船用带相变的蒸汽与液体（即三种介质）进行热交换的热工计算探讨

　　针对蒸汽带相变的换热比较复杂，许多资料中都是一带而过没有详细的表述和研究，在行业中也几乎是空白。而此类产品在船舶行业中很是常见，该文就船舶中的相变蒸汽跟海水的换热的洗舱水加热器为例对其热工工艺计算进行计算探讨，让行业中的人士有所参考。

　　1、前言

　　带相变的蒸汽与液体换热的换热器有很多类型：立式的、卧式的、蒸汽走壳侧的、蒸汽走管侧的等，每种型式的热工工艺计算都不一样。卧式的蒸汽走壳侧的在船舶行业中很常见，很多同行都是凭经验取一个经验数值，内部结构存在许多不确定甚至未知的成分，结果在实际使用中经常出现问题，最典型的有蒸汽进口处加热管使用时间不长就出现断裂，密封面处泄漏。针对此类问题我们决定对此类换热器热工工艺计算进行仔细探讨，根据热工工艺计算确定出换热器合理的内部结构。

　　2、类似洗舱水加热器工艺计算方法简介

　　现以以下的工艺参数进行计算示例剖析其中的计算过程(简介以卧式洗舱水加热器为例)

　　2.1 条件

　　名 称 壳 程 管 程

　　工作介质 饱和水蒸汽 海 水

　　介质流量 25吨/时 250m3/h

　　工作压力 10kg/cm2 16kg/cm2

　　设计压力 11kg/cm2 18.5kg/cm2

　　试验压力 16.5kg/cm2 27.75kg/cm2

　　气相工作温度 183.2/183.2℃ ------

　　液相工作温 183.2/110℃ 20/ ℃

　　设计温度 200℃ 100℃

　　允许阻力降 ------- -------

　　材 质 碳钢 管板材质；海军黄铜

　　列管材；BFe10-1-1

　　列管规格；φ16×1.2

　　结构型式 卧式列管式

　　工艺条件简图；主要表达物料进出口大小，管口方位，支承型式，配套附件要求及方位，要求可以按简图进行工艺设计计算及图面设计使用。

　　γ--- 比重（密度） kg/m3

　　CP--- 定压比热 kcal/kg*℃

　　λ--- 导热系数 kcal/m*h*℃

　　u--- 动力粘度 kg*sec/m2

　　Rα---污垢系数（污垢热阻） kcal/m2*h*℃

　　2.2热量和物料平衡计算

　　计算饱和水蒸汽淋结潜热(指饱和水蒸汽冷淋，产生的淋结水及时直接排放的情况下)，10kg/cm2饱和水蒸汽的淋结潜热为θ=478.4kcal/kg

　　Q1=G·θ=25000×478.4=11960000 kcal/h

　　计算饱和淋结水从183.2℃降温到110℃放出的热量，当△t=(183.2+

　　110)/2=146.6℃时饱和淋结水时平均比热CP=1.028kcal/kg.℃

　　Q2=G·CP·(t2-t1)=25000×1.028×(183.2-110) =1881240 kcal/h

　　计算饱和水蒸汽和饱和淋结水从183.2℃降温到110℃时放出的热量

　　Q3=Q1+Q2=11960000+1881240=13841240 kcal/h

　　计算饱和水蒸汽和饱和淋结水从183.2℃降温到110℃时放出的热量可以将海水从20℃加热到， 设海水的平均温度△t≤48℃时平均比热为CP=0.997kcal/kg.℃，平均比重为γ=989.17×1.025=1014kg/m3。注：海水在20℃时平均比重为γ=1025 kg/m3， 海水的重量流量为G=250×1025=256250 kg/h

　　t2=Q3/G·CP+t1=13841240/256250×0.997+20=74.18℃

　　计算饱和淋结水从183.2℃降温到110℃放出的热量可以将海水从20℃加热到，设海水的平均温度△t≤24℃时平均比热为CP=0.998kcal/kg.℃

　　t3=Q2/G·CP+t1=1881240/256250×0.998+20=27.36℃

　　2.3 估算传热面积及确定加热器外径、长度

　　估算传热糸数K和传热面积，确定卧式列管换热器的长度，根据列管换热器长度计算列管数量，同时计算管内海水流速，根据流速计算海水的雷诺准数是否达到湍流，如达不到时增加海水折流板数，提高海水流速达到提高传热系数K的目的。

　　计算饱和淋结水侧传热面积F

　　设饱和淋结水侧传热糸数K=719 kcal/m2.h.℃

　　已知条件：

　　Q=Q2=1881240kcal/h 183.2℃ 110℃

　　△tm=(155.84-90)/㏑(155.84/90)=120℃ 27.36℃ 20℃

　　F1=Q/K·△tm=1881240/719×120=21.8m2 △t=155.84 △t=90

　　计算饱和水蒸汽侧传热面积F

　　设饱和水蒸汽侧传热糸数K=960kcal/m2.h.℃

　　已知条件： 183.2℃ 183.2℃

　　Q= Q1=11960000kcal/h 74.18℃ 27.36℃

　　△tm=(109.02-155.84)/㏑(109.02/155.84) △t=109.02 △t=155.84

　　=131.04℃

　　F2=Q/K·△tm=11960000/960×131.04=95.07m2

　　计算洗舱水加热器总传热面积

　　∑F=F1+F2=21.8+95.07=116.87 m2

　　如何选择列管长度；

　　选择列管长由L=F/π·n·dm来确定，一定的传热面积，管子越长，管数和管径可以小些，壳径也就越小，因此换热器的造价越低，但清洗检修越不便，同时要考虑到壳程流体可能达到的最大极限流速。所以管长主要从经济性，清洗方便和壳程流体可能达到的最大极限流速进行综合考虑，可能要经过多次选取论证后才能确定。一般情况下取管长与壳程D之比约L/D=5～10；若换热器竖放时，应考虑到稳定性取L/D=4～6。一般设计好一台换热器后应检验一下L/D的比值是否合理。另外应考虑管长的规格，一般情况下管长按下列长度选取1000，1500，2000，2500，3000，3500，4000，4500，5000，5500，6000，对于客户有特殊要求时要收取特殊长度造成管材和板材浪费的费用。

　　在实际设计计算时遇到蒸汽冷淋和不淋气体冷却降温时要充分考虑到壳程流体可能达到的最大极限流速，为了解决蒸汽冷淋和不淋气体冷却降温流速限制，合理缩小L/D的比值很有必要，如果仅冷淋饱和水蒸汽时比较安全的流速为ω≤15m/sec，为了保证洗舱水加热器能长期安全运行，取壳体内径为Di=750mm，当壳体内径为Di=750mm，列管规格为φ16×1.2，管间距为t=21mm时，计算列管数。

　　n={[(Di-2e)/t+1]/1.1}2

　　式中：

　　e=(1～1.5)·do=1.25×16=20mm六角形最外层管中心到壳体内壁距离

　　t=21mm正三角(△)形排列时管间距

　　Di=750mm，壳体内径

　　n={[(750-2×20)/21+1]/1.1}2=1001根

　　计算管内海水流速：

　　△t=(20+27.36)/2=23.68℃时， γf=997×1.025=1022kg/m3，CPf=0.9983kcal/kg.℃，λf=0.521kcal/m.h.℃，uf=94.7×10-6kg.sec/m2， u20=102.4×10-6kg.sec/m2， u27.36=87×10-6kg.sec/m2，由于海水流量比较大，管内预采用四折流时实际可以布置的列管为902根，分布情况为220；231；231；220，（见附图1）计算海水流速时按n=231根，V=250m3/h，di=0.014m。

　　计算海水流速ω=V/0.785·di2·n·3600 =250/0.785×0.01362×231×3600=2.071m/sec

　　计算海水侧雷诺准数Re=di·γf·ω/ uf·g=0.0136×1022×2.071/94.7×10-6×9.81=30985

　　经计算管内海水侧雷诺准数在需要的范围内，初步估算采用四折流在工艺上是可行的。

　　计算列管的净加热长度

　　L=F/π·n·dm=120/π×902×0.015=2.825m，设管板厚度70mm，涨管外伸1mm，则列管设计长度为L=2825+70×2+1×2=2967mm，园整后取列管长度为3000mm，此时有效加热长度为L=3000-(70×2+1×2)=2858mm，园整后实际传热面积为F=π·n·dm·L=π×902×0.015×2.858=121.4m2。

　　工艺设计计算传热面积应该取管中径，采用公称传热面积，由于市场经济，国内计算传热面积大都采用有利于企业的外径计算方法，在设计计算结束后，再将传热面积按管外径计算，按中径计算是确保传热达到工艺设计的要求，洗舱水加热器按管外径计算传热面积为F=π·n·dm·L=π×902×0.016×2.858=130m2，实际需要的传热面积待核算后确定。

　　设饱和淋结水侧传热面积为F=21.8m2，计算饱和淋结水侧列管数n=F/π·L·dm=21.8/π×2.858×0.015=162根，取161根。

　　说明：估算传热糸数K和传热面积时管内海水的阻力降是否在工艺允许的范围内，如果超过允许的阻力降时需要重新选用海水流速，在实际设计计算时，流体的流速和希望的雷诺准数始终是一对矛盾，设计计算时希望雷诺准数越大越好，工艺要求阻力降越小越好，遇到此种情况时必须双方兼顾，使换热器达到最佳运行效果。

　　2.4进行类似洗舱水加热器论证计算

　　2.4.1 淋结水（液相）与海水换热的面积计算

　　2.4.1.1管内海水侧传热分系数（给热系数）α1计算

　　△t=(20+27.36)/2=23.68℃时， γf=997×1.025=1022kg/m3，CPf=0.9983

　　kcal/kg.℃，λf=0.521kcal/m.h.℃，uf=94.7×10-6kg.sec/m2， u20=102.4×10-6kg.sec/m2， u27.36=87×10-6kg.sec/m2，管内采用四折流工艺计算时列管数为n=231根，V=250m3/h， di=0.0136m。

　　计算海水流速ω=V/0.785·di2·n·3600 =250/0.785×0.01362×231×3600=2.071m/sec

　　计算海水侧雷诺准数Re=di·γf·ω/ uf·g=0.0136×1022×2.071/94.7×10-6×9.81=30985

　　计算海水侧普兰特准数Pr=3600·CP·uf·g/λf=3600×0.9983×94.7×10-6×9.81/0.521=6.408

　　修正系数φ=1-6×105/Re1.8=1-6×105/309851.8=0.995

　　海水侧传热分系数α1计算

　　α1=0.023·φ·(λf/ di)·Re0.8·Pr0.4·(u/uw)0.14=0.023×0.995×(0.521 /0.0136)×309850.8×6.4080.4×(102.4×10-6/87×10-6)0.14=7385 kcal/m2.h.℃

　　2.4.1.2饱和淋结水侧传热分系数（给热系数）α2计算

　　△t=(183.2+110)/2=146.6℃时， γf=920 kg/m3，CPf=1.028 kcal/kg.℃，

　　λf=0.5883kcal/m.h.℃，uf=19.51×10-6kg.sec/m2， u183.2=15.312×10-6kg.sec/m2， u110=26.4×10-6kg.sec/m2，G=25000 kg/h，多折流，管间距t=21mm，管外径do=16mm，管壁厚s=1.2mm， 管内径di=13.6mm，总列管数为n=161根。

　　计算饱和淋结水体积流量V=G/γf=25000/920=27.174m3/h

　　为了提高饱和淋结水流速， 改善冷却效果， 饱和淋结水采用上下折流传热

　　设饱和淋结水在下折流板弓形切口的流速为ωm=0.44m/sec，通过假设的饱和淋结水在下折流板弓形切口处的流速求取下折流板弓形切口高度hd

　　计算ωm=0.44m/sec时基准流通截面积

　　fm=V/ωm=27.174/0.44×3600=0.01716mm2

　　fm=0.01716mm2可以近似认为同时是饱和淋结水横穿管束时流通截面积f1和饱和淋结水折流板弓形缺口流通截面积f2的面积，在实际设计计算时应尽量使f1和f2的截面积接近，但又要根据实际情况进行合理的调整。

　　计算折流板占有面积/等三角形面积

　　β=0.907 (do/t)2=0.907×(16/21)2=0.5265

　　下折流板弓形切除部分的列管数n=16-φ16的半园

　　下折流板弓形切除部分夹角为入α=2·tg(212/309)=69°

　　下折流板弓形切除部分的弦度为Q=α·π/180=69×π/180=1.204rad

　　计算下折流板弓形切除部分的面积

　　fs=R2·Q/2-0.309×0.212=0.3752×1.204/2-0.309×0.212=0.01915/m2

　　计算下折流板弓形切除部分的流通截面积

　　f2= fs·(1-β)=0.01915×(1-0.5265)=0.00907m2

　　计算下折流板弓形切除部分的流通截面积(由于下折流板弓形切口布管特殊性，不能真实反应流通截面积，采用数学方法计算如下)

　　f2=0.785·Di2·α/360-0.309×0.212-0.785×8×di2=0.785×0.752

　　×69/360-0.309×0.212-0.785×8×0.0162=0.0175m2

　　说明；第一种计算方法时尽量少用，如果结构特殊时尽量采用算术方法进行计算，上面计算误差率为(1-0.00907/0.0175)%=48.17%，采用算术方法进行计算

　　计算下折流板弓形切除部分的饱和淋结水的流速

　　ω2=V/f2=27.174/0.0175×3600=0.43m/sec接近0.44m/sec可行

　　计算饱和淋结水横穿管束时流通截面积的几何平均值，由于饱和淋结水横穿的不是列管横截面上所有的管束，本加热器饱和淋结水横穿管束就是一种特列，根据浸泡在饱和淋结水部分的折流板结构，采用饱和淋结水流通截面积算术平均方法进行计算。

　　f=[0.785·Di2·α/360-0.191×0.323-0.785×161×di2]/2=[0.785

　　×0.752×119/360-0.191×0.323-0.785×161×0.0162]/2=0.026m2

　　通过作图得α=83°， n=35-φ16（见附图1）

　　f=[0.785×0.752×83/360-0.282×0.248-0.785×35×0.0162]=0.025m2接近饱和淋结水流通截面积算术平均值。

　　计算饱和淋结水横穿管束时折流板间距h=fm/L=0.01716/(0.248×2-19×0.016)=0.089m

　　计算饱和淋结水横穿管束时的几何平均截面积

　　f1=(0.248×2-19×0.016)×0.089=0.01709m2接近fm=0.01716m2

　　计算横穿管束时饱和淋结水的流速

　　ω1=V/f1=27.174/0.01709×3600=0.442m/sec

　　计算基准流通截面积fm=(f1·f2)1/2=(0.01709×0.0175)1/2=0.0173m2

　　计算饱和淋结水的平均流速

　　ωm=V/fm=27.174/0.0173×3600=0.436m/sec

　　计算当量直径de=(D2-n·d2)/(D+n·d)=(0.752-902×0.0162)/ (0.75+902×0.016)=0.02184m

　　计算饱和淋结水侧雷诺准数Re=do·γf·ωm/ uf·g=0.016×920×0.436/19.51×10-6×9.81=33533

　　计算饱和淋结水侧普兰特准数Pr=3600·CP·uf·g/λf=3600×1.028×19.51

　　×10-6×9.81/0.5883=1.204

　　饱和淋结水侧传热分系数α2计算，

　　α2=1.72·(λf/ do)·de0.6·Re0.6·Pr0.333(u/uw)0.14=1.72×(0.5883/0.016)×0.021840.6×335330.6×1.2040.333×(15.312×10-6/26.4×10-6)0.14=3263 kcal/m2.h.℃

　　2.4.1.3计算饱和淋结水侧传热系数K

　　K=1/(1/α1+1/α2+δ/λ+1/Rα1+ 1/Rα2)

　　式中：α1=7385kcal/m2.h.℃，α2=3263 kcal/m2.h.℃，δ=0.0012m，列管材质为BFe10-1-1铁白铜，导热系数为λ=36w/m.℃/1.16=31kcal/m.h.℃，

　　Rα1=5000kcal/m2.h.℃（海水），Rα2=2000kcal/m2.h.℃（淋水），

　　K=1/(1/7385+1/3263+0.0012/31+1/5000+1/2000)=847kcal/m2.h.℃

　　本公式误差率为±15%

　　K=847×(1-15%)=720kcal/m2.h.℃

　　2.4.1.4计算饱和淋结水侧传热面积F

　　己知条件；

　　Q=Q2=1881240kcal/h 183.2℃ 110℃

　　K=720kcal/m2.h.℃ 27.36℃ 20℃

　　△tm=(155.84-90)/㏑(155.84/90)=120℃ △t=155.84 △t=90

　　F=Q/K·△tm=1881240/720×120=21.77m2 接近21.8m2假设的传热面积

　　列管加热段净长度为L=2.858m

　　则21.77m2传热面积时列管数量为n=F/π·L·dM=21.77/π×2.858×0.015

　　=162根，实取161根接近。

　　2.4.2 饱和水蒸汽（气相）该文原载于中国社会科学院文献信息中心主办的《环球市场信息导报》杂志http：//www.ems86.com总第514期2013年第31期-----转载须注名来源与海水换热的面积计算

　　2.4.2.1饱和水蒸汽侧传热分系数（给热系数）α3计算

　　t=183.2℃，10kg/cm2，时， γg=5.531 kg/m3，

　　设淋结水液膜温度为tf=179℃时，γf=887kg/m3，CPf=1.0541kcal/kg.℃，

　　λf=0.5804kcal/m.h.℃，uf=15.7×10-6kg.sec/m2，G=25t/h，di=0.0136m，饱和水蒸汽侧列管数n=902-161=741根，折流板切口附图，t=21mm，do=16mm，折流板间距h=623mm，列管换热净长度为L=2.858m。正三角形△排列。（见附图1）

　　计算饱和水蒸汽体积流量V=G/γg=25000/5.531=4520m3/h

　　设饱和水蒸汽穿过折流板弓形切口的流速为ωm=15m/sec，通过假设的饱和水蒸汽穿过折流板弓形切口的流速求取折流板弓形切口高度hd。

　　计算ωm=15m/sec时基准流通截面积

　　fm=V/ωm=4520/15×3600=0.0837mm2

　　fm=0.0837mm2可以近似认为同时是饱和水蒸汽横穿管束时流通截面积f1和饱和水蒸汽折流板弓形缺口流通截面积f2的面积，在实际设计计算时应尽量使f1和f2的截面积接近，但又要根据实际情况进行合理的调整。

　　计算折流板占有面积/等三角形面积

　　β=0.907 (do/t)2=0.907×(16/21)2=0.5265

　　折流板弓形切除部分的列管数n=326-φ16，其中11个半园（见附图2）

　　折流板弓形切除部分夹角α=114°

　　折流板弓形切除部分的弦度为Q=α·π/180=114×π/180=1.989rad

　　计算折流板弓形切除部分的面积

　　fs=R2·Q/2-0.373×0.042/2-0.028×0.042/2+0.163×0.282/2=0.3752×1.989/2-0.373×0.042/2-0.028×0.042/2+0.163×0.282/2=0.1544m2

　　计算折流弓形切除部分的流通截面积

　　f2= fs·(1-β)=0.1544×(1-0.5265)=0.0731m2

　　采用算术方法进行计算

　　f2=0.785·Di2·α/360-0.373×0.042/2-0.028×0.042/2+0.163×0.282/2

　　-0.785×320.5×0.0162=0.785×0.752×114/360-0.373×0.042/2-0.028×0.042/2+0.163×0.282/2-0.785×320.5×0.0162=0.09116m2

　　说明：第一种计算方法时尽量不采用，尽量采用算术方法进行计算，上面两种计算的误差率为(1-0.0731/0.09116)%=19.81%，本处采用算术方法进行计算

　　计算折流板弓形切除部分的饱和水蒸汽的流速

　　ω2=V/f2=4520/0.09116×3600=13.77m/sec＜15m/sec安全

　　计算饱和水蒸汽横穿管束时折流板间距h

　　h=fm/ D′·(1-d0/t)=0.0837/0.566×(1-0.016/0.021)=0.621m

　　式中D′=0.375+0.191=0.566m为中轴线汽相部分高度

　　说明：按饱和淋结水板间距89mm排布时为七个板间距h=7×89=623mm，减去折流板厚度6mm时，实际板间距为h=623-2×6=611mm接近计算值，按h=611mm进行工艺设计计算，饱和水蒸汽在卧式管外冷淋换热计算蒸汽流速是换热过程中的最大流速，目的不使过高的流速损伤换热器，造成易想不到的设备故障，而卧式管外可冷淋蒸汽是按冷淋热负荷计算传热面积的。如果可冷淋蒸汽在管内换热时则需要使用另外的计算方法进行计算。本次暂不讨论可冷淋蒸汽在管内换热的计算方法，

　　计算饱和水蒸汽横穿管束时流通截面积的几何平均值

　　f1=h·D′·(1-do/t)=0.611×0.566×(1-0.016/0.021)=0.0823m2

　　计算饱和水蒸汽横穿管束时饱和水蒸汽的流速

　　ω1=V/f1=4520/0.0823×3600=15.26m/sec

　　计算基准流通截面积fm=(f1·f2)1/2=(0.0823×0.09116)1/2=0.0866m2

　　计算饱和水蒸汽平均流速ωm=V/fm=4520/0.0866×3600=14.5m/sec≤15m/sec安全

　　计算饱和冷淋液液流的股数按列管排列图中△排列形式进行计算

　　ns=2.08·n0.495=2.08×7410.495=54.78

　　计算列管外饱和水蒸汽的冷淋负荷，当Re＜2100时

　　τ=G/L·nS =25000/2.858×54.78=160kg/m·h

　　计算饱和水蒸汽侧雷诺准数

　　Re=4·τ/ uf·g=4×160/15.7×10-6×9.81×3600=1154

　　计算饱和水蒸汽侧传热分系数α3

　　α3=1.51·[3600·λf3·ρ2·g/ uf2 ]1/3/Re1/3=1.51×[3600×0.58043×(887/9.81)2×9.81/(15.7×10-6)2]1/3/11541/3=87116 kcal/m2.h.℃

　　2.4.2.2校核饱和淋结水淋液膜温度

　　核算管壁温度

　　tw3=T-{α1·(di/do)/[α1·(di/do)+ α3]}·(T-tav) (管壁温度)

　　式中：

　　tav=(74.18+27.36)/2=50.77℃海水的算术平均值

　　T=183.2℃饱和淋结水温度

　　do=0.016m列管外径

　　di=0.0136m列管内径，

　　α1=7385 kcal/m2.h.℃海水侧传热分系数

　　α3=87116 kcal/m2.h.℃饱和水蒸汽侧传热分系数

　　tw3=183.2-{7385×(0.0136/0.016)/ [7385×(0.0136/0.016)+87116]}×

　　(183.2-50.77)=174.3℃

　　计算饱和淋结水淋液膜温度tf3=(T+tw3)/2=(183.2+174.3)/2=178.75℃与假设的179℃淋液膜温度接近

　　2.4.2.3计算饱和水蒸汽侧传热系数K

　　K=1/(1/α1+1/α3+δ/λ+1/Rα1+ 1/Rα3)

　　式中：α1=7385kcal/m2.h.℃，α3=87116kcal/m2.h.℃，δ=0.0012m，

　　λ=31 kcal/m.h.℃，Rα1=5000kcal/m2.h.℃（海水），Rα3=5000kcal/m2.h.℃（蒸汽）

　　K=1/(1/7385+1/87116+0.0012/31+1/5000+1/5000)=1129 kcal/m2.h.℃

　　本公式误差率为±15%

　　K=1129×(1-15%)=960 kcal/m2.h.℃

　　2.4.2.4计算饱和水蒸汽侧传热面积F

　　己知条件； 183.2℃ 183.2℃

　　Q=25000×478.4=11960000kcal/h 74.18℃ 27.36℃

　　K=960 kcal/m2.h.℃ △t=109.02 △t=155.84

　　△tm=(109.02-155.84)/㏑(109.02/155.84)=131.04℃

　　F=Q/K·△tm=11960000/960×131.04=95.07m2

　　总传热面积F=21.77+95.07=116.84m2接近假设的116.87m2

　　计算饱和淋结水上折流切口高度

　　设切除列管高度h=56mm， 切口位置列管数量为80根

　　计算切口流通截面积

　　f=[(0.323+0.284)×2]/2×0.056-80×0.785×0.0162=0.0177m2

　　计算饱和淋结水上折流切口的流速

　　ω=V/f=27.174/0.0177×3600=0.426m/sec＜ωm=0.44sec安全，设计时尽量接近，如果比平均流速高些，对饱和水蒸汽侧影响不大。

　　2.4.3进出口管径

　　蒸汽进口流速（蒸汽进口通径为DN350）

　　ω=V/F=4520/0.785×0.3502×3600=13.06m/sec＜15m/sec安全

　　筒体开孔处蒸汽流速(开6个190*120的方孔）

　　ω=V/F=4520/0.19×0.12×6×3600=9.17m/sec＜10m/sec安全

　　蒸汽箱档板缺口处的蒸汽流速

　　ω=V/F=4520/(0.812×0.466-0.466×0.36)×3600=5.96m/sec＜10m/sec安全

　　饱和淋结水出口流速（淋水出口通径为DN125）

　　ω=V/F=27.174/0.785×0.1252×3600=0.636m/sec＜0.8m/sec安全

　　海水进出口流速（海水进出口通径为DN300）

　　ω=V/F=250/0.785×0.32×3600=0.98 m/sec＜1.2m/sec安全，如果流速太高时无法保证供水量

　　3.结束语

　　经过以上示例计算剖析，整台加热器的结构（包括外形及内部结构）均已很明确，每一项参数都能满足要求并在安全范围内，经过这样详细设计出来的产品不再会出现由于内部各处流速不均或产品结构不合理而产生的一系列问题，比如换热管断裂和密封面泄漏的现象。而且根据以上要求设计出来的产品已在多个船厂的多种船型中得到验证，值得在同行业中借鉴、推广。

　　苏彩莲 曹文华（作者单位：南通市申通机械厂）