基本任务
处理能力
冷却水入口温度正戊烷允许压降每年工作时间
5
22出口温度51.7100000pa
330
30
24
物性数据
物料
正戊烷井水
正戊烷的流量正戊烷的蒸发潜热热负荷
水的定压比热井水流量
井水的定性温度有效平均温度差选取经验传热系数K估算传热面积考虑裕度计算传热面积
温度℃51.7306313.131313347.[1**********].909
4.174
65699.59598
26
25.49111945
500
47.81274935
0.15
54.98466175
密度
kg/m^3596994.8kg/hKJ/kgKJ/hkg/h
粘度Pa·s0.000180.0008比热容KJ/（kg·℃）
2.344.174
609.4002525Kw
换热器规格
管子规格：Φ25×2.5mm公称直径DN： 600mm公称压力PN： 0.25MPa管程数N： 4管子根数n： 222中心排管数： 17管程流通面积： 0.0174换热管长度L： 3计算换热面积A： 54.98466175
25600
20
核算总传热系数
换热器实际传热面积换热器总传热系数
50.433738474.0155226
计算压强降
管程∑△Pi=
Ft=Np=Ns=
（△P1+△P2）FtNpNs1.441
A=0.017427Vsi=0.018345283Ui=1.054326623Re=26221.10312取ε=0.1ε/d=0.005λ=0.035△P1=2902.788747△P2=1658.736427
∑△Pi=25544.54097
Fs=1.15Ns=1
△P1`=F f0 nc(NB+1)ρu^2/2
F=0.5nc=16.38963087h=0.3NB=9
壳程流通面积Ao=0.05775
uo =0.050949987Reo=4217.526664
fo=5.0Reo^-0.228=0.745515741
△P1`=81.73521342
△P2`=NB（3.5-2h/D)ρuo^2/2
=17.40551707
∑△Po=114.0118401
16
核算总传热系数
(1)计算管程对流传热系数αi
Re=14826.7>10000(湍流),流体被加热，n=0.4
Pri=Cp·μi/λ=5.420779221
ai=4773.357996
(2)计算壳程对流传热系数ao
按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式计算ao
假设外管壁温度为35
平均膜温43.35
（3）确定污垢热阻
Rso=0.000172℃/W（有机液体）
Rsi=0.000172℃/W（井水）（4）总传热系数K
1/K=1/ao+Rso+ Rsi*do/di+do/(ai*di)
=0.001810789K=552.2454644实际裕度所需换热面积S'=
（5）核算壁温
（T-tw）/（1/ao+Rso）=（tw-t）/（1/ai+Rsi）
tw=34.82592618
裕度
安全系数
导热系数W/（m·℃）0.130.616
43.2894
16.50367%16.50367%
基本任务
处理能力
冷却水入口温度正戊烷允许压降每年工作时间
5
22出口温度51.7100000pa
330
30
24
物性数据
物料
正戊烷井水
正戊烷的流量正戊烷的蒸发潜热热负荷
水的定压比热井水流量
井水的定性温度有效平均温度差选取经验传热系数K估算传热面积考虑裕度计算传热面积
温度℃51.7306313.131313347.[1**********].909
4.174
65699.59598
26
25.49111945
500
47.81274935
0.15
54.98466175
密度
kg/m^3596994.8kg/hKJ/kgKJ/hkg/h
粘度Pa·s0.000180.0008比热容KJ/（kg·℃）
2.344.174
609.4002525Kw
换热器规格
管子规格：Φ25×2.5mm公称直径DN： 600mm公称压力PN： 0.25MPa管程数N： 4管子根数n： 222中心排管数： 17管程流通面积： 0.0174换热管长度L： 3计算换热面积A： 54.98466175
25600
20
核算总传热系数
换热器实际传热面积换热器总传热系数
50.433738474.0155226
计算压强降
管程∑△Pi=
Ft=Np=Ns=
（△P1+△P2）FtNpNs1.441
A=0.017427Vsi=0.018345283Ui=1.054326623Re=26221.10312取ε=0.1ε/d=0.005λ=0.035△P1=2902.788747△P2=1658.736427
∑△Pi=25544.54097
Fs=1.15Ns=1
△P1`=F f0 nc(NB+1)ρu^2/2
F=0.5nc=16.38963087h=0.3NB=9
壳程流通面积Ao=0.05775
uo =0.050949987Reo=4217.526664
fo=5.0Reo^-0.228=0.745515741
△P1`=81.73521342
△P2`=NB（3.5-2h/D)ρuo^2/2
=17.40551707
∑△Po=114.0118401
16
核算总传热系数
(1)计算管程对流传热系数αi
Re=14826.7>10000(湍流),流体被加热，n=0.4
Pri=Cp·μi/λ=5.420779221
ai=4773.357996
(2)计算壳程对流传热系数ao
按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式计算ao
假设外管壁温度为35
平均膜温43.35
（3）确定污垢热阻
Rso=0.000172℃/W（有机液体）
Rsi=0.000172℃/W（井水）（4）总传热系数K
1/K=1/ao+Rso+ Rsi*do/di+do/(ai*di)
=0.001810789K=552.2454644实际裕度所需换热面积S'=
（5）核算壁温
（T-tw）/（1/ao+Rso）=（tw-t）/（1/ai+Rsi）
tw=34.82592618
裕度
安全系数
导热系数W/（m·℃）0.130.616
43.2894
16.50367%16.50367%