第七章 传 热 Chapter 7 Heat Transfer

概述(Introduction) 化工生产的传热问题 化工生产需要大规模地改变物质的化学性质和物理性质，而这些性质的变化都涉及热能的传递。 化学反应：向反应器提供热量或从反应器移走热量； 蒸发、蒸馏、干燥：按一定的速率向这些设备输入热量； 高温或低温设备：隔热保温，减少热损失； 热能的合理利用和废热回收。

概述(Introduction) 热量传递的方式 热传导：依靠物体中微观粒子的热运动，如固体中的传热； 热对流：流体质点（微团）发生宏观相对位移而引起的传热现象，对流传热只能发生在流体中，通常把传热表面与接触流体的传热也称为对流传热； 热辐射：高温物体以电磁波的形式进行的一种传热现象热辐射不需要任何介质作媒介。在高温情况下，辐射传热成为主要传热方式。

直接混合式传热：冷热两种流体直接接触，在混合过程中进行热交换。不常用，如凉水塔。 典型的换热设备 直接混合式传热：冷热两种流体直接接触，在混合过程中进行热交换。不常用，如凉水塔。 间壁式换热：参与传热的两种流体被隔开在固体间壁的两侧，冷、热两流体在不直接接触的条件下通过固体间壁进行热量的交换。 热溶液进 冷溶液出 冷溶液进 热溶液出 套管式换热器

典型的换热设备 列管式换热器 1 2 3 6 5 4 7 单程列管式换热器 双程列管式换热器

传热面积 冷热两种流体通过列管换热器的管壁进行热量交换，管壁表面积即为传热面积，若已知管数 n、管外径 d2 和管长 l，则可求得基于管外表面的传热面积： 若换热管内径为 d1， 管程数为 m，则管程流体的流通截面积为：

传热过程的基本问题 ⑴ 载热体用量的确定； ⑵ 设计新的换热器； ⑶ 核算现有换热器的传热性能； ⑷ 强化或削弱传热的方法。 解决这些问题需要两个基本关系式 热量恒算式 若忽略过程热损失 传热速率关系 传热速率(热流量) Q ：单位时间内所交换的热量(W) 传热通量(热流密度) q：单位时间单位传热面积上传递的热量(W/m2) —— 传热基本方程式 K —— 总传热系数，W/(m2·K)

传热过程的计算 传热负荷 生产上对物料加热(冷却)时所需提供(移除)的热量，即生产工艺需要的传热速率(传热任务) 。 设： Q — 传热速率，W； W1、W2 — 热、冷流体的质量流率，kg/s； Cp1、Cp2 — 热、冷流体的比热，J/(kg·K)； T1、T2 — 热流体的进、出口温度，℃； t1、t2 — 冷流体的进、出口温度，℃； r — 流体的汽化或冷凝潜热，kJ/kg。 无相变： 有相变： 若忽略热损失，则热流体放出的热量等于冷流体吸收的热量

传热温差：推动力 换热过程中，热流温度沿程降低，冷流温度沿程升高，故冷热流体温度差在换热器表面各点不同。 当用传热基本方程式计算整个换热器的传热速率时，必须使用整个传热面积上的平均温差。

在换热器中取微分长度 dl，其传热面积为 dA 假定： ⑴ 在传热过程中，热损失忽略不计； ⑵ 两流体的比热为常数，不随温度而变； 传热温差：推动力 dl T dA T2 t2 t t1 T1 在换热器中取微分长度 dl，其传热面积为 dA 假定： ⑴ 在传热过程中，热损失忽略不计； ⑵ 两流体的比热为常数，不随温度而变； ⑶ 总传热系数 K 为常数，不沿传热表面变化。 两流体通过微分面积 dA 交换的热量为

传热温差：推动力 dl dA T t 热流放出的热量 冷流吸收的热量 两式相减并令 逆流传热微分式

传热温差：推动力 两边求积分 根据换热器总热量恒算式 两式相减 比较传热基本方程式 同样可推出并流传热平均温差计算式

逆流和并流传热的平均温差的特点 T1、T2、t1、t2 相同时，逆流平均温差大于并流平均温差。当传热量一定时，逆流操作所需的传热面积小于并流操作。 逆流时热流体的出口温度可低于冷流的出口温度（高于冷流的入口温度），并流时热流体的出口温度必大于冷流的出口温度。当加热任务一定时，采用逆流传热可最大限度地利用热能，节约载热体的用量。 在换热器中，若参与换热的两流体都变温，则一般都采用逆流操作，但是并流也有它的特点，例如工艺上要求被加热的流体不得高于某一温度，或被冷却的流体不得低于某一温度，采用并流较易控制。但需要注意，倘若采用逆流代替并流而节省了载热体，则其平均温差就未必仍比并流的大。

传热温差：推动力 错流和折流时的平均温差 列管式换热器中两种流体的流动比较复杂的多程流动。 对于错流或折流平均温差，通常是先按逆流求算，然后再根据流动型式加以修正，即  —— 温差修正系数  与冷热两流体温度变化有关，表示为 P 和 R 两参数的函数

传热温差：推动力 温差修正曲线

传热温差：推动力 错流和折流时平均温差的数学解析式 对于 m 壳程、2m×n 管程（如1-2，1-4，2-8，…）换热器： 当 R≠1 时： 当 R = 1 时： ＜1(tm＜tm,逆)是由于复杂流动中同时存在并流和逆流； 换热器设计时 值不应小于 0.8，否则不经济； 可改用多壳程来增大 ，即将几台换热器串联使用。

总传热系数 总传热系数 K 综合反映传热设备性能，流动状况和流体物性对传热过程的影响，倒数 1/K 称为传热过程的总热阻。 对间壁式换热器，可将传热视为对流-导热-对流的串联过程 根据牛顿冷却定律 根据傅立叶导热定律

总传热系数 串联过程，dQ 相等： 由传热基本方程： 对比两式有： 冷热两流体通过间壁进行热交换的总热阻等于两个对流热阻与一个导热热阻之和，与串联电路欧姆定律类似。

总传热系数 根据列管换热器标准规定，传热面积以换热管外表面计算，则： 因为： 有： 当间壁为平壁，或管壁很薄或管径较大时，dA1、dA2、dAm 和 dA 相等或近似相等，则：

获取 K 的另外两种途径 查取 K 值 在有关传热手册和专著中载有某些情况下 K 的经验数值，可供设计参考。注意应选用工艺条件接近、传热设备类似的较为成熟的经验 K 值作为设计依据。 流体种类 总传热系数K W/(m2·K) 水—气体 12~60 水—水 800~1800 水—煤油 350左右 水—有机溶剂 280~850 气体—气体 12~35 饱和水蒸气—水 1400~4700 饱和水蒸气—气体 30~300 饱和水蒸气—油 60~350 饱和水蒸气—沸腾油 290~870

获取 K 的另外两种途径 (2) 实验测定 通过实验测定现有换热器的流体流量和温度，再由传热基本方程计算 K 值： 实验测定的 K 值较为可靠。实测 K 值的方法不仅是为了在缺乏工业实验数据时提供设计依据，而且还可以籍助实测的 K 值判断换热器的工作状况，从而寻求强化传热的措施。 计算得到的 K 值与查取或实测值相差较大，主要原因是给热系数 h 的关联式有一定误差和污垢热阻不易估计准确。 使用计算的 K 值时应慎重，最好与另外两种方法作对照，以确定合理的 K 值。

污垢热阻 换热器在运行一段时间后，流体介质中的可沉积物会在换热表面上生成垢层，有时换热面还会被流体腐蚀而形成垢层。 垢层产生附加热阻，使总传热系数减小，传热速率显著下降。 因垢层导热系数很小，即使厚度不大，垢层热阻也很大，往往会成为主要热阻，必须给予足够重视。 如管壁内侧和外侧的污垢热阻分别是 Rs1 和 Rs2，则总热阻 用 Rf 表示管壁内外两侧污垢热阻之和 K2 为清洁表面的总传热系数，K2’ 是结垢表面的总传热系数，分别测得这两个传热系数，即可确定 Rf 值。

污垢热阻 污垢热阻的大致数值 流 体 种 类 污垢热阻m2·℃/W 流体种类 水(u<1m/s, t<50℃) 蒸气 海水   蒸气 海水 0.0001 有机蒸汽 0.0002 河水 0.0006 水蒸气(不含油) 井水 0.00058 水蒸气废气(含油) 蒸馏水 制冷剂蒸汽(含油) 0.0004 锅炉给水 0.00026 气体 未处理的凉水塔用水 空气 0.0003 经处理的凉水塔用水 压缩气体 多泥沙的水 天然气 0.002 盐水 焦炉气

换热器计算的变量分析 设计型计算：在给定的工艺条件下，设计一台新的换热器。 设计原则：技术上可行，经济上合理。 例：热流体的冷却 已知：W1、T1、T2、t1 及物性 求：A、 tm、 K tm：需要选定 t2。t2， W2 ，操作费用，但 tm，A ，设备费用。一般按 tm 不小于10℃来确定 t2。 K： 与流体的流动方式和流速有关。速度 ，K值，传热面积，但流动阻力，动力消耗。基本原则：湍流、逆流。对列管换热器的复杂流动，流向和流动空间的安排以温差修正系数  不低于 0.8 为宜。 A： 根据计算得出的 A 和选定的流动方式选出适合的换热器

换热器计算的变量分析 校核型计算 ：核算已有换热器在非设计工况下的传热性能 (1) 产量改变造成工艺流体流量的变化，要求预测现有换热器在冷流体流量和进口温度不变的条件下，工艺流体的出口温度 T2。 (2) 上游设备工况改变而引起工艺流体的进口温度发生变化，需预测出口参数的变化。 (3) 冷却剂水的进口温度受季节和气候影响，从而会使工艺流体的出口参数产生波动，需预测出口温度的波动值。 (4) 新换热器刚投入使用时，垢层尚未形成，其总传热量系数 K 远大于考虑了污垢热阻的设计值，需要预测 K 的这种变化对传热的影响。

换热器计算的变量分析 换热器调节 ：使换热器在非设计工况下操作时工艺流体的出口参数（温度）稳定在工艺要求值附近。 调节的方法：改变非工艺流体的流量来改变换热器的传热性能，从而把变化了的出口参数调回到设计值。改变非工艺流体流量，K 和 tm及传热速率随之变化。 (1) 传热为非工艺流体控制 调节非工艺流体流量，总传热系数 K 和平均温差 tm 同时改变，从而改变传热速率Q。 (2) 传热为工艺流体控制 改变非工艺流体流量，总传热系数 K 几乎不变，只有平均温差 tm 变化。 (3) 传热为工艺流体控制且非工艺流体出口温度十分接近其进口温度时 tm 也不变化，即 Q 不变化，表现为换热器无调节余地。

传热单元数法 问题：在校核型计算中，需要同时确定 T2 和 t2 (在传热速率方程式的对数项中)，若采用传热速率方程和热量平衡方程联立求解的方法，需要进行试差计算。 解决方法：传热单元数（—NTU）法 手段：将两个出口温度用热量衡算式消去一个，避免试差。 传热速率方程： 变换：

传热单元数法 令： 以热流体为基准的温变比或比热容量流率 热流体的传热单元数 以热流体为基准的传热效率 对冷流体逆流可得： 需同时确定 T2 和 t2：R1 和 NTU1 可计算得出，求出 1 后由定义式可求 T2，再由 R1 求 t2。 需同时确定流体的流量和它的出口温度（如 W2 和 t2）：需确定 R1，由于 R1 包含在对数项中，计算仍需试差。可由已知  1和 NTU1，查图得到 R1。

传热单元数法 单程逆流换热器中ε和 NTU 关系 折流换热器中ε和 NTU 关系

传热单元数法 传热单元数计算式   热流体 冷流体 逆流 并流 定义

对流给热系数的实验关系式 对流传热分类 对流传热中常用的准数 冷凝传热 有相变传热 沸腾传热 湍流 对流传热 自然对流 圆形直管 管外对流 过渡流 无相变传热 强制对流 滞流 非圆管道 管内对流 弯管 对流传热中常用的准数 定 义 名 称 意 义 Nu = hl / k 努塞尔准数 待求准数，含待求的给热系数 Re = lu /  雷诺准数 反映对流强度对传热的影响 Pr = cp  / k 普兰特准数 反映流体物性的影响 Gr = l 32gt / 2 格拉斯霍夫准数 反映自然对流的影响

换热器壳程都是横掠管束流动，管的排列分直列和错列。 流体无相变的给热系数 管外强制对流 流体在管束外横掠流动 d s2 s1 d s2 s1 换热器壳程都是横掠管束流动，管的排列分直列和错列。 错列时流体在管间交替收缩和扩张的弯曲通道中流动，比直列时在管间走廊通道的流动扰动更为强烈，故错列比直列传热要快，但错列的流动阻力较大，清洗不如直列容易。

影响因素为 Re，Pr，管子排列方式，管间距和管排数等。 流体在管束外横掠流动 影响因素为 Re，Pr，管子排列方式，管间距和管排数等。 应用范围：Re = 5000~7000, s1/d = 1.2~5.0, s2/d = 1.2~5.0 特征尺寸：管外径，流速取每排管子中最狭窄通道处的流速 定性温度：流体进、出口温度的算术平均值 列数 直列 错列 C n ε 1 0.60 0.171 0.6 s1/d0 = 1.2~3 时 C = 1 + 0.1 s1/d0 s1/d0 > 3 时 C = 1.3 2 0.65 0.151 0.228 3 0.161 0.290 4 对第一排管子(相对于来流方向)，不论错列或是直列，C、  和 n 都相同，h 值相同；从第二排起，错列的  值较大，h 也较大；在第三排以后，直列和错列的 h 值均不再变化。

流体在管束外横掠流动 由于各排的给热系数不同，则整个管束的平均给热系数应按下式求出： 式中：A1、A2、A3……分别为第一排，第二排，第三排……的传热面积； h1、h2、h3……分别为第一排，第二排，第三排……的传热系数。

换热器壳程的传热 对于常用的列管式换热器： (1) 由于壳体是圆筒，管束中各排的管数不同。 (2) 壳体内装有折流挡板，流体先是横掠管束进行流动，在绕过折流挡板时，则变为顺着管子的方向流动。 (3) 由于流速和流向的不断变化，Re＞100 即可达到湍流。 (4) 壳程给热系数的计算要考虑具体的结构型式。 (a) 圆盘形 (b) 分流形 (c) 弓形(圆缺形)

换热器壳程的传热 对于装有圆缺型挡板时 (割去直径的 25% 所留下的部分) 的列管式换热器，壳程给热系数： (1) Re = 3~12×104 时 (2) Re = 2×103~1×106 时 定性温度：除 w 取壁温外，其余均取流体平均温度； 特征尺寸：用当量直径。 直列 错列

换热器壳程的传热 流速 u ：按管间最大流通截面积 A 计算，即 式中：D —— 换热器外壳内径，m； l —— 两折流挡板间距，m。 若换热器中无挡板，壳程流体沿管外作平行流动，则可按非圆管道的管内强制对流公式计算。特征尺寸使用壳程空间的当量直径。

自然对流传热系数 自然对流：加热过程中流体密度发生变化而产生的流动。 大容积自然对流：无搅拌时釜内液体的加热；传热设备外表面与周围环境大气之间的对流传热。 大容积自然对流的给热系数仅与 Gr 数和 Pr 数有关 定性温度：取壁温 tw 和流体平均温度 tm 的算术平均值 C 和 n 的实验值 加热面形状 特征尺寸 (Gr·Pr) 范围 C n 水平园管 外径 d0 104~109 0.53 1/4 垂直管或板 高度 L 0.59 109~1012 0.10 1/3

有相变的传热过程 冷凝传热 蒸汽是工业上最常用的热源。蒸汽在饱和温度下冷凝时，放出汽化潜热。 蒸汽具有一定的压力，饱和蒸汽的压力和温度具有一定的关系。 冷凝方式 膜状冷凝：冷凝液体能润湿壁面，在壁面上铺展成膜。 特点：蒸汽放出的潜热必须穿过液膜才能传递到壁面，液膜层为壁面与蒸汽间传热的主要热阻。因冷凝在整个壁面上发生，若凝液籍重力沿壁下流，则液膜越往下越厚，给热系数随之越小，如果壁面足够高，壁下部液膜中会出现凝液的湍流流动，使给热系数复又增加。

冷凝方式 滴状冷凝：凝液不能完全润湿壁面，在壁面上形成小液滴，且不断成长变大，在下滚过程中合并成更大的液滴，使壁重新暴露在蒸汽中。 特点：滴状冷凝时没有完整液膜的阻碍，热阻很小，给热系数约为膜状冷凝的 5~10 倍甚至更高。 实现滴状冷凝的方法：在壁面上涂一层油类物质；在蒸汽中混入油类或脂类物质；对管表面进行改性处理。

膜状冷凝给热系数 蒸汽在垂直管外或垂直板侧的冷凝 当 Re＜2100，膜内为滞流，则 若 Re＞2100，膜层为湍流，则 k、、  — 分别为凝液的导热系数，密度和粘度； r — 冷凝潜热，kJ/kg； t — 蒸汽饱和温度 ts 与壁面 tw 之差，℃。 特征尺寸：l 取垂直管或板的高度。 定性温度：蒸汽冷凝潜热 r 取饱和温度 ts 下的值，其余物性参数取液膜平均温度 (ts+tw)/2 下的值。

膜状冷凝给热系数 W — 凝液质量流量，kg/s； b — 浸润周边长度，m； M — 冷凝负荷，M=W/b； A — 膜层流通截面积，m2； de — 液膜当量直径，m。

膜状冷凝给热系数的准数形式 无因次冷凝给热系数，h* 则当 Re＜2100 时： Re＞2100 时（Kirkbride式）：

膜状冷凝给热系数 蒸汽在水平单管及水平管束外冷凝 蒸汽在水平单管外冷凝时，凝液受重力作用沿管周向下流动并脱离管壁。 单管平均给热系数可用下式计算： 蒸汽在水平管束外冷凝的平均给热系数： 式中：h 为水平单管的冷凝给热系数；km 为管束校正系数。 如果管束的总管数为 N，则管束校正系数为 m 为垂直列数，其值与总管数 N 和管束放置方位有关。

膜状冷凝给热系数 管束按三角形排列时的两种放置方位： A 方位放置时对角线上管列垂直，垂直列数 B 方位放置时对角线上管列水平，垂直列数

影响冷凝传热的其它因素 (1) 蒸汽的流速和流动方向 若蒸汽与液膜的流向相同，则会加速液膜的流动，使液膜减薄，h 增加。蒸汽流速< 10m/s 影响不大，> 40~50m/s 时，h 提高 30% 左右。若蒸汽与液膜的流动方向相反，液膜的流动受到阻滞而变厚，h 下降，若蒸汽的流速很高，将液膜吹离壁面，h 将大大增加。 (2) 不凝性气体 随着可凝性蒸汽的冷凝，不凝性气体将在液膜外侧聚积而形成一层气膜，蒸汽必须以扩散的方式穿过此气膜才能到达液膜进行冷凝，热阻增大，h 下降。例如水蒸汽中含有 1% 的空气能使 h 下降 60%。 (3) 过热蒸汽 在大气压力下，过热 30℃ 的蒸汽较饱和蒸汽的 h 高 1%，而过热 540℃ 的蒸汽的 h 高 30%。

沸腾传热 大容积沸腾(池内沸腾)：加热面浸在有自由表面的液体中所发生的沸腾，液体运动由自然对流和汽泡扰动引起。 强制对流沸腾(管内沸腾)：液体在管内流动过程中受热沸腾。产生的汽泡不能自由升浮，而是受迫随液体一起流动，形成汽-液两相流动，沿途吸热，直至全部汽化。 大容积饱和沸腾曲线 饱和沸腾：液体主体达到饱和温度 ts，加热壁面的温度 tw 高于饱和温度所发生的沸腾。 随壁面过热度 t=tw-ts 增加，沸腾传热表现出不同的规律。 沸腾曲线：沸腾传热热流密度 q 与壁面过热度 t 的变化关系

大容积饱和沸腾曲线 自然对流沸腾区：t 较小，壁面处液体轻微过热，产生的少量汽泡尚未升浮达到自由液面就放热再冷凝而消失。液体的运动主要决定于自然对流，沸腾本质上属于过冷沸腾。 核状沸腾区：t 增大，加热面上汽泡数量增加，促进液体扰动，h 和 q 都迅速增加。在 C 点 h 超过104 W/(m2·℃)，q 高达106W/m2。

大容积饱和沸腾曲线 过渡沸腾区： t 增大过 C 点，汽泡数大大增加，且生成速率大于脱离速率，汽泡连成汽膜，h 与 q 均下降。因汽膜很不稳定，属于核状沸腾和膜状沸腾共存的过渡区。 膜状沸腾： t 继续增大，汽泡迅速形成并互相结合成汽膜覆盖在加热壁面上，产生稳定的膜状沸腾。但由于膜内辐射传热的逐渐增强，h 和 q 又随 t 的增加而升高。

汽泡生成的条件：液体必须过热；加热壁面上存在汽化核心。 沸腾传热过程的机理 核状沸腾机理：汽泡的生成、脱离和浮升。 汽泡生成的条件：液体必须过热；加热壁面上存在汽化核心。 汽化核心：粗糙表面上微细的凹缝或裂穴处，由于表面张力较小或吸附了微量气体或蒸汽等原因，使新相容易生成。 pv ,tv pl ,tl ps ,ts 压力差 R2(pv-pl) 表面张力 2R  pl pv R 假设一球形汽泡存在于液体中而处于力平衡和热平衡条件下，由于表面张力的作用，汽泡内的压力 pv 必须大于汽泡外的压力 pl，且汽泡内外压力之差 pv-pl 应与汽液界面上的表面张力相平衡，即

凹缝尺寸满足上式条件即可能成为汽化核心； t ，pv-ps ，R ； 沸腾传热过程的机理 pv ,tv pl ,tl ps ,ts 压力差 R2(pv-pl) 表面张力 2R  pl pv R 若忽略液相静压的作用，则 pl 应等于液面上方的压力 ps，热平衡要求汽泡内蒸汽的饱和温度 tv 等于汽泡外液体的饱和温度 tl，即 tl=tv，由于 pv>pl，tv>tl，所以汽泡外液体的温度是过热的。过热度 tv-ts，而在贴壁处具有最大过热度 tw-ts，故壁面上凹穴处汽泡生成的条件是 凹缝尺寸满足上式条件即可能成为汽化核心； t ，pv-ps ，R ； 提高壁温 tw，壁面上更小的凹缝成为汽化核心，从而可以解释汽泡生成速率随壁温升高而加快的现象。

大容积饱和核状沸腾 影响传热速率的因素甚为复杂，一般用因次分析法得出准数关系式，并用实验数据回归 Cwl — 取决于加热表面—液体组合情况的经验常数； cp—饱和液体的定压比热，kJ/(kg·K)； r — 汽化潜热，kJ/kg； Pr — 饱和液体的普兰特准数； q — 热流密度，q=ht, t=tw-ts；  — 饱和液体的粘度，N·s/m2； l、 v — 分别为饱和液体和汽体的密度，kg/m3；  — 液体-蒸汽界面的表面张力，N/m； s — 系数，对水 s = 1.0，对其他液体 s = 1.7； g — 重力加速度，m/s2。

大容积饱和核状沸腾 各种表面—液体组合情况的Cwl 临界点下热流密度推荐使用下式 表面-液体组合 Cwl 水-铜 0.013 乙醇-铬 0.027 水-铂 水-金刚砂磨光的铜 0.0128 水-黄铜 0.006 正戊烷-金刚砂磨光的铜 0.0154 正丁醇-铜 0.00305 四氯化碳-金刚砂磨光的铜 0.0070 异丙醇-铜 0.00225 水-磨光的不锈钢 0.0080 正戊烷-铬 0.015 水-化学腐蚀的不锈钢 0.0133 苯-铬 0.010 水-机械磨光的不锈钢 0.0132 临界点下热流密度推荐使用下式

管内沸腾传热 垂直管沸腾过程中的流动型态和传热类型 液体无相变加热过程：液体进入管内至开始产生汽泡； 过冷沸腾：液体在过冷状态下 (< ts ) 开始产生汽泡； 泡状沸腾：ts 时形成泡状流和块状流(汽泡汇合成块)； 环状流：蒸汽含量，大汽块在管中心合并形成汽芯； 蒸干：环状液膜受热蒸发，逐渐变薄，直至液膜消失； 干蒸汽单相传热区：对湿蒸汽继续加热使其成为过热蒸汽。

辐射传热 (Radiation) 基本概念 辐射：物体以电磁波的方式传递能量的过程。 辐射能：以辐射的形式所传递的能量。 热辐射：因热的原因引起的电磁波辐射。 辐射传热：不同物体间相互辐射和吸收的综合结果。 自然界中凡是温度高于绝对零度的物体，都会不停的向四周发射辐射能， 热射线在物理本质上与光射线一样，所不同的是波长范围。 从理论上讲，热辐射的波长范围为 0~，但具有实际意义的波长为 0.4~20 m。 可见光： 0.4~0.8 m 很高温度下才有明显作用 红外线： 0.8~20 m 在热辐射中起决定作用

当物体发射的辐射能投射到另一物体的表面上时，一部分被物体吸收(QA),一部分被反射 (QR), 一部分透过物体(QD)。 基本概念 热射线也服从反射和折射定律。 当物体发射的辐射能投射到另一物体的表面上时，一部分被物体吸收(QA),一部分被反射 (QR), 一部分透过物体(QD)。 根据能量守恒定律： Q QR QA QD A、R 和 D 分别为物体吸收率、反射率和透过率。 单色吸收率、反射率和透过率

基本概念 黑体(绝对黑体)：能将辐射能全部吸收的物体，即 A=1, R=D=0。自然界中并不存在绝对黑体，例如没有光泽的黑墨表面，其吸收率 A=0.96~0.98，定义黑体的目的是为了在计算中确定一个比较的标准。 镜体(绝对白体)：能将辐射能全部反射的物体，即 R=1, A=D=0。自然界中也不存在绝对镜体，例如表面抛光的铜，其反射率 R=0.97。 透热体：辐射能全部透过的物体，即D=1, A=R=0。例如对称双原子气体 O2、N2、H2 等都是透热体。 灰体：能够以相等的吸收率吸收所有波长辐射能的物体。灰体也是理想物体，其特点为：吸收率 A 与波长无关；为不透热体 (A+R=1)。工业上常见的固体材料均可视为灰体。

基本定律 黑体的辐射能力 斯蒂芬-波尔茨曼定律 Stefan-Boltzmann Eb —— 黑体的辐射能力，W/m2； C0 —— 黑体的辐射系数 =5.67W/(m2·K4) 。 黑体的辐射能力与绝对温度的四次方成正比。随着温度的升高，辐射能力急剧增大，因而在高温下辐射传热成为主要的传热方式。 灰体的辐射能力 灰体的辐射能力除与物体的温度有关外，还与物体的吸收率有关。

板1(灰体)能量平衡：单位时间单位面积发射 E1，获得 A1Eb，向板 2 的净的辐射传热量为 q=E1-A1Eb。 灰体的辐射能力 板1(灰体) 板2(黑体) 板1(灰体)能量平衡：单位时间单位面积发射 E1，获得 A1Eb，向板 2 的净的辐射传热量为 q=E1-A1Eb。 辐射传热达平衡(两物体温度相等)时， q=0，E1=A1Eb 或 E1/A1=Eb。 若板 1 用任意灰体板来代替，则得 E1 Eb A1Eb (1-A1)Eb E1, A1, T1 Eb, T2 T1 > T2 克希霍夫(Kirchhoff)定律 C —— 灰体的辐射系数 灰体辐射能力与吸收率之比恒等于同温度下黑体的辐射能力

灰体的黑度 灰体的辐射能力与同温度下黑体的辐射能力之比 对于灰体 A<1, C<C0，故黑体的辐射能力最大，而且物体的吸收率越大，其辐射能力越强。 上式为灰体辐射能力的计算公式，为求灰体的辐射能力，需知灰体的黑度。 黑度值可以通过实验测定，其值与材料的性质，温度和表面状况有关。

灰体的黑度 某些工业材料的黑度 材料 温度[℃]  红砖 20 0.93 耐火砖 — 0.8~0.9 钢板(氧化的) 200~600 0.8 钢板(抛光的) 940~1100 0.55~0.61 铝(氧化的) 0.11~0.19 铝(抛光的) 225~575 0.039~0.057 铜(氧化的) 0.57~0.87 铜(抛光的) 0.03 铸铁(氧化的) 0.64~0.78 铸铁(抛光的) 330~910 0.6~0.7

两固体间的辐射传热 Aw2 两黑体间的辐射传热和角系数 dAw2 蓝贝特 (Lambert) 定律 2 r 1 Aw1 dAw1

两灰体间的辐射传热 辐射能可被多次被吸收和反射 板1(灰体) 板2(灰体) 板1(灰体) 板2(灰体) E1 E2 E1R2 E2R1 E1R1R2 E2R1R2 E1R1R22 E2R12R2 E1R12R22 E2R12R22 E1, R1, T1 E2, R2, T2 E1, R1, T1 E2, R2, T2 T1 > T2 T1 > T2

可将灰体理解为对投入辐射全部吸收而辐射能力为 Eout 的“黑体” 两固体间的辐射传热 E 对于定常辐射过程 (温度不变)： Eout Ein AEin 可将灰体理解为对投入辐射全部吸收而辐射能力为 Eout 的“黑体” 处于任何相对位置的两灰体间交换的净辐射能为： 一般情况下：

两固体间的辐射传热 对于封闭系统： 注意有： s —— 系统黑度 C1-2 —— 总辐射系数

两固体间的辐射传热 Aw， 和 C1-2 的计算方法 序号 辐射情况 面积 Aw 角系数 总辐射系数 C1-2 1 面积极大相距很近的两平行面 Aw1或Aw2 2 面积有限且大小相等的两平行面 Aw1 ＜1 3 很大的物体2包住物体1 4 物体2恰好包住物体1，Aw1=Aw2 5 界于3、4两种情况之间

高温设备的热损失 热损失为对流和辐射传热量之和 对流损失热量： 辐射损失热量(牛顿冷却定律的形式)： —— 辐射给热系数 对流-辐射联合给热系数 因设备壁面被环境大气所包围， =1 总热量损失： 在平壁保温层外： 在管道或圆筒壁保温层外： 上两式适用于tw<150℃场合。

壁温的估算 在给热系数和设备热损失计算以及选择换热器类型和管材时，需要壁温数据。 因金属间壁有热阻，故间壁两侧表面温度不同。因金属热阻很小，可忽略间壁温度的差异。 若间壁两侧流体的平均温度分别为 T 和 t，给热系数分别为 h1 和 h2，则有 因给热系数 h1 和 h2 是壁温 tw的函数，需试差求壁温。 试差方法：先假设 tw，据此计算两个给热系数，进而计算壁温，直至计算的壁温和假设的壁温相一致。 假设壁温时应作粗略估计，温差与热阻成正比，即壁温接近给热系数较大一侧流体的温度。

传热的强化与削弱 传热强化 根据传热基本方程 增加传热温差 饱和水蒸气加热时，蒸汽压力，蒸汽温度；用水冷却时，水温温差；在冷热流体进出口温度固定不变时，可采用逆流操作以增加传热温差，等等。 物料温度一般由工艺条件给定，不能任意变动，而加热剂(或冷却剂)的进口温度往往也不能改动，如冷却水的初温决定于环境气候，而出口温度虽可通过增大水流量而降低，但会导致流动阻力的迅速增加，操作费用升高。 由热力学第二定律，传热温差越大，有效能的损失越大。为了降低有效能损失，应设法减小温差。

传热的强化 提高传热系数 (1) 提高冷热流体的两个给热系数； (2) 降低间壁热阻和污垢热阻。 金属壁的导热一般不构成主要热阻； 垢层热阻随使用时间而变大，常成为控制传热速率的主要因素，应防止结垢和经常除垢； 间壁两侧的对流传热热阻，若两个 h 存在数量级的差别时，，应设法增加小的 h (薄弱环节)，若两个 h 数值相近，应同时予以提高。强化对流传热应致力于减薄滞流底层的厚度，增强边界层的湍动程度。

传热的强化 提高传热系数 (1) 提高流体速度 h∝u0.8。如列管式换热器，可增加管程数来提高流速；增加折流挡板数来提高壳程流速。但p∝u2，用增加流速的方法来强化传热，是以增大泵耗为代价的，强化具有局限性。 (2) 改变流动状态 通过特殊设计的传热壁面不断改变流体的流动速度和方向，从而增强边界层的扰动，如：粗糙换热表面；管内表面上加工螺纹槽，制成螺纹管或螺旋槽管，管内安装插入物 (麻花纽带) 等。 (3) 引入机械振动 使传热表面振动，或使流体振动，或是施加电场作用，目的是加强滞流底层的湍动。 沸腾和冷凝传热的给热系数已相当高，也有相应的强化传热理论和技术。

传热的强化 增大传热面积 增加传热面积的方法： 用螺纹管或螺旋槽管代替光管； 在园管外表面上加螺旋翅片，或在管壁上加工轴向肋片。 由于扩展表面的温度低于基管的温度，传热量的增加率低于传热面积的增加率。 强化传热面：能导致 KA 增加的换热表面。

保温隔热技术 利用保温隔热材料对高温和低温设备进行保温隔热，以减少设备与环境间的热交换。 保温材料：导热系数很低，导热热阻很大的材料。 判断热力管道保温效果的方法： —— 保温效率 Q0 — 单位长度裸管的散热量，W/m； Q — 单位长度保温层厚度为  的管子的散热量，W/m。 保温技术的一个重要方面，就是选择合适的保温材料，选用时应根据本地区的实际情况加以选用。

保温隔热技术 常用保温材料 材料名称 主要成分 密度 k W/(m·K) 特性 碳酸镁石棉 85%石棉纤维15%碳酸镁 180 50℃, 0.09~0.12 保温用涂抹材料耐温300℃ 碳酸镁砖   380~360 50℃, 0.07~0.12 泡化碱粘结剂耐温300℃ 碳酸镁管 280~360 硅藻土材料 SiO2,Al2O3 , Fe2O3 280~450 <0.23 耐温800℃ 泡沫混凝土 300~570 耐温250-300℃大规模保温 矿 渣 棉 高炉渣制成棉 200~300 <0.08 耐温700℃大面积保温填料 膨胀蛭石 镁铝铁含水硅酸盐 60~250 <0.07 耐温<1000℃ 蛭石水泥管 430~500 0.09~0.14 耐温<800℃ 蛭石水泥板 沥青蛭石管 350~400 0.08~0.1 保冷材料 超细玻璃棉 18~30 0.032+0.0002 软 木 常绿树木栓层制成 120~200 0.035~0.058 常用保温材料

换热器 按传热特征分： 间壁式：冷、热流体由固体间壁隔开，传热面积固定，热量传递为-导热-对流的串联过程。 混合式：通过冷、热两流体的直接混合来进行热量交换。 蓄热式 (蓄热器)：由热容量较大的蓄热室构成，使冷、热流体交替通过换热器的同一蓄热室。 按用途分：加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。 按结构分：夹套式、浸没式、喷淋式、套管式和管壳式等。 选取换热器时，应根据工艺要求选用合适的类型，还应按传热基本原理选定合理的换热流程，确定换热器的传热面积、结构尺寸以及校核流体阻力等。 对系列化标准换热器，需通过必要的计算 (A，p) 来选用。

间壁式换热器的类型和结构型式 夹套式换热器 主要用于反应器的加热或冷却，将反应器的筒体制成夹套，将加热剂或冷却剂通入夹套内，通过夹套的间壁与反应器内的物料进行换热。 在用蒸汽进行加热时，蒸汽由上部连接管通入夹套内，冷凝水由下部连接管排出，当冷却时，冷却水从下部进入，而由上部流出。 为提高器内物料一侧的给热系数，可在器内设置搅拌器，使容器内的流体作强制对流。

间壁式换热器的类型和结构型式 浸没式蛇管换热器 结构：由肘管连接的直管，或由盘成螺旋状的弯管所组成。蛇管形状主要决定于容器形状。将蛇管浸没于容器中，即构成蛇管式换热器。 当管内通入液体载热体时，应从蛇管的下部通入，当管内通入蒸汽加热时，应从蛇管的顶部通入，冷凝水经蛇管下部的疏水器排出。 优点：结构简单，能承受高压； 缺点：管外流体给热系数小，为强化传热，可在器内安装搅拌器。

间壁式换热器的类型和结构型式 喷淋式蛇管换热器

间壁式换热器的类型和结构型式 喷淋式蛇管换热器 通常用作冷却器。将蛇管成排地固定在钢架上，被冷却流体在管内流动，冷却水由管上方的喷淋装置通过齿型堰板均匀喷洒在蛇管表面而流下，最后收集于排管的底盘内。 喷淋式换热器的最大优点是便于检修和清洗，对冷却水水质可以适当降低。

间壁式换热器的类型和结构型式 套管式换热器

间壁式换热器的类型和结构型式 套管式换热器

优点：构简单，能承受较高压力，应用灵活； 缺点：耗材多，占地面积大，难以构成很大的传热面积，故一般适合于流体流量不大、传热负荷较小的场合。 间壁式换热器的类型和结构型式 螺旋套管换热器 套管式换热器 结构：直径不同的金属管装配成的同心套管。可根据换热要求串联使用。程数可依传热面积的大小而增减，并可数排并列。冷、热流体一般呈逆流流动，平均传热温差大，并可达到较高的流速，形成湍流，具有较高的传热系数。 优点：构简单，能承受较高压力，应用灵活； 缺点：耗材多，占地面积大，难以构成很大的传热面积，故一般适合于流体流量不大、传热负荷较小的场合。

间壁式换热器的类型和结构型式 列管式换热器

间壁式换热器的类型和结构型式 列管式换热器

间壁式换热器的类型和结构型式 列管式换热器 工业上使用最广泛的一种换热设备 优点：单位体积的传热面积、处理能力和操作弹性大，适应能力强，尤其在高温、高压和大型装置中采用更为普遍。 固定管板式换热器 结构：管束与焊接在壳体的两端管板连接。在壳体内，沿管长方向装置有若干块折流挡板； 优点：结构简单、紧凑、造价便宜； 缺点：管外不能机械清洗，管板、管子和壳体都是刚性连接，当管壁和壳壁的温度相差较大时，会产生很大的热应力，甚至将管子从管板上拉脱。解决方法补偿圈(或称膨胀节)。

间壁式换热器的类型和结构型式 U 型管式换热器 结构：管子弯制成U型，U型管的两头固定在同一块管板上，与管板连接的封头内用隔板隔成两室。 优点：管子受热受冷可以自由伸缩，而与壳体无关。结构比较简单，管束可以拔出清洗。 缺点：管内的机械清洗困难，只能走清洁流体。

间壁式换热器的类型和结构型式 U 型管式换热器

间壁式换热器的类型和结构型式 浮头式换热器 结构：一块管板与壳体固定，另一块管板可以在壳体内来回活动，并连接一浮头，当管束受热受冷时即可自由伸缩。浮头式换热器各有一个内浮头和一个外浮头。 优点：有良好的热补偿性能，管束可从壳体中拔出清洗； 缺点：结构复杂，造价较高。 我国已有标准化的列管式换热器系列产品供选用。例如：型号为FB800-180-16-4换热器，FB表示浮头式B型，25×2.5mm换热管，正方形排列，壳体公称直径800mm，公称传热面积180m2，公称压力16kgf/cm2，管程数为4。

列管式换热器的选用和设计 选用和设计中应考虑的问题 流体流动通道的选择： (1) 不清洁或易结垢的物料应当流过易于清洗的一侧，对于直管管束，一般通过管内，直管内易于清洗； (2) 需通过增大流速提高 h 的流体应选管程，因管程流通截面积小于壳程，且易采用多程来提高流速； (3) 腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀； (4) 压力高的流体宜选管程，以防止壳体受压； (5) 饱和蒸汽宜走壳程，冷凝液易于排出，其 h 与流速无关； (6) 被冷却的流体一般走壳程，便于散热； (7) 粘度大、流量小的流体宜选壳程，因壳程的流道截面和流向都在不断变化，在 Re>100 即可达到湍流。 以上各点往往不可能同时满足，应抓住主要矛盾进行选择，例如，首先从流体的压力、腐蚀性及清洗等方面的要求来考虑，然后再考虑满足其他方面的要求。

选用和设计中应考虑的问题 换热管规格及排列 ： 管径：d，单位体积设备内的A，但更容易堵塞。目前我国系列标准规定采用25×2.5mm, 19×2mm两种规格的管子。管长的选择以清洗方便和合理使用管材为准，我国生产的钢管长度多为6米，国家标准规定采用的管长有1.5、2、3、6米四种规格，以3米和6米最为普遍。 换热管的排列方式：等边三角形排列比正方形排列更为紧凑，管外流体的湍动程度高，给热系数大，但正方形排列的管束清洗方便，对易结垢流体更为适用，如将管束旋转45度放置，也可提高给热系数。

选用和设计中应考虑的问题 折流挡板 ： 作用：提高管外的给热系数； 形状：园缺型、园盘型、分流型等； 挡板的形状和间距必须适当，方能取得良好效果。以弓形为例，缺口的高度一般取为壳体内径的10-40%，常见的是20-25%。缺口方向可水平和垂直排列。 挡板间距过大，流速小，不能保证流体垂直流过管束，管外h ；间距过小，流动阻力增加，且不便于检修。 我国系列标准规定的挡板间距： 固定管板式：150、300 和 600 mm 三种规格； 浮头式：150、200、300、480 和 600 mm 五种规格。

流体流经换热器的阻力 管程流体阻力 对于多管程换热器，流体总阻力应等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和（通常忽略进、出口阻力）： p1—流体流经直管的压力降，N/m2； p2—流体流经回弯管时的压力降，N/m2； Ft—结垢修正系数，25×2.5mm1.4， 19×2mm1.5； Ns—串联的壳程数； Np—管程数。 直管压力降 p1 可按流体力学的一般公式进行计算； 回弯管中的压力降 p2 由下面的经验公式估算：

流体流经换热器的阻力 壳程流体阻力 壳程流体阻力的计算公式很多，但由于壳程流体的流动状况十分复杂，由不同的公式计算的结果相差较大。 埃索法计算壳程压降  p0 的公式： p1’ — 流体横过管束的压力降，N/m2； p2’ — 流体通过折流板园缺时的压力降，N/m2； Fs — 壳程压力降的结垢修正系数，对于液体取1.5, 对于气体或可凝蒸汽取1.0。

流体流经换热器的阻力 壳程流体阻力 F — 管子排列方法对压力降的修正系数，对于正三角形排列 F = 0.5，对于正方形排列 F = 0.3，对于正方形斜转 45 度 F = 0.4； f0 — 壳程流体的摩擦系数； nC — 横过管束中心线的管子数； NB — 折流挡板数； h — 折流板间距； u0 — 按壳程流通截面积计算的流速，而 A0=h(D-nCd0), 或由系列标准中查得，m/s。 通常，液体流经换热器的压力降为0.1～1atm, 气体为0.01～0.1atm, 设计时，换热器的工艺尺寸应在压力降与传热面积之间予以权衡，使既能满足工艺要求，又经济合理。

列管换热器的选用和设计的步骤 (1) 确定流动路径，由传热任务计算Q，确定流体进、出口温度，选定换热器形式，计算定性温度，查取流体物性，计算平均温差，根据  0.8 的原则，确定壳程数。 (2) 依据K的经验值，或按生产实际情况选定K估，由传热基本方程估算A估。参照系列标准选定换热器的基本尺寸，如管径、管长、管数及管子的排列等；若是选用，可在系列标准中选择适当的换热器型号。 (3) 根据初选的设备规格，计算管、壳程流体的流速和压降，检查是否合理或满足工艺要求，若不符合，需调整流速，再确定管程数或折流挡板间距，或选择另一规格的设备，重新计算压力降直至满足要求为止。 (4) 计算管、壳程的 h1 和 h2，确定 Rs1 和 Rs2, 计算 K计，A计，比较 A估 和 A计，若 A估/A计=1.15～1.25，则初选的设备合适，否则需另设 K估 值，重复以上步骤。

其他类型的换热器 板式换热器：

其他类型的换热器 板式换热器： 1.固定压紧板 2.夹紧螺栓 3.前端板 4.换热板片 5.密封垫片 6.后端板 7.下导板 8.后支柱 9.活动压紧板 10.上导板

板式换热器 结构紧凑，占用空间小　很小的空间即可提供较大的换热面积，不需另外的拆装空间；相同使用环境下，其占地面积和重量是其他类型换热器的1/3～1/5。 传热系数高 雷诺准数>10时，即可产生剧烈湍流，一般总传热系数可高达3000～8000W/M2.K。 端部温差小 逆流换热，可达到1℃的端部温差。 热损失小 只有板片边缘暴露，不需保温，热效率≥98%。 适应性好，易调整 通过改变板片数目和组合方式即可调节换热能力，与变化的热负荷相匹配。 流体滞留量小，对变化反应迅速，拆装简单，容易维护 板片是独立的单元体，拆装简单，可将密封垫密闭的板片拆开、清洗。 结垢倾向低 高度紊流、光滑板表面，使积垢机率很小，且具自清洁功能，不易堵塞。 低成本 使用一次冲压成型的波纹板片装配而成，金属耗量低，当使用耐蚀材料时，投资成本明显低于其他的换热器。

板式换热器 缺点：处理能力不大，操作压力比较低，一般不超过20atm，受垫片耐热性的限制，操作温度不能太高，一般合成橡胶垫不超过130℃，压缩石棉垫圈也不超过250℃。

螺旋板式换热器 螺旋板式换热器由两块金属薄板焊接在一块分隔板上并卷制成螺旋状而构成的。卷制后，在器内形成两条相互隔开的螺旋形通道，在顶、底部分则焊有封头和两流体进出口接管。其中有一对进出口接管是设在园周边上，而另一对进出口则设在园鼓的轴心上。换热时，冷、热流体分别进入两条通道，在器内作严格的逆流流动。

螺旋板式换热器 按流道布置和封头形式可分为： I 型结构：两个螺旋通道两侧完全焊接封闭，不可拆。两流体均作螺旋运动，通常冷流体由外周流入，热流体从中心流入，形成完全逆流流动。主要用于液体与液体之间的传热。 II 型结构：一个螺旋通道焊接封闭，另一通道的两侧敞开。一流体作螺旋形流动，另一流体则作轴向流动。适合于两流体的流量相差很大的场合。常做蒸汽冷凝器、气体冷却器使用。 III 型结构：一流体作螺旋形流动，另一流体则是轴向流动和螺旋流动的组合，适用于蒸汽的冷凝和冷却。

螺旋板式换热器

螺旋板式换热器的特点 传热系数高 由于离心力的作用，可在较低Re数下出现湍流(Re=1400-1800)，允许流速可达2m/s，故传热系数较高，如水对水的换热，传热系数可达2000-3000 W/（m2·K）。 不易堵塞 由于流速较高，又是在螺旋流道内流动，能较好的发挥流体对板面的冲刷作用，因而流体中的悬浮物不易沉积下来。 由于流道长，可为完全逆流，便于控制温度和利用低温热源，操作时允许较低的温度差，因此，在一些低温差传热的场合，采用螺旋板换热器比较合适。 结构紧凑，制造简便，单位体积设备内的传热面积约为列管式换热器的3倍。 操作压力和温度不能太高，尤其是所能承受的压力比较低，操作压力只能在20atm以下，操作温度约在300-400℃以下。 不易检修，整个换热器已被卷制焊接为一个整体，一旦发生中间泄漏或其他故障，设备即告报废。

板翅式换热器 在两块平行金属板之间夹入波纹状金属翅片，两边以侧条密封，组成一个单元体； 将各单元体进行不同的叠集和适当地排列，再用钎焊予以固定，形成逆流、并流和错流的板翅式换热器组装件(芯部或板束) ； 将带有进、出口的集流箱焊接到板束上。 特点：传热效果更好、结构更为紧凑。 我国目前最常用的翅片形式主要有光直型翅片、锯齿型翅片和多孔型翅片。

板翅式换热器 传热效果好 板翅促进湍流，破坏传热边界层的发展，总传热系数高，同时冷、热流体间换热不仅以平隔板为传热面，而且大部分热量通过翅片换热，因而具有很高的传热速率。 结构紧凑 单位体积换热器提供的传热面积一般能达到2500m2，最高可达到4300m2，而列管式换热器只有160m2。 轻巧牢固 由于结构紧凑，通常用铝合金制造，在相同的传热面积下，其重量仅为列管式换热器的十分之一，波纹翅片不仅是传热面，又是两板间的支撑，故强度很高。 适应性强，操作范围广 由于铝合金的导热系数高，特别适合于低温和超低温条件下的换热。 流道很小，容易堵塞而使压降增大。换热器内一旦结垢，清洗和检修困难，故处理的物料应较清洁或预先进行净制。 由于平隔板是用薄铝片制成，故要求流体对铝不发生腐蚀。

翅片式换热器 结构：在管子外表面上装有径向或轴向翅片。 用途：适用于两种流体的给热系数相差很大的场合，例如水蒸气和空气间的换热，传热过程的热阻主要集中在空气一侧，若空气在管外流动，则在管外装置翅片，既可增大空气侧的传热面积，又可促进空气湍动，使传热系数和传热面积的乘积 KA 值增大，从而提高换热器的传热速率。 翅片与光管的连接应紧密无间，否则会在连接处产生很大的接触热阻。常用的连接方法有镶嵌、缠绕或高频焊接，其中焊接最为密切，但加工费用较高。

翅片式换热器 空调机组表冷器 翅片盘管换热器 组合式铝合金散热器（T形翅）

热管换热器 1—导管 2—吸液芯 3—蒸汽 4—吸热蒸发端 5—保温层 6—放热冷凝端 结构及工作原理：将一根金属管的两端密封，抽出不凝性气体，充以一定量的某种工作液体而成。当热管的一端被加热时，工作液体受热沸腾汽化，产生的蒸汽流至冷却端冷凝放出冷凝潜热，冷凝液沿着具有毛细结构的吸液芯在毛细管力的作用下回流至加热段再次沸腾汽化，工作介质如此反复循环，热量则由热管的轴向由加热端传至冷却端。

热管换热器 热管式CPU散热器

热管换热器 热管式CPU散热器

热管换热器 Zalman夹心式一体化热管显卡散热器

热管换热器 AeroCool热管散热器DP-102 将1700+超到2.2GHz以上的水平时，CPU温度仅仅只有19度

热管换热器

热管换热器 用途：给热系数很小的气-气换热过程。 当液体和气体换热时，可将管外表面翅化以强化传热，但对气-气传热的情况，管内的传热强化则比较困难； 热管可把管内的对流传热转化为管外表面的传热，从而可采用加装翅片的方法进行强化。例如利用热管换热器回收锅炉排出的烟气余热预热燃烧所需空气，效果良好； 由于热管两端的管外表面被翅化，管外对流传热强化，管内籍助工作液体的沸腾和冷凝过程来传热，而沸腾和冷凝的给热系数很大，因而热管的传热速率很高； 若将热管的传热速率折算成管体轴向表观导热系数，则热管的导热率是银的1000倍以上

例题 7-28 该题教材中缺少一物性数据：cp2 = 3000 J/(kgoC) （1）换热器每小时的处理量 解：按传热管外表面积计的传热面积A2： 严格讲应进行校正！ 注意饱和冷凝时蒸汽进出口温度相等。 以传热管外表面积为基准的传热系数K2： 平均温差：

例题 换热器的处理量为： （2）在保持溶液处理量不变的情况下，将溶液从20°C加热到80 °C ，若增加一台同样规格的换热器并联使用： 换热任务： 平均温差： 换热面积：

例题 并联时管内的流量为原来的一半： 湍流时： 以传热管外表面积为基准的传热系数K2’： 故采用并联方式不能完成生产任务。

例题 若采用串联方式，则传热系数与单台换热器时相同，有： 故采用串联方式能够完成生产任务。