有一套管式換熱器，內(nèi)管為φ54×2mm，外管為φ116×4mm的鋼管。內(nèi)管中苯由50℃被加熱至80℃，其流量為4000kg/h。環(huán)隙中為2kgf/cm²（絕）飽和水蒸氣冷凝，蒸汽冷凝的傳熱膜系數(shù)為104w/m².k。已知苯在50~80℃之間的平均物性數(shù)據(jù)為：ρ=882kg/m³；CP=0.444千卡/千克℃；λ=0.134w/m.k；μ=0.39厘泊。管內(nèi)側(cè)垢阻R_a1=0.0004m².k/w，管內(nèi)熱阻及管外側(cè)垢阻可以忽略不計(jì)。加熱蒸汽壓強(qiáng)與溫度的關(guān)系如下：
試求： 
1）以管內(nèi)表面積為準(zhǔn)的傳熱系數(shù)k₁？
2）套管的有效長(zhǎng)度； 
3） 采用上述套管長(zhǎng)度，若加熱蒸汽壓增至3kgf/cm²（絕），問苯的出口溫度將是多少度？（K₁值可以近似認(rèn)為不變）。

有一套管式換熱器，甲流體（走管間）和乙流體（走管間）在其中逆流換熱。生產(chǎn)要求將流量為810kg/h的甲流體（CP=0.8kcal/kg.℃）從120℃冷卻至70℃，管壁的對(duì)流膜系數(shù)α₁=2000kcal/m².h.℃并可視作不變。乙流體由20℃被加熱至50℃。35℃的水的粘度為0.72Cp，已知內(nèi)管內(nèi)徑為0.0508m，乙流體的平均流速為0.15m/s，管內(nèi)壁對(duì)乙流體的對(duì)流傳熱膜系數(shù)α₂=627kcal/m².h.℃，內(nèi)管兩端壓強(qiáng)差為△P。 
如果管壁及污垢熱阻不計(jì)，流體的物性常數(shù)及摩擦力系數(shù)均可視為常數(shù)。 
求當(dāng)此換熱器內(nèi)管兩端壓強(qiáng)差經(jīng)調(diào)節(jié)增至3△P時(shí)，完成這一傳熱過程所需的傳熱面積。

有一套管換熱器，內(nèi)管為φ54×2mm，套管為φ116×4mm的鋼管。內(nèi)管中苯自50℃被加熱到80℃，流量為4000kg/h。套管中為2at（絕）的飽和水蒸氣冷凝。蒸汽冷凝傳熱膜系數(shù)（給熱系數(shù)）為10000w/m².℃。試求：
1）管壁對(duì)苯的傳熱膜系數(shù)；
2）套管的有效長(zhǎng)度；
3）若加熱蒸汽壓力降為1at（絕），問苯出口溫度有何變化？應(yīng)為多少？

在一傳熱面積為90m²的再沸器中，用95℃熱水加熱某有機(jī)液體，使之沸騰以產(chǎn)生一定量的蒸汽。有機(jī)液體沸點(diǎn)45℃，已知熱水在管程流速0.5m/s（質(zhì)量流量1.26×10⁵kg/h）。出口水溫75 ℃，再沸器中列管管徑φ25×2.5mm。 
1.計(jì)算該再沸器在上述操作情況下的傳熱系數(shù)K，熱水側(cè)給熱系數(shù)α₂，沸騰側(cè)給熱系數(shù)α₁。
2.若管程中熱水流速增為1.5m/s，熱水入口溫度不變，試估算上升蒸汽量增大的百分率。（假定熱水物性與沸騰側(cè)給熱系數(shù)可視為不變）

欲設(shè)計(jì)一列管式換熱器，用110℃的飽和水蒸氣將1400kg/h的常壓空氣由20℃預(yù)熱到95℃。
1.若初步選定采用單管程換熱器，空氣走管程，管束由120根φ25×2.5的銅管組成。試確定所需管束長(zhǎng)。
2.若選用雙管程浮頭式列管換熱器。管子總數(shù)、管長(zhǎng)及直徑同上。則空氣的出口溫度有無變化？試確定之。
在計(jì)算中，冷凝液膜的熱阻、管壁及其兩側(cè)污垢熱阻可忽略不計(jì)，其空氣平均溫度下的物性可?。赫扯?mu;=0.02CP，比熱：CP=1.0KJ/kg.℃，導(dǎo)熱系數(shù)λ=0.029w/m.℃，密度ρ=1.076kg/m³。