传热有关换热器课件

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2024/1/112.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2024/1/123.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。2024/1/136.1.1.3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。2024/1/146.1.1.4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。2024/1/156.1.2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：2024/1/161.固定管板式换热器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。1.挡板2.补偿圈3.放气嘴2024/1/172.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2024/1/183.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2024/1/196.1.2.1.2蛇管式换热器1.沉浸式蛇管换热器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。2024/1/1102.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2024/1/1116.1.2.1.3套管式换热器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。2024/1/1126.1.2.1.4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。2024/1/1136.1.2.2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。2024/1/114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。2024/1/1152.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6-132024/1/116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。2024/1/1173.板翅式换热器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。2024/1/1186.2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2024/1/119〖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2024/1/1206.2.1.2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)2024/1/1211.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2024/1/1226.2.1.3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TTWttWb2024/1/123整理以上三式，得各过程推动力并相加，即：2024/1/124以上三式均为总传热系数的计算式。2024/1/125总传热系数也可以表示为热阻的形式，即：〖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。2024/1/1262.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：

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。2024/1/1273.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。2024/1/128(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：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h2024/1/129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：α变化对K影响示例2024/1/1306.2.2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2024/1/1311.恒温传热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：2024/1/1322.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)变温传热分类并流：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反的方向流动；错流：参与换热的两种流体垂直交叉流过传热面两侧；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。1212并流逆流错流折流2024/1/133(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：上三式说明以t、T、Δt～Q作图均为直线2024/1/134用Δt～Q直线的两端点表示其斜率：Q0T1T2t1t2Δt1Δt2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。

2024/1/135〖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:2024/1/136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。

解：并流时逆流时300℃－－－－→200℃300℃－－－－→

200℃120℃－－－－→180℃180℃－－－－→

120℃Δt1=180℃，

Δt2=20℃Δt1=120℃，

Δt2=80℃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。2024/1/137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。T1t1T2t2T1T2t1t22024/1/1383错流和折流时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，即：φΔt=f(P，R)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：2024/1/139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)。2024/1/1402024/1/1412024/1/142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2024/1/1436.2.2.2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)2024/1/144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。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)dS2024/1/1453.ε与NTU的关系以并流为例。2024/1/1462024/1/1472024/1/148〖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/Cmin3.逆流时：2024/1/1494.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)：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T22024/1/150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4.1879kJ/(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=1.82024/1/1515.1.3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为：5.1.3.1.直接混合式换热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。2024/1/1525.1.3.2.蓄热式换热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.间壁式换热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。2024/1/1536.3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、Δtm、S三方面考虑。1.增大传热面积方法：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。2024/1/1542.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。2024/1/1553.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：降低污垢热阻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。提高对流传热系数特别是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，具体措施是：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；2024/1/156(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，都可提高对流传热强度；(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，做到技术上可行，经济上合理，生产运行操作可靠。2024/1/1576.4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列管式换热器设计和选用时应考虑的问题1流程的选择在列管换热器中，哪种流体在什么条件下走管程(或壳程)，选择的一般原则为：(1)不洁净和易结垢的流体宜走管程，因管内清洗方便；(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；2024/1/158(3)压强高的流体宜走管程，以免壳体同时受压；(4)有毒流体宜走管程，使泄漏机会减少；(5)被冷却的流体宜走壳程，便于散热，增强冷却效果；(6)饱和蒸汽宜走壳程，便于排出冷凝液和不凝气，且蒸汽洁净不污染；(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，但也可在管内采用多管程；(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。2024/1/1592流体流速的选择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。2024/1/1603冷却剂或加热剂出口温度的选择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Δtm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。2024/1/1614.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。管长的选用应考虑管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。

2024/1/1625.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。

2024/1/1636管程和壳程数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。2024/1/1647换热器外壳直径的确定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，可采用下式估算外壳直径：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，其值可由以下公式计算：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。2024/1/1658流体通过换热器压强降的计算(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，因而：ΣΔpi=(Δp1+Δp2)FtNpNs

式中：

Ft

——

结垢校正系