2.1设计原始数据
表2—1
（2）由热平衡计算的传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。
（3）确定流体进入的空间
（4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据
（5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核
（6）选取管径和管内流速
（7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核 （8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.15~1.25倍
l
（9）选取管长
（10）计算管数
Nled大功率天花灯
T
（11）校核管内流速，确定管程数
第一语音
（12）画出排管图，确定壳径
D和壳程挡板形式及数量等
i
s8003（13）校核壳程对流传热系数
（14）校核平均温度差
（15）校核传热面积
（16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。
第2章工艺计算
2.3 确定物性数据
2.3.1定性温度
由《饱和水蒸气表》可知，蒸汽和水在p=7.22MPa、t>295℃情况下为蒸汽，所以在不考虑开工温度、压力不稳定的情况下，壳程物料应为蒸汽，故壳程不存在相变。
对于壳程不存在相变，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。其壳程混合气体的平均温度为：
t=420295
357.5
2人工抽脂
+
=℃（2-1）
管程流体的定性温度：
T=310330
320
2
+
=℃投票机
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
2.3.2 物性参数
管程水在320℃下的有关物性数据如下：【参考物性数据无机表1.10.1】
表2—2
壳程蒸气在357.5下的物性数据[1]：【锅炉手册饱和水蒸气表】
表2—3
2.4估算传热面积 2.4.1热流量
根据公式（2-1）计算：
p Q Wc t =∆ 【化原 4-31a 】 （2-2）
将已知数据代入 （2-1）得：
111
p Q WC t =∆=60000×5.495×310 (330-310)/3600=1831666.67W
式中： 1W ——工艺流体的流量，kg/h ；
1p C ——工艺流体的定压比热容，kJ/㎏.
K ；
1t ∆——工艺流体的温差，℃；
Q ——热流量，W 。
2.4.2平均传热温差
根据 化工原理 4-45 公式（2-2）计算：
12
12
ln m t t t t t ∆-∆∆=
∆∆ （2-3） 按逆流计算将已知数据代入 （2-3）得：
()()()()
121242033031029541.86420330ln ln 310295m t t t t t ---∆-∆∆=
==∆-∆-℃
第2章 工艺计算
式中： m t ∆——逆流的对数平均温差，℃；
1t ∆——热流体进出口温差，℃；
2t ∆——冷流体进出口温差，℃； 可按图2-1中（b ）所示进行计算。
图2-1 列管式换热器内流型
2.4.3传热面积
根据所给条件选定一个较为适宜的K 值，假设K =400 W/m 2.K 则估算传热面积为:
m
t K Q
S ∆=
（化工原理 式4-43） （2-4） 将已知数据代入 （2-3）得： 2m 39.10986
.4140067
.1831666t =⨯∆=m K Q S
式中：S ——估算的传热面积，2m ；
K ——假设传热系数，W/m 2.℃；
m t ∆——平均传热温差，℃。 考虑的面积裕度，则所需传热面积为:
28.12515.188.11215.1'm S S =⨯=⨯= （2-5）
2.4.4热流体用量
根据公式（2-4）计算：由化工原理热平衡公式
p Q
W c t
=
∆ 将已知数据代入 （2-4）得： kg/h 68
.17392)
295420(033.367
.1831666222=-⨯=∆=
t C Q W p （2-6）
式中Q ——热流量，W ；
2p c ——定压比热容，kJ/㎏.
℃；
2t ∆——热流体的温差，℃； 2W ——热流体的质量流量，kg /h 。
2.5 工艺尺寸 2.5.1管数和管长
1.管径和管内流速
根据红书 表3-2 换热管规格
表2-4
根据 红书 表3-4 取管内流速s m i /1u = ⒉管程数和传热管数 依红书3-9式 u
n d
q
v 2
4π
=
，可根据传热管内径和流速确定单管程传热管数
758.74102.04
7.70967
.164n 2
2
≈=⨯⨯=
=
ππ
u d q
i
i v s （根） (2-7) 式中
q
秸杆燃气炉
v
——管程体积流量，s 3
m ；
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