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换热器的传热计算

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(完整版)换热器热量及面积计算公式

(完整版)换热器热量及面积计算公式

换热器热量及面积计算
一、热量计算
1、一般式
Q=W h（H h,1- H h,2）= W c（H c,2- H c,1）
式中：
Q为换热器的热负荷，kj/h或kw；
W为流体的质量流量，kg/h；
H为单位质量流体的焓，kj/kg；
下标c和h分别表示冷流体和热流体，下标1和2分别表示换热器的进口和出口。

2、无相变化
Q=W h c p,h(T1-T2)=W c c p,c(t2-t1)
式中：
c p为流体平均定压比热容，kj/(kg.℃)；
T为热流体的温度，℃；
T为冷流体的温度，℃。

二、面积计算
1、总传热系数K
管壳式换热器中的K值如下表：
注：
1w=1J/s=3.6kj/h=0.86kcal/h
1kcal=4.18kj
2、温差
（1）逆流
热流体温度T：T1→T2
冷流体温度t：t2←t1
温差△t：△t1→△t2
△t m=（△t2-△t1）/㏑（△t2/△t1）（2）并流
热流体温度T：T1→T2
冷流体温度t：t1→t2
温差△t：△t2→△t1
△t m=（△t2-△t1）/㏑（△t2/△t1）
3、面积计算
S=Q/(K.△t m)
三、管壳式换热器面积计算
S=3.14ndL
其中，S为传热面积m2、n为管束的管数、d为管径，m；L为管长，m。

四、注意事项
冷凝段：潜热（根据汽化热计算）
冷却段：显热（根据比热容计算）。

化工原理_17换热器的传热计算

化工原理_17换热器的传热计算
T2 T1 (T1 t1)
22
二、传热单元数法
（2）传热单元数 NTU 由换热器热平衡方程及总传热速率微分方程
dQ qm,hcphdT qm,ccpcdt K (T t)dS
对于冷流体 dt KdS
T t qm,ccpc
23
二、传热单元数法
积分上式得
t2 dt S KdS
(NTU )c t1 T t 0 qm,ccpc
11
一、平均温度差法
逆流：
采用逆流操作，若换热介质流量一定，则可 以节省传热面积，减少设备费；若传热面积一定， 则可减少换热介质的流量，降低操作费，因而工 业上多采用逆流操作。
并流：
若对流体的温度有所限制，如冷流体被加热 时不得超过某一温度，或热流体被冷却时不得低 于某一温度，则宜采用并流操作。
12
Qmax (qmcp )min (T1 t1)
较小者具 有较大温
差
换热器中可 能达到的最
大温差
式中 qmCp 称为流体的热容量流率，下标 min表 示两流体中热容量流率较小者，并称此流体为最
小值流体。
20
二、传热单元数法
若热流体为最小值流体，则传热效率为
qm,hcph (T1 T2 ) T1 T2
通常在换热器的设计中规定，t 值不应小
于0.8，否则值太小，经济上不合理。若低于此
值，则应考虑增加壳方程数，将多台换热器串
联使用，使传热过程接近于逆流。
18
二、传热单元数法
1. 传热效率ε 换热器的传热效率ε定义为
实际的传热量QT
最大可能的传热量Qmax
19
二、传热单元数法
定义最大可能传热量
基于冷流体的传热单元数

换热器热力设计方案计算

换热器热力设计方案计算

换热器热力设计方案计算
热力设计方案计算是确定换热器的尺寸和参数的重要步骤，这些参数
包括换热面积、换热系数、热传导方程等。

以下是一个换热器热力设计方
案计算的示例，详细说明了计算的步骤和方法。

首先，需要确定换热器所需的换热面积。

常用的计算方法是根据传热
方程来确定，传热方程为：
Q=U*A*ΔT
其中，Q是换热器的传热量，U是换热器的总传热系数，A是换热面积，ΔT是换热器的温度差。

通常情况下，需要根据实际工艺条件和热传
导方程来确定ΔT的值。

接下来，需要计算换热器的总传热系数U。

总传热系数是由换热器的
导热系数和对流传热系数组成的。

导热系数是指换热器材料的导热性能，
可以根据材料的热导率和厚度来计算。

对流传热系数是指流体在管内和管
外的传热性能，可以根据换热器的流体流速、壁面温度和换热器的材料来
计算。

在计算总传热系数U时，需要注意传热系数的单位。

通常情况下，传
热系数的单位是一次性热量的传递能力，单位为W/(m²·K)。

传热系数越大，传热效果越好，换热器的尺寸就越小。

在计算换热面积A时，需要考虑多个参数，包括介质流量、介质温度、介质性质和管束的布置方式等。

需要根据实际工艺条件和设计要求来确定。

最后，需要根据计算结果来确定换热器的尺寸和参数。

根据计算的结果，可以选择合适的换热器型号和规格，满足工艺生产的需求。

总之，换热器热力设计方案计算是一个复杂的工程项目，需要考虑众多的参数和条件。

通过准确计算和合理选择，可以设计出满足工艺要求和性能要求的换热器。

换热器的热计算方法

换热器的热计算方法

换热器是工业过程中常用的设备，用于在两种流体之间传递热量。

换热器的热计算方法通常涉及到确定热量传递速率、传热表面积和温度变化等参数。

以下是换热器的一般热计算方法：
传热速率计算：
热传导：对于热传导，可以使用导热方程来计算热传导的速率，通常表示为q = k * A * ΔT / L，其中q是传热速率，k是材料的导热系数，A是传热表面积，ΔT是温度差，L是传热距离。

对流传热：对于对流传热，通常使用牛顿冷却定律，q = h * A * ΔT，其中q是传热速率，h 是对流传热系数，A是传热表面积，ΔT是温度差。

温差和温度计算：
确定入口和出口流体的温度，以便计算温差（ΔT）。

温差是热交换的驱动力。

温度分布：在一些情况下，需要考虑温度在换热器内的分布，通常需要使用数学模型和计算方法。

传热表面积计算：
传热表面积（A）是一个关键参数，它可以根据传热速率和温差来计算，通常使用q = U * A * ΔT，其中U是总传热系数。

U值取决于换热器的类型和结构，可通过实验测定或计算得出。

流体性质计算：
确定流体的物性参数，如密度、热导率、比热容等，以便计算传热速率和温度变化。

对于多组分混合物，需要使用混合物物性计算方法。

性能和效率计算：
根据热计算结果，可以计算换热器的性能和效率参数，如效率、热传导系数等。

需要注意的是，换热器的热计算通常需要考虑多种因素，包括传热方式、流体性质、流速、换热器类型和结构等。

根据具体的应用和情况，可能需要使用不同的计算方法和模型。

通常，工程师和热力学专家会根据具体问题的需求来选择合适的计算方法，并使用专业的软件工具来辅助热计算和设计。

换热器换热量计算公式

换热器换热量计算公式

换热器换热量计算公式换热器是一种用于将热量从一种介质传递到另一种介质的装置。

根据换热器的类型和工作原理的不同，换热量的计算公式也会有所不同。

下面将介绍几种常见的换热器及其换热量计算公式。

1.单相流体传热换热器单相流体传热换热器是将一个单相流体中的热量传递到另一个单相流体中的换热器。

换热量的计算公式基于热平衡原理，即热量在两个流体之间的传递是相等的。

Q=m·c·(T2-T1)其中，Q为换热量，单位为焦耳/秒（J/s）或瓦特（W）；m为流经换热器的质量流率，单位为千克/秒（kg/s）；c为流体的比热容，单位为焦耳/千克·摄氏度（J/(kg·°C)）；T1和T2分别为流体的入口温度和出口温度，单位为摄氏度（°C）。

在实际应用中，为了计算方便，可以将换热率（U）引入公式。

换热率是描述换热器传热性能的参数，通常通过实验或理论计算确定。

Q=U·A·(T2-T1)其中，U为换热率，单位为焦耳/秒·平方米·摄氏度（J/(s·m^2·°C)）或瓦特/平方米·摄氏度（W/(m^2·°C)）；A为换热面积，单位为平方米（m^2）。

2.蒸发冷凝换热器蒸发冷凝换热器用于将一种流体从液态转化为气态或从气态转化为液态的过程中传递热量。

换热量的计算公式基于摩尔焓的变化。

Q=G·(h2-h1)其中，Q为换热量，单位为焦耳/秒（J/s）或瓦特（W）；G为质量流率，单位为摩尔/秒（mol/s）；h1和h2分别为流体的入口摩尔焓和出口摩尔焓，单位为焦耳/摩尔（J/mol）。

在实际应用中，为了计算方便，可以将换热系数（U）引入公式，并结合换热面积（A）进行计算。

Q=U·A·(h2-h1)其中，U为换热系数，单位为焦耳/秒·平方米·摄氏度（J/(s·m^2·°C)）或瓦特/平方米·摄氏度（W/(m^2·°C)）。

换热器的传热计算

换热器的传热计算

换热器的传热计算换热器的传热计算包括两类：一类是设计型计算，即根据工艺提出的条件，确定换热面积；另一类是校核型计算，即对换热面积的换热器，核算其传热量、流体的流量或温度。

这两种计算均以热量衡算和总传热速率方程为根底。

换热器热负荷Q 值一般由工艺包提供，也可以由所需工艺要求求得。

Q=W c p Δt ，假设流体有相变，Q=c p r 。

热负荷确定后，可由总传热速率方程〔Q=K S Δt 〕求得换热面积，最后根据"化工设备标准系列"确定换热器的选型。

其中总传热系数K=0011h Rs kd bd d d Rs d h d o m i i i i ++++ 〔1〕在实际计算中，总传热系数通常采用推荐值，这些推荐值是从实践中积累或通过实验测定获得的，可以从有关手册中查得。

在选用这些推荐值时，应注意以下几点：1. 设计中管程和壳程的流体应与所选的管程和壳程的流体相一致。

2. 设计中流体的性质〔粘度等〕和状态〔流速等〕应与所选的流体性质和状态相一致。

3. 设计中换热器的类型应与所选的换热器的类型相一致。

4. 总传热系数的推荐值一般围很大，设计时可根据实际情况选取中间的*一数值。

假设需降低设备费可选取较大的K 值；假设需降低操作费用可取较小的K 值。

5. 为保证较好的换热效果，设计中一般流体采用逆流换热，假设采用错流或折流换热时，可通过安德伍德〔Underwood〕和鲍曼〔Bowman〕图算法对Δt进展修正。

虽然这些推荐值给设计带来了很大便利，但是*些情况下，所选K值与实际值出入很大，为防止盲目烦琐的试差计算，可根据式〔1〕对K值估算。

式〔1〕可分为三局部，对流传热热阻、污垢热阻和管壁导热热阻，其中污垢热阻和管壁导热热阻可查相关手册求得。

由此，K值估算最关键的局部就是对流传热系数h的估算。

影响对流传热系数的因素主要有：1.流体的种类和相变化的情况液体、气体和蒸气的对流传热系数都不一样。

牛顿型和非牛顿型流体的也有区别，这里只讨论牛顿型对流传热系数。

完整版换热器热量及面积计算公式

换热器热量及面积计算一、热量计算1、一般式Q=W h（H h,1- H h,2）= W c（H c,2- H c,1）式中：Q 为换热器的热负荷， kj/h 或 kw ；W 为流体的质量流量， kg/h；H 为单位质量流体的焓， kj/kg ；下标 c 和 h 分别表示冷流体和热流体，下标 1 和 2 分别表示换热器的进口和出口。

2、无相变化Q=W h c p,h(T1-T2)=W c c p,c(t2-t1)式中：c p为流体平均定压比热容，kj/(kg.℃)；T为热流体的温度，℃；T为冷流体的温度，℃。

二、面积计算1、总传热系数K管壳式换热器中的K 值以下表：冷流体热流体总传热系数 K，w/(m2. ℃）水水850-1700水气体17-280水有机溶剂280-850 水轻油340-910 水重油60-280有机溶剂有机溶剂115-340 水水蒸气冷凝1420-4250 气体水蒸气冷凝30-300水低沸点烃类冷凝455-1140 水沸腾水蒸气冷凝2000-4250 轻油沸腾水蒸气冷凝455-1020 注：2、温差（1）逆流热流体温度 T：T1→T2冷流体温度 t ：t2 ←t1温差△ t ：△ t1 →△ t2△t m=（△ t2- △t1 ）/ ㏑（△ t2/ △t1 ）（2）并流热流体温度 T：T1→T2冷流体温度 t ：t1 →t2温差△ t ：△ t2 →△ t1△t m=（△ t2- △t1 ）/ ㏑（△ t2/ △t1 ）3、面积计算S=Q/(K. △t m)三、管壳式换热器面积计算其中， S 为传热面积 m2、n 为管束的管数、 d 为管径， m；L 为管长，m。

四、注意事项冷凝段：潜热（依照汽化热计算）冷却段：显热（依照比热容计算）。

热交换器传热计算的基本方法

13
三、换热器中传热过程对数平均温差的计算
1 简单顺流及逆流换热器的对数平均温差 流动形式不同，冷热流体温差沿换热面的变化规律也不同.
传热方程的一般形式： kAtm
换热器中冷流体温度沿换热面是不断变化的，因此，冷却 流体的局部换热温差也是沿程变化的。
以顺流情况为例，作如下假设：
（1）冷热流体的质量流量qm2、qm1
dt1
dt2
1 qm1c1
d kdA t
1 qm2c2
d d 1 1
qm1c1 qm2c2
dt d kdAt
dt kdA
t
tx dt k Ax dA
t t
0
ln
tx t
k Ax
tx texp( kAx )
可见，当地温差随换热面呈指数变化，则沿整个换热面的平
均温差为：
tm
t t1 t2 dt dt1 dt2
t1 t1 dt1 t1
在固体微元面dA内，两种流体的换 热量为:
d kdA t
t2 dt2 t2
t2
对于热流体: 对于冷流体:
1 d qm1c1dt1 dt1 qm1c1 d
1 d qm2c2dt 2 dt2 qm2c2 d
dt
平均温差
t
m
与<逆0.流75工时作，时认的为对设数计平不均合温理差。t
lm
的比值
,c
示 在相同的流体进出口温度条件下，按逆流工作所需的传热
面积
Fcounte
与按某种流动形式工作所需的传热面积
r
比 Fother 之
值（传热系数相等的条件小），
即：
tm Fcounter
tlm,c
Fother

换热器传热计算


dQ Tw t w b
dS m
3) 管壁与流动中的冷流体的对流传热
dQ i tw t dSi
间壁换热器总传热速率为：
dQ K T tdS0
dQ T t T 1R
KdS0
T TW 1
t1 TW tW
R1
b
t2 R2
tw t 1
t3 R3
0 dS0
dSm
i dSi
t2）
T2 t2
②
若max(Δt1
1
2
d1 d2
1 0.58103 0.0025 25 0.5103 25 1 25
2500
45 22.5
20 50 20
0.0004 0.00058 0.000062 0.000625 0.025
0.0267 m2 K /W K 37.5W / m2 K
(2)α1增大一倍，即α1 =5000W/m2·K时的传热系数K’
六、传热的平均温度差
恒温差传热：传热温度差不随位置而变的传热 传热
变温差传热：传热温度差随位置而改变的传热
并流 ：两流体平行而同向的流动
逆流 ： 两流体平行而反向的流动 流动形式
错流 ： 两流体垂直交叉的流动 折流 ：一流体只沿一个方向流动，而另一
流体反复折流
1.恒温传热时的平均温度差
换热器中间壁两侧的流体均存在相变时，两 流体温度可以分别保持不变，这种传热称为恒温 传热。
idi
1 K0
do
idi
Rsi
d o
di
bd o
dm
Rso
1
o
总传热系数计算式
管壁内表面 污垢热阻
管壁外表面 污垢热阻提高总传热系数途径的分析 Nhomakorabea1 K0

管式换热器的计算公式

管式换热器的计算公式
管式换热器的计算公式主要涉及到换热面积、热负荷、传热系数等方面，具体如下：
1. 换热面积计算公式：A=πdnL，其中d是管子的内径，n是管子的数量，L是管子的长度。

2. 热负荷计算公式：Q=(m1-m2)Cp(T1-T2)，其中m1和m2是两个流体的质量流量，Cp是比热容，T1和T2是两个流体的温度差。

3. 传热系数计算公式：kd=m/πdnλv，其中λv是导管内膜的热导率，m是质量流量，d是导管的内径，n是导管数量。

4. 还有一个公式是：a=q/k(tr-△t)，其中a为换热面积，q为总换热量，k 为导热系数。

这些公式在不同的场合有不同的应用，请根据实际情况选择合适的公式进行计算。

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准数名称 努塞尔数 Nu （Nusselt number） 雷诺数 Re （Reynolds number） 普兰德数 Pr （Prandtl number） 格拉斯霍夫数 Gr （Grashof number） 符号 准数式 含义 表示对流传热系数的准数 表示惯性力与粘性力之比，是表征流动状态 的准数 表示速度边界层和热边界层相对厚度的一个 参数，反映与传热有关的流体物性
各物理量的定性温度为管子进出口流体主体温度的算术平均值。 除表 2 所述情况外，一般采用式（4）计算 h。 应当指出，由于强制对流时对流传热系数很低，故在换热器设计中，应尽量 避免在强制层流条件下进行换热。 3) 流体在光滑圆形管内呈过渡流 当 Re=2300~10000 时，对流传热系数可先用湍流时的公式计算， 然后把算 得结果乘以校正系数φ φ = 1 − 6 × 10 5 Re −1.8 4) 流体在弯管内作强制对流 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 流传热系数较直管的大，此时可用下式计算对流传热系数，即： d h ' = h1 + 1.77 i R h ' —弯管中的对流传热系数，W/（m2 ℃） ； ； h —直管中的对流传热系数，W/（m2 ℃） d i —管内径，m； R—管子的弯曲半径，m。 5) 流体在非圆形管内作强制对流 此时，只要将管内径改为当量直径 de，则仍可采用上述各关联式。但有些资 料中规定某些关联式采用传热当量直径。例如，在套管换热器环形截面内传热当 （6） （5）
量直径为： 4× π 2 (d 1 − d 22 ) d 2 − d 22 4 = 1 πd 2 d2
d e' =
（7）
d1—套管换热器的外管内径，m； d2—套管换热器的内管外径，m。 传热计算中，究竟采用哪个当量直径，由具体的关联式决定。但无论采用哪 个当量直径均为一种近似的算法，而最好采用专用的关联式，例如在套管环隙中 用水和空气进行对流传热实验，可得 h 的关联式： k h = 0.02 de d1 d 2
影响对流传热系数的因素主要有： 1. 流体的种类和相变化的情况
液体、 气体和蒸气的对流传热系数都不相同。牛顿型和非牛顿型流体的也有 区别，这里只讨论牛顿型对流传热系数。 流体有无相变化，对传热有不同的影响。 2. 流体的性质
对 h 影响较大的流体物性有比热、 导热系数、 密度和粘度等。 对同一种流体， 这些物性又是温度的函数，而其中某些物性还和压强有关。 3. 流体的流动状态
当流体呈湍流时，随着 Re 数的增加，滞流内层的厚度减薄，故 h 就增大。 而当流体呈滞流时， 流体在热流方向上基本没有混杂流动， 故 h 就较湍流时为小。 4. 流体流动的原因
自然对流是由于流体内部存在温度差，因而各部分的流体密度不同，引起流 体质点的相对位移。 设ρ1 和ρ2 分别代表温度为 t1 和 t2 两点的密度， 则流体因密 度差而产生的升力为（ρ1-ρ2）g。若流体的体积膨胀系数为β，单位为 1/℃， 并以代表Δt 温度差（t2- t1） ，则可得ρ1=ρ2（1+βΔt） ，于是每单位体积的流体 所产生的升力为： （ρ1-ρ2）g=[ρ2（1+βΔt）-ρ2]g=ρ2βgΔt 或（ρ1-ρ2）/g=βΔt 强制对流是由于外力的作用，如泵、搅拌器等迫使流体的流动。 5. 传热面的形状、位置和大小
0.8
cp µ k
n
（2）
式中 n 值视热流方向而定， 当流体被加热时， n=0.4， 当流体被冷却时， n=0.3。 应用范围：Re>10000，0.7 <Pr<120， L L >60（L 为管长） 。若 <60，需考 di di
di 0.7 虑传热进口段对 h 的影响，此时可将求得的 h 值乘以 1 + 进行校正。 L 特性尺寸：管内径 di。 定性温度：流体进出口温度的算术平均值。 b) 高粘度流体 可应用西德尔（Sieder）-泰特（Tate）关联式，即： k d i ub ρ h = 0.027 di µ µ 式中 µ w
0.14 0.8
cpµ k
1/ 3
µ µ w
0.14
（3）
也是考虑热流方向的校正项， µ w 为壁面温度下流体的粘度。
应用范围：Re>10000，0.7<Pr<1700， 特性尺寸：管内径 di。
L >60（L 为管长） 。 di
定性温度：除 µ w 取壁温外，均取流体进出口温度的算术平均值。 一般而言，由于壁温未知，计算时往往要用试差法，很不方便，为此可取近 µ 似值。液体被加热时，取 µ w
传热管、板、管束等不同的传热面的形状；管子的排列方式，水平或垂直放 置；管径、管长或板的高度等，都影响 h 值。 目前解决对流传热问题的方法主要有量纲分析法和类比法。 常用的量纲分析 法有雷莱法和伯金汉法（Buckingham Method） ， 前者适合 于 变量数 目较 少 的 场 合，而当变量数目较多时，后者较为简便，由于对流传热过程的影响因素较多， 故需采用伯金汉法。 ² 强制对流（无相变）传热过程 根据理论分析及实验研究， 对流传热系数 h 的影响因素有传热设备的尺寸 l、 流体密度ρ、粘度μ、定压质量热容 cp、导热系数 k 及流速 u 等物理量，可用
hl k luρ µ cp µ k l 3 ρ 2 gβ ∆t µ2
表示由于温度差引起的浮力与粘性力之比
各准数中的物理量的意义为： h — 对流传热系数，W/（m2 ℃） ； u — 流速，m/s； ρ— 流体的密度，kg/m3； l — 传热面特性尺寸，可以是管径（内径、外径或平均直径）或平板长度，m； k — 流体的导热系数，W/（m2 ℃） ； μ— 流体的粘度，Pa s； cp— 流体的定压比容，J/（kg ℃） ； Δt—流体与壁面间的温度差，℃； β— 流体的体积膨胀系数，1℃/或 1/K； g — 重力加速度，m/s2。 上述关系式仅为 Nu 与 Re、Pr 或 Gr、Pr 的原则关系式，而各种不同情况下
0.53
Re 0.8 2000~220000，d1/d2=1.65~17。 特性尺寸：当量直径 de。 定性温度：流体进出口温度的算术平均值。 此式亦可用于计算其他流体在套管环隙中作强制湍流时的传热系数。 2. 流体在管外作强制对流 1) 流体在管束外作强制垂直流动 通常管子的排列有正三角形、转角正三角形、正方形及转角正方形四种。如 图 1 所示： 流体在管束外流过时，平均对流传热系数可分别用式（9） 、 （10）计算： 对于 a、 d 对于 b、 c Nu = 0.33 Re 0.6 Pr 0.33 Nu = 0.26 Re 0.6 Pr 0.33 （9） （10）
换热器的传热计算
换热器的传热计算包括两类：一类是设计型计算，即根据工艺提出的条件， 确定换热面积；另一类是校核型计算，即对已知换热面积的换热器，核算其传热 量、流体的流量或温度。这两种计算均以热量衡算和总传热速率方程为基础。 换热器热负荷 Q 值一般由工艺包提供， 也可以由所需工艺要求求得。 Q=W cp Δt，若流体有相变，Q=cp r。 热负荷确定后，可由总传热速率方程（Q=K SΔt）求得换热面积，最后根据 《化工设备标准系列》确定换热器的选型。 其中总传热系数 K= 1 d 1 d0 bd + Rsi + 0 + Rso + h0 hi di d i kd m （1）
0.14
µ ≈1.05，液体被冷却时，取 µ w
0.14

0.14
≈0.95；对
µ 气体，则不论加热或冷却，均取 µ w
≈1.0。
2) 流体在光滑圆形直管内作强制层流 流体在管内作强制层流时，一般流速较低，故应考虑自然对流的影响，此时 由于在热流方向上同时存在自然对流和强制对流而使问题变得复杂化，因此，强 制层流时的对流传热系数关联式其误差要比湍流的大。 当管径较小， 流体壁面间的温度差也较小且流体的μ值较大时，可忽略自然 对流对强制层流传热的影响，此时可应用西德尔（Sieder）-泰特（Tate）关联式， 即： d k h = 1.86 Re⋅ Pr i di L
的具体关系式则需通过实验确定。在使用由实验数据整理得到的关系式时，应注 意： ①应用范围 ②特性尺寸 ③定性温度 关系式中 Re、Pr 等准数的数值范围等； Nu、Re 等准数中的 l 应如何确定； 各准数中的流体物性应按什么温度查取。
总之，对流传热系数是流体主体中的对流和层流内层的热传导的复合现象。 任何影响流体流动的因素（引起流动的原因、流动状态和有无相变化等）都必然 影响对流传热系数。 以下分流体无相变和有相变两种情况来讨论对流传热系数的 关系式，其中前者包括强制对流和自然对流，后者包括蒸汽冷凝和液体沸腾。 Ø 流体无相变时的强制对流传热 1. 流体在管内做强制对流 1) 流体在光滑圆形直管内做强制湍流 a) 低粘度流体 可应用迪特斯（Dittus）-贝尔特（Boelter）关联式，即： k di ub ρ h = 0.023 di µ
在实际计算中， 总传热系数通常采用推荐值，这些推荐值是从实践中积累或 通过实验测定获得的，可以从有关手册中查得。在选用这些推荐值时，应注意以 下几点： 1. 设计中管程和壳程的流体应与所选的管程和壳程的流体相一致。 2. 设计中流体的性质（粘度等）和状态（流速等）应与所选的流体性质和 状态相一致。 3. 设计中换热器的类型应与所选的换热器的类型相一致。 4. 总传热系数的推荐值一般范围很大，设计时可根据实际情况选取中间的 某一数值。若需降低设备费可选取较大的 K 值；若需降低操作费用可取 较小的 K 值。 5. 为保证较好的换热效果，设计中一般流体采用逆流换热，若采用错流或 折流换热时，可通过安德伍德（Underwood）和鲍曼（Bowman）图算法 对Δt 进行修正。 虽然这些推荐值给设计带来了很大便利，但是某些情况下，所选 K 值与实 际值出入很大，为避免盲目烦琐的试差计算，可根据式（1）对 K 值估算。 式（1）可分为三部分，对流传热热阻、污垢热阻和管壁导热热阻，其中污 垢热阻和管壁导热热阻可查相关手册求得。由此，K 值估算最关键的部分就是对 流传热系数 h 的估算。