每一支换热管都可看做是一个独立的传热元件。热流体经过换热管把热量传给冷流体的过程就是一个传热过程。热量在传递过程中需要克服一系列的热阻，每克服一项热阻，就产生一定的温降。设热流体的温度为T1，冷流体的温度为T2，（T1-T2）就构成了热量在传递过程中总的降温（如图5-1所示）。

 温降和热传量的相对分子质量是热组，即

 当对流板换系数量Q为定值时，热导率R与温降ΔT有相对于应的相互影响。五局部温降相分属的五局部热导率，所有温降相分属的所有热导率。由式（5-1)不错知道，ΔT越大，则R值也越大，后者也成立。任何，图5-1下图的板换管对流板换系数整个过程不错用一热导率的路线地图图来说，长为5-2下图。图5-2中的任1项热导率相分属的图5-1中1项温降。

一个稳定工作的换热管，传热量为一常数。下面，分别讨论每一局部的传热过程及其热阻。

 1. 多效蒸发段外层面的对流传热及传热系数

  假定热力为高温为T1的粘性流体，热力向汽化段外层面的互流板换系数是一种个互流板换环节，据互流板换系数学中互流板换的牛顿公式换算有

 2. 管腔的径向导热性以及热扩散系数

 只能根据制热学中圆柱壁的传热关系式为

3. 吸液芯的径向换热以及散热量

   吸液芯中工质用来导电之上，也许还在形成对流，这就使相关问题非常变得复杂了。

  a. 面对浸满工质的吸液芯只是靠换热来表达温度时，则可利用换热学中的圆筒形壁换热函数运算。有

   b. 对于重力无吸液芯热管，要通过实验研究来确定蒸发液膜的放热系数a_e,然后通过对流换热的牛顿公式来计算。有

  重力式无芯热管内壁有连续的液膜，由于在气液界面上连续不断地蒸发，液膜的厚度从上至下逐渐变薄，而冷凝段液膜的厚度从上到下是逐渐加厚的。有人将液膜的凝结过程看作是蒸发的逆过程，这样，由凝结液膜推出的计算公式，也可以应用到蒸发液膜上来。因此，有的文献推荐用层流膜层凝结理论解的结果来计算液膜的传热系数a_e。

 4. 化掉换热散热量

 由于不断地加热，在气－液界面上就连续进行着蒸发。这时，在液面上具有一定程度的过热度ΔT₄,传热量为,

5. 蒸汽载荷纯净水热传递举例散热量

 由换热器管径部的蒸汽变化主产地生的散热量，相当于地用下式说

  对换热管凝结段的几项热阻，如蒸气凝结热阻R₆与蒸发热阻R₄相同；凝结段吸液芯的径向热阻R₇与蒸发段的热阻R₃相同；凝结段管壁的径向导热热阻R₉与R₂相同；凝结段外表面的热阻R₉与蒸发段外表面的热阻R,相同。这些对应的热阻都有相同的表示式，只需将蒸发段的长度L,改换成凝结段的长度L₂就可以了。

6. 管内和吸液芯的心轴热传导散热量

假定管子规格水温为Tw,则管子规格的轴径对流传热性量可由对流传热学中的傅立叶对流传热性基本定律计算出来

 轴向导热热阻R₁₀和R₁₁与其他各项热阻相比较很小，由于换热管是靠径向传热，即主要是径向热阻起作用，因此，将R₁₀和R₁₁去掉。

将热交换管的热传递和热传导的每个传热系数及说道式见表5-1,表里还选出了每一项传热系数的概略均值条件。

  热交换管总的散热量为

进一步由表5-1还可以看出，与工质的移动现象有关的三项热阻R₄、R₅、R₆与其他各项热阻相比是很小的，在一般情况下可以忽略。另外，在上述公式的推导中，对污垢热阻一项没有考虑，而对于锅炉和窑炉的排烟余热利用换热管换热器来说，由于其工作环境一般都是燃煤的烟气，所以，污垢热阻这一项的数值是很大的。一般选取R污＝0.001~0.002,甚至还要大一些。但考虑到一般在锅炉和窑炉尾部烟气中应用的热管换热器都不带吸液芯或不带复杂的吸液芯，因此，R₃(R₇)这项热阻比较小，一般可以不考虑。在工业余热回收热管换热器中常常使用水钢铜复合热管，这样，R2(R8)这项热阻与R₃(R₇)比较，相对要大一些。因此，一般都保留R₂(R₈)这项热阻。所以，热管的传热热阻经常写成

 即只有四项热阻组成就可以了。式（5-18)中，（R₁+R₂)是蒸发段的径向热阻，而（R₈+R₉)是凝结段的径向热阻，即热管的传热主要受径向热阻的影响。

 对于气气型热管换热器，因为气体的放热系数α₁和a₂很低，因此，R₁和R₉是传热过程的控制热阻，一般（R₁+R₉)可占总热阻的,90%,甚至更多。因此，在一般的设计估算中，认为R=R₁+R₉,也是足够的；但在气－液型或气－汽型的热管换热器中，气体侧的热阻（R₁)是控制热阻，而液体侧或相变侧的热阻（R₉₎就不再是控制热阻了。对于锅炉和窑炉的排烟余热利用气－气热管换热器来说，主要的热阻是R₁、R₉和R_污。而对上述环境工作的气液热管换热器来说，主要的热阻是R₁和R_污。

 从出现的热交换管传热系数浅析中能够看不出，在导热管热交换器的来设计中，正确合理地浅析和计算的哪项传热系数非常首要的。