第4章-傳熱過程ppt課件

1、第4章 傳熱過程 及換熱器,4.1 化工生產(chǎn)中的傳熱過程及常見換熱器,4.2 傳導(dǎo)傳熱,4.3 對流傳熱,4.4 間壁式熱交換的計(jì)算,4.5 換熱器的選擇及傳熱過程的強(qiáng)化,4.1 化工生產(chǎn)中的傳熱過程及常見換熱器,4.1.1 化工生產(chǎn)中的傳熱過程,化學(xué)反應(yīng)過程中熱量的供給與移出；單元操作中的蒸發(fā)、精餾、干燥等過程也需要按一定速率供給熱量或移走熱量；設(shè)備和管道在高溫或低溫下運(yùn)行，盡量減少它們與外界的傳熱，就需要保溫,系統(tǒng)內(nèi)由于溫度的差異使熱量從高溫向低溫轉(zhuǎn)移的過程稱之為熱量傳遞過程，簡稱傳熱過程,傳熱過程的應(yīng)用,加熱原料：如原油加熱到270左右進(jìn)入常壓爐； 冷卻產(chǎn)品：如汽、煤、柴油等產(chǎn)品的冷卻；

2、 余熱回收：如煙道氣的余熱回收，廢熱鍋爐的應(yīng)用等； 設(shè)備保溫,抑制傳熱,強(qiáng)化傳熱,工業(yè)上的傳熱過程中，冷流體和熱流體的接觸有三種方式,直接接觸式 在某些傳熱過程中，熱氣體的直接水冷卻及熱水的直接空氣冷卻等。這種方式傳熱面積大，設(shè)備亦簡單,間壁式 在大多數(shù)情況下，工藝上不允許冷、熱流體直接混合。往往是冷、熱流體用間壁隔開來，通過間壁進(jìn)行換熱,蓄熱式 使熱流體流過換熱器，將器內(nèi)固體填充物加熱，然后停止熱流體，使冷流體流過蓄熱器內(nèi)已被熱流體加熱的固體填充物，如此周而復(fù)始,三種傳熱方式應(yīng)用舉例,化工生產(chǎn)對傳熱的要求有兩類，一是要求熱量的傳遞速率要高，目的是增大設(shè)備的傳熱強(qiáng)度、提高生產(chǎn)能力或減小設(shè)備尺寸

3、、降低生產(chǎn)費(fèi)用；另一類則是要求盡量避免熱量傳遞，需要采用隔熱等方法減小傳熱速率,傳熱過程也分為定態(tài)傳熱和非定態(tài)傳熱兩種，換熱器傳熱面上各點(diǎn)溫度不隨時(shí)間而改變的過程稱為定態(tài)傳熱，反之，稱為不定態(tài)傳熱。工業(yè)生產(chǎn)中的連續(xù)換熱操作多屬于前者，間歇操作或連續(xù)操作的換熱器開工之時(shí)多屬于后者。 定態(tài)傳熱時(shí)，傳熱速率不隨時(shí)間而變化,4.1.2 熱量傳遞的基本方式,傳導(dǎo)：熱傳導(dǎo)、導(dǎo)熱,由于分子的微觀振動，熱量從高溫物體流向與之接觸的低溫物體，或同物體內(nèi)高溫部分向低溫部分進(jìn)行的熱量傳遞過程稱為導(dǎo)熱，也稱為熱傳導(dǎo),機(jī)理：分子熱運(yùn)動,固體：相鄰分子的碰撞 液體： 氣體：分子不規(guī)則的熱運(yùn)動,熱傳導(dǎo)演示實(shí)驗(yàn),特點(diǎn),發(fā)生在

4、物體內(nèi)部或相互接觸的物體之間； 物體中粒子不發(fā)生宏觀的相對位移,對流：對流傳熱、熱對流,機(jī)理,流體質(zhì)點(diǎn)發(fā)生相對的位移和混合，將熱量由一處傳遞到另一處,特點(diǎn),分類,自然對流：流體內(nèi)部各處冷、熱流體的 密度差異所致 強(qiáng)制對流：借助外加機(jī)械能,僅發(fā)生在流體中，有相對的宏觀位移,輻射：熱輻射,機(jī)理,高溫物體因熱的原因而產(chǎn)生的電磁波在空間傳遞而被低溫物體所吸收并轉(zhuǎn)化為熱能的過程,特點(diǎn),任何物體，只要T 0K，均存在輻射傳熱； 不需要任何中介； 傳熱過程中伴隨能量形式的轉(zhuǎn)換,三種傳熱方式的比較,傳導(dǎo),對流,輻射,注：三種傳熱方式往往共存,4.1.3間壁式換熱器,間壁式換熱器中，熱量自熱流體傳給冷流體的過程

5、包括三個(gè)步驟：熱流體將熱量傳到壁面一側(cè)；熱量通過固體壁面的熱傳導(dǎo)；壁面的另一側(cè)將熱量傳給冷流體,管式換熱器的傳熱面是由管子做成的，包括套管式、列管式、蛇管式、噴淋式和翅片管式等； 板式換熱器的傳熱面是由板材做成的，包括夾套式、螺紋板式、螺旋板式等,換熱器的外形,換熱器的外形和管束如下圖所示,換熱器的管束,圖41 套管式換熱器,把流體流經(jīng)管束稱為管程，該流體稱為管程流體；把流體流經(jīng)管間環(huán)隙稱為殼程，該流體稱為殼程流體。管程流體在管束內(nèi)來回流過幾次，就稱為與次數(shù)相同程數(shù)的換熱器,管程，管程流體 殼程，殼程流體,列管換熱器中兩流體間的傳熱是通過管壁進(jìn)行的，故平均管壁總面積即為它的傳熱面積。 換熱器傳

6、熱的快慢用熱流量來表示。 熱流量是指單位時(shí)間通過傳熱面的流量，其單位為W或kW. 換熱器性能的優(yōu)劣一般用面積熱流量q來評價(jià)。 面積熱流量亦稱熱流密度，指單位傳熱面積的熱流量，單位為W.m-2,4.2 傳導(dǎo)傳熱,1.熱傳導(dǎo)基本方程傅里葉定律,當(dāng)均勻物體兩側(cè)有溫度差(t1-t2)時(shí)，熱量以傳導(dǎo)的方式, 由高溫向低溫傳遞。單位時(shí)間物體的導(dǎo)熱量dQ/d (:熱流量)與導(dǎo)熱面積A和溫度梯度dt/d呈正比,4-1,定態(tài)傳熱時(shí),dtd溫度梯度，Km-1，表示傳熱方向上因距離而引起溫度變化的程度； A 導(dǎo)熱面積，m2； 比例系數(shù)，熱導(dǎo)率，也稱為導(dǎo)熱系數(shù)，Wm-1K-1,熱導(dǎo)率表征物質(zhì)導(dǎo)熱能力的一個(gè)參數(shù)，為物質(zhì)

7、性質(zhì)之一。熱導(dǎo)率越大，物質(zhì)的導(dǎo)熱能力越強(qiáng)。熱導(dǎo)率的大小與物質(zhì)的組成、結(jié)構(gòu)、狀態(tài)（溫度、濕度、壓強(qiáng)）等因素有關(guān),4-2,通常：金屬非金屬固體及液體氣體導(dǎo)熱系數(shù),4-2,固體的導(dǎo)熱系數(shù),純金屬：T，純度 合金純金屬：普通碳鋼： = 45 W/(mK) 不 銹 鋼： = 16 W/(mK) 非金屬： T ，,液體的導(dǎo)熱系數(shù),10-1 W/(mK)； 金屬液體非金屬液體，后者中以水的為最大； 純液體溶液； T （水和甘油除外：T,氣體的導(dǎo)熱系數(shù),10-2 W/(mK)； 常壓下：T ； 一般情況下，氣體導(dǎo)熱系數(shù)與壓強(qiáng)無關(guān)； 氣體不利于導(dǎo)熱，利于保溫， 當(dāng)0.2 W/(mK)時(shí)，可用作隔熱材料，如保溫棉

8、、玻璃棉等,2間壁式換熱器壁面的熱傳導(dǎo),特點(diǎn)：沿傳熱方向?qū)崦娣eA不發(fā)生變化,如圖4-5所示的單層平面壁，在定態(tài)傳熱條件下，其熱流量不隨時(shí)間發(fā)生變化，傳熱面的溫度沿垂直于壁面的熱量傳遞方向變化、但不隨時(shí)間變化,1）平面壁的定態(tài)熱傳導(dǎo),依據(jù)：過程速率=過程推動力/過程阻力，單層平面壁的熱流量也可寫為,t/R,式中/A稱為熱阻，記作R, 單位：KW-1,圓筒壁面熱傳導(dǎo)的特點(diǎn)是傳熱面積A沿?zé)崃總鬟f方向而變化，即傳熱面積A隨圓筒的半徑而變化,2）圓筒壁的定態(tài)熱傳導(dǎo),按傅里葉定律分離變量，并積分,4-3,4-4,如圖所示，熱量由管內(nèi)壁面向管外壁面定態(tài)傳導(dǎo)，考察厚度為dr的薄層，由傅里葉定律得,分離變量并

9、積分,整理得,4-5,又可改寫為,式中,為圓筒壁厚,為半徑的對數(shù)平均值,為面積的對數(shù)平均值,當(dāng)圓筒壁面的半徑較大且其厚度較薄時(shí)，即r2/r12可以用算術(shù)平均值代替對數(shù)平均值計(jì)算圓筒壁的rm和Am,4-6,比較式(4-4)、(4-5)、(4-6)可知，圓筒壁面的熱阻為,如圖所示為三層不同材料組成的復(fù)合平面壁。定態(tài)導(dǎo)熱時(shí)各分層的傳熱速率分別為,3）多層壁面的定態(tài)熱傳導(dǎo),第一層,a,第二層,第三層,b,c,因A1=A2=A3=A, 定態(tài)熱傳導(dǎo)時(shí), 上三式加和后得,4-7,過程的總推動力為各層推動力之和，總阻力為各層熱阻之和。 由過程分析還可得到,多層壁面的定態(tài)熱傳導(dǎo)，各分層溫度降與該層的熱阻呈正比,

10、由式(4-5)和(4-6), 按同樣方法可推得多層圓筒壁的熱流量式為,對多層壁面的定態(tài)熱傳導(dǎo)，無論多層平面壁還是多層圓筒壁，各層熱流量均相等且等于總過程的熱流量。 對多層平壁，各層的面積熱流量相等，而多層圓筒壁各層的面積熱流量不相同,或,4-8,各層交界面上的溫度求取,或,或,對多層平壁因各層的傳熱面積相等，A1, A2, A3可消去；對多層圓筒壁，式中各層厚度 各層面積,例41 硫酸生產(chǎn)中SO2氣體是在沸騰爐中焙燒硫鐵礦而得到的，若沸騰爐的爐壁是由23cm厚的耐火磚（實(shí)際各區(qū)段的磚規(guī)格略有差異）、23cm厚的保溫磚（粘土輕磚）、5cm厚的石棉板及10cm厚的鋼殼組成。操作穩(wěn)定后，測得爐內(nèi)壁面

11、溫度t1為900，外壁面溫度t5為80。試求每平方米爐壁面由熱傳導(dǎo)所散失的熱量，并求爐壁各層材料間交界面的溫度為多少？已知：耐火磚,保溫磚,石棉板,鋼殼,t1,t5,t3,t2,t4,23cm,23cm,5cm,10cm,2,1,3,4,900C,80C,解：由題意根據(jù)多層平壁熱流量公式，得,求耐火磚與保溫磚的交界面溫度t2,806.8,求保溫磚與石棉板的交界面溫度t3,317.5,保溫磚與石棉板的交界面溫度t3,317.5,石棉板與鋼殼的交界面溫度t4,81.1,計(jì)算結(jié)果表明，各分層熱阻越大則溫度降越大，沸騰爐壁主要溫度降在保溫磚和石棉板層,例4-2 A型分子篩制備中使用的間歇釜式反應(yīng)器，反

12、應(yīng)釜的釜壁為5mm厚的不銹鋼板(,粘附內(nèi)壁的污垢層厚l mm,釜夾套中通入0.12MPa飽和水蒸汽 (t1105)進(jìn)行加熱，釜垢層內(nèi)壁面溫度t3為90，試計(jì)算釜壁的面積熱流量，并與無污垢層(設(shè)內(nèi)壁面溫度不變)作比較,解,7579Wm-2,無污垢層時(shí),48000 Wm-2,計(jì)算結(jié)果表明，污垢層雖薄，但因其熱導(dǎo)率很小，對傳熱影響很大，熱阻主要集中在污垢層中,例4-3 某工廠用規(guī)格為57mm3.5mm的無縫鋼管(= 45W.m-1K-1)輸送水蒸汽，水蒸汽管外包有絕熱層。第一層是50 mm厚的玻璃棉氈(= 0.046W.m-1K-1)，第二層是20mm厚的石棉板(= 0.046W.m-1K-1)，已

13、知管內(nèi)壁面溫度為120，石棉板外表面溫度為30 ，試求每平方米水蒸汽管長的熱損失率。若兩種絕熱材料的用量及密度不變，將石棉板作內(nèi)層，玻璃棉作外層，該水蒸汽管的熱損失如何？試對兩種情況作比較,解：由題意知，該題是多層圓筒壁面熱傳導(dǎo)的計(jì)算，已知：r1=0.025m, r2=0.0285m, r3=0.0785m, r4=0.0985m, 1=45 W.m-1.K-1, 2=0.046 W.m-1.K-1, 3=0.046 W.m-1.K-1, t1=120，t2=30,熱傳導(dǎo)基本方程傅里葉定律,平面壁的定態(tài)熱傳導(dǎo),圓筒壁的定態(tài)熱傳導(dǎo),t/Rm,多層壁面的定態(tài)熱傳導(dǎo),多層圓筒壁面的定態(tài)熱傳導(dǎo),4.3

14、 對流傳熱,對流是三種基本傳熱方式之一，指由于流體的宏觀運(yùn)動而引起的熱量傳遞，因此，對流傳熱只發(fā)生在流體中,工業(yè)過程的流動多為湍流狀態(tài)，湍流流動時(shí)，流體主體中質(zhì)點(diǎn)充分?jǐn)_動與混合，所以在與流體流動方向垂直的截面上，流體主體區(qū)的溫度差很小,由于壁面的約束和流體內(nèi)部的摩擦作用，在緊靠壁面處總存在滯流底層，層內(nèi)流體平行移動，垂直于流動方向的熱量以熱傳導(dǎo)方式進(jìn)行。 由于流體的熱導(dǎo)率很小，故主要熱阻及溫度差都集中在滯流底層,工程上將湍流主體和過渡區(qū)的熱阻予以虛擬，折合為相當(dāng)厚度為t的滯流底層熱阻，流體與壁面之間的溫度變化可認(rèn)為全部發(fā)生在厚度為t的一個(gè)膜層內(nèi)，通常將這一存在溫度梯度的區(qū)域稱為傳熱邊界層。傳熱

15、邊界層以外，溫度是一致的、沒有熱阻,式中流體的熱導(dǎo)率,t傳熱邊界層厚度，m,t對流傳熱溫度差,或,實(shí)際上對流傳熱過程中傳熱邊界層厚度難以確定，以1/h代替t /,該式稱為牛頓（Newton）冷卻定律或給熱方程，h為表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，或稱為對流傳熱系數(shù)，亦稱給熱系數(shù)，單位為,將湍流狀態(tài)復(fù)雜的對流傳熱歸結(jié)為通過傳熱邊界層的熱傳導(dǎo)，用熱傳導(dǎo)基本方程來描述對流傳熱過程,4-11,4-12,2.對流傳熱系數(shù)的影響因素及其求取,影響 h 的因素很多，主要有以下幾個(gè)方面,影響h的主要因素可用下式表示,流體的種類和性質(zhì) 液體、氣體、蒸氣，其密度、比熱容、粘度等不同，其表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)也不同,流體的流動形態(tài) 滯流、過渡

16、流或湍流時(shí)h各不相同。流速u增加，t減小即熱阻降低，則h增大,傳熱壁面的形狀、排列方式和尺寸,流體的對流狀態(tài) 強(qiáng)制對流較自然對流時(shí)h為大,4-13,工程上采用量綱分析的方法，將影響h諸多因素歸納為較少的幾個(gè)量綱為一的特征數(shù)群，確定這些特征數(shù)在不同情況下的相互聯(lián)系，從而得到經(jīng)驗(yàn)性的關(guān)聯(lián)公式,1）流體無相變過程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的求取,描述對流傳熱過程的特征數(shù)關(guān)系為,各特征數(shù)的含義如下表4-1所示,4-14,式中，l為定性長度，對圓管為直徑d。 為流體體積膨脹系數(shù)，單位為1/K,體積膨脹系數(shù)表,水銀 110-4煤油 9.010-4酒精 1.110-3汽油 1.2410-3氫氣 3.6610-.8210-

17、4純水 2.083氧氣 3.6710-3氨氣 3.8010-3空氣 3.67610-3二氧化碳 3.74110-3一切氣體 1/273,當(dāng)物體溫度改變1攝氏度時(shí)，其體積的變化和它在0時(shí)體積之比，叫做“體積膨脹系數(shù),1）強(qiáng)制對流可用下列準(zhǔn)數(shù)關(guān)系式描述,2）自然對流可用下列準(zhǔn)數(shù)關(guān)系式描述,當(dāng)流體被加熱時(shí)，m0.4；當(dāng)流體被冷卻時(shí)，m0.3,長徑比 Ld50，適用于低粘度流體,且過程中無相變化,適用范圍,化工生產(chǎn)中液體在間壁式換熱器圓形管內(nèi)進(jìn)行對流換熱時(shí)，h的關(guān)聯(lián)式為,4-15,4-16,化工生產(chǎn)中有求取各種情況下h的特征數(shù)關(guān)聯(lián)式，供選擇使用。但要注意各特征數(shù)關(guān)聯(lián)式的適用范圍，還要注意定性溫度和定性

18、尺寸的選取。 定性溫度是確定特征數(shù)中流體物性參數(shù)的溫度。 特性尺寸指換熱器中對傳熱過程，起主要影響的幾何結(jié)構(gòu)尺寸，它決定了特征數(shù)中用d 或用L，d和L分別代表哪一個(gè)尺寸,例4-4 在一單程換熱器中用120的蒸汽將常壓空氣從20加熱到80,管束為38mm3mm,蒸汽走殼程,空氣走管程,其流速為14ms-1.求管壁對空氣的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù),解: 空氣的定性溫度為t定= (20+80)/2=50,查50下空氣的物性數(shù)據(jù),Cp=1017Jkg-1K-1,1.9610-5Pas,1093kgm-3,2.8310-2Wm-1K-1,d=0.032m,u=14ms-1,得,計(jì)算結(jié)果表明:空氣在管內(nèi)流動Re100

19、00, 160Pr0.6, 必然符合下式的條件,液體通過固體壁面被加熱的對流傳熱過程中，若伴有液相變?yōu)闅庀啵丛谝合鄡?nèi)部產(chǎn)生氣泡或氣膜的過程稱為液體沸騰，又稱沸騰傳熱。 液體沸騰的情況因固體壁面溫度tw與液體飽和溫度ts之間的差值而變化,2）流體有相變過程的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù),化工生產(chǎn)中多見的相變給熱是液體受熱沸騰和飽和水蒸汽的冷凝,液體的沸騰,當(dāng)溫差較小時(shí)(t5) ，加熱面上的液體僅產(chǎn)生自然對流在液體表面蒸發(fā)；當(dāng)t 逐漸增高(t=525)時(shí)，加熱面上的液體局部位置產(chǎn)生氣泡并不斷離開表面和液體主體升至水蒸汽空間，由于氣泡的產(chǎn)生、脫離和上升對液體劇烈擾動，加劇了熱量轉(zhuǎn)移，使面積熱流量和表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)均增

20、大(BC段)，此段情況稱為泡核沸騰,工業(yè)生產(chǎn)中, 總是設(shè)法維持在泡狀沸騰下操作,繼續(xù)增大t 時(shí)，產(chǎn)生的氣泡大大增多且產(chǎn)生的速度大于脫離加熱表面的速度，形成一層不穩(wěn)定的水蒸汽膜，氣膜的附加熱阻使q 和h 均急劇下降，傳熱面幾乎全部被氣膜覆蓋稱為膜狀沸騰,滴狀冷凝: 飽和水蒸汽與溫度較低的固體壁面接觸時(shí)，水蒸汽放出熱量并在壁面上冷凝成液體。若水蒸汽或壁面上存在油脂和雜質(zhì)，冷凝液不能潤濕壁面，由于表面張力的作用而形成許多液滴沿壁面落下。 膜狀冷凝: 若水蒸汽和壁面潔凈，冷凝液在壁面形成一層完整的液膜,水蒸汽冷凝,蒸汽冷凝的方式,特點(diǎn)：蒸汽放出的潛熱必須穿過液膜才能傳遞到壁面，液膜層為壁面與蒸汽間傳熱

21、的主要熱阻,膜狀冷凝,冷凝液能潤濕壁面，形成一層完整的液膜布滿液面并連續(xù)向下流動,較小 工業(yè)上常見,工業(yè)中遇到的大多是膜狀冷凝,冷凝液不能很好地潤濕壁面，僅在其上凝結(jié)成小液滴，此后長大或合并成較大的液滴而脫落,實(shí)現(xiàn)滴狀冷凝的方法： 在壁面上涂一層油類物質(zhì)； 在蒸汽中混入油類或脂類物質(zhì)； 對管表面進(jìn)行改性處理,特點(diǎn)：滴狀冷凝時(shí)沒有完整液膜的阻礙，熱阻很小，給熱系數(shù)約為膜狀冷凝的 510 倍甚至更高,滴狀冷凝,較大,表42 常見流體的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)大致范圍,4.4 間壁式熱交換的計(jì)算,1傳熱總方程,如圖410，傳熱過程是熱流體給熱間壁導(dǎo)熱冷流體吸熱的串聯(lián)過程,換熱器內(nèi)進(jìn)行的大都是定態(tài)傳熱過程,或,間

22、壁式換熱器的傳熱總方程，亦稱傳熱基本方程。適用于傳熱面為等溫面的間壁式熱交換過程,定態(tài)傳熱總過程的推動力和阻力具加和性,令,則傳熱總方程為,式中K傳熱系數(shù)稱總傳熱系數(shù),4-18,4-17,2. 傳熱系數(shù)K,K是衡量換熱器性能的重要指標(biāo)之一。其大小主要取決于流體的物性、傳熱過程的操作條件及換熱器的類型等,表43 化工中常見傳熱過程的K值范圍,當(dāng)換熱器的間壁為單層平面壁時(shí)，因A1=A2=A，則傳熱系數(shù)為,若換熱器的傳熱面為單層圓筒壁面時(shí)，若A1A2A,4-20,4-19,通常換熱器的規(guī)格用外表面作為計(jì)算基準(zhǔn)，若無特殊說明，均為基于管外表面積的K2，其計(jì)算式為,若間壁為多層平面壁以及間壁兩側(cè)有污垢積

23、存時(shí)，傳熱系數(shù)為,式中,分別表示壁面兩側(cè)污垢熱阻系數(shù)， m2KW-1,4-22,4-21,熱傳導(dǎo)方程,對流傳熱方程,強(qiáng)制對流,自然對流,h,間壁式熱交換傳熱總方程,或,單層圓筒壁面,間壁為多層平面壁以及間壁兩側(cè)有污垢積存,例4-5 某有機(jī)物生產(chǎn)中使用的攪拌式全混流反應(yīng)釜，內(nèi)徑為1.0m，釜壁銅板厚8mm（=50Wm-1K-1）若釜內(nèi)壁面結(jié)有垢層厚2mm（Rh1=0.002 W-1m2K）夾套中用115的飽和水蒸汽進(jìn)行加熱（h19000 Wm-2K-1），釜內(nèi)有機(jī)物溫度為80（h2250 Wm-2K-1）。試求該條件下的面積熱流量和各熱阻的百分率,4-18,水蒸氣,銅板,污垢,有機(jī)溶劑,115o

24、C,80oC,解：因反應(yīng)釜內(nèi)徑1.0 m與外徑1.16 m相差不大，可近似地當(dāng)作平面壁來處理.取傳熱面積為,時(shí),求得,代入式（422）計(jì)算，得 K=159 W-1m2K,W-1m2K,W-1m2K,W-1m2K,W-1m2K,傳熱總阻力為,W-1K,反應(yīng)釜的面積熱流為,kWm-2,計(jì)算結(jié)果表明，主要熱阻在垢層和有機(jī)物這一側(cè)，其中垢層熱阻占總熱阻的31.9%,有機(jī)物熱阻占63.8%；而蒸汽冷凝及金屬釜壁的熱阻只占總熱阻的1.75%和2.55,例46 某列管換熱器的管束由25mm2.5mm的鋼管（=45 Wm-1K-1）組成，熱空氣流經(jīng)管程，冷卻水在管外和空氣逆流流動。已知管內(nèi)空氣側(cè)的 h1為 5

25、0 Wm-2K-1 ，管外水側(cè)的 h2為 1000 Wm-2K-1，試求基于管外表面的傳熱系數(shù) K2和基于內(nèi)表面的傳熱系數(shù)K1，并比較K2A2和K1A1,解,按圓管公式計(jì)算時(shí),代入已知數(shù)據(jù)計(jì)算 得,若以內(nèi)表面為參考，由式(4-20) 得,對一根管取單位長度有,計(jì)算結(jié)果表明，選取不同的傳熱表面，計(jì)算所得K值不同,K1A1 = K2A2,例4-7 在上例中，如果管壁熱阻可忽略。為提高傳熱系數(shù)，在其它條件不變前提下，將h1、h2提高一倍的效果如何,解: (1)將h1提高一倍,增加92.7,表明，K值接近熱阻大(h小)一側(cè)的h值，K受h小的一側(cè)流體所控制。欲提高K值，應(yīng)從h小的一側(cè)入手,2)將h2提高

26、一倍,增加1.56,3傳熱過程的平均溫度差,冷、熱流體溫度差沿?fù)Q熱器壁面的分布情況，決定了整個(gè)換熱過程的溫度差,1）定態(tài)恒溫傳熱 定態(tài)恒溫傳熱是指換熱器間壁兩側(cè)冷、熱兩流體溫度在壁面的任何位置、任何時(shí)間都不變化，即兩流體的溫度差沿?fù)Q熱面處處相等，恒定不變,如：蒸發(fā)過程，間壁一側(cè)是液體在恒定沸騰溫度下的蒸發(fā)，另一側(cè)為飽和蒸汽在一定溫度下的冷凝，此時(shí)，兩流體的傳熱溫度差即：T t,2）定態(tài)變溫傳熱 定態(tài)變溫傳熱時(shí)，換熱器間壁一側(cè)流體或兩側(cè)流體的溫度沿傳熱面的不同位置發(fā)生變化，兩流體間的溫度差t 沿?fù)Q熱器壁面位置也變化，且與兩流體相對流向有關(guān),工業(yè)上冷、熱流體在換熱器內(nèi)的相對流向主要有逆流和并流,下

27、圖分別為逆流和并流傳熱時(shí)t 隨換熱器壁面位置的變化圖,當(dāng),用算術(shù)平均值,4-23,例 48 硫酸生產(chǎn)中 SO2的轉(zhuǎn)化系統(tǒng)，用轉(zhuǎn)化氣在外部列管換熱器中預(yù)熱 SO2氣體。若轉(zhuǎn)化氣溫度由440降至320，SO2氣體由220被加熱至280，試求并流傳熱和逆流傳熱的平均溫度差，并作比較，選定推動力較大的傳熱流向（設(shè)兩氣體進(jìn)出口溫度在并、逆流時(shí)相同,解,t1 = T1-t1 = 220,t2 = T2-t2 = 40,t1 /t2 = 5.5 2,并流傳熱時(shí),對數(shù)平均值,算術(shù)平均值,只能采用對數(shù)平均值,誤差較大為,說明,逆流傳熱,t1=T1-t2=160,t2=T2-t1=100,t1 /t2 =1.62

28、,對數(shù)平均值,算術(shù)平均值,誤差較小為,采用對數(shù)平均值和算術(shù)平均值均可,說明,在相同情況下，逆流傳熱的平均溫度差大于并流傳熱的平均溫度差，這意味著采用逆流傳熱要比并流傳熱相應(yīng)減少傳熱面積或載熱體使用量,并流傳熱時(shí)，冷流體的出口溫度t2的極限溫度是熱流體的出口溫度T2；而逆流傳熱時(shí)，冷流體的出口溫度t2的極限溫度是熱流體的進(jìn)口溫度T1，這說明并流傳熱時(shí)被加熱或冷卻流體的出口溫度容易控制,4熱負(fù)荷及熱量衡算,生產(chǎn)工藝對換熱器換熱能力的要求稱為換熱器的工藝熱負(fù)荷L。 對于一個(gè)能滿足工藝要求的換熱器而言，其傳熱速率應(yīng)等于或略大于工藝熱負(fù)荷，即 L. 通過熱負(fù)荷的計(jì)算，可以確定換熱器所應(yīng)具有的傳熱速率，再

29、依據(jù)此傳熱速率可計(jì)算換熱器所需的傳熱面積等,1）熱負(fù)荷,熱負(fù)荷的計(jì)算根據(jù)工藝特點(diǎn)有兩種情況： 流體在傳熱中只有相變的場合,式中 qm流體的質(zhì)量流量，kgs-1； L流體的相變熱kJkg-1,流體在傳熱中僅有溫度變化不發(fā)生相變的場合,式中：cp 流體的定壓比熱容，kJkg-1K-1； t1, t2 流體傳熱前后的溫度，K,4-25,4-26,若換熱器中兩種流體無相變化，且流體的比定壓熱容不隨溫度變化或可取平均溫度下的比定壓熱容時(shí),式中L換熱器的熱負(fù)荷，kJs-1,分別指熱、冷流體的比定壓熱容，kJkg-1K-1,分別指熱流體的進(jìn)、出口溫度和冷流體的進(jìn)、出口溫度，K,2）熱量衡算,4-27,換熱器

30、中冷、熱流體進(jìn)行熱交換，若忽略熱損失，熱流體放出的熱量等于冷流體吸收的熱量，稱之為熱量恒算式。熱量恒算式和傳熱總方程是換熱器計(jì)算的兩個(gè)基本公式,若換熱器中的熱流體有相變，如飽和水蒸汽的冷凝時(shí),4-28,例49 在列管換熱器中，水以0.8ms-1的流速流過內(nèi)徑為25mm，長為5m的管束。若管內(nèi)壁面平均溫度為50，水的進(jìn)口溫度為20，試求水的出口溫度。設(shè)管壁對水的平均表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)為 1850 Wm-2K-1，熱損失可以忽略,d,qm,L,tw,t2,h = 1850 W m-2K-1 Cp,t1,d,解：設(shè)水的出口溫度為t2，密度取=1000kgm-3，比定壓熱容取cp=4.187 kJkg-1K

31、-1,換熱器的一根管子傳熱面積Ai和流通面積Si；分別為,根據(jù)熱量衡算和對流熱流量方程有,由,即上二式相等，代入已知數(shù)據(jù)求解可得：水的出口溫度 t230.9,例 4-10 某精餾塔頂氣體的全凝器采用的是列管式換熱器，其管束是由直徑較大、厚度為3mm 的鋼管（ 49Wm-1 K -1）組成的，換熱器中是用水（管程）以逆流方式將塔頂出來的有機(jī)物蒸氣（殼程）全部冷凝下來。有機(jī)物蒸氣是以丙酮為主要組分的混合物，溫度為 75，其被冷凝的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)可取 h1 = 1 300 Wm-2 K -1，有機(jī)物蒸氣全部冷凝下來的熱流量為422 .2kw；冷卻水的質(zhì)量流量為41.5 x 103kg -1 h-1，其

32、進(jìn)口溫度t進(jìn)= 30 ，水的比定壓熱容取Cp= 4.18 kJ kg-1 K-1，水側(cè)的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)h2=1 000 Wm-2K-1。試計(jì)算該全凝器需要多大的傳熱面積才能滿足換熱要求,d,tw,水 30,有機(jī)蒸汽,75,h1,422.2kW,qm = 41.5kg.h-1,h2,當(dāng),用算術(shù)平均值,解： 求冷卻水的出口溫度t 出 根據(jù)熱量平衡L = qm,hL = qm,c cp(t出 - t進(jìn)) 即,求得 t出 39,求平均溫度差 t m 若換熱器取單程，逆流換熱方式，則 t 1 = 75一30 45 t 2 = 75 一 39 36,因?yàn)?t 1 / t 2 = 1.25 2 ，可用算術(shù)平均

33、值,求傳熱系數(shù) K 因傳熱面為直徑較大、管壁較薄的鋼管，可按平面壁計(jì)，則,求傳熱面積 A 根據(jù)式(4 一18)中 = K Atm 代入已知數(shù)據(jù)計(jì)算有 A = 19 m2 計(jì)算表明：在題設(shè)條件下，冷凝器需要有 19 m2 的換熱面積才能使精餾塔頂?shù)恼魵馊坷淠聛?4.5 換熱器的選擇及傳熱過程的強(qiáng)化,1換熱器的選擇,冷、熱流體的流量、進(jìn)出口溫度、操作壓力等； 冷、熱流體的物性參數(shù)； 冷、熱流體的工藝特點(diǎn)、腐蝕性、懸浮物含量等,換熱器的選擇，是在換熱器系列化標(biāo)準(zhǔn)中確定合適的換熱器類型和規(guī)格的過程,換熱器的選擇首先要考慮以下事項(xiàng),1）了解換熱任務(wù)，掌握基本數(shù)據(jù)及特點(diǎn),2）確定選用換熱器的型式，決定

34、流體的流動空間。如選定列管換熱器，對換熱流體流動空間可按下列原則確定,不潔流體或易結(jié)垢、沉淀、結(jié)晶的流體走管程； 需提高流速以增大對流傳熱系數(shù)的流體走管程； 腐蝕性流體走管程，以免腐蝕殼體和管束； 壓力高的流體走管程，管子耐壓性好； 飽和蒸氣宜走管程，便于排出冷凝液； 粘度大或流量較小的流體宜走殼程，可在低 Re（Re100）達(dá)到湍流； 需冷卻的流體一般選殼程，便于散熱,流體定性溫度，查取或計(jì)算定性溫度下有關(guān)物性數(shù)據(jù)； 由傳熱任務(wù)計(jì)算熱負(fù)荷； 作出適當(dāng)選擇，并計(jì)算對數(shù)平均溫度差； 選取總傳熱系數(shù)、估計(jì)換熱面積，由此可試選適當(dāng)型號的換熱器； 核算總傳熱系數(shù)，分別計(jì)算管程、殼程的對流傳熱系數(shù)，確定污垢熱阻，求出K值并與估算的K值比較； 估算傳熱面積,在換熱器型式和規(guī)格確定中，計(jì)算的主要內(nèi)容有,2傳熱過程的強(qiáng)化,傳熱過程的強(qiáng)化目的是充分利用熱能，提高換熱器單位面積的傳熱速率；力圖以較小的傳熱面積或較小體積的換熱器完成一定的傳熱任務(wù)。 依據(jù)總傳熱方程 強(qiáng)化傳熱過程的主要途徑有三條,1）增大傳熱面積A,增大間壁式換熱器傳熱面積A，可提高過程的傳熱速率。但增大A，設(shè)備投資費(fèi)用增大。 改進(jìn)傳熱面結(jié)構(gòu)，采用螺紋管、波紋管代替光滑管，或采用新型換熱器如翅片管式換熱器，可以實(shí)現(xiàn)單位體積的傳熱面積增大的效果,當(dāng)工藝規(guī)定冷、熱流體溫度時(shí)，采用逆流換熱可獲得較大的tm，亦可改用嚴(yán)格逆流的套管換熱