热交换器原理与设计第2章 管壳式热交换器ppt课件.ppt

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1、2 管壳式热交换器,国家质量技术监督局发布：管壳式换热器标准GB1511999（1999-02-26发布 2000-01-01实施）2.1.1 类型和标准,2.1 管壳式热交换器的类型、标准与结构,固定管板式：将管子两端固定在位于壳体两端的固定管板上，管板与壳体固定在一起。优点：结构简单，制造成本低，规格范围广，工程中应用广泛。缺点：壳侧不便清洗，只能采用化学方法清洗，检修困难，对较脏 或有腐蚀性介质不能走壳程。当壳体与换热管温差很大时，可设置单波或多波膨胀节减小温差应力。,管壳式换热器结构名称,单程管壳式换热器1 外壳，2管束，3、4接管，5封头6管板，7折流板,管子两端固定在管板上，管束与

2、管板再封装在外壳内。两种流体分管程和壳程。,U形管式：将换热管弯成U形，管子两端固定在同一块 管板上，弯曲端不加固定。换热管可以自由伸缩，所以壳体与换热管无温差应力。只有一块管板，结构较简单，管束可从壳体内抽出，壳侧便于清洗，但管内清洗困难，管内介质必须清洁且不易结垢。壳程可设置纵向隔板，将壳程分为两程。,浮头式：一端管板与壳体固定，另一端管板可以在壳体内自由浮动。优点：1.壳体和管束热变形自由，不产生热应力。2.管束可从壳体中抽出，便于壳程的检修和清洗。缺点：1.结构复杂，造价高。2.需增加内浮头及相关连接件以保证密封，如果内浮头连接 处泄漏将无法发现，所以应严格保证其密封性能。适用：管壳间

3、温差大，壳程介质腐蚀性强、易结垢的情况。,填料函式：一端管板固定，另一端管板在填料函中滑动。将浮头露在壳体外面的浮头式换热器，又称外浮头式换热器。填料密封处容易泄露，不宜用于易挥发、易燃、易爆、有毒和高压的流体。且制造复杂，安置不便。,主要部件的分类及代号,主要部件的分类及代号,(a)等边三角形法；(b)同心圆法；(c)正方形法 图2.7 管子在管排上的排列,2.1.2 管子在管板上的固定与排列,表2.3换热管中心距 mm,浮头式：DL=Di 2(b1+b2+b),固定管板式、U型管式：DL=Di 2b3b3=0.25d；且10mm,布管限定圆,管板与壳体的连接,2.1.3 管板,表 2.4

4、管板最小厚度 mm,分程隔板,2.1.5 纵向隔板、折流板和支持板为提高流体流速和湍流程度，强化壳程流体 传热，在壳程常装设纵向隔板或折流板。折流板除使流体横过管束流动外，还有支撑 管束、防止管束振动和弯曲的作用。折流板常用形式有：弓形、盘环形(或称圆 盘圆环形)。弓形折流板有 单弓形、双弓形和三弓形三种。,弓形,圆盘形,管板,折流板,(b)缺口左右交替排列图2.17 弓形折流板的排列,图2.18 缺口高度及板间距对流动的影响(a)缺口高度过小，板间距过大(c)缺口高度过大，板间距过小,表 2.5 折流板最大间距,(b)正常,(a)缺口上下交替排列,(a),(c),图2.20 折流板的安装和固

5、定,2.1.6 挡管和旁路挡板 浮头式热交换器中，由于安装浮头法兰需要，圆筒内有一圈较大没有排列管子的间隙，使部分流体由此间隙短路，使主流速度及换热系数下降。而旁路流体未经换热就达出口，与主流混合必使流体出口温度达不到预期数值。挡管和旁路挡板就是为了防止流体短路而设立的构件。挡管是两端堵死的管子，安置在相应于分程隔板槽后面的位置上，每根挡管占据一根换热管的位置，但不穿过管板，用点焊的方法固定于折流板上。通常每隔34排管子安排一根挡管，但不应设置在折流板缺口处，也可用带定距管的拉杆来代替挡管。旁路挡板可减小管束外环间隙的短路，用它增加阻力，迫使大部分流体通过管束进行热交换。其厚度一般与折流板厚度

6、相同，将它嵌入折流板槽内，并点焊在每块折流板上。,图2.21 旁路挡板,图2.22 旁路挡板和挡管,2.1.7 防冲板和导流筒 当管程采用轴向入口或换热管内流速超过3m/s，应设置 防冲板，以减少流体分布不均和对换热管端的冲蚀。防冲板结构尺寸防冲板外表面到壳体内壁的距离不小于接管内径的 1/4，其通道流通面积须大于接管流通面积；防冲板的直径或边长，应大于接管外径 50mm；防冲板最小厚度：碳钢为4.5mm，不锈钢为3mm。防冲板固定形式防冲板的两侧焊在定距管或接杆上，也可同时焊在 靠近管板的第一块折流板上；防冲板焊在圆筒上；用U形螺栓将防冲板固定在换热管上（不允许防冲板 焊在换热管上）。,图2

7、.23 防冲板的形式,a)内导流筒 b)外导流筒 图2.24 导流筒的结构,导流筒在立式换热器壳程中，为使气、液介质更均匀地流入管间，防止流体对进口处管束段的冲刷，而采用导流筒结构。导流筒有内导流筒与外导流筒两种形式。内导流筒的结构简单、制造方便，但它占据壳程空间，而使布管数相应减少。外导流筒是在进口处采用扩大环形通道，考虑到环形通道进口处的线速度较高，为保证气体沿圆周方向均匀的进入，导流筒应做成斜口形。1.内导流筒导流筒外表面到壳体圆筒内壁的距离宜不小于接管外径的1/3。导流筒端部至管板的距离，应使该处的流通面积不小于导流筒的处侧流通面积。2.外导流筒内衬筒表面到外导流筒的内表面间距为：接管

8、外径d200mm时，间距不小于 50mm；接管外径d200mm时，间距不小于 75mm；立式外导流换热器，应在内衬筒下端开泪孔。,拉杆的布置拉杆应尽量均匀布置在管束的外边缘。对大直径换热器，在布管区内或靠近折流板缺口处应布置适当数量的拉杆，任何折流板应不少于3个支承点。拉杆布置应根据折流板缺口位置及折流板缺口与壳程进出管的相对位置定。设计中注意事项设置排气孔和排液孔，注意排气孔和排液孔与管板连接螺栓的位置，不要影响螺栓的拆卸；注意折流板缺口与进出管的相对位置，缺口应与进出管垂直；注意管壳层试验压力的确定；对多管程，注意分程隔板的设置与密封面的关系；注意考虑防冲板和膨胀节的设置。,2.2 管壳式

9、热交换器的结构计算在热交换器设计中，完成传热计算之后，接着就应进行结构计算。结构计算的任务在于确定设备的主要尺寸，对于管壳式热交换器包括下列各项：计算管程流通截面积，包括确定管子尺寸、数目及程数，并选择管子的排列方式；确定壳体直径；计算壳程流通截面积；计算进出口连接管尺寸。,2.2.1 管程流通截面积的计算,连续性方程，单管程的流通截面积为：At=Mt/t wt m2(2.4)式中：At管程流通截面积，m2；Mt管程流体的质量流量，kg/s；t管程流体的密度，kg/m3；wt管程流体的流速，m/s。为保证上述流量和流速，则所需管数 n 为：n=4At/di2(2.5)式中di 管子内径，m。,

10、满足传热面积 F，每根管子的长度 L 应为：L=F/(dn)m(2.6)式中 d 为管子的计算直径，m 一般情况下，d 取换热系数小的那一侧目前所采用的换热管“长径比”，一般在425之间，通常为610。GB 1511999推荐的换热管长度采用：1.0、1.5、2.0、2.5、3.0、4.5、6.0、7.5、9.0、12.0 m等。管长过长时，就应做成多流程的热交换器。,管子长度选为 l 后，所需管程数 Zt 就可确定：Zt=L/l(2.7)总管子根数为：nt=n Zt(2.8)式中：L管程总长，m；n每程管数。确定流程数时，要考虑程数过多会使隔板在管板上占过多的面积，使管板上排列的管数减少。程

11、数多还会增加流体的转弯次数并增加流动阻力。,2.2.2 壳体直径DS=(b1)s+2bb 管束中心线上最外层管中心至 壳体内壁距离：b=(11.5)do b 管沿六边形对角线上的管数。三角形排列时，b=1.1nt。正方形排列时，b=1.19nt。,2.2.3 壳程流通截面积的计算1)纵向隔板 As=Ms/s ws As=/4Zs(Ds2 nt do2)2)折流板Ab=缺口处总截面积 Awg 缺口处管子所占面积 Awt,Fc 为错流区内管子数占总管子数的百分数,h折流板缺口高度，DL最大布管圆直径，DS热交换器壳体内径，折流板切口中心角，弧度：折流板间错流面积：当排列方式为正方形斜转或直列排列时

12、：,当排列方式为三角形排列时：,As,Ab,Ac 之间满足以下关系：,图2.25折流板的几何关系,2.2.4 进出口连接管直径的计算进出口连接管直径的计算仍用连续性方程，经简化后计算公式为：,2.3 管壳式热交换器的传热计算,1)选用经验数据：根据经验或参考资料选用工艺条件相仿、设备类型类似的传热系数作为设计依据。如附录 A。2)实验测定：实验测定传热系数比较可靠，不但可为设计提供依据，而且可以了解设备的性能。但实验数值一般只能在与使用条件相同的情况下应用。3)计算：计算得到的传热系数往往与实际有出入，主要有换热系数的公式不完全准确，污垢热阻不易准确估计等原因。,传热系数_经验数据,一个现实的

13、、无法回避的问题。换热器的污垢，通常是指含有多种杂质、污物及化学成分的工艺流体或冷却水在换热表面上逐步沉积形成的一层固态物质。水垢的导热热阻大约是碳钢的40 50倍，是铝材的160 240倍。污垢形成机理十分复杂，垢阻具体数值 无法作准确预测和计算，可靠方法是实际测量。,换热器的污垢热阻,污垢热阻经验数据_附录C、D、E,以内表面为准时,以外表面为准时_含污垢热阻,以外表面为准时,以内表面为准时_含污垢热阻,2.3.1传热系数的确定,2.3.2 换热系数的计算1)管内、外换热系数 Nu=l/Re=wl/v 流动有层流和湍流之分：层流：Re10000,管内对流换热准则方程式符号：l 管道长度，m

14、；Tw璧面温度，K tm流体平均温度，；流体动力粘度，N.s/m2 Tm流体平均温度，K；w璧温下流体动力粘度，N.s/m2,传热因子科恩传热因子(Kern)和柯尔本传热因子(Colburn)科恩传热因子：柯尔本传热因子：,二者间关系：jh=jH Re,图2.26 管内换热时 jh 与Re的关系,壳侧换热系数壳侧换热系数的计算，特别是在壳侧装有折流板时，由于其中的流动并非典型的错流，而且由于旁流和泄漏的存在、使流动的复杂性大为增加。理想管束：管子与折流板上的管孔之间、壳体内壁与折流板的外缘之间、壳体内壁与管束外缘之间均无间隙的换热管束。,贝尔法是假定全部壳程流体都以错流形式通过理想管束，求得理

15、想管束的传热因子，然后根据热交换器结构参数及操作条件的不同，引入各项校正因子。(1)总管数nt，从图纸上读出。(2)错流区管排数Nc，最好从图纸上读出，否则按下式估算：Nc=Ds(1 2h/Ds)/sp(2.34)sp 见图2.25(3)错流区内管子数占总管数的百分数Fc见式(2.15)。(4)每一缺口内的有效错流管排数Ncw Ncw=0.8h/sp(2.35)(5)错流面积中旁流面积所占分数Fbp Fbp=(Ds DL)ls/Ac(2.36)若有E流路存在时，则：Fbp=(Ds DL+NE lE/2)ls/Ac(2.37)式中NE 管程隔板所占的通道数(E流路数)；lE E流道的宽度。,(6

16、)一块折流板上管子和管孔之间的泄漏面积Atb Atb=do tb(1+Fc)nt/2(2.38)式中tb=dH do，dH为管孔直径。(7)折流板外缘与壳体内壁之间的泄漏面积Asb Asb=Ds(DsDb)/2 arc cos(12h/Ds)(2.39)式中：Db折流板直径。(8)流体通过缺口的流通面积Ab，见式(2.13)及(2.14)，Ab 为该两式相减后的值。(9)缺口的当量直径Dw(用于Re100的情况)，这个值仅在层流区内(Re100)才需要。Dw=4Ab/nt(1+Fc)do/2+Ds(2.40),(10)折流板数目 Nb=l/ls 1(2.41)若进出口段板间距不等于ls，则 N

17、b=(l ls,i ls,o)/ls)+1(2.42)式中ls,i，ls,o分别为进出口段从折流板到管板的距离。在明确结构参数后，贝尔法计算壳程换热系数过程如下：(1)由图2.28查热交换器中心线处，假定壳程流体全部错流流过管束，在此理想管束中纯错流时的柯尔本传热因子 jH jH=o/Gs cpPr2/3(/w)-0.14(2.43)式中Gs壳程流体质量流速，kg/(m2s)；以流体平均温度为定性温度的黏度，Pas；w以壁温为定性温度的黏度，Pas；cp流体比热，J/(kg)。,图2.28 理想管束的传热因子,(2)由图2.29查折流板缺口的校正因子jc，jc是Fc的函数，对于缺口处不排管的结

18、构，jc=1。(3)由图2.30查折流板泄漏影响校正因子 jl(A和D流路)，它是 Asb/(Asb+Atb)及(Asb+Atb)/Ac的函数。(4)由图2.31查取管束旁通影响的校正因子 jb，它是 Fbp和Nss/Nc(Nss为每一错流区内旁路挡板对数，Nc 为错流区内管排数)的函数。(5)由下式计算当热交换器进、出口段折流板间距 不等时的校正因子 js(2.44)式中，当Re100时，n=0.6；当Re100时，n=1/3。,图2.29折流板缺口校正因子jc,图2.30折流板泄漏校正因子jl,图2.32 低Re时逆温度梯度的校正因子jr*,图2.31旁通校正因子 jb,图2.33 中等R

19、e时逆温度梯度的校正因子jr,(6)当雷诺数较低时(壳程Re100)，将出现逆向 温度梯度，采用校正因子 jr以考虑其影响。当Re20时，从图2.32查取 jr jr*。当20Re100，从图2.32查 jr*，再从图2.33查 jr(7)计算壳程传热因子 jo jo=jH jc jl jb js jr(2.45)并按式(2.43)算出壳程换热系数 o,与换热系数有关的几个问题1)定性温度：流体物性，如:、Pr 等，取决于温度。确定物性的温度即定性温度。a)流体的平均温度：tf=(tf+tf)/2b)壁面温度：twc)流体和壁面的平均温度：tm=(tw+tf)/2,卡路里温度 高粘度流体 热流

20、体平均温度：tm1=t1+Fc(t1 t1)冷流体平均温度：tm2=t2+Fc(t2 t2)Fc 卡路里分数：壳侧流体被管侧的水冷却：Fc=0.3；壳侧流体被管程的水蒸汽加热：Fc=0.55；壳侧和管侧均为油：Fc=0.45；粘度10-3Pa.s以下低粘性液体：Fc=0.5。,A 流体流通截面积，m2U 湿周边或热周边，m,2)定型尺寸对流动和换热有显著影响的几何尺度 如：管内流动换热：取直径 d流体在流通截面形状不规则的槽道中流动：取当量直径(de)作为定型尺寸。,当量直径de 附录B,3)黏度修正在某些准则方程式中，为了考虑非定温流动和 热流方向对换热的影响，常乘有(f/w)n，(Prf/

21、Prw)m 因子的修正项，或准则方程式中的 Pr项对加热和冷却采用不同的方次。此修正项计算，往往由于壁温未知而要用试差法；但也可取近似值：液体被加热时，取(/w)0.14 1.05 液体被冷却时，则取(/w)0.14 0.95 对气体，若也用(/w)0.14因子来校正，不论加热或冷却，均可取(/w)0.14=1.0,2.3.3 壁温的计算放热侧壁温：tw1=t1 q1(1/1+rs,1)吸热侧壁温：tw2=t2+q2(1/2+rs,2),壁温和换热系数试算假定一侧壁温（如 tw1）求该侧换热系数（1）计算该侧单位面积传热量：q1=1(t1 tw1)根据壁面热阻 rw计算另一侧壁温（tw2）q1

22、=(tw1 tw2)/rw tw2 求另一侧换热系数（2）计算另一侧单位面积传热量：q2=2(tw2 t2)如假定正确：q1=q2,表2.9例题2.1的计算表格,管壳式换热器允许的压降范围,2.4.1 管程阻力计算 pt=pi+pr+pNpt 管程总阻力，Pa；pi 沿程阻力，Pa；pr 回弯阻力，Pa；pN 进、出口连接管阻力，Pa,2.4 管壳式热交换器的流动阻力计算,莫迪（Moody）圆管摩擦系数fi 范宁（Fanning）摩擦系数，也称摩擦因子：=4 fdi 圆管内径，对非圆形管道，用水力直径，mL 管程总长，m 管内流体在平均温度下的密度，kg/m3wt 管内流体速度，m/si 管内

23、流体粘度校正因子,或：,当Re 2100时：,Re 2100时：,Pa,Pa,沿程阻力 Pi 可用下式计算：,比摩阻每m管长的沿程损失，比摩阻 R，可用达西维斯巴赫公式进行计算：,摩擦阻力系数 取决于管内流体的流动状态和管壁的粗糙程度。,图2.35 管内流动摩擦系数e绝对粗糙度；d管径,=4 f,Re2320时，属层流流动，可按下式计算：,注：热水供暖系统中很少出现层流状态，仅在 自然循环热水供暖系统的个别水流量极小、管径很小的管段内，才会出现层流。,Re2320时，流动呈紊流状态，可分为三个区域：1、水力光滑管区：可用布拉修斯公式计算：2、过渡区：可用洛巴耶夫公式计算：3、粗糙管区（阻力平方

24、区）：取决于管壁的相对粗糙度，可用尼古拉兹公式计算：,紊流流动,Pa,Zt 管程数,进出口连接管阻力的计算式：,总流动阻力为：,Pa,回弯阻力用下式计算：,Pa,顺列管束：ps=0.66Re-1/5 wmax2(/w)0.14N Pa(2.58)错列管束：ps=1.5Re-1/5 wmax2(/w)0.14N Pa(2.59)式中N流体横掠过的管排数目；wmax最窄流通截面处的流速，m/s。弓形折流板的壳程阻力，基于廷克流路分析基础上 的贝尔计算法：1)由图2.36查取理想管束的摩擦系数 fk。2)计算每一理想错流段阻力pbk pbk=4 fk(Ms2 Nc)/(2Ac2)(/w)-0.14

25、Pa(2.60)式中：Ms壳程流体质量流量，kg/s。,2.4.2 壳程阻力计算,无折流板,图2.36理想管排摩擦系数,图2.37 折流板泄漏对阻力影响的校正系数,图2.38 旁路对阻力影响的校正系数,3)计算每一理想缺口阻力pwk当Re100时：pwk=M2s/(2Ab Ac)(2+0.6Ncw)Pa(2.61)当Re100时：Pa(2.62)4)折流板泄漏的校正系数 Rl 可由图2.37查得。旁路校正系数 Rb可由图2.38查得。进、出口段折流板间距不同的校正系数 Rs：(2.63)当Re100时，n=1.6 当Re100时，n=15)壳程的总阻力psps=(Nb 1)(pbk)Rb+Nb

26、pwkR1+2(pbk)Rb(1+Ncw/Nc)Rs(2.64),流动空间的选择 设计热交换器时必须正确选定哪一种流体走管程，哪一种流体走壳程。应考虑下述一些原则：1)尽量提高换热系数受限一侧的换热系数，使传热 两侧的传热条件尽量接近；2)节省金属材料，特别是贵重材料，降低制造成本；3)便于清洗积垢，以保证运行可靠；4)温度较高的热交换器应减少热损失；5)减小壳体和管子因受热不同而产生的温差应力，以便结构简化；6)高压热交换器，尽量密封简单而可靠；7)便于流体的流入、分配和排出。,2.5 管壳式热交换器的合理设计,流体温度的确定流体温度对热交换器结构和运行有重大影响，因而很多情况都要由生产工艺

27、或由设计者根据需要事先决定。合理选择流体温度和换热终温可参考以下数据：1)热端温差 20；2)冷端温差5；3)冷却或冷凝器中，冷流体的初温应高于热流体的 凝固点；对含有不凝结气体的冷凝，冷流体的终 温要低于被冷凝气体的露点以下5；4)空冷式热交换器热流体出口和空气进口之间的 温差，从经济上考虑应不低于20；5)多管程热交换器应尽量避免温度交叉，必要时 可将较小一端温差加大到20 以上。存在多个热源时，采用逐级加热可得到较高的 平均温差，并能使低温热源得到有效利用。,管子直径的选择 小管径 单位体积的传热面大 流动阻力增加 增加管数 泄露增加流速的选择 大流速 传热增强 流动阻力增加,湍流：w0

28、.8 p w1.8,附录F流体流速的选择,换热器热计算的任务一台换热器进行的全部设计工作包括：热计算、结构布置、流动阻力计算、结构强度计算以及绘图换热器的热计算有两种基本类型：设计计算和校核计算,设计计算根据指定的换热任务，一般是介质的种类、流量和进出口温度，选择合适的换热器型式和流道布置方案，求出总传热系数，进而确定所需要的换热面积。校核计算针对已有的换热器，核查它能否完成预定的某项换热任务，即核算两侧流体的出口温度能否达到预期值。,2.6 管壳式热交换器的设计程序初选传热系数 初估的传热面积 结构安排 传热计算 传热系数与传热面积计算 校核：结构确定的传热面积比计算值高1020%！,一、原

29、始资料，选定热交换器型式 原始资料包括：流体的物理、化学性质，工况参数：流量、压力、温度、热负荷。二、热计算1)确定定性温度，并查取物性数据。2)由热平衡计算热负荷、流量等热力参数。3)选择壳体和管子的材料；选定流动方式。4)求平均温差。,三、传热与结构计算及校核1)初选传热系数 k，并初算传热面积 F。2)设计热交换器的结构：选取管径和管程流体流速；确定每程管数、管长、总管数；确定管子排列方式、管间距、壳体内径等；确定壳侧程数及纵向隔板，或折流板等壳程尺寸；确定换热器的实际传热面积 F实际。3)管、壳程换热系数计算及污垢热阻、壁面热阻，算出传热系数 k计算 及传热面积 F计算。,4)传热与结

30、构的校核：由结构得到的传热面积 F实际 应比计算出的传热面积 F计算 高1020%，否则重新计算。5)核算壁温；要求与假定的壁温相符。,四、管程及壳程阻力计算与校核，使之小于允许压降，若压降不符合要求，要调整流速或结构尺寸重新计算。,管壳式热交换器设计计算 例2.2,2.7 管壳式冷凝器与蒸发器的工作特点,图2.49过热蒸汽的冷却冷凝,2.7.1 管壳式冷凝器过热蒸汽在冷凝器内的温度变化可能存在三个不同的区域。1)区段a：蒸汽温度高于饱和温度，壁面温度也高于饱和温度(即tts，twts)。在该区段蒸汽并不凝结而只是被冷却，传热属于单相对流热交换，显热传递。2)区段b：蒸汽温度高于饱和温度，而壁

31、面温度已低于饱和温度(即tts，twts仍存在显热传递，与壁面接触的蒸汽却进行冷凝换热，潜热传递。3)区段c：蒸汽温度等于饱和温度而壁面温度低于饱和温度(即t=ts，twts)。属于单一的冷凝换热。,图2.51 互溶液体的蒸汽的冷凝过程,液相线或沸腾等压线：一定压力，不同组成的溶液开始沸腾时的温度 泡点。气相线或冷凝等压线：一定压力，不同组成的气体开始冷凝时的温度 露点。组成为y1混合蒸汽，被冷却到tv时开始冷凝(H点露点)，出现冷凝的液体N点对应的x1。由于x1y1，其余蒸汽中的组分含量增加，它必须冷却到更低温度下才能冷凝。冷却到ti(E点)，它的成分与前不同,分别为xi与yi(F点和G点)

32、。进一步冷凝到tc时，混合物全部冷凝成液体(J点泡点)，x1=y1。对应的最后一点蒸汽为yc。,混合蒸汽的冷凝,2.7.2管壳式蒸发器的工作特点,图2.52 中心循环管式蒸发器1加热管束；2中央循环管；3汽液分离空间；4加热室,卧式壳管式冷凝器,液态制冷剂入口,制冷剂蒸气出口,传热管,外壳,液态制冷剂,满液式卧式壳管式蒸发器,冷冻水进口,冷冻水出口,图2.53滑动管板式浮头热交换器,2.8 高温、低温 热交换器综述,图2.54管端的防护结构,通常指工作温度350 以上，压力10 MPa以上。温度超过10001500、压力超过2030 MPa的热交换器也屡见不鲜。,2.8.1 高温高压管壳式热交换器,2.8.2 工业炉用高温热交换器,图2.56整体式热交换器结构,图2.55铸铁针片管,图2.57 环缝式辐射热交换器 图2.58 环缝式辐射热交换器的结构系统,图2.59 圆栅管式辐射热交换器 图2.60 管式辐射热交换器和对流 热交换器的组合装置 1管式辐射热交换器；2对流热交换器,2.8.3 低温热交换器,图2.64 150 m3/h制氧装置原理流程图,图2.66卵石蓄冷器,图2.65 50m3/h制氧机的主热交换器1,5补偿接头；2 上盖板；3 中心管；4 下盖板,