本文格式為Word版，下載可任意編輯——換熱器傳熱系數k值表介質不同，傳熱系數各不一致我們公司的閱歷是：

1、汽水換熱：過熱片面為800~1000W/m2.℃飽和片面是按照公式K=2093+786V(V是管內流速）含污垢系數0.0003。

水水換熱為：K=767(1+V1+V2)(V1是管內流速，V2水殼程流速）含污垢系數0.0003實際運行還少有保守。有余量約10%冷流體熱流體總傳熱系數K，W/(m2.℃)水水850～1700水氣體17～280水有機溶劑280～850水輕油340～910水重油60～280有機溶劑有機溶劑115～340水水蒸氣冷凝1420～4250氣體水蒸氣冷凝30～300水低沸點烴類冷凝455～1140水沸騰水蒸氣冷凝2000～4250輕油沸騰水蒸氣冷凝455～1020不同的流速、粘度和成垢物質會有不同的傳熱系數。K值通常在800~2200W/m2·℃范圍內。

列管換熱器的傳熱系數不宜選太高，一般在800-1000W/m2·℃。

螺旋板式換熱器的總傳熱系數（水—水）通常在1000~2000W/m2·℃范圍內。

板式換熱器的總傳熱系數（水（汽）—水）通常在3000~5000W/m2·℃范圍內。

1．流體流徑的選擇哪一種流體流經換熱器的管程，哪一種流體流經殼程，以下各點可供選擇時參考(以固定管板式換熱器為例)(1)不清白和易結垢的流體宜走管內，以便于清洗管子。

(2)腐蝕性的流體宜走管內，以免殼體和管子同時受腐蝕，而且管子也便于清洗和檢修。

(3)壓強高的流體宜走管內，以免殼體受壓。

(4)飽和蒸氣宜走管間，以便于實時擯棄冷凝液，且蒸氣較清白，冷凝傳熱系數與流速關系不大。

(5)被冷卻的流體宜走管間，可利用外殼向外的散熱作用，以鞏固冷卻效果。

(6)需要提高流速以增大其對流傳熱系數的流體宜走管內，因管程流通面積常小于殼程，且可采用多管程以增大流速。

(7)粘度大的液體或流量較小的流體，宜走管間，因流體在有折流擋板的殼程滾動時，由于流速和流向的不斷變更，在低Re(Re>100)下即可達成湍流，以提高對流傳熱系數。

在選擇流體流徑時，上述各點常不能同時兼顧，應視概括處境抓住主要沖突，例如首先考慮流體的壓強、防腐蝕及清洗等要求，然后再校核對流傳熱系數和壓強降，以便作出較恰當的選擇。

2.流體流速的選擇增加流體在換熱器中的流速，將加大對流傳熱系數，裁減污垢在管子外觀上沉積的可能性，即降低了污垢熱阻，使總傳熱系數增大，從而可減小換熱器的傳熱面積。但是流速增加，又使流體阻力增大，動力消耗就增多。所以適合的流速要通過經濟衡算才能定出。

此外，在選擇流速時，還需考慮布局上的要求。例如，選擇高的流速，使管子的數目裁減，對確定的傳熱面積，不得不采用較長的管子或增加程數。管子太長不易清洗，且一般管長都有確定的標準；

單程變為多程使平均溫度差下降。這些也是選擇流速時應予考慮的問題。

3.流體兩端溫度確實定若換熱器中冷、熱流體的溫度都由工藝條件所規定，就不存在確定流體兩端溫度的問題。若其中一個流體僅已知進口溫度，那么出口溫度應由設計者來確定。例如用冷水冷卻某熱流體，冷水的進口溫度可以根據當地的氣溫條件作出估計，而換熱器出口的冷水溫度，便需要根據經濟衡算來抉擇。為了節省水量，可使水的出口溫度提高些，但傳熱面積就需要加大；

為了減小傳熱面積，那么要增加水量。兩者是相互沖突的。一般來說，設計時可采取冷卻水兩端溫差為5～10℃。缺水地區選用較大的溫度差，水源豐富地區選用較小的溫度差。

4.管子的規格和排列方法選擇管徑時，應盡可能使流速高些，但一般不應超過前面介紹的流速范圍。易結垢、粘度較大的液體宜采用較大的管徑。我國目前試用的列管式換熱器系列標準中僅有φ25×2.5mm及φ19×2mm兩種規格的管子。

管長的選擇是以清洗便當及合理使用管材為原那么。長管不便于清洗，且易彎曲。一般出廠的標準鋼管長為6m，那么合理的換熱器管長應為1.5、2、3或6m。系列標準中也采用這四種管長。此外，管長和殼徑應相適應，一般取L/D為4～6(對直徑小的換熱器可大些)。

如前所述，管子在管板上的排列方法有等邊三角形、正方形直列和正方形錯列等，如第五節中圖4－25所示。等邊三角形排列的優點有:管板的強度高；

流體走短路的機遇少，且管外流體擾動較大，因而對流傳熱系數較高；

一致的殼徑內可排列更多的管子。正方形直列排列的優點是便于清洗列管的外壁，適用于殼程流體易產生污垢的場合；

但其對流傳熱系數較正三角排列時為低。正方形錯列排列那么介于上述兩者之間，即對流傳熱系數(較直列排列的)可以適當地提高。

管子在管板上排列的間距(指相鄰兩根管子的中心距)，隨管子與管板的連接方法不同而異。通常，脹管法取t=(1.3～1.5)do，且相鄰兩管外壁間距不應小于6mm，即t≥(d+6)。焊接法取t=1.25do。

5.管程和殼程數確實定當流體的流量較小或傳熱面積較大而需管數好多時，有時會使管內流速較低，因而對流傳熱系數較小。為了提高管內流速，可采用多管程。但是程數過多，導致管程流體阻力加大，增加動力費用；

同時多程會使平均溫度差下降；

此外多程隔板使管板上可利用的面積裁減，設計時應考慮這些問題。列管式換熱器的系列標準中管程數有1、2、4和6程等四種。采用多程時，通常應使每程的管子數大致相等。

管程數m可按下式計算，即:(4-121)式中u―――管程內流體的適合速度，m/s；

u′―――管程內流體的實際速度，m/s。

當殼方流體流速太低時，也可以采用殼方多程。如殼體內安裝一塊與管束平行的隔板，流體在殼體內流經兩次，稱為兩殼程，但由于縱向隔板在制造、安裝和檢修等方面都有困難，故一般不采用殼方多程的換熱器，而是將幾個換熱器串聯使用，以代替殼方多程。例如當需二殼程時，那么將總管數等分為兩片面，分別安裝在兩個內徑相等而直徑較小的外殼中，然后把這兩個換熱器串聯使用，如下圖。

6.折流擋板安裝折流擋板的目的，是為了加大殼程流體的速度，使湍動程度加劇，以提高殼程對流傳熱系數。

第五節的圖4－26已示出各種擋板的形式。最常用的為圓缺形擋板，切去的弓形高度約為外殼內徑的10～40％，一般取20～25％，過高或過低都不利于傳熱。

兩相鄰擋板的距離(板間距)h為外殼內徑D的(0.2～1)倍。系列標準中采用的h值為:固定管板式的有150、300和600mm三種；

浮頭式的有150、200、300、480和600mm五種。板間距過小，不便于制造和檢修，阻力也較大。板間距過大，流體就難于垂直地流過管束，使對流傳熱系數下降。

擋板切去的弓形高度及板間距對流體滾動的影響如圖3-42所示。

7.外殼直徑確實定換熱器殼體的內徑應等于或稍大于(對浮頭式換熱器而言)管板的直徑。根據計算出的實際管數、管徑、管中心距及管子的排列方法等，可用作圖法確定殼體的內徑。但是，當管數較多又要反復計算時，作圖法太麻煩費時，一般在初步設計時，可先分別選定兩流體的流速，然后計算所需的管程和殼程的流通截面積，于系列標準中查出外殼的直徑。待全部設計完成后，仍應用作圖法畫出管子排列圖。為了使管子排列平勻，防止流體走“短路“，可以適當增減一些管子。

另外，初步設計中也可用下式計算殼體的內徑，即:(4-122)式中D――――殼體內徑，m；

t――――管中心距，m；

nc―――－橫過管束中心線的管數；

b′―――管束中心線上最外層管的中心至殼體內壁的距離，一般取b′=(1～1.5)do。

nc值可由下面的公式計算。

管子按正三角形排列時:(4-123)管子按正方形排列時:(4-124)式中n為換熱器的總管數。

按計算得到的殼徑應圓整到標準尺寸，見表4-15。

8．主要構件封頭封頭有方形和圓形兩種，方形用于直徑小的殼體(一般小于400mm)，圓形用于大直徑的殼體。

緩沖擋板為防止殼程流體進入換熱器時對管束的沖擊，可在進料管口裝設緩沖擋板。

導流筒殼程流體的進、出口和管板間必存在有一段流體不能滾動的空間(死角)，為了提高傳熱效果，常在管束外增設導流筒，使流體進、出殼程時必然經過這個空間。

放氣孔、排液孔換熱器的殼體上常安有放氣孔和排液孔，以擯棄不凝性氣體和冷凝液等。

接納尺寸換熱器中流體進、出口的接納直徑按下式計算，即:式中Vs--流體的體積流量，/s；

u--接納中流體的流速，m/s。

流速u的閱歷值為:對液體u=1.5～2m/s對蒸汽u=20～50m/s對氣體u=(15～20)p/ρ(p為壓強，單位為atm；

ρ為氣體密度，單位為kg/)9．材料選用列管換熱器的材料應根據操作壓強、溫度及流體的腐蝕性等來選用。在高溫下一般材料的機械性能及耐腐蝕性能要下降。同時具有耐熱性、高強度及耐腐蝕性的材料是很少的。目前常用的金屬材料有碳鋼、不銹鋼、低合金鋼、銅和鋁等；

非金屬材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。不銹鋼和有色金屬雖然抗腐蝕性能好，但價格高且較稀缺，應盡量少用。

10．流體滾動阻力(壓強降)的計算(1)管程流體阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。對于多程換熱器，其總阻力Δpi等于各程直管阻力、回彎阻力及進、出口阻力之和。一般進、出口阻力可疏忽不計，故管程總阻力的計算式為:（4-125）式中Δp1、Δp2分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強降，N/；

Ft結垢校正因數，無因次，對于φ25×2.5mm的管子，取為1.4，對φ19×2mm的管子，取為1.5；

Np管程數；

Ns串聯的殼程數。

上式中直管壓強降Δp1可按第一章中介紹的公式計算；

回彎管的壓強降Δp2由下面的閱歷公式估算，即:(4-126)(2)殼程流體阻力現已提出的殼程流體阻力的計算公式雖然較多，但是由于流體的滾動狀況對比繁雜，使所得的結果相差好多。

下面介紹埃索法計算殼程壓強Δpo的公式，即:(4-127)式中Δp1′流體橫過管束的壓