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第六章 换热器
换热器：实现热量交换的设备。
换热器是工艺过程必不可少的单元设
备，广泛用于石油、化工、轻工、制药、
食品、机械、冶金、动力等工程领域中。
6.1 换热器的分类与结构形式
6.1.1 换热器的分类
6.1.1.1 按作用原理分
1.直接接触式换热器 (混和式换热器 )
冷、热流体直接接触，相互混和传递
热量。特点是结构简单，传热效率高。
适于冷、热流体允许混和的场合 。
如凉水塔、洗涤塔、文氏管及喷射冷
凝器等。
热流体
冷流体
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2.蓄热式换热器 (回流式换热器、蓄热器 )
借助于热容量较大的固体蓄热体，
将热量由热流体传给冷流体。当蓄
热体与热流体接触时，从热流体处
接受热量，蓄热体温度升高，然后
与冷流体接触，将热量传递给冷流
体，蓄热体温度下降，从而达到换
热的目的。特点是结构简单，可耐
高温，体积庞大，不能完全避免两
种流体的混和。
适于高温气体热量的回收或冷却 。
如回转式空气预热器。 热流体
热流体
冷流体
冷流体
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3.间壁式换热器 (表面式换热器、间接式换热器 )
冷、热流体被固体壁面隔开，互不接触，热量由热流体通过壁
面传递给冷流体。形式多样，应用广泛。本章介绍此类换热器。
适于冷、热流体不允许混和的场合。
如各种管壳式、板式结构的换热器。
6.1.1.2 按用途分
1.加热器：用于把流体加热到所需温度，被加热流体在加热过程
中不发生相变。
2.预热器：用于流体的预热，以提高整套工艺装置的效率。
3.过热器：用于加热饱和蒸汽，使其达到过热状态。
4.蒸发器：用于加热液体，使其蒸发汽化。
5.再沸器：用于加热已被冷凝的液体，使其再受热汽化。为蒸馏
过程专用设备。
6.冷却器：用于冷却流体，使其达到所需温度。
7.冷凝器：用于冷却凝结性饱和蒸汽，使其放出潜热而凝结液化。
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6.1.1.3 按传热面形状和结构分
1.管式换热器
通过管子壁面进行传热的换热器。按传热管的结构形式
可分为管壳式换热器、蛇管式换热器、套管式换热器、翅
片式换热器等。应用最广。
2.板式换热器
通过板面进行传热的换热器。按传热板的结构形式可分
为平板式、螺旋板式、板翅式、热板式换热器等。
3.特殊形式换热器
根据工艺特殊要求而设计的具有特殊结构的换热器。如
回转式、热管、同流式换热器等。
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6.1.1.4 按所用材料分
1.金属材料换热器
由金属材料加工制成的换热器。常用的材料有碳钢、合
金钢、铜及铜合金、铝及铝合金、钛及钛合金等。因金属
材料导热系数大，故此类换热器的传热效率高。
2.非金属材料换热器
有非金属材料制成的换热器。常用的材料有石墨、玻璃、
塑料、陶瓷等。因非金属材料导热系数较小，故此类换热
器的传热效率较低。常用于具有腐蚀性的物系。
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6.1.2 换热器的结构形式
6.1.2.1 管式换热器的结构形式
6.1.2.1.1 列管式换热器 (管壳式换热器 )
它结构紧凑, 单位体积所具有的传热面积较大 (40～
150m2/m3),传热效果好, 适应性强, 操作弹性大, 尤其
适用于高温, 高压和大型装置中, 是管式换热器中应用
最普遍的换热器 。
在列管式换热器中，由于管内外流体温度不同，使管
束和壳体的受热程度不同，导致它们的热膨胀程度出现
差别。若两流体温差较大，就可能由于热应力而引起设
备的变形，管子弯曲甚至破裂，严重时从管板上脱落。
因此当两流体的温度差超过 50℃ 时，就应从结构上考虑
热膨胀的影响，采取相应的热补偿措施。根据热补偿方
法的不同，列管式换热器分为三种形式：
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1.固定管板式换热器
1.挡板
2.补偿圈
3.放气嘴
它是将两端管板和壳体连接在一起，因而具有结构简单，造价
低廉的优点，但由于壳程清洗和检修困难，管外物料应清洁、不
易结垢 。对温差稍大时可在壳体的适当部位焊上补偿圈 (或称膨
胀节 )，通过补偿圈发生弹性变形 (拉伸或压缩 )来适应外壳和管束
不同的膨胀程度，如图示。这种补偿方法简单但有限，只适用于
两流体温差小于 70℃,壳程流体压强小于 0.6MPa的场合。
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2.浮头式换热器
它是将一端管板与壳体相连，而另一端管板不与壳体固定连接，可
以沿轴向自由浮动，如图示。这种结构不但可完全消除热应力，而且在
清洗和检修时整个管束可以从壳体中抽出。因而尽管其结构复杂，造价
高，但应用较为普遍。
1.管程隔板
2.壳程隔板
3.浮头
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3.U型管式换热器
它是将每根管子都弯成 U型状，两端固定在同一管板的两
侧，管板用隔板分成两室，如图示。这种结构使得每根管
子可以自由伸缩，与其它管子和壳体无关，从而解决了热
补偿问题。这种换热器结构简单，可用于高温高压，但管
程不易清洗，而且因管子需要一定的弯曲半径，故管板的
利用率低。
1.U形管
2.壳程隔板
3.管程隔板
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6.1.2.1.2 蛇管式换热器
1.
蛇管多 以金属管弯绕而成, 或制成适应
各种容器需要的形状, 沉浸在容器中 。
两种流体分别在管内外流动通过蛇管表
面进行换热, 如图所示 。 其 优点 是结构
简单, 制造方便, 能承受高压, 可用耐
腐蚀材料制造 。 缺点 是容器内液体湍动
程度低, 管外对流传热系数小, 传热效
果可通过增设搅拌提高, 此外传热面积
有限, 主要 用于 传热量不大的容器中 。
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2.喷淋式蛇管换热器
如图示，将 蛇管成排地固定在支架上, 冷却水由最上
层管的喷淋装置中均匀淋下，沿管表面流过，与管内热
流体换热。 其 优点 是传热效果较沉浸式好，传热面积大
而且可以改变，检修和清洗方便。 缺点 是喷淋不易均匀。
主要 用于 管内流体的冷却，常设置在室外空气流通处，
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6.1.2.1.3
将两种直径不同的直管
制成同心套管, 根据换热
要求将若干段套管连接组
合而成, 如图示 。
每段套管称为一程, 长约 4～ 6m,每程的内管依次与下一
程的内管用 U型弯头连接, 外管之间也由管子连通, 可同
时几排并列, 每排与总管相连 。 换热时一种流体走管内,
另一种流体走环隙, 而且两种流体可 始终保持逆流 换热,
Δtm大 。 适当选择两管的直径, 两流体可得到较高的流速,
故一般具有较高的传热系数 。 其 优点 是结构简单, 能耐高
压, 传热面积易于增减； 缺点 是设备结构不紧凑, 金属耗
用量大, 一般 用于 换热量不大的场合 。
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6.1.2.1.4翅片管式换热器
它是在管的表面上加装一定形式的翅片,
有横向和纵向两类 。
常见的几种型式见 P398图 10。
翅片管换热器主要用于两种流体的对流
传热系数相差较大时，在 h小的一侧加装翅
片，从而增大传热面积，提高流体的湍动
程度，以提高对流传热系数。
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6.1.2.2 板式换热器的结构形式
为了使换热器结构更
为紧凑, 提高单位体积
的传热面积, 增加传热
效果, 以及适应某些工
艺过程的需要等, 开发
了以板状作为传热面积
的换热器, 称为板式换
热器 。
1.平板式换热器
由一组长方形的金属薄板平行排列在一起, 采用夹紧装
置组装于支架上而构成, 见图 。 而相邻板间的边缘衬有垫
片 (橡胶或压缩石棉等 ),压紧后板内形成密封的液体通道 。
每块板的 4个角上有圆孔, 其中一对圆孔和板间相通, 而另
外一对圆孔通过加装垫片和板内相隔, 在相邻板上错开以
分别形成两流体通道, 从而使两流体交错地流过板片两侧
通过板片进行换热 。 板厚通常为 0.5～ 3mm,板面压制成波
纹状, 两板间距 4～ 6mm,材质一般为不锈钢 。
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板式换热器的主要特点是：
(1)总传热系数高 。 因板面压制成波纹状, 流动湍动程度
大, 污垢热阻小, 在低雷诺数 (Re=200左右 )下即达到湍流,
而且板薄, 因而 K值可达到 1200～ 1500W/m 2·K。
(2)结构紧凑 。 由于板薄而且两板间距小, 因而单位体积
提供的传热面积大, 可达到 250～ 1000m 2/m 3,金属耗
用量少 。
(3)操作灵活性大 。 因具有可拆结构, 根据生产需要通过
调节板数增减传热面积, 检修和清洗方便 。
(4)两流体严格成逆流, Δtm大, 传热推动力大 。
主要缺点是允许的操作压强和温度低。因板薄压强高容
易变形，垫片压强高时容易渗漏，所以操作压强不超过
2MPa,因受垫片材料的耐热性限制，操作温度对橡胶垫不
超过 130℃,石棉垫不超过 250℃ 。此外流通截面积小，故
处理量小。自 20世纪 50年代以来，主要应用于轻工、食品
等行业。
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2.螺旋板式换热器
它是由两张互相平行的薄金属板，
卷制成同心的螺旋形通道。在其中
央设置隔板将两通道隔开，两板间
焊有定距柱以维持通道间距，螺旋
板两侧焊有盖板和接管。两流体分
别在两通道内流动，通过螺旋板进
行换热，见图。
分为 I型,II型,III型和 G型等几
种形式，见 P400图 6-13
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螺旋板换热器的特点是：
(1)总传热系数高 由于流体在螺旋形通道内受到惯性离心
力的作用和定距柱的干扰, 低雷诺数 (Re=1400～ 1800)下即
可达到湍流, 允许流速大 (液体为 2m/s,气体为 20m/s),故
传热系数大 。 如水对水换热过程 K=2000～ 3000W/m2·K。
(2)不易结垢和堵塞 由于流速较高且在螺旋形通道中流过,
有自行冲刷作用, 故流体中的悬浮物不易沉积下来 。
(3)能利用低温热源 由于流道长而且两流体可达到完全逆
流, 因而传热温差大, 能充分利用温度较低的热源 。
(4)结构紧凑 由于板薄 2～ 4mm,单位体积的传热面积可
达到 150～ 500m2/m3。
主要缺点是操作压强不能超过 2MPa,操作温度在 300～
400℃ 以下，另外因整个换热器焊为一体，一旦损坏检修困
难。螺旋板换热器直径在 1.5m之内，板宽 200～ 1200mm，
板厚 2～ 4mm,两板间距 5～ 25mm,可用普通钢板和不锈钢
制造，目前广泛用于化工、轻工、食品等行业。
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3.
板翅式换热器的结构型式很多，
但是基本结构是由平行隔板和各
种型式的翅片构成的板束组装而
成，如图示。
在两块平行薄金属之间，夹入波纹状或其它形状的翅片，两
边以侧条密封，即组成为一个换热单元体。将各单元体进行
不同的叠积和适当的排列，并用钎焊固定，成为并流、逆流、
错流的板束 (或称蕊部 )。然后再将带有流体进出口接管的集流
箱焊在板束上，即成为板翅式换热器。常用的翅片为光直型、
锯齿型和多孔型三种型式。
板翅式换热器一般用铝合金制造，结构紧凑、轻巧，单位体
积传热面积可达到 2500～ 4000m2/m3,传热系数高，空气的对
流传热系数可达到 350W/m2·K, 承压可达 5MPa。 但容易堵塞，
清洗困难，不易检修，适用于清洁和无腐蚀性流体的换热。
现已在石油化工、气体分离等工业中得到应用。
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6.2 换热器的传热计算
化工原理中所涉及的传热计算分两类：
? 设计计算：根据生产过程要求的传热量和其它工艺条件，确定换热
器的传热面积，进而设计或选用合适的换热器；
? 操作计算：对给定的换热器计算其在一定操作条件下的传热量、流
体的流量、温度或某项参数变化时对其传热能力的影响等。
两者计算的依据：热量衡算方程和传热速率方程。
6.2.1 总传热速率方程
6.2.1.1 总传热速率方程的微分形式
通过换热器中任一微元面积 dS的间壁两侧流体的传热速率方程，可
仿照对流传热速率方程写出，即：
dQ=K(T-t)dS=KΔtdS
式中,K－ 局部总传热系数,W/(m2.℃ )
T－ 换热器任一截面上热流体的平均温度,℃
t－ 换热器任一截面上冷流体的平均温度,℃
上式为总传热速率微分方程式，也是总传热系数的定义式
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〖说明〗
1.K的物理意义
当 Δt=1℃ 时,K=dQ/dS
物理意义：冷热流体温度差为 1℃ 时，单位面积单位时间内导入 (或导
出 )的热量,J
或：总传热系数在数值上等于单位温度差下的总传热通量。
2.K的倒数的含义
总传热系数倒数 1/K代表间壁两侧流体传热的总热阻。
3.K须和所选择的传热面积相对应
所选传热面积不同,K的数值也不同：
dQ=Ki(T-t)dSi=Ko(T-t)dSo=Km(T-t)dSm
∵ dQ,(T-t)与选择的基准面积无关
o
m
o
m
m
o
o
i
o
i
o
i
i
o
d
d
dS
dS
K
K
d
d
dLd
dLd
dS
dS
K
K
??
?
?
?
???
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6.2.1.2 传热量的计算－热量衡算方程
换热器的传热计算中，首先需计算换热器的传热量。
传热量 (热负荷 )：单位时间内通过换热器任一截面的热量。
通过热量衡算获得：假设换热器保温良好，热损失可以
忽略，则在单位时间换热器中热流体放出的热量等于冷流
体吸收的热量。
对换热器微元面积 dS,dQ=-WhdIh＝ WcdIc
对整个换热器,Q=Wh(Ih1-Ih2)=Wc(Ic2-Ic1)
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1.无相变时的热负荷计算
若换热器中两流体无相变化，且流体的比热不随温度而
变或去平均比热时，焓可通过比热计算，则：
Qh=Wh(Ih1-Ih2)＝ WhCph(T1-T2)
Qc=Wc(Ic2-Ic1)＝ WcCpc(t2-t1)
Cph,热流体平均比热，根据 (T1+T2)/2查取
Cpc,冷流体平均比热，根据 (t1+t2)/2查取
2.有相变时的热负荷计算
换热器中热流体有相变化分两种情况：
1.冷凝液温度为饱和温度 (特定环境下，液体蒸发为气体
或气体冷凝为液体时的温度 )
热负荷 Q=Whr＝ WcCpc(t2-t1)
2.冷凝液温度低于饱和温度
热负荷 Q=Wh[r+Cph(Ts-T2)]＝ WcCpc(t2-t1) Ts,饱和温度
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6.2.1.3 总传热系数
1.总传热系数 K的计算式
如前述，两流体通过管壁的
传热包括以下过程：
?热流体在流动过程中把热量
传递给管壁的对流传热
?通过管壁的热传导
?管壁与流动中的冷流体之间
的对流传热
以上过程用微分方程表示，
即：
管程
热流体
壳程
冷流体
T
TW
t
tW
b
owo
m
ww
iwi
dS)tt(hdQ
dS
b
)tT(k
dQ
dS)TT(hdQ
??
?
?
??
壳程冷流体：
管壁：
管程热流体：
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整理以上三式，得各过程推动力并相加，即：
)1(
h
1
kd
db
dh
d
1
K
t d SKdQ
h
1
kd
db
dh
d
t
h
1
k d S
dSb
dSh
dS
t
dS
dQ
dSdQ
dSh
1
k d S
b
dSh
1
(dQt
tT)tt()tT()TT(
om
o
ii
o
o
oo
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o
ii
o
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o
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wwww
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?
?????
???????
，得联立
，得：，两边同除解得
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)3(
dh
d
k
b
dh
d
1
K
)2(
dh
d
kd
db
h
1
1
K
oo
m
ii
m
m
oo
i
m
i
i
i
??
?
??
?同理：
以上三式均为总传热系数的计算式。
)1(
h
1
kd
db
dh
d
1K
om
o
ii
o
o
??
?
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总传热系数也可以表示为热阻的形式，即：
oo
m
ii
m
m
oo
i
m
i
ii
om
o
ii
o
o
dh
d
k
b
dh
d
K
1
dh
d
kd
db
h
1
K
1
h
1
kd
db
dh
d
K
1
???
???
???
〖说明〗 间壁两侧流体间传热的总热阻等于两侧流体的对
流传热的热阻及管壁热传导的热阻之和。
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2.污垢热阻
换热器操作一段时间后，由于温度的关系或流体的不洁
净等，传热面上常有污垢积存。这些垢层虽然不厚，但由
于其导热系数小，导热热阻很大，对传热产生附加热阻，
称为污垢热阻。因此计算总传热系数时要考虑到污垢热阻
的影响，因垢层厚度及其导热系数难以确定，通常是根据
经验选用污垢热阻来作为计算依据。若管壁两侧污垢热阻
分别用 Rsi和 Rso表示时，总热阻为：
o
so
m
o
i
o
si
ii
o
o h
1R
kd
db
d
dR
dh
d
K
1 ?????
常见流体在壁面产生的污垢热阻大致数值范围见附表。
实际选用时还要考虑操作条件以及使用时间对其的影响，
在换热器使用过程中，为保证其应有的传热速率，应进
行定期清洗。
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3.几点讨论
(1)传热计算时，总传热系数 K的来源有三个方面：
?选用生产实际的经验数据,在有关手册或传热的专业书
中，都列有某些情况下 K的经验值，可供初步设计时参考。
〖注意〗 应 选用与工艺条件相仿、传热设备类似而且较为
成熟的经验 K值作为设计的基础 。
?实验测定,对现有的换热器，通过实验测定有关的数据，
如流体的流量和温度等，再用传热速率方程计算 K值。 实验
测定可获得较为可靠的 K值。实测 k值的意义不仅可提供设
计换热器的依据，且可了解传热设备的性能，从而寻求提
高设备生产能量的途径。
?K值的计算,通过前述公式计算。但计算得到的 K值往往
与实际值相差很大，主要是由于 h关联式有一定误差及污垢
热阻不易估计准确等原因导致。 总之，在 采用计算得到的 K
值时应慎重，最好与前述两种方法对照，以确定合适的 K
值。
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(2)在总传热速率方程式中，应注意 K和 S的对应关系
选择的 S不同,K的数值也不同。通常换热器的规格是用
管外表面积 So表示的，故基于 So的 Ko应用较多。各种手册中
所列的 K值，如无特殊说明，可视为 Ko。
(3)对平壁时或薄圆筒壁 (管径大而管壁又薄 ), di=do=dm，
则：
(4)欲提高 K值，必须设法减小起决定作用的热阻。
若薄圆筒壁，且污垢、管壁热阻 (k大 )不计时：
oi h
1
k
b
h
1
K
1 ???
ooi
oi
hKhhh 1h1K1 ????? 则若
可见，总热阻是由热阻大 (局部对流传热系数小 )的那一
侧的对流传热所控制
若提高 K值：
?两侧 h相差很大时，提高对流传热系数较小以侧的 h
?两侧 h相差不大时，同时提高两侧的 h
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例 4-8 列管换热器由 φ25× 2.5mm钢管组成, 已知管内外侧的对流传热
系数分别为 50W/m2·℃ 和 1000W/m2·℃, 钢管导热系数为 45W/m·℃, 若不
计两侧污垢热阻, 试算 Ko以及将两侧对流传热系数加倍时 Ko的变化情况 。
解：
%96.1
37.38
37.3812.39
K
KK
)m/(W12.39
1 0 0 02
1
0 2 2 5.045
025.00 0 2 5.0
020.050
025.0
K
h)3(
%2.92
37.38
37.3874.73
K
KK
)m/(W74.73
1 0 0 0
1
0 2 2 5.045
025.00 0 2 5.0
020.0502
025.0
K
h)2(
)m/(W37.38
1 0 0 0
1
0 2 2 5.045
025.00 0 2 5.0
020.050
025.0
h
1
kd
db
dh
d
( 1 ) K
o
o
"
o
2
1
''
o
o
o
'
o
2
1
'
i
2
1
1
om
o
ii
o
o
o
o
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???
?
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?
?
变化率
℃
增加一倍时将
变化率
℃
增加一倍时将
℃
α
变
化
对
K
影
响
示
例
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6.2.2 传热计算方法
6.2.2.1 平均温度差法
dQ=KΔtdS是总传热速率的微分方程式，积分后才有实际
意义。积分结果将用平均温度差代替局部温度差。故需考
虑两流体在换热其的温度变化情况及流体的流动方向。
为积分上式，特作如下假定：
?传热为稳态操作过程，即 Q=C
?两流体的比热均为常量或取换热器进、出口下的平均值
?总传热系数不随换热器的管长而变化，即 K=C
?换热器的热损失可忽略
2010年 5月 20日 32/120
1.
指换热的两种流体沿传热面方向温度不发生变化, 其特
点是在任一处两流体温度恒定, 因而在整个壁面上温度差
亦为常数, 即,Δt=T-t
如水溶液的蒸发过程及精馏中的再沸器属于此。
积分总传热速率微分方程式：
tKSQ
t d SKdQ
S
0
Q
0
??
?? ??
得：
2010年 5月 20日 33/120
2.变温传热
若壁面两侧流体或其中一侧流体沿传热面方向温度发生变化时的传
热过程称为变温传热, 这时传热温差沿壁面亦发生变化, 因而需计算其
传热平均温度差 。 而且, 流动方向不同, 传热温度差亦不同, 应分别计
算 。
(1)
?
?
?
? 折流：其中一侧流体只沿一个方向流动, 而另一侧流体来回作折流
流动 。
1
2
1
2
并流 逆流 错流 折流
2010年 5月 20日 34/120
(2).并流和逆流时平均温度差的计算
现以逆流为例进行推导。
在换热器中取一微元体，其微元面积为 dS,传热速率为
dQ,热流体温度变化 dT,冷流体温度变化 dt。 据热量衡算
方程式：
吸收热量,dQ=WcCpcdt
放出热量,dQ=-WhCphdT 整理：
常量
常量
常量
??????
?
?
?
?
???
??
pccphh
phh
pcc
CW
1
CW
1
dQ
dt
dQ
dT
dQ
)tT(d
dQ
)t(d
CW
1
dQ
dT
CW
1
dQ
dt
上三式说明以 t,T,Δt～ Q作图均为直线
2010年 5月 20日 35/120
用 Δt～ Q直线的两端点表示其斜率：
Q0
T1
T2
t1 t2
Δt1 Δt2
得：
整理并积分：
代入上式，得：将
??
???
?
?
?
???
?
?
?
??
???
?
?
?
?
S
0
12
t
t
12
12
dS
Q
)tt(K
t
)t(d
Q
tt
t d SK
)t(d
t d SKdQ
Q
tt
dQ
)t(d
2
1 m
2
1
21 tKS
t
tln
ttKSQ ??
?
?
????
此为适用于整个换热器的总传热速率方程式。是传热计算
的基本方程式。
Δtm称为对数平均温度差，为换热器两端流体温度差的对数
平均值。
2010年 5月 20日 36/120
〖说明〗
(1)此式也同样适用于并流, 只不过其中 Δt1=T1-t1,Δt2=T2-
t2；
(2)若冷热两流体进, 出口温度相同时, Δtm,逆 >Δtm,并 ；
(3)若换热过程一侧流体恒温时, Δtm,逆 =Δtm,并
(4)若 1/2<Δt1/Δt2<2时，可用算术平均温度差来代替对数平
均温度差，其误差 <4%。即,
2
tt
t
tKSQ
21
m
m
???
??
??
2010年 5月 20日 37/120
传热平均温度差计算示例
例 4-9 在列管式换热器中, 热流体在管外由 300℃ 被冷却到 200℃, 冷
流体在管内从 120℃ 被加热到 180℃, 计算并逆流时的传热平均温差 。
逆流时
300℃ －－－－ → 200℃ 300℃ －－－－ → 200℃
120℃ －－－－ → 180℃ 180℃ －－－－ → 120℃
Δt1=180℃, Δt2=20℃ Δt1=120℃, Δt2=80℃
℃℃ 逆并 7.98
80
1 2 0ln
80021t8.72
20
1 8 0ln
201 8 0t
,m,m ?
???????
其算术平均值为 100℃, 并流时由于 Δt1/Δt2=9,相差 37%；
而逆流时由于 Δt1/Δt2=4/3,相差 1.3%。 由计算结果可知：
Δtm,逆 >Δtm,并 。
2010年 5月 20日 38/120
?由于 Δtm,逆 >Δtm,并, 因而两流体的进出口温度确定时,
若 K值也相同, 则根据传热速率方程 Q=KSΔtm可推出, 传递
相同热量时逆流所需要的传热面积较并流时要小 。
?逆流的另一个优点是 可以节省冷却剂或加热剂的用量 。
因并流时 t2总是小于 T2,而逆流时 t2却可以大于 T2,所以逆
流冷却时冷却剂的温升 (t2-t1)比并流时大, 对传递相同的热
量, 就可节省冷却剂用量 。 同理逆流加热时, 加热剂温度
降低 (T1-T2)比并流时大, 因而传热量相同时, 可降低加热剂
消耗量 。 故生产中多采用逆流 。
?在某些生产过程有特殊要求,如冷流体被加热温度或热
流体被冷却温度不得超过某一规定值时,并流较易控制；
当加热粘度大的液体时，并流可使其迅速升温流动性好 等，
这时宜采用并流操作。
T1
t1
T2
t2
T1 T2
t1t2
2010年 5月 20日 39/120
3 Δtm的计算
对于折流或错流, 常采用安德伍德 (Underwood)和鲍曼
(Bowman)提出的图算法 。 其方法是先按逆流计算 Δtm,逆,
再乘以考虑流动型式的温差校正系数 φΔt,即：
Δtm= φΔtΔtm,逆
温差校正系数 φΔt与两流体温度变化有关, 分别表示为两
参数 P和 R的函数,
φΔt=f(P,R)
冷流体温升
热流体温降
两流体最初温度差
冷流体温升
?
?
?
?
?
?
?
?
12
21
11
12
tt
TT
R
tT
tt
P
φΔt值可根据 P和 R两参
数从图 4-19中查得。
(a)(b)(c)(d)分别适用于
壳程为 1,2,3,4程，
每个壳程内管程可以是
2,4,6或 8程；
对于 1-2型 (单壳程，双管程 )换热器,φΔt 还可用下式计算，即：
?
?
?
?
?
?
?
?
????
????
?
?
?
???
? 1RR1)P/2(
1RR1)P/2(ln/)
PR1
P1l n (
1R
1R
2
22
t
2010年 5月 20日 40/120
对流传热计算示例
例 4-10 列管换热器由 φ25× 2.5mm钢管组成，空气在管内
由 20℃ 被加热到 55℃,对流传热系数为 100W/m2·℃, 水在
管外从 100℃ 冷却到 70℃,对流传热系数为 2000W/m2·℃,
两流体逆流换热，并达到了湍流，计算当空气流量增加 50%
时水和空气的出口温度 (设物性维持不变 )。
8.0
8.0
i
'
i
2
1
o
1
'
2
1
'
2
12
1
'
221'
21
'
m
'
o
mo
1
'
2
12
'
21
21
'
mo
'
o1
'
2pcc
'
21phh
moo12pcc21phh
5.1
u
'u
)m/(W56.76
2 0 0 0
1
5.2245
250 0 2 5.0
201 0 0
25
K
( 1 ))t-(t2 8 6.1
20-55
)t-(t5.1)701 0 0(
t-t
)t-(t5.1)T-(T
T-T
tK
tK
)t-(t5.1
t-t
T-T
T-T
tSK)t-(tCW5.1)T-(TCWQ'
tSK)t-(tCW)T-(TCWQ
??
?
?
?
?
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?
???
?
?
?
?
?
???
????
????
?
?
℃
流量增加后
解：流量增加前
2010年 5月 20日 41/120
)2()tT(2 1 1.1tT1 9 1.0
tT
tT
ln
tT
tT
ln
)tt(2 8 6.0
18.1 0 4
5.4756.76
)t-(t5.1
20-55
tK
tK
)t-(t5.1
t-t
tT
tT
ln
)tt(2 8 6.0
tT
tT
ln
)tt()TT(
tT
tT
ln
)tT()tT(
t
5.47
2070
551 0 0
ln
)2070()551 0 0(
tT
tT
ln
)tT()tT(
t
)m/(W18.1 0 4
2 0 0 0
1
5.2245
250 0 2 5.0
201 0 01, 5
25
K
1
'
2
'
21
1
'
2
'
21
1
'
2
'
21
1
'
2
1
'
2
'
m
'
o
mo
1
'
2
12
1
'
2
'
21
1
'
2
1
'
2
'
21
1
'
2
'
21
1
'
2
'
21
1
'
2
'
21'
m
12
21
1221
m
2
1
0.8
'
o
???
?
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?
?
?
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???
?
?
?
?
?
?
?
?
?
??
??
?
即：＝
即：
℃
℃
?
2010年 5月 20日 42/120
℃
℃℃，解得：
即：式
即：式
联立
23.45
2004.61
23.451 0 0
ln
)2004.61()23.451 0 0(
tT
tT
ln
)tT()tT(
t
23.45t04.61T
)20T(2 1 1.1t1 0 0)tT(2 1 1.1tT( 2 )
2 0 )-(t2 8 6.1T-1 0 0)t-(t2 8 6.1T-T)1(
1
'
2
'
21
1
'
2
'
21'
m
'
2
'
2
'
2
'
21
'
2
'
21
'
2
'
21
'
2
'
21
?
?
?
???
?
?
?
???
???
??
??
?
?
?
??????
??
2010年 5月 20日 43/120
例 4-11 某气体冷却器传热面积 20m2,用其将流量为
1.4kg/s的气体从 80℃ 冷却到 45℃,冷却水初温为 25℃,与
气体并流流动。换热器总传热系数为 230W/(m2·℃ ),气体平
均比热为 1.0kJ/(kg·℃ ),求冷却水用量和出口水温。
对流传热计算示例
s/kg5 9 6.0
)2568.44(1018.4
)4580(100.14.1
W
)t-(tCW)T-(TCWQ
68.44t
t45
2580
ln
)t45()2580(
202 3 0)4580(100.14.1
tKS)T-(TCWQ
3
3
c
12pcc21phh
2
2
23
m21phh
?
???
????
??
??
?
?
?
???
???????
???
?
?
又
℃试差得：
即：解：
2010年 5月 20日 44/120
6.2.2.2 传热单元数法
由上例知, 当给定两流体流量, 进口温度以及传热面积, 传热系数
时, 要计算两流体出口温度时往往需
要试差法。对这类操作型计算，若采用传热效率及传热单元数法则
可方便地计算而避免试差。
1.传热效率 ε
定义：
若换热器中流体无相变，热损失忽略，则实际传热量：
Q=WhCph(T1-T2)＝ WcCpc(t2-t1)
换热器中可能达到的最大温度差为 (T1-t1)。 据能量衡算，
冷流体吸收的热量等于热流体放出的热量，故两流体中
(WCp)值较小的流体具有较大的温度差，则最大可能的传热
量：
Qmax= (WCp)min (T1-t1)
m a xQ
Q???
最大可能的传热量
实际的传热量
2010年 5月 20日 45/120
其中称为流体的热容量流率 C；
下标 min表示两流体中热容量流率较小者，将此流体称为
最小值流体。
11
12
11pcc
12pcc
c
11
21
11phh
21phh
h
tT
tt
)tT(CW
)tt(CW
tT
TT
)tT(CW
)TT(CW
?
?
?
?
?
??
?
?
?
?
?
??
冷流体为最小值流体：
热流体为最小值流体：
2.传热单元数 NTU
对换热器微元段进行热量衡算和传热速率计算：
dQ=-WhCphdT＝ WcCpcdt=K(T-t)dS
phh
2
T
T
h
pcc
S
0
pcc
t
t
c
c
pcc
CW
KS
tT
dT
( N T U )
CW
KS
CW
K d S
tT
dt
( N T U )
( N T U )
CW
K d S
tT
dt
1
2
1
?
?
??
??
?
?
?
?
?
??
数同理：热流体传热单元
，即：流体的传热单元数上式的积分称为基于冷
对冷流体：
2010年 5月 20日 46/120
3.ε与 NTU的关系
以并流为例。
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
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???
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?
? ?
?
?
??
?
?
?
?
?
???
???
phh
pcc
pccpccphh11
22
12pcc
21phh
1221
11
22
22
11
2211
m
CW
CW
1
CW
KS
e x p
CW
1
CW
1
KSe x p
tT
tT
)tt(CWQ
)TT(CWQ
Q
tt
Q
TT
KSe x p
tT
tT
tT
tT
ln
)tT()tT(
KStKSQ
2010年 5月 20日 47/120
?
?
?
?
?
?
?
?
???
?
???
? ???
?
?
phh
pcc
pcc11
22
CW
CW1
CW
KSe x p
tT
tT
式中，得：式代入将
又
）（
，
，
，则：若冷流体为最小值流体
)1()2(
)2(
C
C
11
C
C
1
tT
tt
1
tT
)tt()tt(
C
C
)tT(
tT
t)tt(
C
C
T
tT
tT
)tt(
C
C
TT)tt(CW)TT(CW
1
C
C
1N T U )(ex p
tT
tT
C
KS
N T U )(CWC
C
KS
N T U )(CWC
m a x
m i n
m a x
m i n
11
12
11
1212
m a x
m i n
11
11
212
m a x
m i n
1
11
22
12
m a x
m i n
1212pcc21phh
m a x
m i n
m i n
11
22
m a x
m a xphhm a x
m i n
m i npccm i n
?
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?
?
?
???
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?
?
?
?
?
?
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?
?
??
??
?
2010年 5月 20日 48/120
m a x
m a x
phhm a x
m i n
m i n
pccm i n
m a x
m i n
m a x
m i n
m i n
m a x
m i n
m i n
m a x
m i n
C
KS
N T U )(
CWC
C
KS
N T U )(
CWC
N T U
C
C
1
C
C
1N T U )(ex p1
C
C
1N T U )(ex p
C
C
11
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
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???
???
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?
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?
?
?
???
?
?
?
?
?
?
?
?
???
其中：
关系～为最小值流体时此为并流流动、冷流体
2010年 5月 20日 49/120
〖说明〗
1.传热单元数 NTU是温度的无量纲函数，反映传热推动力
和传热所要求的温度变化。
2.前式同样适用于热流体为最小值流体，此时 Cmin=WhCph，
Cmax=WcCpc,(NTU)min=KS/Cmin
3.逆流时：
m i n
m i npccm a xphhm i n
m i n
m i nphhm a xpccm i n
m a x
m i n
m i n
m a x
m i n
m a x
m i n
m i n
C
KS
N T U )(,CWC,CWC
C
KS
N T U )(,CWC,CWC
C
C
1N T U )(e x p
C
C
1
C
C
1N T U )(e x p1
???
???
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
???
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
???
??
热流体为最小值流体：
冷流体为最小值流体：
2010年 5月 20日 50/120
4.若两流体之一有相变，即 Δt或 ΔT＝ 0,Cmax=∞,则：
ε=1-exp[-(NTU)min]
5.若 Cmin=Cmax,则：
〖说明〗 (续 )：
? ?
N T U1
N T U
2
N T U )(2ex p1 m i n
＋
逆流：
并流：
??
??
??
6.已知冷热流体进口温度，求解出口温度。步骤：
?判别最小值流体。 Cmin=min(WhCph,WcCpc)
?计算 (NTU)min,(NTU)min＝ KS/ Cmin
?据并流或逆流选择公式计算传热效率 ε
?
?据热量衡算方程计算另一出口温度 t2或 T2
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
??
?
?
?
??
2
2
pccm i n
11
12
phhm i n
11
21
t
T
)CWC(
tT
tt
)CWC(
tT
TT
反算
时当或
时当由
2010年 5月 20日 51/120
传热单元数法示例
例 4-12 在一传热面积为 15.8m2的逆流套管换热器中，用油加热冷水。
油的流量为 2.85kg/s,进口温度为 110℃ ；水的流量为 0.667kg/s,进口温
度为 35℃ 。油和水的平均比热分别为 1.9kJ/(kg·℃ )及 4.187 9kJ/(kg·℃ ) 。
换热器的总传热系数为 320W/(m2·℃ )。 求水的出口温度。
解,WhCph=2.85× 1900=5415W/℃
WcCpc=0.667× 4180=2788W/℃
故冷流体水为最小值流体，则,Cmin/Cmax=2788/5415=0.515
(NTU)min=KS/Cmin=320× 15.8/2788=1.8
℃
解得水的出口温度为：
5.9035)351 1 0(74.0t)tT(t
74.0
tT
tt
74.0
)]5 1 5.01(8.1e x p [5 1 5.01
)]5 1 5.01(8.1e x p [1
C
C
1N T U )(e x p
C
C
1
C
C
1N T U )(e x p1
1112
11
12
m a x
m i n
m i n
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2010年 5月 20日 52/120
5.1.3 工业换热方式
化工生产中常见的传热大多是冷, 热两种流体
之间进行热量交换, 按照实现热量交换的方式分
5.1.3.1.
当工业过程可以允许两种流体混合时，可使冷、
热两种流体直接进行接触，在混合过程中进行的
热交换称为直接混合式换热。这种换热方式方便
有效，其设备结构也简单，常用于气体、液体的
冷却和蒸汽的冷凝等。
2010年 5月 20日 53/120
5.1.3.2.
当要求两种流体不能完全混合时, 可使冷, 热两种流体
交替地通过充填耐火砖等填料的蓄热室, 利用填料将热量
储存起来由热流体传给冷流体, 这种方式设备简单, 耐高
温, 缺点是体积大, 且两流体难免存在混合, 通常用于高
温气体换热 。
5.1.3.3.
指参与换热的两种流体通过一固体壁面进行换热，这时
两流体分别在壁面两侧流动，热流体将热量传给固体壁面，
再由壁面传给冷流体，避免了两流体的混合，为化工中最
常用的换热方式。
2010年 5月 20日 54/120
6.3 换热器传热过程的强化
6.3.1 传热过程的强化途径
所谓传热过程的强化, 是指从分析影响传热的各种因素出
发, 采取某些技术措施提高换热器单位体积的传热面积, 使
设备趋于高效, 紧凑, 节省金属用量以及降低动力消耗等 。
在设计, 操作和改进中只能从 K,Δ tm,S三方面考虑 。
1.
方法：
?提高单位体积内的传热面积，采用小管径、板状
换热表面，改变传热面形状等；
?增大对流传热系数小的一侧的面积，如肋片管、
波纹管、翅片管等，使换热器传热系数提高以及增
加单位体积的传热面积，能收到高效紧凑的效果。
2010年 5月 20日 55/120
2.提高传热推动力 Δtm
方法：
?平均温度差 Δtm的大小主要取决于两流体的温度条
件，常受到工艺条件的限制。但加热剂或冷却剂温
度由于选择的不同，可以有很大的差别，如适当提
高加热蒸汽压强，降低冷却水进口温度，确定适宜
的出口温度等都可提高 Δtm。
?当两流体无相变化时，尽可能从结构上采用逆流
或接近逆流的操作，可提高 Δtm。
2010年 5月 20日 56/120
3.增大传热系数 K
影响 K大小的因素主要是对流传热热阻, 污垢热阻和管壁热阻, 其中
各项热阻所占比重不同, 应从热阻较大者方面考虑 。 一般金属壁面较薄
且导热系数很大, 故管壁热阻较小, 可不作为考虑对象 。
方法：
?
通过增大流速冲刷管壁防止污垢沉积, 或采用阻垢剂
等化学和机械方法来抑制污垢的生成速度, 并注意及时
清除等措施 。
?
特别是 h小的一侧的对流传热系数, 主要途径是增加
湍动程度, 减小层流底层的厚度, 具体 措施
?提高流速, 增大雷诺数 。 如增加列管式换热器中
的管程数和在管外加装挡板；
2010年 5月 20日 57/120
?(2)增加流动的扰动, 减薄层流底层 。 如采用
螺旋流动, 在异形管内流动或在管内设置添加
物, 采用波纹状或粗糙面等, 使流动方向和大
小不断改变等,
?(3)利用传热进口段换热较强的特征, 采用短
管换热器, 利用机械或电的方法使传热面或流
体产生振动, 采用射流方法造成喷射传热面等 。
总之强化传热的方式很多，但同时又带来一定的弊病，如
使设备复杂、流动阻力增大、操作调节困难等问题。因此要
权衡利弊，综合考虑，在强化传热的同时，又要兼顾设备结
构、制造费用、动力消耗和检修操作等方面，做到技术上可
2010年 5月 20日 58/120
6.4 列管式换热器的设计和选用
换热器的设计指在传热计算的基础上, 确定换热器的有关
尺寸 。 换热器的选用是根据生产上传热任务的要求, 选择合
适的换热器 。 两者所需考虑的一些问题和计算步骤基本是一
致的, 无论设计还是选用, 都以换热器系列标准作为参考,
因而需要考虑到多方面的因素, 进行一系列的选择和适当的
调整, 因此实际为一试算过程 。
6.4.1
1
在列管换热器中, 哪种流体在什么条件下走管程 (或壳程 )，
(1)不洁净和易结垢的流体宜走管程,
(2)腐蚀性流体宜走管程, 以免管束和壳体同时受腐蚀, 且
清洗, 检修方便；
2010年 5月 20日 59/120
(3)压强高的流体宜走管程,
(4)有毒流体宜走管程,
(5)被冷却的流体宜走壳程, 便于散热,
(6)饱和蒸汽宜走壳程, 便于排出冷凝液和不凝气, 且蒸汽
(7)流量小或粘度大的流体宜走壳程, 因折流档板的作用可
使在低雷诺数 (Re＞ 100)下即可达到湍流, 但也可在管内采
(8)若两流体温差较大, 宜使 α大的流体走壳程, 使管壁和
壳壁温差减小 。
在具体选择时, 上述原则经常不能同时兼顾, 会互相矛盾,
这时要根据实际情况, 抓住主要问题, 作为选择的依据 。
2010年 5月 20日 60/120
2
流速的大小不仅直接影响对流传热系数，而且影响污垢热
阻，从而影响总传热系数，但同时又和流动阻力有关。应通
过经济权衡选择适宜的流速，但相当复杂，表 4-14至表 4-16
列出常用的流速范围，可供参考。充分利用系统动力设备允
许的压强降来提高流速是换热器设计和选用的一个重要原则，
但应全面考虑，照顾到结构上的要求，但所选的流速，不应
使流体在滞流状态下流动。
2010年 5月 20日 61/120
3
在换热器设计中加热剂或冷却剂出口温度需由设计者确定。
如冷却水进口温度需依当地条件而定，但出口温度需通过经
济权衡作出选择。在缺水地区可使出口温度高些，这样操作
费用低，但使传热平均温差下降，需传热面积增加使得投资
费用提高，反之亦然。根据经验一般应使 Δt m大于 10℃ 为
宜，此外若工业用水作为冷却剂出口温度不宜过高，因工业
用水中所含的盐类 (主要 CaCO3,MgCO3,CaSO4,MgSO4等 )的
溶解度随温度升高而减小，若出口温度过高，盐类析出，形
成垢层使传热过程恶化，因此一般出口温度不超过 45℃ 。所
以应根据水源条件，水质情况等加以综合考虑后确定。水源
严重缺乏地区可采用空气作为冷却剂，但使传热系数下降。
对于加热剂可按同样原则选择出口温度。
2010年 5月 20日 62/120
4.换热管规格和排列方法
传热管径越小, 换热器单位体积的传热面积就越大 。 对洁
净的流体可取小管径, 而对不洁净或易结垢的流体管径应大
些 。 目前 我国列 管式换 热器标 准中采 用 Φ19× 2mm、
Φ25× 2mm,Φ25× 2.5mm等规格 。
材的合理使用和清洗方便, 因我国生产的钢管长度多为 6m，
故系列标准中的管长有 1.5,2,3或 6m四种, 其中以 3m和 6m
最为普遍 。 此外管长 L和壳体直径 D的比例应适当, 一般以
L/D＝ 4～ 6为宜 。
管板上管子的排列方法常用的为等边三角形, 正方形直列
和正方形错列三种, 见图 4-40。 等边三角形排列比较紧凑,
管板利用率高, 管外流体湍动程度高, 对流传热系数大, 但
管外清洗较困难；正方形直列管外清洗方便, 但对流传热系
数较小, 适用于易结垢的流体；正方形错列则介于两者之间 。
管子在管板上排列的间距 t和管子与管板的连接方法有关 。
通常焊接法取 t=1.25do； 而胀管法取 t=(1.3～ 1.5)do,且
t≥(do+6)mm。
2010年 5月 20日 63/120
5.折流挡板
换热器安装折流挡板是为了提高壳程对流传热系数, 为了
获得良好的效果, 折流挡板的尺寸和间距必须适当 。 对常用
的圆缺形挡板, 弓形切口过大或过小, 都会产生流动, 死
区,, 均不利于传热, 见 P431图 6-30。 一般弓形缺口高度与
壳体内径之比为 0.15～ 0.45,常采用 0.20和 0.25两种 。
挡板的间距过大, 就不能保证流体垂直流过管束, 使流速
减小, 管外对流传热系数下降；间距过小不便于检修, 流动
阻力也大 。 一般取挡板间距为壳体内径的 0.2～ 1.0倍, 我国
系列标准中采用的挡板间距为：固定管板式有 150,300和
600mm三种；浮头式有 150,200,300,480和 600mm五种 。
2010年 5月 20日 64/120
6
为了提高流速增大对流传热系数, 可采用多管程 。 但程数
增加将导致流动阻力加大, 平均温度差下降, 管板利用率差,
设计时应综合考虑 。 列管式换热器的系列标准中管程数有 1，
2,4和 6四种, 采用多管程时, 应使各程管数大致相同 。
当列管换热器的温差校正系数 Δt<0.8时，可采用多壳程。
如在壳内安装一块与管束平行的隔板，流体在壳内流经两次
称为两壳程。但因在壳体内安装隔板比较困难，一般是将壳
体分成多个，将所需管数分装在直径相等而较小的壳体中，
然后将这些换热器串联使用。
2010年 5月 20日 65/120
7
换热器壳体内径应等于或稍大于管板直径, 通常是根据管径, 管数和
管子的排列方法, 用作图法确定 。 当管数较多又要反复计算时, 可参考
系列标准或通过估算初选外壳直径, 待设计完成后再用作图法画出管子
的排列图 。 为使管子均匀排列, 防止流体走, 短路,, 可以适当增减一
定数目的管子或安排一些拉杆 。
初步设计中,
D=t(nc-1)+2b′
式中,D —— 壳体内径, m
t —— 管中心距, m
b′ —— 管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离, m,一般取
b′=(1～ 1.5)do
nc —— 位于管束中心线上管数,
管子按等边三角形排列时, nc=1.1n0.5
管子按正方形排列时, nc=1.19n0.5
式中,n —— 换热器的总管数 。
根据计算得到的壳径应圆整到国家规定的标准。
2010年 5月 20日 66/120
8
(1)管程压强降 管程产生的阻力可按一般摩擦阻力公式计
算, 对于多程换热器, 管程压强降 ΣΔpi为各程直管压强降
Δp1和局部阻力产生压强降 Δp2之和,
ΣΔpi=(Δp1+Δp2)FtNpNs
式中,Ft —— 结垢校正系数, 无量纲, 对 Φ25× 2.5mm管
取为 1.4,对于 Φ19× 2mm管取为 1.5
Np ——
Ns —— 串联的壳程数 。
其中：
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2010年 5月 20日 67/120
(2)壳程压强降
通用的方法是将壳程压强 ΣΔpo看作是由流体横向通过管束的压强降 Δp1′
和通过折流挡板缺口处的压强降 Δp2′两部分之和,
ΣΔpo=(Δp1′+Δp2′)FsNs
其中,Δp1′=Ffonc(NB+1)ρuo2/2
Δp2′=NB(3.5-2Z/D)ρuo2/2
式中,Fs— 壳程结垢校正系数, 对液体可取 1.15,对蒸汽或气体取 1.0；
F —— 管子排列方式对压强降的校正系数, 正三角形排列 F=0.5,正方形
直列 F=0.3,正方形错列 F=0.4
fo — 壳程流体摩擦系数, 当 Reo>500时, fo=5.0Reo-0.228,Reo=douoρ/μ；
nc ——
NB ——
Z —— 折流挡板间距, m
uo —— 按壳程最大流动截面积 Ao=Z(D-ncdo)计算的流速, m/s。
一般讲, 液体流经换热器的压强降为 10～ 100kPa,气体为 1～ 10kPa。 设
计时换热器的工艺尺寸应在压强降与传热面积之间予以权衡, 达到既满足
工艺要求, 又经济合理
2010年 5月 20日 68/120
6.4.2 列管换热器的选用和设计计算基本步骤：
1, 初选换热器型号
(1)根据传热要求, 计算传热量 。
(2)确定流体在换热器两端的温度, 计算定性温度并确定流
体物性 。
(3)计算传热温度差, 根据温差校正系数 Δt≥0.8的原则, 决
定壳程数 。
(4)选择两流体流动通道, 根据两流体温差, 选择换热器型
式 。
(5)依据总传热系数的经验范围, 初选总传热系数 K值 。
(6)由总传热速率方程计算传热面积，由 S确定换热器具体
型号 (若为设计时应确定换热器基本尺寸 )。
2010年 5月 20日 69/120
2
根据选定型号的换热器, 分别计算管程, 壳程压强降, 看
其是否符合要求 。 若不符合要求时, 再调整管程数或折流挡
板间距, 或重选其它型号换热器, 并计算压强降, 直到满足
要求为止 。
3
按照对流传热系数关联式，计算管内、外对流传热系数，
选定污垢热阻，核算总传热系数值。根据该计算 K值校核实
际需传热面积，若选用换热器提供的传热面积比所需传热面
积大 10～ 20%时，所选换热器合适。否则需另选 K值，重复
以上步骤，直至符合为止。
2010年 5月 20日 70/120
本章总结
一、几组概念
1.热传导、热对流、热辐射
2.对流传热、辐射传热
3.温度场、等温面、温度梯度
4.稳态传热与非稳态传热
5.传热速率与热通量
6.黑体、镜体、透热体、灰体
7.辐射能力与单色辐射能力
2010年 5月 20日 71/120
本章总结 (续 )
二、五个定律
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克希霍夫定律：
：斯蒂芬－波尔兹曼定律
普朗克定律：
牛顿冷却定律：
傅里叶定律
2010年 5月 20日 72/120
本章总结 (续 )
三、热传导
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圆筒壁：
平壁：
2010年 5月 20日 73/120
本章总结 (续 )
四、对流传热
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，，传热过程的强化：
总传热系数：
热量衡算：
变温传热：
恒温传热：
微分方程：
总传热速率方程
局部对流传热
2010年 5月 20日 74/120
本章总结 (续 )
五、辐射传热
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对流－辐射联合传热：
两固体间辐射传热：
2010年 5月 20日 75/120
本章要求
掌握：
?傅里叶定律
?单层与多层平壁的定态热传导的计算
?单层与多层圆筒壁的定态热传导的计算
?牛顿冷却定律
?低粘度流体在圆形直管内作强制湍流的准数关联式
?辐射传热的基本概念和定律
?两固体间的辐射传热
?设备热损失的计算
?总传热速率方程式
?总传热系数、平均温度差、传热面积的计算
?传热过程的强化途径
2010年 5月 20日 76/120
本章要求
了解：
?温度场的 概念
?导热系数的基本概念
?对流传热系数及其影响因素
?对流传热系数关联式
?传热单元数法计算
?换热器的类型、结构
?列管换热器的选用与设计计算
2010年 5月 20日 77/120
THE END
Thanks
第六章 换热器
换热器：实现热量交换的设备。
换热器是工艺过程必不可少的单元设
备，广泛用于石油、化工、轻工、制药、
食品、机械、冶金、动力等工程领域中。
6.1 换热器的分类与结构形式
6.1.1 换热器的分类
6.1.1.1 按作用原理分
1.直接接触式换热器 (混和式换热器 )
冷、热流体直接接触，相互混和传递
热量。特点是结构简单，传热效率高。
适于冷、热流体允许混和的场合 。
如凉水塔、洗涤塔、文氏管及喷射冷
凝器等。
热流体
冷流体
2010年 5月 20日 2/120
2.蓄热式换热器 (回流式换热器、蓄热器 )
借助于热容量较大的固体蓄热体，
将热量由热流体传给冷流体。当蓄
热体与热流体接触时，从热流体处
接受热量，蓄热体温度升高，然后
与冷流体接触，将热量传递给冷流
体，蓄热体温度下降，从而达到换
热的目的。特点是结构简单，可耐
高温，体积庞大，不能完全避免两
种流体的混和。
适于高温气体热量的回收或冷却 。
如回转式空气预热器。 热流体
热流体
冷流体
冷流体
2010年 5月 20日 3/120
3.间壁式换热器 (表面式换热器、间接式换热器 )
冷、热流体被固体壁面隔开，互不接触，热量由热流体通过壁
面传递给冷流体。形式多样，应用广泛。本章介绍此类换热器。
适于冷、热流体不允许混和的场合。
如各种管壳式、板式结构的换热器。
6.1.1.2 按用途分
1.加热器：用于把流体加热到所需温度，被加热流体在加热过程
中不发生相变。
2.预热器：用于流体的预热，以提高整套工艺装置的效率。
3.过热器：用于加热饱和蒸汽，使其达到过热状态。
4.蒸发器：用于加热液体，使其蒸发汽化。
5.再沸器：用于加热已被冷凝的液体，使其再受热汽化。为蒸馏
过程专用设备。
6.冷却器：用于冷却流体，使其达到所需温度。
7.冷凝器：用于冷却凝结性饱和蒸汽，使其放出潜热而凝结液化。
2010年 5月 20日 4/120
6.1.1.3 按传热面形状和结构分
1.管式换热器
通过管子壁面进行传热的换热器。按传热管的结构形式
可分为管壳式换热器、蛇管式换热器、套管式换热器、翅
片式换热器等。应用最广。
2.板式换热器
通过板面进行传热的换热器。按传热板的结构形式可分
为平板式、螺旋板式、板翅式、热板式换热器等。
3.特殊形式换热器
根据工艺特殊要求而设计的具有特殊结构的换热器。如
回转式、热管、同流式换热器等。
2010年 5月 20日 5/120
6.1.1.4 按所用材料分
1.金属材料换热器
由金属材料加工制成的换热器。常用的材料有碳钢、合
金钢、铜及铜合金、铝及铝合金、钛及钛合金等。因金属
材料导热系数大，故此类换热器的传热效率高。
2.非金属材料换热器
有非金属材料制成的换热器。常用的材料有石墨、玻璃、
塑料、陶瓷等。因非金属材料导热系数较小，故此类换热
器的传热效率较低。常用于具有腐蚀性的物系。
2010年 5月 20日 6/120
6.1.2 换热器的结构形式
6.1.2.1 管式换热器的结构形式
6.1.2.1.1 列管式换热器 (管壳式换热器 )
它结构紧凑, 单位体积所具有的传热面积较大 (40～
150m2/m3),传热效果好, 适应性强, 操作弹性大, 尤其
适用于高温, 高压和大型装置中, 是管式换热器中应用
最普遍的换热器 。
在列管式换热器中，由于管内外流体温度不同，使管
束和壳体的受热程度不同，导致它们的热膨胀程度出现
差别。若两流体温差较大，就可能由于热应力而引起设
备的变形，管子弯曲甚至破裂，严重时从管板上脱落。
因此当两流体的温度差超过 50℃ 时，就应从结构上考虑
热膨胀的影响，采取相应的热补偿措施。根据热补偿方
法的不同，列管式换热器分为三种形式：
2010年 5月 20日 7/120
1.固定管板式换热器
1.挡板
2.补偿圈
3.放气嘴
它是将两端管板和壳体连接在一起，因而具有结构简单，造价
低廉的优点，但由于壳程清洗和检修困难，管外物料应清洁、不
易结垢 。对温差稍大时可在壳体的适当部位焊上补偿圈 (或称膨
胀节 )，通过补偿圈发生弹性变形 (拉伸或压缩 )来适应外壳和管束
不同的膨胀程度，如图示。这种补偿方法简单但有限，只适用于
两流体温差小于 70℃,壳程流体压强小于 0.6MPa的场合。
2010年 5月 20日 8/120
2.浮头式换热器
它是将一端管板与壳体相连，而另一端管板不与壳体固定连接，可
以沿轴向自由浮动，如图示。这种结构不但可完全消除热应力，而且在
清洗和检修时整个管束可以从壳体中抽出。因而尽管其结构复杂，造价
高，但应用较为普遍。
1.管程隔板
2.壳程隔板
3.浮头
2010年 5月 20日 9/120
3.U型管式换热器
它是将每根管子都弯成 U型状，两端固定在同一管板的两
侧，管板用隔板分成两室，如图示。这种结构使得每根管
子可以自由伸缩，与其它管子和壳体无关，从而解决了热
补偿问题。这种换热器结构简单，可用于高温高压，但管
程不易清洗，而且因管子需要一定的弯曲半径，故管板的
利用率低。
1.U形管
2.壳程隔板
3.管程隔板
2010年 5月 20日 10/120
6.1.2.1.2 蛇管式换热器
1.
蛇管多 以金属管弯绕而成, 或制成适应
各种容器需要的形状, 沉浸在容器中 。
两种流体分别在管内外流动通过蛇管表
面进行换热, 如图所示 。 其 优点 是结构
简单, 制造方便, 能承受高压, 可用耐
腐蚀材料制造 。 缺点 是容器内液体湍动
程度低, 管外对流传热系数小, 传热效
果可通过增设搅拌提高, 此外传热面积
有限, 主要 用于 传热量不大的容器中 。
2010年 5月 20日 11/120
2.喷淋式蛇管换热器
如图示，将 蛇管成排地固定在支架上, 冷却水由最上
层管的喷淋装置中均匀淋下，沿管表面流过，与管内热
流体换热。 其 优点 是传热效果较沉浸式好，传热面积大
而且可以改变，检修和清洗方便。 缺点 是喷淋不易均匀。
主要 用于 管内流体的冷却，常设置在室外空气流通处，
2010年 5月 20日 12/120
6.1.2.1.3
将两种直径不同的直管
制成同心套管, 根据换热
要求将若干段套管连接组
合而成, 如图示 。
每段套管称为一程, 长约 4～ 6m,每程的内管依次与下一
程的内管用 U型弯头连接, 外管之间也由管子连通, 可同
时几排并列, 每排与总管相连 。 换热时一种流体走管内,
另一种流体走环隙, 而且两种流体可 始终保持逆流 换热,
Δtm大 。 适当选择两管的直径, 两流体可得到较高的流速,
故一般具有较高的传热系数 。 其 优点 是结构简单, 能耐高
压, 传热面积易于增减； 缺点 是设备结构不紧凑, 金属耗
用量大, 一般 用于 换热量不大的场合 。
2010年 5月 20日 13/120
6.1.2.1.4翅片管式换热器
它是在管的表面上加装一定形式的翅片,
有横向和纵向两类 。
常见的几种型式见 P398图 10。
翅片管换热器主要用于两种流体的对流
传热系数相差较大时，在 h小的一侧加装翅
片，从而增大传热面积，提高流体的湍动
程度，以提高对流传热系数。
2010年 5月 20日 14/120
6.1.2.2 板式换热器的结构形式
为了使换热器结构更
为紧凑, 提高单位体积
的传热面积, 增加传热
效果, 以及适应某些工
艺过程的需要等, 开发
了以板状作为传热面积
的换热器, 称为板式换
热器 。
1.平板式换热器
由一组长方形的金属薄板平行排列在一起, 采用夹紧装
置组装于支架上而构成, 见图 。 而相邻板间的边缘衬有垫
片 (橡胶或压缩石棉等 ),压紧后板内形成密封的液体通道 。
每块板的 4个角上有圆孔, 其中一对圆孔和板间相通, 而另
外一对圆孔通过加装垫片和板内相隔, 在相邻板上错开以
分别形成两流体通道, 从而使两流体交错地流过板片两侧
通过板片进行换热 。 板厚通常为 0.5～ 3mm,板面压制成波
纹状, 两板间距 4～ 6mm,材质一般为不锈钢 。
2010年 5月 20日 15/120
板式换热器的主要特点是：
(1)总传热系数高 。 因板面压制成波纹状, 流动湍动程度
大, 污垢热阻小, 在低雷诺数 (Re=200左右 )下即达到湍流,
而且板薄, 因而 K值可达到 1200～ 1500W/m 2·K。
(2)结构紧凑 。 由于板薄而且两板间距小, 因而单位体积
提供的传热面积大, 可达到 250～ 1000m 2/m 3,金属耗
用量少 。
(3)操作灵活性大 。 因具有可拆结构, 根据生产需要通过
调节板数增减传热面积, 检修和清洗方便 。
(4)两流体严格成逆流, Δtm大, 传热推动力大 。
主要缺点是允许的操作压强和温度低。因板薄压强高容
易变形，垫片压强高时容易渗漏，所以操作压强不超过
2MPa,因受垫片材料的耐热性限制，操作温度对橡胶垫不
超过 130℃,石棉垫不超过 250℃ 。此外流通截面积小，故
处理量小。自 20世纪 50年代以来，主要应用于轻工、食品
等行业。
2010年 5月 20日 16/120
2.螺旋板式换热器
它是由两张互相平行的薄金属板，
卷制成同心的螺旋形通道。在其中
央设置隔板将两通道隔开，两板间
焊有定距柱以维持通道间距，螺旋
板两侧焊有盖板和接管。两流体分
别在两通道内流动，通过螺旋板进
行换热，见图。
分为 I型,II型,III型和 G型等几
种形式，见 P400图 6-13
2010年 5月 20日 17/120
螺旋板换热器的特点是：
(1)总传热系数高 由于流体在螺旋形通道内受到惯性离心
力的作用和定距柱的干扰, 低雷诺数 (Re=1400～ 1800)下即
可达到湍流, 允许流速大 (液体为 2m/s,气体为 20m/s),故
传热系数大 。 如水对水换热过程 K=2000～ 3000W/m2·K。
(2)不易结垢和堵塞 由于流速较高且在螺旋形通道中流过,
有自行冲刷作用, 故流体中的悬浮物不易沉积下来 。
(3)能利用低温热源 由于流道长而且两流体可达到完全逆
流, 因而传热温差大, 能充分利用温度较低的热源 。
(4)结构紧凑 由于板薄 2～ 4mm,单位体积的传热面积可
达到 150～ 500m2/m3。
主要缺点是操作压强不能超过 2MPa,操作温度在 300～
400℃ 以下，另外因整个换热器焊为一体，一旦损坏检修困
难。螺旋板换热器直径在 1.5m之内，板宽 200～ 1200mm，
板厚 2～ 4mm,两板间距 5～ 25mm,可用普通钢板和不锈钢
制造，目前广泛用于化工、轻工、食品等行业。
2010年 5月 20日 18/120
3.
板翅式换热器的结构型式很多，
但是基本结构是由平行隔板和各
种型式的翅片构成的板束组装而
成，如图示。
在两块平行薄金属之间，夹入波纹状或其它形状的翅片，两
边以侧条密封，即组成为一个换热单元体。将各单元体进行
不同的叠积和适当的排列，并用钎焊固定，成为并流、逆流、
错流的板束 (或称蕊部 )。然后再将带有流体进出口接管的集流
箱焊在板束上，即成为板翅式换热器。常用的翅片为光直型、
锯齿型和多孔型三种型式。
板翅式换热器一般用铝合金制造，结构紧凑、轻巧，单位体
积传热面积可达到 2500～ 4000m2/m3,传热系数高，空气的对
流传热系数可达到 350W/m2·K, 承压可达 5MPa。 但容易堵塞，
清洗困难，不易检修，适用于清洁和无腐蚀性流体的换热。
现已在石油化工、气体分离等工业中得到应用。
2010年 5月 20日 19/120
6.2 换热器的传热计算
化工原理中所涉及的传热计算分两类：
? 设计计算：根据生产过程要求的传热量和其它工艺条件，确定换热
器的传热面积，进而设计或选用合适的换热器；
? 操作计算：对给定的换热器计算其在一定操作条件下的传热量、流
体的流量、温度或某项参数变化时对其传热能力的影响等。
两者计算的依据：热量衡算方程和传热速率方程。
6.2.1 总传热速率方程
6.2.1.1 总传热速率方程的微分形式
通过换热器中任一微元面积 dS的间壁两侧流体的传热速率方程，可
仿照对流传热速率方程写出，即：
dQ=K(T-t)dS=KΔtdS
式中,K－ 局部总传热系数,W/(m2.℃ )
T－ 换热器任一截面上热流体的平均温度,℃
t－ 换热器任一截面上冷流体的平均温度,℃
上式为总传热速率微分方程式，也是总传热系数的定义式
2010年 5月 20日 20/120
〖说明〗
1.K的物理意义
当 Δt=1℃ 时,K=dQ/dS
物理意义：冷热流体温度差为 1℃ 时，单位面积单位时间内导入 (或导
出 )的热量,J
或：总传热系数在数值上等于单位温度差下的总传热通量。
2.K的倒数的含义
总传热系数倒数 1/K代表间壁两侧流体传热的总热阻。
3.K须和所选择的传热面积相对应
所选传热面积不同,K的数值也不同：
dQ=Ki(T-t)dSi=Ko(T-t)dSo=Km(T-t)dSm
∵ dQ,(T-t)与选择的基准面积无关
o
m
o
m
m
o
o
i
o
i
o
i
i
o
d
d
dS
dS
K
K
d
d
dLd
dLd
dS
dS
K
K
??
?
?
?
???
2010年 5月 20日 21/120
6.2.1.2 传热量的计算－热量衡算方程
换热器的传热计算中，首先需计算换热器的传热量。
传热量 (热负荷 )：单位时间内通过换热器任一截面的热量。
通过热量衡算获得：假设换热器保温良好，热损失可以
忽略，则在单位时间换热器中热流体放出的热量等于冷流
体吸收的热量。
对换热器微元面积 dS,dQ=-WhdIh＝ WcdIc
对整个换热器,Q=Wh(Ih1-Ih2)=Wc(Ic2-Ic1)
2010年 5月 20日 22/120
1.无相变时的热负荷计算
若换热器中两流体无相变化，且流体的比热不随温度而
变或去平均比热时，焓可通过比热计算，则：
Qh=Wh(Ih1-Ih2)＝ WhCph(T1-T2)
Qc=Wc(Ic2-Ic1)＝ WcCpc(t2-t1)
Cph,热流体平均比热，根据 (T1+T2)/2查取
Cpc,冷流体平均比热，根据 (t1+t2)/2查取
2.有相变时的热负荷计算
换热器中热流体有相变化分两种情况：
1.冷凝液温度为饱和温度 (特定环境下，液体蒸发为气体
或气体冷凝为液体时的温度 )
热负荷 Q=Whr＝ WcCpc(t2-t1)
2.冷凝液温度低于饱和温度
热负荷 Q=Wh[r+Cph(Ts-T2)]＝ WcCpc(t2-t1) Ts,饱和温度
2010年 5月 20日 23/120
6.2.1.3 总传热系数
1.总传热系数 K的计算式
如前述，两流体通过管壁的
传热包括以下过程：
?热流体在流动过程中把热量
传递给管壁的对流传热
?通过管壁的热传导
?管壁与流动中的冷流体之间
的对流传热
以上过程用微分方程表示，
即：
管程
热流体
壳程
冷流体
T
TW
t
tW
b
owo
m
ww
iwi
dS)tt(hdQ
dS
b
)tT(k
dQ
dS)TT(hdQ
??
?
?
??
壳程冷流体：
管壁：
管程热流体：
2010年 5月 20日 24/120
整理以上三式，得各过程推动力并相加，即：
)1(
h
1
kd
db
dh
d
1
K
t d SKdQ
h
1
kd
db
dh
d
t
h
1
k d S
dSb
dSh
dS
t
dS
dQ
dSdQ
dSh
1
k d S
b
dSh
1
(dQt
tT)tt()tT()TT(
om
o
ii
o
o
oo
om
o
ii
o
om
o
ii
o
o
o
oomii
wwww
??
?
??
??
?
?
??
?
?
?????
???????
，得联立
，得：，两边同除解得
2010年 5月 20日 25/120
)3(
dh
d
k
b
dh
d
1
K
)2(
dh
d
kd
db
h
1
1
K
oo
m
ii
m
m
oo
i
m
i
i
i
??
?
??
?同理：
以上三式均为总传热系数的计算式。
)1(
h
1
kd
db
dh
d
1K
om
o
ii
o
o
??
?
2010年 5月 20日 26/120
总传热系数也可以表示为热阻的形式，即：
oo
m
ii
m
m
oo
i
m
i
ii
om
o
ii
o
o
dh
d
k
b
dh
d
K
1
dh
d
kd
db
h
1
K
1
h
1
kd
db
dh
d
K
1
???
???
???
〖说明〗 间壁两侧流体间传热的总热阻等于两侧流体的对
流传热的热阻及管壁热传导的热阻之和。
2010年 5月 20日 27/120
2.污垢热阻
换热器操作一段时间后，由于温度的关系或流体的不洁
净等，传热面上常有污垢积存。这些垢层虽然不厚，但由
于其导热系数小，导热热阻很大，对传热产生附加热阻，
称为污垢热阻。因此计算总传热系数时要考虑到污垢热阻
的影响，因垢层厚度及其导热系数难以确定，通常是根据
经验选用污垢热阻来作为计算依据。若管壁两侧污垢热阻
分别用 Rsi和 Rso表示时，总热阻为：
o
so
m
o
i
o
si
ii
o
o h
1R
kd
db
d
dR
dh
d
K
1 ?????
常见流体在壁面产生的污垢热阻大致数值范围见附表。
实际选用时还要考虑操作条件以及使用时间对其的影响，
在换热器使用过程中，为保证其应有的传热速率，应进
行定期清洗。
2010年 5月 20日 28/120
3.几点讨论
(1)传热计算时，总传热系数 K的来源有三个方面：
?选用生产实际的经验数据,在有关手册或传热的专业书
中，都列有某些情况下 K的经验值，可供初步设计时参考。
〖注意〗 应 选用与工艺条件相仿、传热设备类似而且较为
成熟的经验 K值作为设计的基础 。
?实验测定,对现有的换热器，通过实验测定有关的数据，
如流体的流量和温度等，再用传热速率方程计算 K值。 实验
测定可获得较为可靠的 K值。实测 k值的意义不仅可提供设
计换热器的依据，且可了解传热设备的性能，从而寻求提
高设备生产能量的途径。
?K值的计算,通过前述公式计算。但计算得到的 K值往往
与实际值相差很大，主要是由于 h关联式有一定误差及污垢
热阻不易估计准确等原因导致。 总之，在 采用计算得到的 K
值时应慎重，最好与前述两种方法对照，以确定合适的 K
值。
2010年 5月 20日 29/120
(2)在总传热速率方程式中，应注意 K和 S的对应关系
选择的 S不同,K的数值也不同。通常换热器的规格是用
管外表面积 So表示的，故基于 So的 Ko应用较多。各种手册中
所列的 K值，如无特殊说明，可视为 Ko。
(3)对平壁时或薄圆筒壁 (管径大而管壁又薄 ), di=do=dm，
则：
(4)欲提高 K值，必须设法减小起决定作用的热阻。
若薄圆筒壁，且污垢、管壁热阻 (k大 )不计时：
oi h
1
k
b
h
1
K
1 ???
ooi
oi
hKhhh 1h1K1 ????? 则若
可见，总热阻是由热阻大 (局部对流传热系数小 )的那一
侧的对流传热所控制
若提高 K值：
?两侧 h相差很大时，提高对流传热系数较小以侧的 h
?两侧 h相差不大时，同时提高两侧的 h
2010年 5月 20日 30/120
例 4-8 列管换热器由 φ25× 2.5mm钢管组成, 已知管内外侧的对流传热
系数分别为 50W/m2·℃ 和 1000W/m2·℃, 钢管导热系数为 45W/m·℃, 若不
计两侧污垢热阻, 试算 Ko以及将两侧对流传热系数加倍时 Ko的变化情况 。
解：
%96.1
37.38
37.3812.39
K
KK
)m/(W12.39
1 0 0 02
1
0 2 2 5.045
025.00 0 2 5.0
020.050
025.0
K
h)3(
%2.92
37.38
37.3874.73
K
KK
)m/(W74.73
1 0 0 0
1
0 2 2 5.045
025.00 0 2 5.0
020.0502
025.0
K
h)2(
)m/(W37.38
1 0 0 0
1
0 2 2 5.045
025.00 0 2 5.0
020.050
025.0
h
1
kd
db
dh
d
( 1 ) K
o
o
"
o
2
1
''
o
o
o
'
o
2
1
'
i
2
1
1
om
o
ii
o
o
o
o
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?
?
?
?
?
?
?
?
???
?
?
?
?
变化率
℃
增加一倍时将
变化率
℃
增加一倍时将
℃
α
变
化
对
K
影
响
示
例
2010年 5月 20日 31/120
6.2.2 传热计算方法
6.2.2.1 平均温度差法
dQ=KΔtdS是总传热速率的微分方程式，积分后才有实际
意义。积分结果将用平均温度差代替局部温度差。故需考
虑两流体在换热其的温度变化情况及流体的流动方向。
为积分上式，特作如下假定：
?传热为稳态操作过程，即 Q=C
?两流体的比热均为常量或取换热器进、出口下的平均值
?总传热系数不随换热器的管长而变化，即 K=C
?换热器的热损失可忽略
2010年 5月 20日 32/120
1.
指换热的两种流体沿传热面方向温度不发生变化, 其特
点是在任一处两流体温度恒定, 因而在整个壁面上温度差
亦为常数, 即,Δt=T-t
如水溶液的蒸发过程及精馏中的再沸器属于此。
积分总传热速率微分方程式：
tKSQ
t d SKdQ
S
0
Q
0
??
?? ??
得：
2010年 5月 20日 33/120
2.变温传热
若壁面两侧流体或其中一侧流体沿传热面方向温度发生变化时的传
热过程称为变温传热, 这时传热温差沿壁面亦发生变化, 因而需计算其
传热平均温度差 。 而且, 流动方向不同, 传热温度差亦不同, 应分别计
算 。
(1)
?
?
?
? 折流：其中一侧流体只沿一个方向流动, 而另一侧流体来回作折流
流动 。
1
2
1
2
并流 逆流 错流 折流
2010年 5月 20日 34/120
(2).并流和逆流时平均温度差的计算
现以逆流为例进行推导。
在换热器中取一微元体，其微元面积为 dS,传热速率为
dQ,热流体温度变化 dT,冷流体温度变化 dt。 据热量衡算
方程式：
吸收热量,dQ=WcCpcdt
放出热量,dQ=-WhCphdT 整理：
常量
常量
常量
??????
?
?
?
?
???
??
pccphh
phh
pcc
CW
1
CW
1
dQ
dt
dQ
dT
dQ
)tT(d
dQ
)t(d
CW
1
dQ
dT
CW
1
dQ
dt
上三式说明以 t,T,Δt～ Q作图均为直线
2010年 5月 20日 35/120
用 Δt～ Q直线的两端点表示其斜率：
Q0
T1
T2
t1 t2
Δt1 Δt2
得：
整理并积分：
代入上式，得：将
??
???
?
?
?
???
?
?
?
??
???
?
?
?
?
S
0
12
t
t
12
12
dS
Q
)tt(K
t
)t(d
Q
tt
t d SK
)t(d
t d SKdQ
Q
tt
dQ
)t(d
2
1 m
2
1
21 tKS
t
tln
ttKSQ ??
?
?
????
此为适用于整个换热器的总传热速率方程式。是传热计算
的基本方程式。
Δtm称为对数平均温度差，为换热器两端流体温度差的对数
平均值。
2010年 5月 20日 36/120
〖说明〗
(1)此式也同样适用于并流, 只不过其中 Δt1=T1-t1,Δt2=T2-
t2；
(2)若冷热两流体进, 出口温度相同时, Δtm,逆 >Δtm,并 ；
(3)若换热过程一侧流体恒温时, Δtm,逆 =Δtm,并
(4)若 1/2<Δt1/Δt2<2时，可用算术平均温度差来代替对数平
均温度差，其误差 <4%。即,
2
tt
t
tKSQ
21
m
m
???
??
??
2010年 5月 20日 37/120
传热平均温度差计算示例
例 4-9 在列管式换热器中, 热流体在管外由 300℃ 被冷却到 200℃, 冷
流体在管内从 120℃ 被加热到 180℃, 计算并逆流时的传热平均温差 。
逆流时
300℃ －－－－ → 200℃ 300℃ －－－－ → 200℃
120℃ －－－－ → 180℃ 180℃ －－－－ → 120℃
Δt1=180℃, Δt2=20℃ Δt1=120℃, Δt2=80℃
℃℃ 逆并 7.98
80
1 2 0ln
80021t8.72
20
1 8 0ln
201 8 0t
,m,m ?
???????
其算术平均值为 100℃, 并流时由于 Δt1/Δt2=9,相差 37%；
而逆流时由于 Δt1/Δt2=4/3,相差 1.3%。 由计算结果可知：
Δtm,逆 >Δtm,并 。
2010年 5月 20日 38/120
?由于 Δtm,逆 >Δtm,并, 因而两流体的进出口温度确定时,
若 K值也相同, 则根据传热速率方程 Q=KSΔtm可推出, 传递
相同热量时逆流所需要的传热面积较并流时要小 。
?逆流的另一个优点是 可以节省冷却剂或加热剂的用量 。
因并流时 t2总是小于 T2,而逆流时 t2却可以大于 T2,所以逆
流冷却时冷却剂的温升 (t2-t1)比并流时大, 对传递相同的热
量, 就可节省冷却剂用量 。 同理逆流加热时, 加热剂温度
降低 (T1-T2)比并流时大, 因而传热量相同时, 可降低加热剂
消耗量 。 故生产中多采用逆流 。
?在某些生产过程有特殊要求,如冷流体被加热温度或热
流体被冷却温度不得超过某一规定值时,并流较易控制；
当加热粘度大的液体时，并流可使其迅速升温流动性好 等，
这时宜采用并流操作。
T1
t1
T2
t2
T1 T2
t1t2
2010年 5月 20日 39/120
3 Δtm的计算
对于折流或错流, 常采用安德伍德 (Underwood)和鲍曼
(Bowman)提出的图算法 。 其方法是先按逆流计算 Δtm,逆,
再乘以考虑流动型式的温差校正系数 φΔt,即：
Δtm= φΔtΔtm,逆
温差校正系数 φΔt与两流体温度变化有关, 分别表示为两
参数 P和 R的函数,
φΔt=f(P,R)
冷流体温升
热流体温降
两流体最初温度差
冷流体温升
?
?
?
?
?
?
?
?
12
21
11
12
tt
TT
R
tT
tt
P
φΔt值可根据 P和 R两参
数从图 4-19中查得。
(a)(b)(c)(d)分别适用于
壳程为 1,2,3,4程，
每个壳程内管程可以是
2,4,6或 8程；
对于 1-2型 (单壳程，双管程 )换热器,φΔt 还可用下式计算，即：
?
?
?
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?
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?
????
????
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???
? 1RR1)P/2(
1RR1)P/2(ln/)
PR1
P1l n (
1R
1R
2
22
t
2010年 5月 20日 40/120
对流传热计算示例
例 4-10 列管换热器由 φ25× 2.5mm钢管组成，空气在管内
由 20℃ 被加热到 55℃,对流传热系数为 100W/m2·℃, 水在
管外从 100℃ 冷却到 70℃,对流传热系数为 2000W/m2·℃,
两流体逆流换热，并达到了湍流，计算当空气流量增加 50%
时水和空气的出口温度 (设物性维持不变 )。
8.0
8.0
i
'
i
2
1
o
1
'
2
1
'
2
12
1
'
221'
21
'
m
'
o
mo
1
'
2
12
'
21
21
'
mo
'
o1
'
2pcc
'
21phh
moo12pcc21phh
5.1
u
'u
)m/(W56.76
2 0 0 0
1
5.2245
250 0 2 5.0
201 0 0
25
K
( 1 ))t-(t2 8 6.1
20-55
)t-(t5.1)701 0 0(
t-t
)t-(t5.1)T-(T
T-T
tK
tK
)t-(t5.1
t-t
T-T
T-T
tSK)t-(tCW5.1)T-(TCWQ'
tSK)t-(tCW)T-(TCWQ
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℃
流量增加后
解：流量增加前
2010年 5月 20日 41/120
)2()tT(2 1 1.1tT1 9 1.0
tT
tT
ln
tT
tT
ln
)tt(2 8 6.0
18.1 0 4
5.4756.76
)t-(t5.1
20-55
tK
tK
)t-(t5.1
t-t
tT
tT
ln
)tt(2 8 6.0
tT
tT
ln
)tt()TT(
tT
tT
ln
)tT()tT(
t
5.47
2070
551 0 0
ln
)2070()551 0 0(
tT
tT
ln
)tT()tT(
t
)m/(W18.1 0 4
2 0 0 0
1
5.2245
250 0 2 5.0
201 0 01, 5
25
K
1
'
2
'
21
1
'
2
'
21
1
'
2
'
21
1
'
2
1
'
2
'
m
'
o
mo
1
'
2
12
1
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2
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21
1
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2
1
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2
'
21
1
'
2
'
21
1
'
2
'
21
1
'
2
'
21'
m
12
21
1221
m
2
1
0.8
'
o
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即：＝
即：
℃
℃
?
2010年 5月 20日 42/120
℃
℃℃，解得：
即：式
即：式
联立
23.45
2004.61
23.451 0 0
ln
)2004.61()23.451 0 0(
tT
tT
ln
)tT()tT(
t
23.45t04.61T
)20T(2 1 1.1t1 0 0)tT(2 1 1.1tT( 2 )
2 0 )-(t2 8 6.1T-1 0 0)t-(t2 8 6.1T-T)1(
1
'
2
'
21
1
'
2
'
21'
m
'
2
'
2
'
2
'
21
'
2
'
21
'
2
'
21
'
2
'
21
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2010年 5月 20日 43/120
例 4-11 某气体冷却器传热面积 20m2,用其将流量为
1.4kg/s的气体从 80℃ 冷却到 45℃,冷却水初温为 25℃,与
气体并流流动。换热器总传热系数为 230W/(m2·℃ ),气体平
均比热为 1.0kJ/(kg·℃ ),求冷却水用量和出口水温。
对流传热计算示例
s/kg5 9 6.0
)2568.44(1018.4
)4580(100.14.1
W
)t-(tCW)T-(TCWQ
68.44t
t45
2580
ln
)t45()2580(
202 3 0)4580(100.14.1
tKS)T-(TCWQ
3
3
c
12pcc21phh
2
2
23
m21phh
?
???
????
??
??
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?
???
???????
???
?
?
又
℃试差得：
即：解：
2010年 5月 20日 44/120
6.2.2.2 传热单元数法
由上例知, 当给定两流体流量, 进口温度以及传热面积, 传热系数
时, 要计算两流体出口温度时往往需
要试差法。对这类操作型计算，若采用传热效率及传热单元数法则
可方便地计算而避免试差。
1.传热效率 ε
定义：
若换热器中流体无相变，热损失忽略，则实际传热量：
Q=WhCph(T1-T2)＝ WcCpc(t2-t1)
换热器中可能达到的最大温度差为 (T1-t1)。 据能量衡算，
冷流体吸收的热量等于热流体放出的热量，故两流体中
(WCp)值较小的流体具有较大的温度差，则最大可能的传热
量：
Qmax= (WCp)min (T1-t1)
m a xQ
Q???
最大可能的传热量
实际的传热量
2010年 5月 20日 45/120
其中称为流体的热容量流率 C；
下标 min表示两流体中热容量流率较小者，将此流体称为
最小值流体。
11
12
11pcc
12pcc
c
11
21
11phh
21phh
h
tT
tt
)tT(CW
)tt(CW
tT
TT
)tT(CW
)TT(CW
?
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??
冷流体为最小值流体：
热流体为最小值流体：
2.传热单元数 NTU
对换热器微元段进行热量衡算和传热速率计算：
dQ=-WhCphdT＝ WcCpcdt=K(T-t)dS
phh
2
T
T
h
pcc
S
0
pcc
t
t
c
c
pcc
CW
KS
tT
dT
( N T U )
CW
KS
CW
K d S
tT
dt
( N T U )
( N T U )
CW
K d S
tT
dt
1
2
1
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数同理：热流体传热单元
，即：流体的传热单元数上式的积分称为基于冷
对冷流体：
2010年 5月 20日 46/120
3.ε与 NTU的关系
以并流为例。
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phh
pcc
pccpccphh11
22
12pcc
21phh
1221
11
22
22
11
2211
m
CW
CW
1
CW
KS
e x p
CW
1
CW
1
KSe x p
tT
tT
)tt(CWQ
)TT(CWQ
Q
tt
Q
TT
KSe x p
tT
tT
tT
tT
ln
)tT()tT(
KStKSQ
2010年 5月 20日 47/120
?
?
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???
? ???
?
?
phh
pcc
pcc11
22
CW
CW1
CW
KSe x p
tT
tT
式中，得：式代入将
又
）（
，
，
，则：若冷流体为最小值流体
)1()2(
)2(
C
C
11
C
C
1
tT
tt
1
tT
)tt()tt(
C
C
)tT(
tT
t)tt(
C
C
T
tT
tT
)tt(
C
C
TT)tt(CW)TT(CW
1
C
C
1N T U )(ex p
tT
tT
C
KS
N T U )(CWC
C
KS
N T U )(CWC
m a x
m i n
m a x
m i n
11
12
11
1212
m a x
m i n
11
11
212
m a x
m i n
1
11
22
12
m a x
m i n
1212pcc21phh
m a x
m i n
m i n
11
22
m a x
m a xphhm a x
m i n
m i npccm i n
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2010年 5月 20日 48/120
m a x
m a x
phhm a x
m i n
m i n
pccm i n
m a x
m i n
m a x
m i n
m i n
m a x
m i n
m i n
m a x
m i n
C
KS
N T U )(
CWC
C
KS
N T U )(
CWC
N T U
C
C
1
C
C
1N T U )(ex p1
C
C
1N T U )(ex p
C
C
11
?
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其中：
关系～为最小值流体时此为并流流动、冷流体
2010年 5月 20日 49/120
〖说明〗
1.传热单元数 NTU是温度的无量纲函数，反映传热推动力
和传热所要求的温度变化。
2.前式同样适用于热流体为最小值流体，此时 Cmin=WhCph，
Cmax=WcCpc,(NTU)min=KS/Cmin
3.逆流时：
m i n
m i npccm a xphhm i n
m i n
m i nphhm a xpccm i n
m a x
m i n
m i n
m a x
m i n
m a x
m i n
m i n
C
KS
N T U )(,CWC,CWC
C
KS
N T U )(,CWC,CWC
C
C
1N T U )(e x p
C
C
1
C
C
1N T U )(e x p1
???
???
?
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???
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?
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?
?
?
???
??
热流体为最小值流体：
冷流体为最小值流体：
2010年 5月 20日 50/120
4.若两流体之一有相变，即 Δt或 ΔT＝ 0,Cmax=∞,则：
ε=1-exp[-(NTU)min]
5.若 Cmin=Cmax,则：
〖说明〗 (续 )：
? ?
N T U1
N T U
2
N T U )(2ex p1 m i n
＋
逆流：
并流：
??
??
??
6.已知冷热流体进口温度，求解出口温度。步骤：
?判别最小值流体。 Cmin=min(WhCph,WcCpc)
?计算 (NTU)min,(NTU)min＝ KS/ Cmin
?据并流或逆流选择公式计算传热效率 ε
?
?据热量衡算方程计算另一出口温度 t2或 T2
?
?
?
?
?
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?
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??
?
?
?
??
2
2
pccm i n
11
12
phhm i n
11
21
t
T
)CWC(
tT
tt
)CWC(
tT
TT
反算
时当或
时当由
2010年 5月 20日 51/120
传热单元数法示例
例 4-12 在一传热面积为 15.8m2的逆流套管换热器中，用油加热冷水。
油的流量为 2.85kg/s,进口温度为 110℃ ；水的流量为 0.667kg/s,进口温
度为 35℃ 。油和水的平均比热分别为 1.9kJ/(kg·℃ )及 4.187 9kJ/(kg·℃ ) 。
换热器的总传热系数为 320W/(m2·℃ )。 求水的出口温度。
解,WhCph=2.85× 1900=5415W/℃
WcCpc=0.667× 4180=2788W/℃
故冷流体水为最小值流体，则,Cmin/Cmax=2788/5415=0.515
(NTU)min=KS/Cmin=320× 15.8/2788=1.8
℃
解得水的出口温度为：
5.9035)351 1 0(74.0t)tT(t
74.0
tT
tt
74.0
)]5 1 5.01(8.1e x p [5 1 5.01
)]5 1 5.01(8.1e x p [1
C
C
1N T U )(e x p
C
C
1
C
C
1N T U )(e x p1
1112
11
12
m a x
m i n
m i n
m a x
m i n
m a x
m i n
m i n
????????
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?
???
??
?
2010年 5月 20日 52/120
5.1.3 工业换热方式
化工生产中常见的传热大多是冷, 热两种流体
之间进行热量交换, 按照实现热量交换的方式分
5.1.3.1.
当工业过程可以允许两种流体混合时，可使冷、
热两种流体直接进行接触，在混合过程中进行的
热交换称为直接混合式换热。这种换热方式方便
有效，其设备结构也简单，常用于气体、液体的
冷却和蒸汽的冷凝等。
2010年 5月 20日 53/120
5.1.3.2.
当要求两种流体不能完全混合时, 可使冷, 热两种流体
交替地通过充填耐火砖等填料的蓄热室, 利用填料将热量
储存起来由热流体传给冷流体, 这种方式设备简单, 耐高
温, 缺点是体积大, 且两流体难免存在混合, 通常用于高
温气体换热 。
5.1.3.3.
指参与换热的两种流体通过一固体壁面进行换热，这时
两流体分别在壁面两侧流动，热流体将热量传给固体壁面，
再由壁面传给冷流体，避免了两流体的混合，为化工中最
常用的换热方式。
2010年 5月 20日 54/120
6.3 换热器传热过程的强化
6.3.1 传热过程的强化途径
所谓传热过程的强化, 是指从分析影响传热的各种因素出
发, 采取某些技术措施提高换热器单位体积的传热面积, 使
设备趋于高效, 紧凑, 节省金属用量以及降低动力消耗等 。
在设计, 操作和改进中只能从 K,Δ tm,S三方面考虑 。
1.
方法：
?提高单位体积内的传热面积，采用小管径、板状
换热表面，改变传热面形状等；
?增大对流传热系数小的一侧的面积，如肋片管、
波纹管、翅片管等，使换热器传热系数提高以及增
加单位体积的传热面积，能收到高效紧凑的效果。
2010年 5月 20日 55/120
2.提高传热推动力 Δtm
方法：
?平均温度差 Δtm的大小主要取决于两流体的温度条
件，常受到工艺条件的限制。但加热剂或冷却剂温
度由于选择的不同，可以有很大的差别，如适当提
高加热蒸汽压强，降低冷却水进口温度，确定适宜
的出口温度等都可提高 Δtm。
?当两流体无相变化时，尽可能从结构上采用逆流
或接近逆流的操作，可提高 Δtm。
2010年 5月 20日 56/120
3.增大传热系数 K
影响 K大小的因素主要是对流传热热阻, 污垢热阻和管壁热阻, 其中
各项热阻所占比重不同, 应从热阻较大者方面考虑 。 一般金属壁面较薄
且导热系数很大, 故管壁热阻较小, 可不作为考虑对象 。
方法：
?
通过增大流速冲刷管壁防止污垢沉积, 或采用阻垢剂
等化学和机械方法来抑制污垢的生成速度, 并注意及时
清除等措施 。
?
特别是 h小的一侧的对流传热系数, 主要途径是增加
湍动程度, 减小层流底层的厚度, 具体 措施
?提高流速, 增大雷诺数 。 如增加列管式换热器中
的管程数和在管外加装挡板；
2010年 5月 20日 57/120
?(2)增加流动的扰动, 减薄层流底层 。 如采用
螺旋流动, 在异形管内流动或在管内设置添加
物, 采用波纹状或粗糙面等, 使流动方向和大
小不断改变等,
?(3)利用传热进口段换热较强的特征, 采用短
管换热器, 利用机械或电的方法使传热面或流
体产生振动, 采用射流方法造成喷射传热面等 。
总之强化传热的方式很多，但同时又带来一定的弊病，如
使设备复杂、流动阻力增大、操作调节困难等问题。因此要
权衡利弊，综合考虑，在强化传热的同时，又要兼顾设备结
构、制造费用、动力消耗和检修操作等方面，做到技术上可
2010年 5月 20日 58/120
6.4 列管式换热器的设计和选用
换热器的设计指在传热计算的基础上, 确定换热器的有关
尺寸 。 换热器的选用是根据生产上传热任务的要求, 选择合
适的换热器 。 两者所需考虑的一些问题和计算步骤基本是一
致的, 无论设计还是选用, 都以换热器系列标准作为参考,
因而需要考虑到多方面的因素, 进行一系列的选择和适当的
调整, 因此实际为一试算过程 。
6.4.1
1
在列管换热器中, 哪种流体在什么条件下走管程 (或壳程 )，
(1)不洁净和易结垢的流体宜走管程,
(2)腐蚀性流体宜走管程, 以免管束和壳体同时受腐蚀, 且
清洗, 检修方便；
2010年 5月 20日 59/120
(3)压强高的流体宜走管程,
(4)有毒流体宜走管程,
(5)被冷却的流体宜走壳程, 便于散热,
(6)饱和蒸汽宜走壳程, 便于排出冷凝液和不凝气, 且蒸汽
(7)流量小或粘度大的流体宜走壳程, 因折流档板的作用可
使在低雷诺数 (Re＞ 100)下即可达到湍流, 但也可在管内采
(8)若两流体温差较大, 宜使 α大的流体走壳程, 使管壁和
壳壁温差减小 。
在具体选择时, 上述原则经常不能同时兼顾, 会互相矛盾,
这时要根据实际情况, 抓住主要问题, 作为选择的依据 。
2010年 5月 20日 60/120
2
流速的大小不仅直接影响对流传热系数，而且影响污垢热
阻，从而影响总传热系数，但同时又和流动阻力有关。应通
过经济权衡选择适宜的流速，但相当复杂，表 4-14至表 4-16
列出常用的流速范围，可供参考。充分利用系统动力设备允
许的压强降来提高流速是换热器设计和选用的一个重要原则，
但应全面考虑，照顾到结构上的要求，但所选的流速，不应
使流体在滞流状态下流动。
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3
在换热器设计中加热剂或冷却剂出口温度需由设计者确定。
如冷却水进口温度需依当地条件而定，但出口温度需通过经
济权衡作出选择。在缺水地区可使出口温度高些，这样操作
费用低，但使传热平均温差下降，需传热面积增加使得投资
费用提高，反之亦然。根据经验一般应使 Δt m大于 10℃ 为
宜，此外若工业用水作为冷却剂出口温度不宜过高，因工业
用水中所含的盐类 (主要 CaCO3,MgCO3,CaSO4,MgSO4等 )的
溶解度随温度升高而减小，若出口温度过高，盐类析出，形
成垢层使传热过程恶化，因此一般出口温度不超过 45℃ 。所
以应根据水源条件，水质情况等加以综合考虑后确定。水源
严重缺乏地区可采用空气作为冷却剂，但使传热系数下降。
对于加热剂可按同样原则选择出口温度。
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4.换热管规格和排列方法
传热管径越小, 换热器单位体积的传热面积就越大 。 对洁
净的流体可取小管径, 而对不洁净或易结垢的流体管径应大
些 。 目前 我国列 管式换 热器标 准中采 用 Φ19× 2mm、
Φ25× 2mm,Φ25× 2.5mm等规格 。
材的合理使用和清洗方便, 因我国生产的钢管长度多为 6m，
故系列标准中的管长有 1.5,2,3或 6m四种, 其中以 3m和 6m
最为普遍 。 此外管长 L和壳体直径 D的比例应适当, 一般以
L/D＝ 4～ 6为宜 。
管板上管子的排列方法常用的为等边三角形, 正方形直列
和正方形错列三种, 见图 4-40。 等边三角形排列比较紧凑,
管板利用率高, 管外流体湍动程度高, 对流传热系数大, 但
管外清洗较困难；正方形直列管外清洗方便, 但对流传热系
数较小, 适用于易结垢的流体；正方形错列则介于两者之间 。
管子在管板上排列的间距 t和管子与管板的连接方法有关 。
通常焊接法取 t=1.25do； 而胀管法取 t=(1.3～ 1.5)do,且
t≥(do+6)mm。
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5.折流挡板
换热器安装折流挡板是为了提高壳程对流传热系数, 为了
获得良好的效果, 折流挡板的尺寸和间距必须适当 。 对常用
的圆缺形挡板, 弓形切口过大或过小, 都会产生流动, 死
区,, 均不利于传热, 见 P431图 6-30。 一般弓形缺口高度与
壳体内径之比为 0.15～ 0.45,常采用 0.20和 0.25两种 。
挡板的间距过大, 就不能保证流体垂直流过管束, 使流速
减小, 管外对流传热系数下降；间距过小不便于检修, 流动
阻力也大 。 一般取挡板间距为壳体内径的 0.2～ 1.0倍, 我国
系列标准中采用的挡板间距为：固定管板式有 150,300和
600mm三种；浮头式有 150,200,300,480和 600mm五种 。
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6
为了提高流速增大对流传热系数, 可采用多管程 。 但程数
增加将导致流动阻力加大, 平均温度差下降, 管板利用率差,
设计时应综合考虑 。 列管式换热器的系列标准中管程数有 1，
2,4和 6四种, 采用多管程时, 应使各程管数大致相同 。
当列管换热器的温差校正系数 Δt<0.8时，可采用多壳程。
如在壳内安装一块与管束平行的隔板，流体在壳内流经两次
称为两壳程。但因在壳体内安装隔板比较困难，一般是将壳
体分成多个，将所需管数分装在直径相等而较小的壳体中，
然后将这些换热器串联使用。
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7
换热器壳体内径应等于或稍大于管板直径, 通常是根据管径, 管数和
管子的排列方法, 用作图法确定 。 当管数较多又要反复计算时, 可参考
系列标准或通过估算初选外壳直径, 待设计完成后再用作图法画出管子
的排列图 。 为使管子均匀排列, 防止流体走, 短路,, 可以适当增减一
定数目的管子或安排一些拉杆 。
初步设计中,
D=t(nc-1)+2b′
式中,D —— 壳体内径, m
t —— 管中心距, m
b′ —— 管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离, m,一般取
b′=(1～ 1.5)do
nc —— 位于管束中心线上管数,
管子按等边三角形排列时, nc=1.1n0.5
管子按正方形排列时, nc=1.19n0.5
式中,n —— 换热器的总管数 。
根据计算得到的壳径应圆整到国家规定的标准。
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8
(1)管程压强降 管程产生的阻力可按一般摩擦阻力公式计
算, 对于多程换热器, 管程压强降 ΣΔpi为各程直管压强降
Δp1和局部阻力产生压强降 Δp2之和,
ΣΔpi=(Δp1+Δp2)FtNpNs
式中,Ft —— 结垢校正系数, 无量纲, 对 Φ25× 2.5mm管
取为 1.4,对于 Φ19× 2mm管取为 1.5
Np ——
Ns —— 串联的壳程数 。
其中：
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(2)壳程压强降
通用的方法是将壳程压强 ΣΔpo看作是由流体横向通过管束的压强降 Δp1′
和通过折流挡板缺口处的压强降 Δp2′两部分之和,
ΣΔpo=(Δp1′+Δp2′)FsNs
其中,Δp1′=Ffonc(NB+1)ρuo2/2
Δp2′=NB(3.5-2Z/D)ρuo2/2
式中,Fs— 壳程结垢校正系数, 对液体可取 1.15,对蒸汽或气体取 1.0；
F —— 管子排列方式对压强降的校正系数, 正三角形排列 F=0.5,正方形
直列 F=0.3,正方形错列 F=0.4
fo — 壳程流体摩擦系数, 当 Reo>500时, fo=5.0Reo-0.228,Reo=douoρ/μ；
nc ——
NB ——
Z —— 折流挡板间距, m
uo —— 按壳程最大流动截面积 Ao=Z(D-ncdo)计算的流速, m/s。
一般讲, 液体流经换热器的压强降为 10～ 100kPa,气体为 1～ 10kPa。 设
计时换热器的工艺尺寸应在压强降与传热面积之间予以权衡, 达到既满足
工艺要求, 又经济合理
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6.4.2 列管换热器的选用和设计计算基本步骤：
1, 初选换热器型号
(1)根据传热要求, 计算传热量 。
(2)确定流体在换热器两端的温度, 计算定性温度并确定流
体物性 。
(3)计算传热温度差, 根据温差校正系数 Δt≥0.8的原则, 决
定壳程数 。
(4)选择两流体流动通道, 根据两流体温差, 选择换热器型
式 。
(5)依据总传热系数的经验范围, 初选总传热系数 K值 。
(6)由总传热速率方程计算传热面积，由 S确定换热器具体
型号 (若为设计时应确定换热器基本尺寸 )。
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2
根据选定型号的换热器, 分别计算管程, 壳程压强降, 看
其是否符合要求 。 若不符合要求时, 再调整管程数或折流挡
板间距, 或重选其它型号换热器, 并计算压强降, 直到满足
要求为止 。
3
按照对流传热系数关联式，计算管内、外对流传热系数，
选定污垢热阻，核算总传热系数值。根据该计算 K值校核实
际需传热面积，若选用换热器提供的传热面积比所需传热面
积大 10～ 20%时，所选换热器合适。否则需另选 K值，重复
以上步骤，直至符合为止。
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本章总结
一、几组概念
1.热传导、热对流、热辐射
2.对流传热、辐射传热
3.温度场、等温面、温度梯度
4.稳态传热与非稳态传热
5.传热速率与热通量
6.黑体、镜体、透热体、灰体
7.辐射能力与单色辐射能力
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本章总结 (续 )
二、五个定律
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4
4
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5
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克希霍夫定律：
：斯蒂芬－波尔兹曼定律
普朗克定律：
牛顿冷却定律：
傅里叶定律
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本章总结 (续 )
三、热传导
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圆筒壁：
平壁：
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本章总结 (续 )
四、对流传热
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，，传热过程的强化：
总传热系数：
热量衡算：
变温传热：
恒温传热：
微分方程：
总传热速率方程
局部对流传热
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本章总结 (续 )
五、辐射传热
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100
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对流－辐射联合传热：
两固体间辐射传热：
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本章要求
掌握：
?傅里叶定律
?单层与多层平壁的定态热传导的计算
?单层与多层圆筒壁的定态热传导的计算
?牛顿冷却定律
?低粘度流体在圆形直管内作强制湍流的准数关联式
?辐射传热的基本概念和定律
?两固体间的辐射传热
?设备热损失的计算
?总传热速率方程式
?总传热系数、平均温度差、传热面积的计算
?传热过程的强化途径
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本章要求
了解：
?温度场的 概念
?导热系数的基本概念
?对流传热系数及其影响因素
?对流传热系数关联式
?传热单元数法计算
?换热器的类型、结构
?列管换热器的选用与设计计算
2010年 5月 20日 77/120
THE END
Thanks
