算所需的换热面积。
假设水和油的传热系数均为常数，可以使用换热传导方程进行计算。
2. 根据所需的换热面积和理论计算值，选择合适的换热器尺寸。
3. 根据所选换热器材料，计算换热器的尺寸和管径。
假设管壁温度近似等于流体温度。
4. 根据热平衡原理，计算出口温度。
假设热平衡条件满足，即水的热量损失等于油的热量增加。
5. 根据所选材料和尺寸，计算换热效率。
假设换热器的热传导系数为常数，使用换热效率计算公式进行计算。
总结：本课程设计主要针对列管式换热器的设计，通过选择合适的换热器材料和计算换热器的尺寸，实现了水和油之间的热量传递。
根据设计要求，通过计算出口温度和换热效率，验证了设计方案的合理性。
设计过程需要考虑多方面的因素，如流体性质、流量和温度差等。
机械设计课件-列管换热器结构设计
2.标准法兰的选用 标准法兰有： JB4701 甲型平焊法兰 JB4702 乙型平焊法兰 JB4703 长颈对焊法兰
法兰标准有：GB9112~9125。 新的（容器）提出压力容器应优先推荐采 HG20592~ 20614以及HG20615~ 20635 换热器的接管法兰一般应选用管法兰，至于选 用哪一种标准，根据布管要求来选定
1、分程隔板结构 分程隔板应采用与封头、管箱短节同等材 料、除密封面外，应满焊于管箱上。设计时要 求 管箱隔板的密封面与管箱法兰密封面，管板 密封 面与分程槽面必须处于同一几基面。结构 如图4-1 。 2、分程隔板厚度及有关尺寸 当承受脉动流体或隔板压差很大时，隔板 的 厚度应适当增厚，当厚度大于10mm的分程隔 板， 在距端部15mm处开始削成楔形，使端部保 持10mm 。
5.接管法兰的要求：
1
凹凸或榫槽密封面的法兰，密封面
向下，一般应设计成凸面或榫面，其他朝向
，则设计成凹面或榫面。
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 齐 其结构如图4-18、4-19。
ρv2>740kg/m.s2
防冲板的安装形式（图4-15）
五、接管
1.接管的一般要求：
1)接管不应凸出壳体内表面。 2)接管应尽量沿径向或轴向布置。 3)设计温度在3000C以上时，用整体法兰。 4)对利用接管仍不能放气和排液，应设置放气口 。 5)操作允许时，接管与外部管线的连接也可采用 焊接。 6)必要时可设置温度计接口、压力表及液面计接 口。
管板与隔板的连接形式 如图 (a)为隔板与管板焊接， (b)是隔板用螺栓联接在焊于管板的角铁上的
列管式换热器设计
列管式换热器设计列管式换热器是一种常见的换热设备，广泛应用于化工、石油、制药等行业中。
本文将从列管式换热器的设计原理、设计步骤和设计考虑因素三个方面进行详细介绍。
一、设计原理列管式换热器是通过管内的换热流体和管外的换热流体之间的换热传递来实现热量的传递。
它的基本原理是利用换热流体在管内和管外的对流，通过管壁的传导传热作用，使热量从高温流体传递给低温流体。
二、设计步骤1.确定换热器的使用条件：包括换热流体的性质、入口温度、出口温度等。
2.确定换热器的换热面积：根据换热流体的热负荷和传热系数来计算所需的换热面积。
3.选择管子的尺寸和材料：根据换热流体的性质和流量来选择合适的管子尺寸和材料。
4.确定管子的数量和布置方式：根据换热面积和换热流体的流量来确定管子的数量和布置方式，一般采用多行多列的方式。
5.设计管束的尺寸：根据换热面积和管子的数量来确定管束的尺寸，包括管束的直径、长度和布置方式等。
6.计算换热器的传热系数：根据换热面积、流体的性质和传热方式来计算换热器的传热系数。
7.计算换热器的压降：根据流体的流量、管束的阻力和流体的性质来计算换热器的压降。
8.进行换热器的热力学计算：包括换热器的热力学效率、有效传热面积和温差效益等。
三、设计考虑因素1.热负荷：根据换热流体的热负荷来确定换热器的换热面积和管子的数量。
2.材料选择：根据换热流体的性质和工艺要求来选择合适的材料，包括管子的材料和管壳的材料。
3.温度差：根据换热流体的温度差来确定管束的数量和换热器的传热系数。
4.流体压降：根据流体的流量和管束的阻力来计算换热器的压降，并确定合适的管束布置方式和管束的尺寸。
5.清洗和维护：考虑到换热器的清洗和维护，要选择易于清洗和维护的结构设计。
综上所述，列管式换热器的设计是一个复杂的工程，需要考虑多个因素。
设计者需要根据具体的使用条件和要求来确定换热器的换热面积、管子的尺寸和材料、管束的数量和布置方式等。
同时，还需要计算换热器的传热系数、压降和热力学参数等。
列管式换热器工艺设计
列管式换热器工艺设计列管式换热器是一种常用的热交换设备，广泛应用于化工、石油、能源、医药等领域。
其工艺设计涉及到换热区的结构和管束布局、进出口管道设计、冷却介质的选择、换热器的尺寸计算等方面。
本文将对列管式换热器的工艺设计进行详细介绍。
首先，在进行列管式换热器的工艺设计时，需要确定换热器的工作参数。
包括流体的流量、进出口温度、换热效率等。
这些参数可以根据工艺流程需要和热力计算来确定。
然后需要确定换热器的结构和管束布局。
列管式换热器一般由壳体和管束组成，壳体内有多个并联的管束，通过壳体和管束间的两端盖固定。
在确定结构和布局时，需要考虑流体的流动方向、流动形式、管道排列方式等。
通常有以下几种管束布局形式：平行流、逆流和混合流。
根据换热区的结构和管束布局，可以进行进出口管道的设计。
进出口管道应考虑流体的流量、流速、压降等参数。
一般采用接近等径管道，并且尽量减小进出口管道对管束的阻力影响。
在进行换热器工艺设计时，还需要确定冷却介质的选择。
冷却介质的选择对换热器的性能和使用寿命有着重要影响。
应根据工艺要求、介质的物化性质和成本等因素进行选择。
最后，需要进行换热器的尺寸计算。
换热器的尺寸是根据工艺参数和热力计算结果来确定的。
一般包括换热面积、管道长度、管径等。
换热面积的计算可以通过换热器的热负荷、进出口温度差和换热系数来确定。
综上所述，列管式换热器的工艺设计涉及到换热区的结构和管束布局、进出口管道设计、冷却介质的选择、换热器的尺寸计算等方面。
通过合理设计，可以提高换热器的热交换效率，满足工艺需要，并确保换热器的安全可靠运行。
(完整版)列管式换热器设计
第一章列管式换热器的设计1.1概述列管式换热器是一种较早发展起来的型式，设计资料和数据比较完善，目前在许多国家中已有系列化标准。
列管式换热器在换热效率，紧凑性和金属消耗量等方面不及其他新型换热器，但是它具有结构牢固，适应性大，材料范围广泛等独特优点，因而在各种换热器的竞争发展中得以继续应用下去。
目前仍是化工、石油和石油化工中换热器的主要类型，在高温高压和大型换热器中，仍占绝对优势。
例如在炼油厂中作为加热或冷却用的换热器、蒸馏操作中蒸馏釜（或再沸器）和冷凝器、化工厂中蒸发设备的加热室等，大都采用列管式换热器[3]。
1.2列管换热器型式的选择列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温度差补偿结构来分，主要有以下几种：（1）固定管板式换热器：这类换热器的结构比较简单、紧凑，造价便宜，但管外不能机械清洗。
此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。
通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。
同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。
因此，当管壁与壳壁温度相差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏整个换热器。
为了克服温差应力必须有温度补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。
（2）浮头换热器：换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以便管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上来连接有一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。
这种型式的优点为：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体的约束，因而当两种换热介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。
其缺点为结构复杂，造价高。
（3）填料函式换热器：这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构与比浮头式简单，造价也比浮头式低。
但壳程内介质有外漏的可能，壳程终不应处理易挥发、易爆、易燃和有毒的介质。
化工原理课程设计列管式换热器
化工原理课程设计列管式换热器化工原理课程设计是化学工程学科的重要环节，其设计的目的是让学生在理论基础知识的基础上，能够熟练掌握工业化学反应装置和过程的设计方法，并能灵活运用各种装置和工艺条件来实现设备的最优化。
其中列管式换热器是常用于化工生产过程中的一种重要装置，本文将对其进行详细介绍。
一、列管式换热器的结构与原理列管式换热器是通过管壳型构造，由许多纵向的管子构成，管子两侧通过流体工质进行换热。
其主要结构包括壳体、管板、管束、进出口法兰等部分。
换热原理是将热量从高温的流体传给低温的流体，实现两种流体之间的热量交换。
二、列管式换热器的特点和应用列管式换热器具有结构简单、换热效率高、应用范围广、容易清洗维修等特点。
其在化工生产中广泛应用于热回收、冷却、加热等方面，如在石油、化工、冶金、食品、制药、造纸等行业的反应过程中都有重要的应用。
三、列管式换热器的设计方法在设计列管式换热器时，主要需考虑的参数有流体介质、流量、温度、压力等等，其中最核心的是确定热量传递系数与压降。
常用的设计方法有总热传系数法、等效径法、NTU法等。
其中总热传系数法是最常用的方法，其计算的公式为：1/U = 1/hi + Δx/k + Δy/ho其中U为总热传系数，hi、ho分别为热传分界面内的内、外热传系数，k为扩散系数（介质传热系数），Δx、Δy为介质的平均厚度与壁层厚度。
在设计时应根据具体情况选用合适的计算方法。
四、列管式换热器的操作和维护在使用列管式换热器时，应注意清洗维护工作。
由于该装置的结构特殊，应定期进行化学清洗，以避免沉积物和腐蚀物堵塞换热器内壁。
同时还应注意防止介质的过于浓缩，以免产生结晶、沉积、腐蚀等情况。
综上所述，列管式换热器是化工生产中不可缺少的一种装置，其结构特殊、应用范围广泛、换热效率高，并且容易维护操作，是值得研究和推广的一种装置。
在化工原理的课程设计中，学生能够通过对列管式换热器的深入理解和设计方案的完善，培养出创新思维和实际操作能力，为将来化工行业的发展奠定坚实的基础。
列管式换热器化工原理设计说明
列管式换热器化工原理设计说明
第一部分：换热器的概述
换热器是一种把输入的热能从一种物质介质转化为另一种物质介质的
设备，它能把一种物质介质里的热量传到另一种物质介质里，从而达到节
省设备原料和能源的目的。
本文介绍的特点是管式换热器，也称为管式热
交换器或管式加热器，是在一个外壳中安装在一个或多个管子上的换热器。
管式换热器把两种介质的热量从一种介质传到另一种介质，通过在这些管
子上建立温度差来实现的。
管式换热器的主要特点是容量大，效率高，除了节约能源，还可以提
高材料的质量和资源的利用，降低能源消耗。
第二部分：化工原理
管式换热器的化工原理可以分为两种：传热和传质。
传热的原理是在一个密封的环境中，利用热的扩散和对流原理，使两
种介质的热量在管子的两端产生温度差，进而实现热能的转化和传输。
传质的原理是利用溶液的渗透力，使溶液中的一些物质从一种介质向
另一种介质转移。
渗透力在达到一定的程度后，混合液就可以形成一个恒
定的体系，实现物质的转移。
第三部分：管式换热器的设计原理
使用管式换热器需要考虑它的设计原理。
主要有以下几个方面：。
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目录一、方案简介 (1)二、方案设计 (2)1、确定设计方案 (2)2、确定物性数据 (2)3、计算总传热系数 (3)4、计算传热面积 (3)5、工艺结构尺寸 (4)6、换热器核算 (5)三、设计结果一览表 (8)四、附图（主体设备设计条件图）（详情参见图纸） (8)五、参考文献 (9)六、主要符号说明 (9)七、心得体会 (10)附图··········································································本设计任务是利用冷流体（水）给硝基苯降温。
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。
下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器.选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。
换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。
不同的换热器适用于不同的场合。
而列管式换热器在生产中被广泛利用。
它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。
尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。
所以首选列管式换热器作为设计基础。
某厂在生产过程中，需将硝基苯液体从100℃冷却到45℃。
处理能力为1.5×105吨/年。
冷却介质采用自来水，入口温度30℃，出口温度40℃。
要求换热器的管程和壳程的压降不大于10kPa 。
试设计能完成上述任务的列管式换热器。
（每年按330天，每天24小时连续运行）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100℃，出口温度45℃冷流体。
冷流体进口温度30℃，出口温度40℃。
从两流体温度来看，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。
（2）流动空间及流速的确定由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。
另外，这样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。
同时，在此选择逆流。
选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=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。
壳程硝基苯的定性温度为：℃＝＋＝5.72245100T 管程流体的定性温度为： ℃＝＋＝3524030t 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
硝基苯在72.5℃下的有关物性数据如下： 密度 ρo =1153 kg/m 3定压比热容 c po =1.559kJ/(kg ·℃) 导热系数 λo ＝0.129 W/(m ·℃) 粘度 μo =0.000979 Pa ·s冷却水在35℃下的物性数据： 密度 ρi =994.3kg/m 3 定压比热容 c pi =4.24 kJ/(kg ·℃) 导热系数 λi =0.618 W/(m ·℃) 粘度 μi =0.000818 Pa ·s3．计算总传热系数（1）热流量热流体的流量 W o =1.5×105×1000÷330÷24≈18939kg/h热流量 Q o =W o c po Δt o =18939×1.559×(100-45)=1623925 kJ/h=451kW（2）平均传热温差逆流操作硝基苯： 100℃→45℃水： 40℃←30℃℃5.32304540100ln )3040()45-100(ln 't 2121≈----=∆∆∆-∆=∆t t t t m （3）冷却水用量h g Q W O /k 38300304024.41623925t c i pi i =-⨯=∆=）（ （4）总传热系数K管程传热系数12155000818.03.9945.002.0p u d iii i e =⨯⨯==μR4.0ii pi 8.0i i i i i i i c p u d d 023.0）（）（λμμλα=4.038.0618.0000818.0104.241215502.0618.0023.0）（⨯⨯⨯⨯⨯=℃）（⋅=m /1.2625W4、计算传热面积 壳程传热系数假设壳程的传热系数αo=398 W/(m 2·℃)；23m ''87.345.320.39810451t m K Q S =⨯⨯=∆=考虑 15％的面积裕度，S=1.15×S''=1.15×34.87=40.1m 25、工艺结构尺寸 （1）管径和管内流速及管长选用ф25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速ui=0.5m/s ，选用管长为3m （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实1703025.014.31.40l d o s =⨯⨯==πA N按单程管计算其流速为s m W /2.0417002.014.3)3.9943600/(383004n d 3.9943600/u 2s 2i i =⨯⨯⨯=⨯=π）（ 按单管程设计，流速过小，宜采用多管程结构。
则该换热器管程数为22.05.0u u i p ≈==N (管程)传热管总根数 N=340 (根)（3）平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数5.5304045100=--=R14.0301003040=--=P按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。
可得95.0t =∆φ 平均传热温差℃9.305.3295.0t 't m =⨯=∆⋅=∆∆m t φ（4）传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。
取管心距t=1.25 d 0，则t=1.25×25=31.25≈32(mm) 横过管束中心线的管数根213.203401.1≈==C N（5）壳体内径采用多管程结构，取管板利用率η＝0.7，则壳体内径为mm 5.7407.03403205.1t05.1=⨯==ηND 圆整可取D ＝740mm （6）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 ＝0.25×740＝185mm ，故可取h ＝185mm 。
取折流板间距B ＝0.3D ，则B ＝0.3×740＝222mm ，可取B 为222。
折流板数 N B =传热管长/折流板间距-1=3000/222-1=12块 折流板圆缺面水平装配。
（7）接管壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u ＝1.0 m/s ，则接管内径为m 076.00.114.311533600/189394u 4d 1≈⨯⨯⨯=⋅=）（πV取标准管径为76mm ×2.5mm 。
管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u ＝1.5 m/s ，则接管内径为m 095.05.114.33.9943600/383004d 2=⨯⨯⨯=）（取ф108mm ×5mm 无缝钢管。
6．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，可采用凯恩公式14.0w3/155.0oeo r e d 36.0）（μμλαP R = 当量直径，由正三角形排列得m 020.0025.014.3)025.04032.023(4)423(42222=⨯-⨯=-=πππo o e d d t d 壳程流通截面积 m 0359.0032.0025.01740.0222.0t d 1o o =-⨯⨯=-=）（）（BD S壳程流体流速及其雷诺数分别为2991000979.01153127.002.0e /m 127.00359.011533600/18939u o o =⨯⨯==⨯=R s）（普兰特准数8.11129.0000979.010559.1r 3=⨯⨯=P粘度校正 114.0w≈）（μμ ℃）（⋅=⨯⨯⨯⨯=23/155.0o m /43118.11299102.0129.036.0W α ②管程对流传热系数4.08.0iii r e d 023.0P R λα=管程流通截面积22i m 0543.02/34002.0)4/14.3(=⨯⨯=S 管程流体流速1.4862000818.03.9942.002.0Re s/m 2.00543.03.9943600/38300u i i =⨯⨯==⨯=）（普兰特准数℃）⋅=⨯⨯⨯==⨯⨯=24.08.0i 3/(1.12606.51.486202.0618.0023.06.5618.0000818.01024.4r m W P α ③传热系数K污垢热阻Rsi=0.000344 m 2·℃/W , Rso=0.000172 m 2·℃/W 管壁的导热系数λ=45 W/(m ·℃)℃）（＋＋＋＋＋＋＋＋⋅=⨯⨯⨯⨯==2oso m o i o i i i o m /5.2514311000172.00225.045025.00025.0020.0025.0000344.0020.01.1260025.011d bd d d d d 1W R R K αλα④传热面积S23m ''2.555.3225110451t m K Q S =⨯⨯=∆=该换热器的实际传热面积Sp2o p m 5.78340)06.03(025.014.3l d ≈⨯-⨯⨯==N S π 该换热器的面积裕度为%422.552.555.78%100''p =-=⨯-=SS S H传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
（2）换热器内流体的压力降①管程流动阻力∑ΔPi=(ΔP 1+ΔP 2)FtNsNp Ns=1, Np=2, Ft=1.52u 2u d l 222i1⋅=∆⋅=∆ρξρλP P ， 由Re ＝4862.1，传热管相对粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄图得λi ＝0.031W/m ·℃，流速u i ＝0.2m/s ，ρ＝994 .3kg/m3，所以a k 10a 6.45625.17.595.92a7.5922.03.9943a 5.9222.03.99402.03031.0i 2221P P P P P P P ＜）（=⨯⨯+=∆=⨯⨯=∆=⨯⨯⨯=∆∑ 管程压力降在允许范围之内。