流化床干燥器

1、流化床干燥器设计说明书设计者： 学号： 班级： 指导老师： 设计日期：第一节概述将大量固体颗粒悬浮于运动着的流体之中， 从而使颗粒具有类似于流体的某 些表观特性，这种流固接触状态称为固体流态化。流化床干燥器就是将流态化技术应用于固体颗粒干燥的一种工业设备，目前在化工、轻工、医学、食品以及建材工业中都得到了广泛应用。一、流态化现象MinifnuEfljidizationBubblirglluidetionNGas ur liauid1 1/Gas or quid伸啊 v&'OCIy)空气流速和床层高度的关系为:Height0fbedUnfVelocity流化床的操作范围：umf

2、Ut二、流化床干燥器的特征优点：(1)床层温度均匀，体积传热系数大(23007000W /m3-C)。生产能力大, 可在小装置中处理大量的物料。(2)由于气固相间激烈的混合和分散以及两者间快速的给热，使物料床层温度 均一旦易于调节，为得到干燥均一的产品提供了良好的外部条件。(3)物料干燥速度大，在干燥器中停留时间短，所以适用于某些热敏性物料的 干燥。(4)物料在床内的停留时间可根据工艺要求任意调节，故对难干燥或要求干燥产品含湿量低的过程非常适用。(5)设备结构简单，造价低，可动部件少，便于制造、操作和维修。(6)在同一设备内，既可进行连续操作，又可进行间歇操作。缺点：(1)床层内物料返混严重，

3、对单级式连续干燥器，物料在设备内停留时间不均 匀，有可能使部分未干燥的物料随着产品一起排出床层外。(2) 一般不适用于易粘结或结块、含湿量过高物料的干燥，因为容易发生物料 粘结到设备壁面上或堵床现象。(3)对被干燥物料的粒度有一定限制，一般要求不小于30 m不大于6mm4）对产品外观要求严格的物料不宜采用。干燥贵重和有毒的物料时，对回收装量要求苛刻。（ 5）不适用于易粘结获结块的物料。三、流化床干燥器的形式1、单层圆筒形流化床干燥器连续操作的单层流化床干燥器可用于初步干燥大量的物料， 特别适用于表面水分的干燥。 然而， 为了获得均匀的干燥产品， 则需延长物料在床层内的停留时间，与此相应的是提高

4、床层高度从而造成较大的压强降。在内部迁移控制干燥阶段，从流化床排出的气体温度较高， 干燥产品带出的显热也较大， 故干燥器的热效率很低。2、多层圆筒形流化床干燥器热空气与物料逆向流动， 因而物料在器内停留时间及干燥产品的含湿量比较均匀， 最终产品的质量易于控制。 由于物料与热空气多次接触， 废气中水蒸气的饱和度较高， 热利用率得到提高。 此种干燥器适用于内部水分迁移控制的物料或产品要求含湿量很低的场合。多层圆筒型流化床干燥器结构较复杂， 操作不易控制， 难以保证各层板上均形成稳定的流比状态以及使物料定量地依次送入下一定。 另外， 气体通过整个设备的压强降较大，需用较高风压的风机。3、卧式多室流化

5、床干燥器与多层流化床干燥器相比， 卧式多室流化床干燥器高度较低， 结构筒单操作方便，易于控制，流体阻力较小，对各种物料的适应性强，不仅适用于各种难于干燥的粒状物料和热敏性物料， 而且已逐步推广到粉状、 片状等物料的干燥， 干燥产品含湿量均匀。因而应用非常广泛。四、干燥器选形时应考虑的因素（ 1）物料性能及干燥持性其中包括物料形态（ 片状、纤维状、粒状、液态、膏状等 ） 、物理性质 （ 密度、粒度分布、粘附性）、干燥特性（热敏性、变形、开裂等 ） 、物料与水分的结合方式等因素。（ 2） 对干燥产品质量的要求及生产能力 其中包括对干燥产品特殊的要求（ 如保持产品特有的香味及卫生要求） ；生产能力不

6、同，干燥设备也不尽相同。（ 3）湿物料含湿量的波动情况及干燥前的脱水应尽量避免供给干燥器湿物料的含湿量有较大的波动，因为湿含量的波动不仅使操作难以控制面影响产品质量， 而且还会影响热效率， 对含湿量高的物料， 应尽可能在干燥前用机械方法进行脱水， 以减小干燥器除湿的热负荷。 机械脱水的操作费用要比干燥去水低廉的多，经济上力求成少投资及操作费用。（ 4）操作方便劳动条件好。（ 5）适应建厂地区的外部条件（ 如气象、热源、场地） ，做到因地制宜。五、干燥原理干燥通常是指将热量加于湿物料并排除挥发湿分 （大多数情况下是水） ， 而获得一定湿含量固体产品的过程。 湿分以松散的化学结合或以液态溶液存在于

7、固体中，或积集在固体的毛细微结构中。当湿物料作热力干燥时，以下两种过程相继发生：过程1能量（大多数是热量）从周围环境传递至物料表面使湿分蒸发。过程2内部湿分传递到物料表面，随之由于上述过程而蒸发。干燥速率由上述两个过程中较慢的一个速率控制， 从周围环境将热能传递到湿物料的方式有对流、 传导或辐射。 在某些情况下可能是这些传热方式联合作用，工业干燥器在型式和设计上的差别与采用的主要传热方法有关。在大多数情况下，热量先传到湿物料的表面热按后传入物料内部，但是，介电、射频或微波干燥时供应的能量在物料内部产生热量后传至外表面。整个干燥过程中两个过程相继发生，并先后控制干燥速率。六、物料的干燥特性物料中

8、的湿分可能是非结合水或结合水。 有两种排除非结合水的方法：蒸发 和汽化。当物料表面水分的蒸汽压等于大气压时，发生蒸发。这种现象是在湿分 的温度升高到沸点时发生的，物料中出现的即为此种现象。如果被干燥的物料是热敏性的，那么出现蒸发的温度，即沸点，可由降低压 力来降低（真空干燥）。如果压力降至三相点以下，则无液相存在，物料中的湿 分被冻结。在汽化时，干燥是由对流进行的，即热空气掠过物料。降热量传给物料而空 气被物料冷却，湿分由物料传入空气，并被带走。在这种情况下，物料表面上的 湿分蒸汽压低于大气压，且低于物料中的湿分对应温度的饱和蒸汽压。 但大于空 气中的蒸汽分压。第二节 设计任务书设计一台卧式多

9、室流化床干燥器，用于干燥PVC®物料。将其湿含量从干燥 至（以上均为干基），生产能力（以干燥产品计）2500kg/h。被干燥物料：颗粒密度s=1400kg/m3;堆积密度 b=700kg/m3;绝干物料比热Cs=kgC;颗粒平均直径dm=150 m；临界湿含量Xc=;平衡湿含量X*=0。物料静床层高度Z0为0.15m。干燥装置热损失为有效传热量的15%干燥条件确定1 .干燥介质一一湿空气，根据成都的年平均气象条件，将空气进预热器温度 定为16C ,相对湿度定为84%2 .干燥介质进入干燥器温度t1=120C。3 .物料进入干燥器温度：尸20c4 .干燥介质离开干燥器的相对湿度和 2和

10、t2 ：对气流干燥器，一般要求t2较 物料出口温度高10-30 C,或者较出口气体的绝热饱和温度（湿球温度）高 20 50 Co5 .热源：饱和蒸汽，压力400kPa。6 .物料出口温度2 :物料出口温度于许多因素有关，但主要取决于物料的 最终湿含量X2、临界湿含量Xc,和内部迁移控制段的传质系数。如果X2 Xc 则2 tw,若X2 Xc,物料的临界湿含量低于 则可用下式计算 c二 （Xc X ）X2 X ） CS（t2 tw2）rw2（X2 X ） Cs（t2 tw2）（-）t22Xc X ）ot2 tw2L2（Xc X ） Cs（t2 tw）8.设备工作日：每年330天，每天24小时连续运

11、行第三节设计计算（一）干燥流程的确定及说明度气出口 _物料田7事主式卧式青任床于熄暮0.0051 X2根据任务，采用卧式多室流化床干燥装置系统。来自气流干燥器的颗粒状物料用星形加料器加到干燥室的第一室，依次 经过各室后，于67.5 C离开干燥器。湿空气由送风机送到翅片型空气加热器, 升温到120c后进入干燥器，经过与悬浮物料接触进行传热传质后温度温度降 到了 73Co废气经旋风分离器净化后由抽风机排除至大气。空气加热器以 400kPa的饱和水蒸气作热载体。（二）物料和热量衡算1.物料衡算由给定的任务条件已知，生产能力为 2500kg/h（以干燥产品计），即为G2 2500kg/h,又 1 0.

12、15, 2 0.005 .0.0051 0.005绝干物质质量流率为Gc G2(12)2500 (1 0.005)2487.5kg绝干物质/h干燥器单位时间汽化水分量为W GC(X1 X2)2487.5 (0.15 0.005)360.69kg / h水在16c下的饱和蒸汽压为PsZexp(18.5916-)15tw 233.8423991.11exp(18.5916-) 1.826kpa1516 233.84空气湿度为H 00.622p-PPs0.6220.84 1.826101.325- 0.84 1.826= 0.00956绝干气体质量流率为H2 HiH 1 H 0=,L 360.69H

13、2 0.009562.空气和物料出口温度的确定(a)空气出口温度比出口处湿球温度要高出 2050C,在这里取35C湿 比体 积/m3温度/ C湿空气的湿度-温度图由 t1 120 C, Hi 0.00956 查上页湿度图得：twi=38.0C 近似取 tw2 twi 38 C, 则 t2 38 35 73 c设物料离开干燥器的温度2 ,13X2 Xc,而 Xc 0.05rw2(Xc X )故可用公式I 2t2 tw2X2 X ) CS(t2 tw2) rw2(X2X ) Cs(t2 tw2)(J 7 )XC X )rw2(XcX ) Cs(t2tw)又因 rw2 2491.27 2.30285

14、tw22403.76 0.05二故代入数据73273 382403.76 0.005 1.256 (73 38)(0.005、 1.256(73 38)0.05)2403.76 0.05 1.256(73 38)得到67.5 C3.干燥器的热量衡算因3千则福触营街算如图所示，干燥器中不补充能量，故 Qd 0干燥器中的热量衡算可表达为：Q Qp Qw Qm Qi Qi(b)物理意义是气体冷却放出的热量 Qp用于三个方面：以Qw气化湿分，以Qm加热物料，以Qi补偿设备的热损失。其中，Qw W(r0与2Cw i)=(+ 73 4.187 20) =601201kJ/h=167kW,Cm2 Cs 4.

15、187X2又 Qm GcM2( 21)Gc(Cs 4.187X2)( 21)=+ 0.005 (67.5 20) =h=QiLCh0«2 t0)L(1.005 1.884H0)(t2 t。)=+*(73-16)L=h=QP LcH 0 (t1 t0 )= L(1.005 1.884九)& to)=L+*(120-16)=h=因为干燥器的热损失为有消耗热量的15%即 Ql 15%(Qw Qm)=+ =将上面各式代入(b)式，即为 0.0285L=167+0.0162L+解得L=19532.52kg绝干气/h将L二代入(a)式即为360.69H2 0.00956解得H 2 =0.

16、02803kg水/kg绝干气4.干燥器的热效率许多资料和教科书上都是以直接用于干燥目的的Qw来计算热效率所以h oV其中q 0故干燥器的热效率为29.99%Qw167Qp0.0285 19532.52p第四节 干燥器工艺尺寸设计流化速度的确定1. 临界流化速度的计算对于均匀的球星颗粒的流化床，开始流化的孔隙率mf 0.4在120c下空气的有关参数为：密度 =kg/m3,粘度 2.18 10 5 Pa s,导热系数3.2 10 2W /m2 )g (0.15 10 3)3 (1400 0.898) 0.898 9.81 _(2.18 10 5)2由mf 0.4和Ar值，查李森科关系图得Lymf

17、=2 10 6临界流化速度为u mf5f 2 sg =3106_ 5_2.18 101400 9.8120.8982= 9.06 10 3m/s2 .沉降速度的计算颗粒被带出时，床层的孔隙率1根据 1及Ar的数值，查李森科关系图可得Lymf=0.553 3带出速度为ut Ly 2 sg0.55 2.18 10 5 1400 9.81 20.5889m/ s0.898带出速度即为颗粒的沉降速度。3 .操作流化速度取操作流化速度为ut即 u 0.7 ut 0.7 0.5889 0.4122m/s流化床层底面积的计算(1)干燥第一阶段所需底面积表面汽化阶段所需底面积 A可以按公式aZ0L Ch 0C

18、hoLAiHi tw)G(Xi X2)rw式中，静止时床层高度为Z00.15m。干空气的质量流速取为u,即- _2L u 0.898 0.4122 0.3702kg/m2 s6(1o)dm6(1 0.4)0.15 10 324000m2 / m3c dmu 0.15 100.4122 0.898Re 5 2.54692.18 10 54 10 3(Re)1.5dm4 10 3 0.032 3 2.54691.5 3.51W/m2 C0.15 10a *24000=84240W / m2 C由于dm 0.15mm 0.9mm时，所彳3a需要校正，由dm从图可查的C 0.11。所以a0.11 84

19、240=W / m2 C公式aZ0L Ch 0CH0LA1(t1 tw)G(Xi X2)rw即可演变为:19266.4 0.15(1.01 1.88 0.00956) 0.3702(1.01 1.88 0.00956) 0.3702 Ai (120 37)2487.5 (0.15 0.005) 2410 3600解得A1 = m2物料升温阶段所需底面积物料升温阶段的所需底面积 A2可以按公式aZ0lC h 0 L A2L CH0匕 1/ln J1 1Gccm2t12公式中：Cm2Cs 4.178X21.256 4.178 0.0051.277kJ/(kg C)t In taZ oL CH0即为

20、:C H 0 L A2GcCm2ti1/ln -11t12120 20 In 0.6444120 67.59266.40 15 0.3702 (1.01 1.88 0.00956)0.3806A2 360020.6444 12487.5 1.277解得A2 = m2(3)床层总面积流化床层总的底面积A A A2=+=m2干燥器长度和宽度今取宽度b=2.4m,长度a=4m则流化床的实际底面积为9.6m。沿长度方向在床层内设置5个横向分隔板，板间距约为0.67m.停留时间物料在床层中的停留时间为：Z0A b0.15 9.6 70025000.4032h 24.192min干燥器高度流化床的总高度分

21、为浓相段高度和分离段高度。流化床在界面以下的区域称 为浓相区，界面以上的区域称为稀相区。(1)浓相段高度Z0 1120.212而由式18Re 0.36Re(18 2.5469 0.36 2.5469 )0.21Ar87.531 0.8822由止匕 Z1Z0 1-0 0.151 0.40.764m(2)分离段高度对非圆柱形设备，应用当量直径 De代替设备直径DDeab2 (a b)40.67 2.42 (0.67 2.4)1.048m由u 0.4122m/s以及De =1.048m 从资料查得De 1.5从而 z2 1.5De 1.5 1.048 1.571 m(3)干燥器高度z z1 z2 0

22、.764 1.571 2.335m为了减少气流对固体颗粒的带出量，取分布板以上的总高度为2.5m。第五节干燥器结构设计1.布气装置布气装置包括分布板和预分布器两部分。其作用除了支撑固体颗粒、防止漏料以及使气体均匀分布外，还有分散气流使其在分布板上产生较小气泡的作用,以造成良好的起始流化条件与抑制聚式流化床的不稳定性。如图4所示。a 4直流分布板始构采用单层多孔布气板。取分布板压降为床层压降的15%则Pd 0.15 Pb 0.15Zo(10)( s )g0.15 0.15 (1 0.4)(1400 0.898) 9.81 185.29pau。2 185.292 0.898取阻力系数2,则筛孔气速

23、为:14.36m/s干燥介质的体积流量为:L(0.772 1.244H0)一5t1 273 1.013 105273 P_ _5n0小 d°U0343094 个27760.16120 273 1.013 105A 0.00152 3430949.6A 4 6.312%在分布板上筛孔按等边三角形布置，孔心距为:0.9520.952T d° 0.0015 0.005684m 5.684mm4,0.06312 可取 T=5.6mm.预分布器的作用是在分布板前预先把气体分布均匀一些，避免气流直冲分布 板而造成局部速度过高，对于大型干燥器，尤其需要装置预分布器。2.分隔板为了改善气固

24、接触情况和使物料在床层内停留的时间分布均匀，沿长度方向 设置5个横向分隔板（板间距约为0.67m）。隔板与分布板之间的距离为20-50mm隔板做成上下移动式，以调节其与分 布板之间的距离。分隔板宽2.4m,高4.5m,由5mms钢板制造。3.物料出口堰高h4 1.5 100.5889 0.8981250.44 mf Ret2.18 1025c c“0.443.63914.16193.639将U和Umf代入上式，即可以得到14.161930.4122 9.06 10Ev 1解得：Ev =2.14(乙以公式（Ev)13(G b b)18)2 3Re 一 一1.52ln( Re)计算h的数值5h代入

25、相关数据可得:2.14 (0.156.7092)2.546918 1.52ln()5h()13(_24875)6.70922.4 700 3600整理上式得到 0.26521171 0.318965h 0.004457ln h经试差解得h=0.835m为了便于调节物料的停留时间，溢流堰的高度设计成可调节结构第六节干燥器设计结果列表项目符号单位计算数据绝干物质质量流平Gckg / h物料温度入口1C20出口2C气体温度入口t1c120出口t2c73气体用量Lkg绝T气体/ h热效率h%流化速度um/ s床层底卸枳第一阶段A12 m加热段A22 m设备尺寸长am4宽bm高Zm布气板型号单层多孔板孔

26、径d0mm孔速U0m/ s孔数nO个343094率%6.312%分隔板宽bm与布气板跑离hcmm20-50物料出口堰局hm第七节 附属设备的设计与选型1.风机的选择为了克服整个干燥系统的阻力以输送干燥介质。必须选择合适类型的风机并确定其安装方式。送风机风机按其结构形式有轴流式和离心式两类。轴流式的特点是排风量大而风压很小，一般仅用于通风换气，而不用于气体输送。故选择离心式通风机 其风机进口体积流量Vi为t0 273V L(0.772 1.244H0)-16 27327327319532.52 (0.772 1.244 0.00956)Hf1 216208m3/h上式中Z2 Z1可忽略，p2pi

27、 ,UiU2 ,所以上式可简化为Ht g Hfi 2因为整个干燥过程的压降主要有气固分离器、换热器、干燥器和旋风分离器 的压降，其总和大约为13000Pa。为前半段提供动力的风机取Ht 7000Pa风机进口密度为273 9731.293 3 -9 1.169kg/m290 1011.2_H t Ht 7000 一 7186Pa1.169根据所需风量V12.3036 104m3/h和风压Ht 7186Pa ,从风机样本中查得9-19NO.12.5的离心通风机满足要求，电动机型号为 Y315S-4。该风机性能如 下风量 21381-30186m3/h全风压 7822 9068Pa轴功率 110kW

28、排风机同理可得到物料出干燥塔的温度下的体积流量 V:V2 L(0.772 1.244H2)色 27327373 27319532.52 (0.772 1.244 0.02803)273319974m /hHt 60001.2_H t Ht 6000 6159Pa1.169空气在干燥的后半段还需要的压头约为 6159Pa V2 2.8146 104m3/h。故 我们选择9-19NO.12.5的离心通风机，电动机的型号为 Y315S-4。该风机性能 如下风量 21381-30186m3/h全风压 7822 9068Pa轴功率 110kW2 .气固分离器为了获得较高的回收率，同时避免环境污染，需将从

29、干燥器中出来的空气进 行气固分离，在干燥系统中使用的分离器主要有旋风分离器、袋滤器、湿式洗涤器等。旋风分离器(如图6所示)是利用惯性离心力的作用从气流中分离出颗粒的 设备。具上部为圆筒形，下部为圆锥形。它内部的静压力在器壁附近最高，仅稍 低于气体进口处的压强，越往中心静压力越低，中心处的压力可降到气体出口压 力以下。旋风分离器的分离效率通常用临界粒径的大小来判断，临界粒径越小， 分离效率越高。在此次设计中采用旋风分离器分离5 m以上的PVC粉尘以能达到工艺和环境要求。经考虑，故选用 XLP/B 8.2型旋风分离器。D 0.5364105(G-)2 二 rt3600p式中n为出口空气温度下的密度

30、，即为730c时的密度：rt 1.04kg /m3 ,另外取二65 o可得P2.4875 10、2D 0.5364105() 65 4.59m:1.04 3600" I0 工S 6标准颁辅器结构根据旋风分离器手册，可选择标准切线进口。圆柱体直径D圆锥体高度L2 进口高度a 排气管深度l3.空气加热器选择列管式换表 在换热器中，我们需要 如图5所示，则4.59m圆柱体高度Li D进口宽度b排气管直径d以器，由于饱和水蒸气在管程中被冷凝，形成液态水，停留；将折流挡板的缺口按水平方向排列。选择列管式换热器，图5 碉趟犍已知条件有：空气t016oCti 120oCV 2.776 104m3/

31、h水蒸气T2Ti ts143.62oC查取相关书籍可得空气（平均温度）和水蒸气的物理性质参数为cpg 1.017kJ /(kg oC)cpw 1.859kJ/(kg oC)g 2.887 10 2W/(m K)3g 1.065kg/m3一 一 5 一g 2 10 Pa sw 2.75 10 2W /(m K)一 一一3w 2.163kg /m35 .w 1.4 10 Pa s2133kJ / kg1 .初选换热器规格按空气计算热负荷为一 .2.776Q(mgcpg mwcpw)(t1 t0)410 (1 0.010147)-1.017(100 17) 657.48kW3600忽略换热器热损失，

32、由热量衡算可得水蒸气的流量为qmQ 657.48 r 21330.3082kg/s143.62-16按逆流传热计算平均温差为（-）-（丁2甸(143.62-120)-(143.62-16),T1 t1InT2 t。125.61oC初选一台单壳程、偶数管程的换热器，则Ti T2R t1 tot1 toP T1 to120 16 0.8149143.62 16查图（化工原理图）得 1 ,则tmtm* 125.61oC参照表（化工原理表），初步估计换热器的总传热系数 K估80W/（m2 K）,则传热面积A古为AQ65748065.43m2。K tm 80 125.61由钢制列管式固定管板换热器结构手

33、册可初步选择列管式换热器。其参数如下:外壳直径D/mm800公称压强p/MPa10管子排列方法管长/m3管子外径/mm管子总数469管程数/N p1壳程数1管程流通截面积/m2壳程流通截面积/m2换热面积/m2正三角形25 2.5折流板间距h/mm300采用此传热面积，则要求总传热系数为.Q 657480 K.A tm 65.43 125.61_280W/(m K)2 .验算压降a.管程压降为pi ( pip2)FtNpNs管程流体流速为_4_2.776 10 (0.772 1.244 0.010147)-/ ，u 37.1m/s3600 0.1624管程中空气流速偏大,可能造成不利影响。因此

34、，选择两台同类型的换热器并联。u 18.4m/ s空气可视为理想气体,其黏度N与压强无关，而密度随压强的升高而增大,du 0.02Re 18.4 1.0655 195962 105该换热器内的钢管的绝对粗糙度取为0 1 0.1,则01 d 200.005 ,查图（化工原理图）可得0.036。P1I u2 d 20.03630.021.065 18.42973.5Pa2P22 u3 一21.06518.422540.8PaFt1.4NsNp 1则管程总流动阻力为pi (973.5540.8) 1.4 11 2120Pab.壳程压力降为p0 ( p1p2)FsNs壳程流体流速为u02.1630.3

35、0450.4160.3384m/ s_ duRe00.025 0.3384 2.163_ 51.4 101307f0 5Re 00.2285 13070.2280.973管子为三角形排列,故取0.5,另外有nc 1.10.50.5n 1.1 46923.8 ,Nb - 1 1 9 oh 0.3所以piFf 0nc( Nb 1)2 U020.5 0.973 23.8 (91)2.163 0.3384214.3Pa2hp2 Nb(3.5)D2Uc2 0.39 (3.5 寸2.163 0.33842 3.1Pa则壳程总流动阻力为p0 (14.3 3.1)17.4Pa3 .核算总传热系数a.管程给热系

36、数查表（化工原理附录6)可得 Pr 0.6960.7因为 Re 10000,0.7 Pr120,l/d1 60 ,所以k 0.80.3h1 0.023 Re Prd2c 2.887 10-0.80.420.023 195960.69677.97W /(m K)0.02b.壳程给热系数假设外壁面温度为120%。,143.62 130 t 6.8122 31_2_23_h 0.725(3尺 0.725 81 2.163 75 1。)2133)d2 t0.025 1.4 10 5 6.8128875.7W /(m K)4N-1-4469I 八m '，3325管束校正系数为m 125 1km ()6()60.6135N469所以，蒸汽在管间冷凝的给热系数为 . _ 2 ._、hl hm kmh 0.6135 8875.7 5445W/(m K)c.污垢热阻查表(化工原理表)可得 Rsi 0.0003W/(m2 K), Rs2 0.0001W /(m2 K)。由管程给热系数和壳程给热系数不难看出，不锈钢的温度趋进空气(58.5°C)侧，故取导热系数k 16.96W/(moC)d 2hdd2 bd2Rsi-d1kdmRs22577.97 200.0003 201h20.0025