传热化工原理-第三章-传热

了解热传导（导热）、热对流和热辐射的基本概念；掌握导热、对流换热的基本规律及计算方法；熟悉各种热交换设备的结构和特点；掌握稳定综合传热过程的计算；了解强化传热和热绝缘的措施。本章重点和难点第三章

传热一、传热在生物（食品）工程中的应用第一节传热的基本概念传热：是不同温度的两个物体之间或同一物体的两个不同温度部位之间所进行的热的转移。传热在生物（食品）工程中的应用：

(1)一般的加热、冷却、冷凝过程；

(2)食品的杀菌和保藏；

(3)蒸发浓缩、干燥、结晶(通过加热去除水分)；

(4)蒸煮、焙烤(通过加热使食品完成一定的生化反应)。食品生产过程对传热的要求：强化传热(加热或冷却物料)

削弱传热(设备和管道的保温)二、传热的基本方式热的传递是由于系统内或物体内温度不同而引起的，根据传热机理不同，传热的基本方式有三种：热传导(conduction)；

对流(convection)；

辐射(radiation)。

物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。

金属固体：

热传导主要依靠自由电子运动。

不良导体的固体与液体：

主要靠分子、原子的振动。

气体：

主要靠分子的不规则热运动。1.热传导（又称导热）2.热对流

流体各部分之间发生相对位移所引起的热传递过程称为热对流。热对流仅发生在流体中。通常把流体与固体壁面之间的传热称为对流传热强制对流：

因泵（或风机）或搅拌等外力所导致的对流称为强制对流。流动的原因不同，对流传热的规律也不同。在同一流体中有可能同时发生自然对流和强制对流。热对流的两种方式：自然对流：

由于流体各处的温度不同而引起的密度差异，致使流体产生相对位移，这种对流称为自然对流。3、热辐射因热的原因而产生的电磁波在空间的传递，称为热辐射。所有物体都能将热以电磁波的形式发射出去，而不需要任何介质。当电磁波遇到物体时，又转变为热。任何物体只要在绝对零度以上都能发射辐射能，但是只有在物体温度较高的时候，热辐射才能成为主要的传热形式。实际上，上述三种传热方式很少单独出现，而往往是相互伴随着出现的。三、换热器类型换热器：实现冷、热介质热量交换的设备冷、热流体交换流过热载体时，热流体将热量传递给冷流体。如炼焦炉中煤气燃烧系统就是采用蓄热式换热。①直接混合式——将热流体与冷流体直接混合的一种传热方式。②蓄热式——热量存储在热载体上传递给冷流体。如（图3-3动画）用于输送热量的介质—载热体。加热介质（加热剂）：起加热作用的载热体。水蒸气、热水等。冷却介质（冷却剂）：起冷却作用的载热体。冷水、空气制冷剂。③间壁式——热流体通过间壁将热量传递给冷流体，化工、食品生产中应用极为广泛，主要有：夹套式热交换器；

蛇型式热交换器；

套管式热交换器；

列管式热交换器；

板式热交换器。(套管式换热器)(列管式换热器)(带补偿圈)四、传热过程中基本问题与传热机理

传热过程中的基本问题可以归结为：

①载热体用量计算

②传热面积计算

③换热器的结构设计

④提高换热器生产能力的途径。解决这些问题，主要依靠两个基本关系。

⑴热量衡算根据能量守恒的概念，若忽略操作过程中的热量损失，则Q热=Q冷，称为热量衡算式。由这个关系式可以算得载热体的用量。⑵传热速率传热速率Q（热流量）：指单位时间内通过传热面的热量称为传热速率，以Q表示，其单位W—(j/s)。热通量q：单位时间内通过单位传热面的热量，W/m2。q=Q/S实践证明，传热速率的数值与热流体和冷流体之间的温度差△tm及传热面积S成正比，即：

Q=KS△tm

(1-1)

S=nπdL

(1-2)式中：

Q──传热速率，W；

S──传热面积，m2

；

△tm──温度差，℃；

K──传热系数，它表明了传热设备性能的好坏，受换热器的结构性能、流体流动情况、流体的物牲等因素的影响，W/m2·℃；

n──管数；d──管径，m；L──管长，m。将式（1-1）变换成下列形式：

式中：△tm──传热过程的推动力，℃

1/K──传热总阻力（热阻），m2·℃/W两点说明：单位传热面积的传热速率(热通量)正比于推动力，反比于热阻。因此，提高换热器的传热速率的途径是提高传热推动力和降低热阻。

从式（1-1）可知，如果己知传热量Q，则可在确定K及△tm的基础上算传热面积S，进而确定换热器的各部分尺寸，完成换热器的结构设计。(1-3)温度场(temperaturefield)：某一瞬间空间中各点的温度分布，称为温度场(temperaturefield)。

式中：t——温度；

x,y,z——空间坐标；

τ——时间。

物体的温度分布是空间坐标和时间的函数，即

t=f(x，y，z，τ)(2-1)

第二节

热传导

一、

傅立叶定律

1温度场和温度梯度

xdSQt+△ttt-△t∂t/∂x温度场与温度梯度

一维温度场：若温度场中温度只沿着一个坐标方向变化。

一维温度场的温度分布表达式为：

t=f(x,τ)(2-1a)等温面的特点：

（1）等温面不能相交；（2）沿等温面无热量传递。不稳定温度场：温度场内如果各点温度随时间而改变。在不稳定温度场中的传热为不稳定传热。稳定温度场：若温度不随时间而改变。此时为稳定传热。

等温面：温度场中同一时刻相同温度各点组成的面。注意：沿等温面将无热量传递，而和等温面相交的任何方向，因温度发生变化则有热量的传递。温度随距离的变化程度以沿等温面的垂直（法线）方向为最大。沿等温面法线方向上的温度变化率称为温度梯度。温度梯度:温度梯度是向量，其方向垂直于等温面，并以温度增加的方向为正。

对于一维温度场，等温面x及(x+Δx)的温度分别为t(x,τ)及t(x+Δx,τ)，则两等温面之间的平均温度变化率为：

2-22-2a

傅立叶定律是热传导的基本定律，它指出：单位时间内传导的热量与温度梯度及垂直于热流方向的截面积成正比，即

式中

Q——单位时间传导的热量，简称传热速率，w

A——导热面积，即垂直于热流方向的表面积，m2

λ——导热系数(thermalconductivity)，w/m.k。式中的负号指热流方向和温度梯度方向相反。2傅立叶(Fourier)定律上式可改写为：Q/S=q：单位时间、单位面积所传递的热量，称为热量通量。Fourier定律表示热量通量与温度梯度成正比。2-3a2-3或λ表征物质导热能力的大小，是物质的物理性质之一，其值与物质的组成，结构、密度、温度及压强有关。由实验测得。一般金属（固体）的导热系数>非金属（固体）>液体>气体多数固体λ与温度的关系

λ=k0+k×t单位：W/(m

K)

k0--0℃下的导热系数

k为经验常数。对大多数金属材料，其k值为负值；对非金属材料则为正值。3.导热系数由2-3式推导：2-3b单位：W/(m

K)对于金属t↑λ↓(通过自由电子的运动)

对于非金属t↑λ↑(通过靠晶格结构的振动)

对于液体t↑λ↓(通过靠晶格结构的振动)

对于气体t↑λ↑(通过分子不规则热运动)λ随压力变化不大。只有当系统的压力P,3kpa≥P或P≥200Mpa，随压力的降低，导热系数λ也降低，当达到真空，λ约为0，保温瓶的夹层抽真空就是此道理。如图所示：bt1t2Qtt1t2obx平壁壁厚为b，壁面积为A；壁的材质均匀，导热系数λ不随温度变化，视为常数；平壁的温度只沿着垂直于壁面的x轴方向变化，故等温面皆为垂直于x轴的平行平面。即为一维热传导。平壁侧面的温度t1及t2恒定。二、平壁的稳定热传导

1单层平壁的热传导式中Δt=t1-t2为导热的推动力(drivingforce)，而R=b/λS则为导热的热阻(thermalresistance)。

根据傅立叶定律

对上式进行积分，积分边界条件：当x=0时，t=t1；x=b时，t=t2或2-6将2-6式推而广之，则传递过程的普遍关系式为：

过程传递速率=过程的推动力/过程的阻力。(对传热，传质，动量传递“三传”均适用）当λ为常数，单层平壁内温度分布为直线当λ随温度变化时，单层平壁内温度分布为曲线。如图所示：以三层平壁为例Qb1b2b3xtt1t2t3t4假定各层壁的厚度分别为b1，b2，b3，各层材质均匀，导热系数分别为λ1，λ2，λ3，皆视为常数；层与层之间接触良好，相互接触的表面上温度相等，各等温面亦皆为垂直于x轴的平行平面。壁的面积为S，在稳定导热过程中，穿过各层的热量必相等。2多层平壁的稳定热传导

第一层

第三层第二层对于稳定导热过程：Q1=Q2=Q3=QSSSSSSS同理，对具有n层的平壁，穿过各层热量的一般公式为式中i为n层平壁的壁层序号。

SSSSSSS多层平壁导热是一个串联的传热过程，由上式可见，串联传热过程的推动力（总温度差）为各分过程的温度差之和，总热阻是各分过程热阻之和，此即为串联热阻叠加原则，当总温差一定时，传热速率取决于总热阻。

例：某冷库外壁内、外层砖壁厚均为12cm，中间夹层厚10cm，填以绝缘材料。砖墙的热导率为0.70w/m·k，绝缘材料的热导率为0.04w/m·k，墙外表面温度为10℃，内表面为-5℃，试计算进入冷库的热通量（热流密度）及绝缘材料与砖墙的两接触面上的温度。按温度差分别计算t2、t3解：根据题意，已知t1=10℃，t4=-5℃，b1=b3=0.12m，b2=0.10m，λ1=λ3=0.70w/m·k，λ2=0.04w/m·k。按热流密度公式计算q：S℃℃t1t2t3t4b1b2b3λ1λ3λ2如图所示：设圆筒的内半径为r1，内壁温度为t1，外半径为r2，外壁温度为t2。温度只沿半径方向变化，等温面为同心圆柱面。圆筒壁与平壁不同点是其等温面随半径而变化。在半径r处取一厚度为dr的薄层，若圆筒的长度为L，则半径为r处的传热面积为A=2πrL。三、圆筒壁的稳定热传导

1单层圆筒壁的稳定热传导

Qt2t1r1rr2drL将上式分离变量积分并整理得

根据傅立叶定律，对此薄圆筒层可写出传导的热量为上式也可写成与平壁热传导速率方程相类似的形式，即SSmSm上两式相比较，可得其中

式中rm——圆筒壁的对数平均半径，mSm——圆筒壁的内、外表面对数平均面积，m2

当S2/S1<2时，可认为Sm=（S1+S2）/2—算术平均值SmSmr1r2r3r4t1t2t3t4

对稳定导热过程，单位时间内由多层壁所传导的热量，亦即等于经过各单层壁所传导的热量：Q1

=Q2=……=Qn如图所示：以三层圆筒壁为例。假定各层壁厚分别为b1=r2-r1，b2=r3-r2，b3=r4-r3；各层材料的导热系数λ1，λ2，λ3皆视为常数；层与层之间接触良好，相互接触的表面温度相等，各等温面皆为同心圆柱面。2多层圆筒壁的稳定热传导多层圆筒壁的热传导计算，可参照多层平壁。对于第一、二、三层圆筒壁有整理上三式可得:同理，对于n层圆筒壁，穿过各层热量的一般公式为注：对于圆筒壁的稳定热传导，通过各层的热传导速率都是相同的，但是热通量却不相等。

分析：当r1不变、r0增大时，热阻R1增大，R2减小，因此有可能使总热阻（R1+R2）下降，导致热损失增大。通常，热损失随着保温层厚度的增加而减少。对于小直径圆管外包扎性能不良的保温材料，随着保温层厚度的增加，可能反而使热损失增大。假设保温层内表面温度为t1，环境温度为tf，保温层的内、外半径分别为r1和r0，保温层的导热系数为λ，保温层外壁与空气之间的对流传热系数为α。热损失为：保温层的临界直径tfr1r0t1上式对r0求导，可求出当Q最大时的临界半径，即解得r0=λ/α当保温层的外径do<2λ/α时，则增加保温层的厚度反而使热损失增大。当保温层的外径do>2λ/α时，增加保温层的厚度才使热损失减少。对管径较小的管路包扎λ较大的保温材料时，要核算d0是否小于dc。所以，临界半径为rc=λ/α

或

dc=2λ/α例：在一60×3.5mm的钢管外层包有两层绝热材料，里层为40mm的氧化镁粉，平均导热系数λ=0.07W/m·℃，外层为20mm的石棉层，其平均导热系数λ=0.15W/m·℃。现用热电偶测得管内壁温度为500℃，最外层表面温度为80℃，管壁的导热系数λ=45W/m·℃。试求每米管长的热损失及两层保温层界面的温度。

解：1、求每米管长的热损失：已知：r1=(60-3.5×2)/2=26.5mm=0.0265m,r2=0.0265+0.0035=0.03mr3=0.03+0.04=0.07m,r4=0.07+0.02=0.09mt1=500℃,t4=80℃t3r1r3t1r4t4t2r22、求保温层界面温度t3解得:t3=131.2℃

对流传热：是在流体流动进程中发生的热量传递现象，它是依靠流体质点的移动进行热量传递的，与流体的流动情况密切相关。

当流体作层流流动时，在垂直于流体流动方向上的热量传递，主要以热传导（亦有较弱的自然对流）的方式进行。第三节

对流传热一、对流传热的基本概念传热过程高温流体湍流主体层流底层壁面两侧层流底层湍流主体低温流体湍流主体对流传热温度分布均匀层流底层导热温度梯度大壁面导热(导热系数较流体大)有温度梯度不同区域的传热特性：传热边界层（thermalboundarylayer）

：温度边界层。有温度梯度较大的区域。传热的热阻即主要几种在此层中。温度距离TTwtwt热流体冷流体传热壁面湍流主体湍流主体传热壁面层流底层层流底层传热方向对流传热示意图式中

Q——对流传热速率，W；

S——传热面积，m2T——热流体平均温度，℃；TW——与热流体接触的壁面温度，℃；Δt=T-TW——对流传热温度差，℃；α——对流传热系数(heattransferconfficient)，W/m2·K（或W/m2·℃）。

上式称为牛顿冷却定律

简化处理：认为流体的全部温度差集中在厚度为δt的有效膜内，并将对流传热看成是通过δt的热传导，热流体对热壁面的传热速率为：二、对流传热速率通常有效膜的厚度δt难以测定，所以用α代替λ/δt

而用下式描述对流传热的基本关系：Q=αS（T-Tw）1流体的状态：液体、气体、蒸汽及在传热过程中是否有相变。有相变时对流传热系数比无相变化时大的多；2流体的物理性质：影响较大的物性如密度р、比热cp、导热系数λ、粘度μ等；3流体的运动状况：层流、过渡流或湍流；4流体对流的状况：自然对流，强制对流；5传热表面的形状、位置及大小：如管、板、管束、管径、管长、管子排列方式、垂直放置或水平放置等。

三、

影响对流传热系数的主要因素无相变时，影响对流传热系数的主要因素可用下式表示：

八个物理量涉及四个基本因次：质量M，长度M，长度L，时间T，温度θ。通过因次分析可得，在无相变时，准数关系式为：即四、对流传热中的因次分析准数符号及意义准数名称符号意义努塞尔特准数（Nusselt）Nu=αl/λ

表示对流传热系数的准数雷诺准数（Reynolds）Re=luρ/μ

确定流动状态的准数普兰特准数（Prandtl）Pr=cpμ/λ

表示物性影响的准数格拉斯霍夫准数（Grashof）Gr=βgΔtl3ρ2/μ2

表示自然对流影响的准数准数关联式是一种经验公式，在利用关联式求对流传热系数时，不能超出实验条件范围。在应用关联式时应注意以下几点：1、应用范围：各准数都有一定的实验条件和范围。2、特性尺寸：无因次准数Nu、Re等中所包含的传热面尺寸称为特征尺寸。通常是选取对流体流动和传热发生主要影响的尺寸作为特征尺寸。3、定性温度：流体在对流传热过程中温度是变化的。确定准数中流体物理特性参数的温度称为定性温度。一般定性温度有三种取法：进、出口流体的平均温度，壁面平均温度，流体和壁面的平均温度（膜温）。4、准数是一个无因次数群，其中涉及到的物理量必须用统一的单位制度。Nu=0.023Re0.8Prn

式中n值视热流方向而定，当流体被加热时，n=0.4，被冷却时，n=0.3。应用范围

：Re>10000，0.7<Pr<120，管长与管径比L/di≥60。若

L/di<60时，α须乘以（1+（di/L）0.7）进行校正。特性尺寸：

取管内径。

定性温度：

流体进、出口温度的算术平均值。第四节

对流传热系数关联式

一、流体无相变时对流传热系数的关联式

1流体在圆形直管内强制对流时的对流传热系数1.1圆形直管内强制湍流时的对流传热系数1.1.1低粘度流体Nu=0.027Re0.8Pr1/3（μ/μw）0.14应用范围：

Re>10000，0.7<Pr<16700，L/di≥60。特性尺寸：取管内径。定性温度：除μw取壁温外，均为流体进、出口温度的算术平均值。当液体被加热时（μ/μw）0.14=1.05当液体被冷却时（μ/μw）0.14=0.95

对于气体，不论加热或冷却皆取1。1.1.2高粘度流体当壁温未知时，（μ/μw）0.14可取下列数据：液体被加热：取（μ/μw）0.14=1.05。液体被冷却：取（μ/μw）0.14=0.95例：常压下，空气以15m/s的流速在长为4m、φ60×3.5mm的钢管中流动，温度由150℃升到250℃。试求管壁对空气的对流传热系数。

解：此题为空气在圆形直管内作强制对流

。定性温度t=（150+250）/2=200℃

查200℃时空气的物性数据，各参数如下：

Cp=1.026×103J/kg.℃

λ=0.03928W/m.℃

μ=26.0×10-6N.s/m2

ρ=0.746kg/m3

特性尺寸d=0.060-2×0.0035=0.053ml/d=4/0.053=75.5>60Re=duρ/μ=(0.053×15×0.746)/(0.6×10-5)=2.28×104>104(湍流)Pr=Cpμ/λ=(1.026×103

×26.0×10-5)/0.03928=0.68（W/m2·℃）本题中空气被加热，k=0.4代入

Nu=0.023Re0.8Pr0.4

=0.023×(22800)0.8×(0.68)0.4

=60.4

流体在圆形直管内作强制滞流时，应考虑自然对流及热流方向对对流传热系数的影响。当自然对流的影响比较小且可被忽略时，按下式计算：

Nu=1.86Re1/3Pr1/3（di/L）1/3（μ/μw）0.14应用范围：Re<2300，0.6<Pr<6700，（Re·Pr·di/L）>100。特性尺寸：取管内径di。定性温度：除μw取壁温外，均取流体进、出口温度的算术平均值。1.2流体在圆形直管内作强制滞流

当自然对流的影响不能忽略时，而自然对流的影响又因管子水平或垂直放置以及流体向上或向下流动方向不同而异。对水平管，按下式计算：应用范围：Re<2300；l/d>50；

当管子较短，l/d<50时，计算所得的α应乘校正系数f。特性尺寸：取管内径di。

定性温度：取壁温tw与流体进、出口平均温度的平均值tm，即膜温。Nu=0.74Re0.2(GrPr)0.1Pr0.2

对于垂直管，自然对流的影响较大，可作近似校正。如强制对流方向和自然对流方向相同时，α值按上式计算结果减少15%，方向相反时，加大15%。L/d4030201510f1.021.051.131.181.28校正系数f的数值

在过渡流时(Re=2300~10000)，对流传热系数可先用湍流时的计算公式计算，根据所得的α值再乘以校正系数φ，即可得到过渡流下的对流传热系数。1.3流体在圆形直管内作过渡流

流体在弯管内流动时，由于受离心力的作用，增大了流体的湍动程度，使对流传热系数较直管内大。计算时，可先用直管的公式，然后再进行校正。式中

α΄——弯管中的对流传热系数，w/（m2•℃

）

α

——直管中的对流传热系数，w/（m2•℃

）

R——弯管轴的弯曲半径，m1.4流体在弯管内作强制对流例：一套管换热器，套管为φ89×3.5mm钢管，内管为φ25×2.5mm钢管，长度为2m。环隙中为p=100kPa的饱和水蒸气冷凝，冷却水在内管，进口温度为15℃，出口为35℃。冷却水流速为0.4m/s，试求管壁对水的对流传热系数。

解：此题为水在圆形直管内流动：

定性温度:t=（15+35）/2=25℃

查25℃时水的物性数据如下

：Cp=4.179×103J/kg·

℃

λ=0.608W/m·

℃

μ=90.27×10-5N·s/m2

ρ=997kg/m3

特性尺寸:d=0.025-2×0.0025=0.02ml/d=2/0.02=100>60Re=duρ/μ=(0.02×0.4×997)/(90.27×10-5）=8836Re在2300~10000之间，为过渡流区a可按式

Nu=0.023Re0.8Prn

进行计算，水被加热，k=0.4。

Pr=cpμ/λ=(4.179×103

×90.27×10-5)/60.8×10-2=6.2校正系数φ：φw/（m2•℃

）采用上述各关联式计算，将管内径改为当量直径de即可。当量直径按下式计算或1.5流体在非圆形管内强制对流注：传热计算中，究竟采用哪个当量直径，由具体的关联式决定。但将关联式中的di改用de是近似算法。对常用的非圆管道，可直接通过实验求得计算α的关联式。例如套管环隙，用水和空气进行实验，可得α关联式：应用范围：特征尺寸：流动当量直径de。定性温度：流体进、出口温度的算术平均值。式中：d1为套管的内管直径，d2为套管的内管直径。在错列管束外流过时

Nu=0.33Re0.6Pr0.33在直列管束外流过时

Nu=0.26Re0.6Pr0.33应用范围：

Re>3000定性温度：流体进、出口温度的平均值。定性尺寸：取管外径，流速取每排管子中最狭窄通道处的流速。管排数为10，若不为10时，计算结果应校正。2流体在管外强制对流

2.1流体在管束外强制垂直流动

换热器内装有圆缺形挡板（缺口面积为25%的壳体内截面积）时，壳方流体的对流传热系数的关联式为：（1）多诺呼法

Nu=0.23Re0.6Pr1/3（μ/μw）0.14

应用范围:Re=(2~3)×104特性尺寸:取管外径，流速取每排管子中最狭窄通道处的流速。

定性温度:

除μw取壁温外，均为流体进、出口温度的算术平均值。2.2流体在换热器的管间流动（2）凯恩法

Nu=0.36Re0.55Pr1/3（μ/μw）0.14注意：若换热器的管间无挡板，管外流体沿管束平行流动，则仍用管内强制对流的公式计算，只须将公式中的管内径改为管间的当量直径。

应用范围:Re=2×103~1×105

特性尺寸:取当量直径，管子排列不同，计算公式也不同。

定性温度:除μw取壁温外，均为流体进、出口温度的算术平均值。加热表面形状特征尺寸GrPr

范围cn水平圆管外径d0104~1090.531/4109~10120.131/3垂直管或板高度L104~1090.591/4109~10120.101/3Nu=c（GrPr）n定性温度:取膜的平均温度，即壁面温度和流体平均温度的算

术平均值。式中的c、n值见表3自然对流

蒸汽冷凝有膜状冷凝和滴状冷凝两种方式。膜状冷凝：由于冷凝液能润湿壁面，因而能形成一层完整的膜。在整个冷凝过程中，冷凝液膜是其主要热阻。二、流体有相变时的对流传热系数1蒸汽冷凝时的对流传热系数若冷凝液膜在重力的作用下向下流动，则形成的液膜愈向下愈厚，故壁愈高或水平放置的管径愈大，整个对流传热系数也愈小。滴状冷凝：若冷凝液不能润湿壁面，由于表面张力的作用，冷凝液在壁面上形成许多液滴，并沿壁面落下，此中冷凝称为。在实际生产过程中，多为膜状冷凝过程。蒸汽冷凝时的传热推动力是蒸汽的饱和温度与壁面温度之差。滴状冷凝时，冷凝液在壁面上不能形成完整的液膜将蒸汽分开，大部分冷壁面直接暴露在蒸汽中，可供蒸汽冷凝。因此热阻小得多。实验结果表明，滴状冷凝的传热系数比膜状冷凝的传热系数大5～10倍。工业上，大多数是膜状冷凝，在冷凝器的设计中按膜状冷凝设计。1.1.1在垂直管或垂直板上作膜状冷凝：1.1.2水平管壁上作膜状冷凝式中l——垂直板或管的高度

ρ、λ、μ——冷凝液的密度、导热系数、粘度r——饱和蒸汽的冷凝潜热

Δt——蒸汽的饱和温度和壁面温度之差d——管子外径

n——管束在垂直面上的列数

1.1膜状冷凝时对流传热系数冷凝液膜流动为层流（Re＜1800）时：冷凝液膜流动为湍流（Re＞1800）时：1.1.3影响冷凝传热的因素①蒸汽的流向和流速：

蒸汽和液膜同向流动，液膜厚度↓，δ↓，α↑

若逆向流动，液膜厚度↑，δ↑，α↓

蒸汽的流速较大，液膜吹跑δ↓↓，α↑↑②冷凝液膜两侧的温度差Δt：当液膜呈滞流流动时，若Δt加大，则蒸气冷凝速率增加，因而液膜层厚度增厚，α↓③蒸汽中不凝气体含量的影响：

若蒸汽中含有不凝气体，壁面为气体（导热系数很小）所覆盖，增加了一层附加热阻，使α急剧下降，可达60%。④冷凝壁面的影响：

如对于翅片管和螺旋管δ↓，α↑；传热面积S↑，α↑⑤冷凝管的方位：

对于水平管：若冷凝液从上部各排管子流下，使下部排管液膜变厚，α↓；沿垂直方向排管数目↑，α↓。管束改为错列，或加除液挡板，α↑。

对于垂直管:尺寸↑，δ↑，α↓。管外开槽，α↑。⑥流体的物性：

（汽化热r、密度ρ、λ）↑，α↑；μ↓，α↑2液体沸腾时的对流传热系数

2.1液体沸腾的基本概念

液体的沸腾:当液体被加热时，液相内部产生气泡或气膜的过程。该过程既有导热过程又有对流传热过程。包括大容积沸腾、管内沸腾。

大容积沸腾:将加热壁面浸没在液体中，液体在壁面受热沸腾（池式沸腾）。大容积沸腾时，液体中一方面存在着由温差引起的自然对流，另一方面又因气泡运动所导致的液体运动。

管内沸腾:液体在管内流动时受热沸腾。管内沸腾时，管壁上所产生的汽泡被管内液体裹挟与其一起流动，管内造成了复杂的两相流动。这种沸腾的机理更为复杂。2.2液体沸腾曲线

大容积饱和液体沸腾的情况随温度差△t（壁温与液体饱和温度之差）而变，出现不同的沸腾状态。1、AB段：表面汽化:温度差△t较小时，在加热表面的液体内产生自然对流，仅在液体表面发生蒸发，没有气泡逸出，沸腾传热系数α和热通量q都较低。2、BC段：核状沸腾：当△t升高时，加热表面的局部位置产生气泡，气泡产生的速度随△t上升而增加，由于气泡的生成、脱离和上升，使液体剧烈扰动，因此，α和q急剧增大。α温度差ΔtqABCDα线

q线自然对流核状沸腾膜状沸腾E3、CD段：不稳定膜状沸腾或部分核状沸腾：当

△t增大到某一定数值时，加热面上产生的汽泡大大增多，此时汽泡产生的速率大于脱离表面的速率。这样汽泡在脱离表面前连接起来，开始形成一层不稳定的汽膜，随时可能破裂变为大汽泡离开加热面。随着

△t的增大，汽泡趋于稳定，因气体的导热系数远小于液体的，所以传热系数反而下降。4、DE段：当达到D点时，传热面几乎全部为气膜所覆盖，形成稳定的气膜，随△t增大，α不变，q又上升（因为壁温升高，辐射传热的影响增大。一般将CDE段称为膜状沸腾。临界点△tc和qc

：从核状沸腾变为膜状沸腾的转折点。临界点所对应的热流密度和温差称为临界热负荷qc

和临界温度△tc

。由于核状沸腾传热系数较膜状沸腾的大，因此工业生产中一般总是设法控制在核状沸腾。2.3影响沸腾传热的因素

①

温度差△t

：

△t是控制沸腾给热过程的重要参数，控制△t不大于△tc，使操作处于核状沸腾。在△t≤

△tc时，，

△t↑，α↑。

②操作压强：提高沸腾压强相当于提高液体的ts↑

，使液体的表面张力σ和粘度μ均下降，有利于汽泡的生成和脱离，能强化沸腾传热。在相同的

△t下，α和q都提高。

③

液体性质的影响液体的ρ，μ，λ

和表面张力σ

，汽化潜热r等均对沸腾传热有重要影响。一般认为：λ↑（导热能力↑）或ρ↑（自然对流↑）α↑

μ或σ↓（气泡易于脱离↑）α↑④

加热表面加热壁面的材料和粗糙度对沸腾给热有重要的影响。表面粗糙度ε↑，σ↓，气泡核心数↑α↑表面油污↑，σ↑

α↓

2.4沸腾传热系数的计算由于沸腾传热过程复杂，计算式均为经验式，如：莫斯金斯基经验式：R为对比压强；p为操作压强；pc为临界压强

对流传热计算公式有两种类型：准数关系式和纯经验公式。在应用这些方程时应注意以下几点：1、首先分析所处理的问题是属于哪一类，如：是强制对流或是自然对流，是否有相变等。2、选定响应的对流传热系数计算式，特别应注意的是所选用的公式的使用条件。3、当流体的流动类型不能确定时，采用试差法进行计算，再进行验证。4、计算公式中的各物性数据的单位。对流传热系数小结5、冷凝传热和沸腾传热机理、影响因素（重点）。传热计算主要有两种类型：

设计计算

根据生产要求的热负荷确定换热器的传热面积。

校核计算

计算给定换热器的传热量、流体的温度或流量。第五节

稳定传热的计算对换热器作能量恒算，在忽略热损失的情况下，单位时间内热流体放出的热量等于冷流体吸收的热量：-----换热器的热量恒算式式中

Q——换热器的热负荷，w

W——流体的质量流量，kg/s

H——单位质量流体的焓，J/kg

下标c、h分别表示冷流体和热流体，下标1和2表示换热器的进口和出口。Q=Wh(Hh1-Hh2)=Wc(Hc2-Hc1)一、热量恒算若热损失QL不能忽略：Q=Wh(Hh1-Hh2)=Wc(Hc2-Hc1)+QL

若换热器中两流体无相变时，且认为流体的比热不随温度而变，则衡算可写为:式中

cp——流体的平均比热，kJ/（kg·℃

）t——冷流体的温度，℃

T——热流体的温度，℃下标c、h分别表示冷流体和热流体，下标1和2表示换热器的进口和出口。Q=Whcph(T1-T2)=Wccpc(t2-t1)若换热器中的热流体有相变，如饱和蒸汽冷凝时，则衡算式为：当冷凝液的温度低于饱和温度时，则有

式中Wh——饱和蒸汽（热流体）的冷凝速率，kg/s

r——饱和蒸汽的冷凝潜热，J/kgQ=Whr=Wccpc(t2-t1)注：上式应用条件是冷凝液在饱和温度下离开换热器。Q=Wh[r+cph(T1-T2)]=Wccpc(t2-t1)式中

cph——冷凝液的比热，kJ/（kg·℃

）

Ts——冷凝液的饱和温度，

℃二、总传热速率方程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（仿对流传热速率方程）为：1总传热速率微分方程dQ=K(T-t)dS=KΔtdS式中

K——局部总传热系数，w/（m2·℃

）

T——换热器的任一截面上热流体的平均温度，

℃t——换热器的任一截面上冷流体的平均温度，

℃上式称为总传热速率方程

总传热系数必须和所选择的传热面积相对应，选择的传热面积不同，总传热系数的数值也不同。dQ=Ki(T-t)dSi=Ko(T-t)dSo=Km(T-t)dSm式中

Ki、Ko、Km—基于管内表面积、外表面积、外表面平均面积的总传热系数，w/（m2·℃

）Si、So、Sm—换热器内表面积、外表面积、外表面平均面积,m2

在工程大多以外表面积为基准，即取Ko

=K，当K取整个换热器的平均值，则总传热速率方程可写为：Q=KSΔTmΔTm—换热器间壁两侧流体的平均温差，℃S—换热器外表面积，m2总传热系数K是表示换热设备性能好坏的重要参数，也是传热计算中重要的依据。K＝f（流体的物性、操作条件、换热器的类型等）K的来源：

（1）生产实际的经验数据（查手册）

（2）实验测定

（3）分析计算2总传热系数

对于管式换热器，假定管内作为加热侧，管外为冷却侧，则通过任一微元面积dS的传热由三步过程构成。由热流体传给管壁：

dQ=αi(T-Tw)dSi由管壁传给冷流体：

dQ=αo(tw-t)dSo通过管壁的热传导：

dQ=(λ/b)·(Tw-tw)dSm2.1总传热系数的计算式在稳定传热条件下，从热流体到冷流体的各分步传热速率。由上三式可得(A式)由于dQ及（T-t）两者与选择的基准面积无关，则根据总传热速率微分方程：将上式代入上页A式，并整理得：dQ=Ki(T-t)dSi=Ko(T-t)dSo=Km(T-t)dSm整理总传热速率微分方程：同理可以推导出：求Ko总传热系数（以外表面为基准）为:同理可求出Ki，Km:总传热系数表示成热阻形式为：式中：KoRo=对于平板

在计算总传热系数K时，污垢热阻一般不能忽视，若管壁内、外侧表面上的热阻分别为Rsi及Rso时，则有当传热面为平壁或薄管壁时，di、do、dm近似相等，则有：2.2污垢热阻Ro=KoKoRo=总热阻是由热阻大的那一侧的对流传热所控制，即当两侧对流传热系数相差较大时，欲提高K值，关键在于提高对流传热系数较小一侧的α。若两侧的α相差不大时，则必须同时提高两侧的α，才能提高K值。若污垢热阻为控制因素，则必须设法减慢污垢形成速率或及时清除污垢。当管壁热阻和污垢热阻可忽略时，则可简化为:若αo<<

αi，则有:由上可知：KoKo例：一列管式换热器，由Ø25×2.5mm的钢管组成。管内为CO2，流量为6000kg/h，由55℃冷却到30℃。管外为冷却水，流量为2700kg/h，进口温度为20℃。CO2与冷却水呈逆流流动。已知水侧的对流传热系数为3000W/m2·K，CO2

侧的对流传热系数为40W/m2·K。试求总传热系数K，分别用内表面积Ai，外表面积Ao表示。

解：查钢的导热系数λ=45W/m·K

取CO2侧污垢热阻Rai=0.53×10-3m2·K/W

取水侧污垢热阻Rao=0.21×10-3m2·K/W以内、外表面计时，内、外表面分别用下标i、o表示。

iiiiioooiiiioooo

两种流体进行热交换时，在沿传热壁面的不同位置上，在任何时间两种流体的温度皆不变化，这种传热称为稳定的恒温传热。如蒸发器中，饱和蒸汽和沸腾液体间的传热。式中T——热流体的温度℃；

t——冷流体的温度℃。

三、传热平均温度差的计算

按照参与热交换的两种流体在沿着换热器壁面流动时各点温度变化的情况，可将传热分为恒温传热与变温传热两类。

1恒温传热Δt=T-tTTtt恒温传热温差图△t在传热过程中，间壁一侧或两侧的流体沿着传热壁面，在不同位置时温度不同，但各点的温度皆不随时间而变化，即为稳定的变温传热过程。该过程又可分为下列两种情况：

(1)间壁一侧流体恒温另一侧流体变温，如用蒸汽加热另一流体以及用热流体来加热另一种在较低温度下进行沸腾的液体。2变温传热一侧流体恒温变、另一侧变温时的温度变化Tt1t2T1T2ttT(2)间壁两侧流体皆发生温度变化的传热：这时参与换热的两种流体沿着传热两侧流动，其流动方式不同，平均温度差亦不同。即平均温度差与两种流体的流向有关。生产上换热器内流体流动方向大致可分为下列四种情况,

即并流、逆流、错流和折流

两侧流体变温时的温度变化T1T2t1t2并流T2T1t1t2逆流并流:参与换热的两种流体在传热面两侧以相同的方向流动。

逆流

:参与换热的两种流体在传热面两侧以相对的方向流动。错流:参与换热的两种流体在传热面两侧呈垂直方向流。折流：简单折流和复杂折流简单折流：一侧流体只沿一个方向流动，而另一侧的流体作折流，使两侧流体间有并流与逆流的交替存在。复杂折流：参与热交换的双方流体均作折流。

并流12逆流12错流21折流112假设：传热为稳定操作过程。两流体的比热为常量。总传热系数为常量（K不随换热器的管长而变化）。换热器的热损失可忽略。以逆流为例：热量衡算微分方程为dQ=-WhcphdT=Wccpcdt根据假定，则有3逆流和并流时的平均温度差Q~T和Q~t为直线关系，即

T=aQ+ct=a΄Q+c΄Δt=T-t=(a-a΄)Q+(c-c΄)温度T1传热量QT2t1Δt2t2Δt10逆流从上式可以看出：

Δt~Q关系呈直线，其斜率为由于K为常量，积分上式有:式中将总传热速率微分方程代入上式，则有

式中Δtm称为对数平均温差。当1/2≤Δt2/Δt1≤2时，可用算术平均温差（Δt2+Δt1）/2代替对数平均温度差。该式同样适用于并流传热过程。当一侧流体变温，另一侧恒温时，不论并流或逆流，其平均温差相等；当两侧流体均变温时，并流和逆流的平均温差不等，通常是：例：现用一列管式换热器加热原油，原油在管外流动，进口温度为100℃,出口温度为160℃；某反应物在管内流动，进口温度为250℃，出口温度为180℃。试分别计算并流与逆流时的平均温度差。解：1、求并流时的平均温度差：℃

℃

2、求并流时的平均温度差：T2T1t1t2逆流T1T2t1t2并流逆流操作时，因Δt1/Δt2=90/80≈1.1<2，则可用算术平均值℃

由上例证明：当流体进、出口温度已经确定时，逆流操作的平均温度差比并流时大。

在换热器的传热量Q及总传热系数K值相同的条件下，采用逆流操作，可以节省传热面积，而且可以节省加热介质或冷却介质的用量。在生产中的换热器多采用逆流操作，只是对热敏性物料加热时，物料的出口温度有限制时才采用并流操作。——流动方向的选择问题Q=KSΔTm总传热速率方程

方法：先按纯逆流的情况求得其对数平均温度差Δtm逆，然后再乘以校正系数ε,即：

Δtm=ε·Δtm逆

校正系数ε与冷、热两种流体的温度变化有关，是R和P的函数，即

ε=f(R，P)式中

R=(T1-T2)/(t2-t1)=热流体的温降/冷流体的温升

P=(t2-t1)/(T1-t1)=冷流体的温升/两流体的最初温差

根据冷、热流体进、出口的温度，依上式求出R和P值后，校正系数ε值可根据R和P两参数从相应的图中查得。一般设计时，要求

ε＞0.9，最小不低于0.84错流和折流时的平均温度差例:在一双管程列管换热器中，壳方通入饱和水蒸气加热管内的空气。110℃的饱和水蒸气冷凝成同温度的水，将空气由20℃加热至80℃。试计算：(1)换热器第一管程出口空气的温度；(2)第一管程内的传热量占总传热量的百分数。解：(1)对双管程传热则:第一管程传热:(2)第一管程内传热量:总传热量:例:在一单程列管换热器中，用饱和蒸汽加热原料油。温度为160℃的饱和蒸汽在壳程冷凝为同温度的水。原料油在管程湍流流动，并由20℃加热到106℃。列管换热器的管长为4m，内有Φ19mm×2mm的列管25根。若换热器的热负荷为125kw，蒸汽冷凝传热系数为7000w/(m2℃)，油侧垢层热阻为0.0005(m2℃)/w，管壁热阻和蒸汽侧垢热阻可忽略。试求：(1)管内油侧对流传热系数；(2)油的流速增加一倍，保持饱和蒸汽温度及油入口温度不变，假设油的物性不变，求油的出口温度；(3)油的流速增加一倍，保持油进、出口温度不变，求饱和蒸汽的温度。解：解得T’=185.5℃四、传热面积的计算1、总传热系数K为常数(工程计算常用)Q=KSΔtm2、总传热系数K为变数(不常用)（1）K随温度呈线性变化时：（2）K随温度变化较大时：或对稳定传热过程式中S1、S2、Sm分别代表热流体侧传热面积、冷流体侧传热面积

和平均传热面积。Tw、tw分别代表热流体侧和冷流体侧的壁温

α1、α2分别代表热流体侧和冷流体侧的对流传热系数整理上式可得五、壁温的计算例

在一由Ø25×2.5mm钢管构成的废热锅炉中，管内通入高温气体，进口500℃,出口400℃。管外为p=981kN/m2压力（绝压）的水沸腾。已知高温气体对流传热系数a1=250W/m2·℃，水沸腾的对流传热系数a2=10000W/m2·℃。忽略管壁、污垢热阻。试求管内壁平均温度Tw及管外壁平均tw。

解：(a)总传热系数

以管子内表面积S1为基准

(c)计算单位面积传热量℃(d)管壁温度Q/S1=K1Δtm=242×271=65580W/m2T----热流体的平均温度，取进、出口温度的平均值

T=(500+400)/2=450℃管内壁温度

(b)平均温度差

在p=981kN/m2，水的饱和温度为179℃

℃管外壁温度

℃

由此题计算结果可知：由于水沸腾对流传热系数很大，热阻很小，则壁温接近于水的温度，即壁温总是接近对流传热系数较大一侧流体的温度。又因管壁热阻很小，所以管壁两的温度比较接近。

强化传热的目的：以最小的传热设备获得最大的生产能力。强化传热的途径：1、加大传热面积：

加大传热面积可以增大传热量，但设备增大，投资和维费也随之增加。可采用翅片或螺旋翅片管代替普通金属管。2、增加平均温度差

在理论上可采取提高加热介质温度或降低冷却介质温度的办法，但受客观条件（蒸汽压强、气温、水温）和工艺条件（热敏性、冰点）的限制。提高蒸汽压强，设备造价会随之提高。在一定气源压强下，可以采取降低管道阻力的方法来提高加热蒸汽的压强。在一定条件下也可采用逆流代替并流。六、传热过程的强化3、减少传热阻力(提高K值)

（1）减少壁厚或使用热导率较高的材料；（2）防止污垢形成或经常清除污垢；（3）加大流速，提高湍动程度，减少层流内层的厚度提高对流传热系数；（4）改变流动条件，设计特殊的传热壁面，使流体不断改变流动方向，提高湍流程度。如内插入物管、螺旋管、T型翅片管等；（5）尽量采用有相变的载热体，可以提高给热系数；1、段辐射能：物质受热激发起原子的复杂运动，进而向外以电磁波的形式发射并传播的能量。接受这种电磁波的物体又将吸收的辐射能转变成热能。—10-10—1010—110210410610-410-210-6γ射线无线电波微波X射线紫外热射线红外能被物体吸收而转变成热能的辐射线称作热射线。2、电磁波的波长范围及热射线第六节

辐射传热一、基本概念3、吸收率

A，反射率

R和透过率

D（Absorption,ReflectionandDiaphaneity)4、黑体、白体和透体

黑体A=1白体R=1透体D=1

黑体和镜体都是理想物体，实际上并不存在。根据能量守恒定律：辐射能的吸收、反射和透射示意图1、单色辐射能Eλ及普郎克定律（Plank’sLaw

）单色辐射能：一定温度下从单位物体表面在单位时间内发射单一波长辐射的辐射能，其单位为W/m25、灰体和黑度灰体：能吸收从0~无穷长的所有波长范围的辐射能且吸收率相等的物体称灰体。黑度ε：辐射率二、辐射定律黑体的单色辐射能Ebλ可用普郎克定律精确地描述：

由黑体辐射谱中能量分布图可知：随着温度的提高，物体最大辐射能渐向波长缩短的方向移动。E

bλλT=1400KT=1200K010Ebλ—黑体的单色辐射能力，w/m3λ—波长，mT—物体的热力学温度，KC1—常数，其值为3.743×10-16W·m2C2—常数，其值为1.4387×10-2m·K2、斯蒂芬—波尔茨曼（Stephen-Boltzman）定律物体的辐射能是指在一定温度下，单位表面积、单位时间内所发射的全部波长的总能量，即所有单色辐射能之和：对黑体

式中：σ—黑体的辐射常数，其值为5.67×10-8w/(m2·K4)

c0—黑体的辐射系数，其值为5.67w/(m2·K4)

上式说明，黑体的全发射能力正比于热力学温度的四次方，此关系称为斯蒂芬—波尔茨曼定律，亦称四次方定律。(W/m2)3.克希霍夫(Kirchhoff)定律该定律揭示了物体的辐射能力E与吸收率A之间的关系。克希霍夫定律表明任何物体的辐射能力和吸收率的比值恒等于同温度下黑体的辐射能力，即物体的吸收率愈大，其辐射能力也愈强，也就是说，善于吸收的物体必善于辐射。与黑度定义式比较三、两固体间的辐射传热1、两物体表面构成封闭空间时（1）S1=S2(即两物体表面无限大时)（2）S1＜＜S2，即S1/S2≈02、两物体表面为平行放置的两有限表面时F12为角系数，由平行面间辐射传热的角系数图查得。

食品生产中需要在搅拌槽中对物料进行间歇式加热或冷却，槽內料液的温度是随时间而变化的。假设（为了便于计算）：

K=C常数；槽內物料量一定，且比热不变；槽内料液各处温度因有搅拌而一致；无散热损失。一、流体的间歇式换热第七节

几种特殊情况下的传热式中：Th—加热剂温度；G—物料质量（kg)；to—料液的初温；t—加热时间τ

后料液的温度；Cp—料液比热；A—传热面积；

K—总传热系数；单位时间传热量为：1

、恒温加热剂（或冷却剂）对槽内液体加热（或冷却）

上式适用于以饱和水蒸汽为加热剂在夹套放热的情形。冷却时，只须将Tc代替Th即可，但前提是冷却剂为蒸发吸热的相变过程（恒温工质）。分离变量并积分得：tt0τ0微分方程为：积分可得任意时刻的温度表达式为其中式中：G’C’p为工质的参数，T1、

T2为工质的进、出口温度。t0、

t为物料的初温和任意时刻到达的温度。2搅拌槽以变温工质对槽内液体进行加热（或冷却）

此方程难以得到分析解，通常只能求数值解。

当物体为平壁和圆球等简单几何体，初始温度to为均匀且加热介质的温度tf

恒定时，则导热微分方程可化为一维形式：二、不稳定导热1不稳定导热微分方程（无内热源的静止介质）Q=f(τ)Qτ

不稳定传热

Q~τ和T~τ的变化关系图2不稳定导热微分方程解

——无因次数准数关联式T=f(τ)TfTTwT0(内部温度)(表面温度)τ根据无因次分析，可以将不稳定热传导描述为下式：式中：

无量纲温度Bi毕渥特(Biot)数，表示固体导热热阻与固体表面的对流热阻之比。Lc为定性长度。大平板Lc=L，长圆柱Lc=Ro/2，球体Lc=Ro/3无量纲时间，称为傅里叶（Fourier)准数。无量纲距离，表示相对位置。

以球体为例介绍图算过程。食品中,汤团、碗豆、黄豆等在速冻产品生产过程涉及的导热属于球体的不稳定导热。rR3简单几何形体的不稳定导热图算法已知加热或冷却时间，求固体内的温度。求解步骤如下：在导热图上找到F0值，作垂线与由m值和X值确定的直线相交，交点的纵坐标即为θ值。根据已知条件计算由

解出T值1.00.1.01.0011.02.03.04.0RrF0=aτ/R2m=∞m=2m=1m=0.5m=0X0=1X0=1X0=1X0=1m=6换热器的分类：按用途分：加热器、冷却器、冷凝器、再沸器、蒸发器等。按传热方式分：间壁式、混合式。按换热器结构和传热面形式（对间壁式换热器）分类：主要包括：管式和板式两类。管式包括蛇管式、套管式、列管式、翅片管式等，板式包括板式、螺旋板式、夹套式等。第八节

换热器蛇管式换热器可分为沉浸式和喷淋式两种。

沉浸式蛇管换热器

：蛇管多以金属管子弯绕而成，或制成适应容器需要的形状，沉浸在容器中，两种流体分别在管内、外进行换热。优点：结构简单、便于制造、便于防腐、且能承受高压。缺点：管外液体的对流传热系数较小，从而总传热系数亦小，

如增设搅拌装置，则可提高传热效果。

1蛇管式换热器一、间壁式换热器喷淋蛇管式换热器

：冷水由最上面管子的喷淋装置中淋下，沿管表面下流，而被冷却的流体自最下面管子流入，由最上面管子中流出，与外面的冷流体进行热交换。优点：与沉浸式相比，传热效果好、便于检修和清洗。缺点：占地较大，水滴溅洒到周围环境，且喷淋不易均匀。

t1t2T1T2结构：两种直径不同的标准管组成同心套管，内管可用

U形管连接，而外管之间也由管子连接。2、套管式换热器注意：适当选择两个管径，以使内管与环隙间的流体呈湍流状态，使其具有较高的总传热系数，同时也减少垢层的形成。缺点：单位传热面的金属消耗量很大，占地较大，故一般适用于流量不大、所需传热面亦不大及高压的场合。

优点：结构简单、耐高压、制造方便、应用灵便、传热面易于增减。3列管式换热器列管式换热器又称为管壳式换热器，是目前生产中应用最广泛的传热设备，属典型的间壁式换热器。主要有（1）固定管板式、（2）浮头式和（3）U型管式换热器。隔板挡板管束壳体结构：壳体、管束、管板、折流挡板和封头。一种流体在管内流动，其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。隔板挡板管束壳体缺点：由于管束和壳体温度不同，引起热膨胀程度不同，可能造成设备变形、管子弯曲、破裂或松脱等。浮头补偿：换热器两端管板之一不固定在外壳上（此端称为浮头），当管子受热或受冷时，连同浮头一起自由伸缩，而与外壳的膨胀无关。浮头式换热器。补偿圈补偿：在外壳上焊上一个补偿圈。当外壳和管子热胀冷缩时，补偿圈发生弹性形变，达到补偿的目的。U型管补偿：将管子两端都固定在同一管板上，每根管子可以自由伸缩，与其他管子和外壳无关。U型管式换热器。优点：单位体积设备所能提供的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，适用于高温、高