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2传热


第七章 传 热
Chapter 7 Heat Transfer

概述(Introduction)
化工生产的传热问题 化工生产需要大规模地改变物质的化学性质和物理性质,而 这些性质的变化都涉及热能的传递。 化学反应:向反应器提供热量或从反应器移走热量; 蒸发、蒸馏、干燥:按一定的速率向这些设备输入热量;

高温或低温

设备:隔热保温,减少热损失;
热能的合理利用和废热回收。

概述(Introduction)
热量传递的方式 热传导:依靠物体中微观粒子的热运动,如固体中的传热; 热对流:流体质点(微团)发生宏观相对位移而引起的传热 现象,对流传热只能发生在流体中,通常把传热表 面与接触流体的传热也称为对流传热; 热辐射:高温物体以电磁波的形式进行的一种传热现象热辐 射不需要任何介质作媒介。在高温情况下,辐射传 热成为主要传热方式。

典型的换热设备 直接混合式传热:冷热两种流体直接接触,在混合过程中进 行热交换。不常用,如凉水塔。
间壁式换热:参与传热的两种流体被隔开在固体间壁的两侧, 冷、热两流体在不直接接触的条件下通过固体间壁进行 热量的交换。
热溶液进
冷溶液进 冷溶液出

热溶液出 套管式换热器

典型的换热设备
列管式换热器
3 1 2 3 6 5 4

4 5 6 7

单程列管式换热器

双程列管式换热器

传热面积
冷热两种流体通过列管换热器的管壁进行热量交换,管壁表 面积即为传热面积,若已知管数 n、管外径 d2 和管长 l,则 可求得基于管外表面的传热面积:
A ? n? d 2l

若换热管内径为 d1, 管程数为 m,则管程流体的流通截面 积为:
Af ? n ? 2 ? d1 m 4

传热过程的基本问题
⑴ 载热体用量的确定; ⑵ 设计新的换热器; ⑶ 核算现有换热器的传热性能; ⑷ 强化或削弱传热的方法。 热量恒算式 若忽略过程热损失 解决这些问题需要 两个基本关系式
Q放 ? Q吸

传热速率关系
传热速率(热流量) Q :单位时间内所交换的热量(W) 传热通量(热流密度) q:单位时间单位传热面积上传递的热量 (W/m2)
Q ? KA?t m
Q q ? ? K ?t m A

—— 传热基本方程式

K —— 总传热系数,W/(m2· K)

传热过程的计算
传热负荷 设: 生产上对物料加热(冷却)时所需提供(移除)的热 量,即生产工艺需要的传热速率(传热任务) 。 Q — W1、W2 — Cp1、Cp2 — T1、T2 — t1、t2 — r — 传热速率,W; 热、冷流体的质量流率,kg/s; 热、冷流体的比热,J/(kg· K); 热流体的进、出口温度,℃; 冷流体的进、出口温度,℃; 流体的汽化或冷凝潜热,kJ/kg。
Q ? W 1C p1 ?T 1 ? T 2 ?
Q ? W ? r ? C p ? t 2 ? t 1?? ? ?

无相变:
有相变:

Q ? W 2C p 2 ?t 2 ? t1?

若忽略热损失,则热流体放出的热量等于冷流体吸收的热量
Q ? W 1C p1 ?T 1 ? T 2 ? ? W 2C p2 ?t 2 ? t1?

传热温差:推动力 换热过程中,热流温度沿程降低,冷流温度沿程升高,故冷 热流体温度差在换热器表面各点不同。 当用传热基本方程式计算整个换热器的传热速率时,必须使 用整个传热面积上的平均温差。

传热温差:推动力
T2 t1 dl T dA

t2

t

Q ? KA?t m

T1

在换热器中取微分长度 dl,其传热面积为 dA 假定: ⑴ 在传热过程中,热损失忽略不计; ⑵ 两流体的比热为常数,不随温度而变; ⑶ 总传热系数 K 为常数,不沿传热表面变化。 两流体通过微分面积 dA 交换的热量为
dQ ? K (T ? t )dA

传热温差:推动力 热流放出的热量
dQ ? ?W 1C p1dT 或 dT ? ? dQ W 1C p1
dQ ? K (T ? t )dA
dl T t dA

冷流吸收的热量
dQ ? ?W 2C p 2dt 或 dt ? ? 1 1 dQ W 2C p 2 ?

两式相减并令

m?

W 1C p1 W 2C p 2
mK dA ? ? d (T ? t ) T ?t

dQ ?

d ?T ? t ? m

逆流传热微分式

传热温差:推动力 两边求积分
mK ?
A 0

? d ?T ? t ? dA ? ? ? ? T ?t
T 2 ?t 1

T 1? t 2

1 T1?t2 m? ln KA T 2 ? t 1

根据换热器总热量恒算式

T1 ?T 2 ? Q W 1C p1 1

1 W 2C p 2

t 2 ? t1 ? Q

? ? ? 两式相减 m ? ?T 1 t 2 ? ?T 2 t 1? Q

?T 1 ? t 2 ? ? ?T 2 ? t 1? Q ? KA
? ln T 1 t 2 T 2 ? t1

比较传热基本方程式

?tm ?

? T 1 ? t 2 ? ? ? T 2 ? t 1 ? ? ?t 1 ? ?t 2
? ln T 1 t 2 T 2 ? t1 ? ln t 1 ?t 2

同样可推出并流传 热平均温差计算式

?tm

? T 1 ? t 1 ? ? ? T 2 ? t 2 ? ? ?t 1 ? ?t 2 ?
? ln T 1 t 1 T 2 ?t2 ? ln t 1 ?t 2

逆流和并流传热的平均温差的特点 T1、T2、t1 、t2 相同时,逆流平均温差大于并流平均温差。 当传热量一定时,逆流操作所需的传热面积小于并流操作。 逆流时热流体的出口温度可低于冷流的出口温度(高于冷流 的入口温度),并流时热流体的出口温度必大于冷流的出口 温度。当加热任务一定时,采用逆流传热可最大限度地利用 热能,节约载热体的用量。
W 2C p1 ? t 2 ? t1? W1 ? C p1 ?T 1 ? T 2 ?

在换热器中,若参与换热的两流体都变温,则一般都采用逆 流操作,但是并流也有它的特点,例如工艺上要求被加热的 流体不得高于某一温度,或被冷却的流体不得低于某一温度, 采用并流较易控制。但需要注意,倘若采用逆流代替并流而 节省了载热体,则其平均温差就未必仍比并流的大。

传热温差:推动力

错流和折流时的平均温差

列管式换热器中两种流体的流动比较复杂的多程流动。 对于错流或折流平均温差,通常是先按逆流求算,然后再根 据流动型式加以修正,即

?t m ? ? ? ?t m,逆

? —— 温差修正系数

? 与冷热两流体温度变化有关,表示为 P 和 R 两参数的函数
? ? f ? P, R?

P?

t 2 ? t 1 冷流体实际温度变化 ? T 1 ? t 1 冷流体最大温度变化

T 1 ? T 2 ? 热流体实际温度变化 R? t 2 ? t 1 冷流体实际温度变化

传热温差:推动力 温差修正曲线

传热温差:推动力

错流和折流时平均温差的数学解析式

对于 m 壳程、2m×n 管程(如1-2,1-4,2-8,…)换热器: 当 R≠1 时:
??
R2 ? 1 1 ? y ln R ?1 1 ? yR ? ? 2 y ? ?1 ? R ? R2 ? 1 ? ? ln ? 2 ? ? 2 y ? ?1 ? R ? R ? 1 ? ? ?
2y 1? y ?2 y? ? 2 ? 2
y?

? PR ? 1 ? ? ? ?1 ? P ?1 ? y? 1 ? PR ? 1 ? m ? ? ?R ? P ?1 ?
P m ? mP ? P

1 m

当 R = 1 时:

??
ln

?2 y? ? 2 ?

2

? ?<1(?tm<?tm,逆)是由于复杂流动中同时存在并流和逆流; ? 换热器设计时? 值不应小于 0.8,否则不经济; ? 可改用多壳程来增大 ?,即将几台换热器串联使用。

总传热系数 总传热系数 K 综合反映传热设备性能,流动状况和流体物 性对传热过程的影响,倒数 1/K 称为传热过程的总热阻。

对间壁式换热器,可将传热视为对流-导热-对流的串联过程
根据牛顿冷却定律
T ?T w dQ ? h1 ?T ? T w ? d A1 ? 1 h1d A1 tw ?t dQ ? h 2 ? t w ? t ? d A 2 ? 1 h 2d A2

根据傅立叶导热定律
k T w ?tw dQ ? ?T w ? t w ? d Am ? b b kd Am

总传热系数 串联过程,dQ 相等:
dQ ? T ?T w T w ?tw tw ?t T ?t ? ? ? 1 b 1 1 b 1 ? ? kd Am h1d A1 h 2d A2 h1d A1 kd Am h 2d A2
dQ ? K (T ? t )dA ? T ?t 1 KdA

由传热基本方程:

对比两式有:

1 1 b 1 ? ? ? KdA h1d A1 kd Am h 2d A2

冷热两流体通过间壁进行热交换的总热阻等于两个对流热阻 与一个导热热阻之和,与串联电路欧姆定律类似。

总传热系数 根据列管换热器标准规定,传热面积以换热 管外表面计算,则:
d A2 b d A2 1 ? ? ? K 2 h1d A1 k d Am h 2 1

因为: 有:

d A2 ? d 2dl d 2 ? ? d A1 ? d 1dl d 1

d A2 ? d 2dl d 2 ? ? d Am ? d mdl d m

d 2 b d2 1 ? ? ? ? K 2 h1d 1 k dm h 2

1

当间壁为平壁,或管壁很薄或管径较大时,dA1、dA2、dAm 和 dA 相等或近似相等,则:
1 1 b 1 ? ? ? K h1 k h 2

获取 K 的另外两种途径 (1)查取 K 值 在有关传热手册和专著中载有某些情况下 K 的经验数值,可 供设计参考。注意应选用工艺条件接近、传热设备类似的较 为成熟的经验 K 值作为设计依据。
流体种类 水—气体 水—水 水—煤油 水—有机溶剂 总传热系数K W/(m2· K) 12~60 800~1800 350左右 280~850

气体—气体
饱和水蒸气—水 饱和水蒸气—气体

12~35
1400~4700 30~300

饱和水蒸气—油
饱和水蒸气—沸腾油

60~350
290~870

获取 K 的另外两种途径 (2) 实验测定

通过实验测定现有换热器的流体流量和温度,再由传热基本 方程计算 K 值:
Q K2 ? A2?t m

实验测定的 K 值较为可靠。实测 K 值的方法不仅是为了在 缺乏工业实验数据时提供设计依据,而且还可以籍助实测的 K 值判断换热器的工作状况,从而寻求强化传热的措施。 计算得到的 K 值与查取或实测值相差较大,主要原因是给热 系数 h 的关联式有一定误差和污垢热阻不易估计准确。 使用计算的 K 值时应慎重,最好与另外两种方法作对照,以 确定合理的 K 值。

污垢热阻 换热器在运行一段时间后,流体介质中的可沉积物会在换热 表面上生成垢层,有时换热面还会被流体腐蚀而形成垢层。 垢层产生附加热阻,使总传热系数减小,传热速率显著下降。 因垢层导热系数很小,即使厚度不大,垢层热阻也很大,往 往会成为主要热阻,必须给予足够重视。 如管壁内侧和外侧的污垢热阻分别是 Rs1 和 Rs2,则总热阻
1 d d b d 1 ? 2 ? Rs1 2 ? ? 2 ? Rs 2 ? ' K 2 h1d1 d1 k d m h2

用 Rf 表示管壁内外两侧污垢热阻之和

1 1 ? Rf ? K ?2 K 2

K2 为清洁表面的总传热系数,K2’ 是结垢表面的总传热系数, 分别测得这两个传热系数,即可确定 Rf 值。

污垢热阻 污垢热阻的大致数值
流体种类
水(u<1m/s, t<50℃) 海水 河水 井水 蒸馏水 0.0001 0.0006 0.00058 0.0001

污垢热阻 m2· ℃/W
蒸气

流体种类

污垢热阻 m2· ℃/W
0.0002 0.0001 0.0002 0.0004 0.0003 0.0004

有机蒸汽 水蒸气(不含油) 水蒸气废气(含油) 制冷剂蒸汽(含油)

锅炉给水
未处理的凉水塔用水 经处理的凉水塔用水

0.00026
0.00058 0.00026

气体
空气 压缩气体

多泥沙的水
盐水

0.0006
0.0004

天然气
焦炉气

0.002
0.002

换热器计算的变量分析 设计型计算:在给定的工艺条件下,设计一台新的换热器。 设计原则:技术上可行,经济上合理。 例:热流体的冷却 已知:W1、T1、T2、t1 及物性 求:A、 ?tm、 K ?tm:需要选定 t2。t2?, W2 ?,操作费用?,但 ?tm?,A? , 设备费用?。一般按 ?tm 不小于10℃来确定 t2。 K: 与流体的流动方式和流速有关。速度? ,K值?,传热 面积?,但流动阻力?,动力消耗?。基本原则:湍流、 逆流。对列管换热器的复杂流动,流向和流动空间的 安排以温差修正系数 ? 不低于 0.8 为宜。 A:
A? Q K ?t m

根据计算得出的 A 和选定的流动方式选出适合的换热器

换热器计算的变量分析 校核型计算 :核算已有换热器在非设计工况下的传热性能 (1) 产量改变造成工艺流体流量的变化,要求预测现有换热 器在冷流体流量和进口温度不变的条件下,工艺流体的 出口温度 T2。 (2) 上游设备工况改变而引起工艺流体的进口温度发生变化, 需预测出口参数的变化。 (3) 冷却剂水的进口温度受季节和气候影响,从而会使工艺 流体的出口参数产生波动,需预测出口温度的波动值。 (4) 新换热器刚投入使用时,垢层尚未形成,其总传热量系 数 K 远大于考虑了污垢热阻的设计值,需要预测 K 的这 种变化对传热的影响。

换热器计算的变量分析 换热器调节 :使换热器在非设计工况下操作时工艺流体的 出口参数(温度)稳定在工艺要求值附近。

调节的方法:改变非工艺流体的流量来改变换热器的传热性 能,从而把变化了的出口参数调回到设计值。改变非工艺流 体流量,K 和 ?tm及传热速率随之变化。
(1) 传热为非工艺流体控制 调节非工艺流体流量,总传热系 数 K 和平均温差 ?tm 同时改变,从而改变传热速率Q。 (2) 传热为工艺流体控制 改变非工艺流体流量,总传热系数 K 几乎不变,只有平均温差 ?tm 变化。

(3) 传热为工艺流体控制且非工艺流体出口温度十分接近其 进口温度时 ?tm 也不变化,即 Q 不变化,表现为换热器 无调节余地。

传热单元数法
问题:在校核型计算中,需要同时确定 T2 和 t2 (在传热速率 方程式的对数项中),若采用传热速率方程和热量平 衡方程联立求解的方法,需要进行试差计算。 解决方法:传热单元数(?—NTU)法 手段:将两个出口温度用热量衡算式消去一个,避免试差。 传热速率方程:
T 1 ? t 2 ? KA ?T 1 ? t 2 ? ? ?T 2 ? t1? ? KA ?1 ? t 2 ? t1 ? ln ? ? W 1C p1 ? T 1 ? T 2 ? T 2 ? t1 W 1C p1 T1 ?T 2
T 1 ? t 2 ? ?T 1 ? t 1? ? ? t 2 ? t 1? 变换: T 2 ? t 1 ?T 1 ? t 1? ? ?T 1 ? T 2 ? ? ? ? 1 ? t 2 t1 1 ? t 2 t1 T 1 T 2 T 1 ? t1 ? T 1 ? T 2 T 1 ? t1 ? ? ? 1? T 1 T 2 1? T 1 T 2 T 1 ? t1 T 1 ? t1

传热单元数法
令:
? t 2 ? t 1 W 1C p1 ? ? T 1 ? T 2 W 2C p 2 ? T 1 ? T 2 ? KA ? NT U 1 ? ? ?t m W 1C p1 ? ? T1?T 2 ? ?1 ? ? T 1 ? t1 ? R1 ?
1? ? l n 1R1 ? NT U 1 ? ? R1? 1 对冷流体逆流可得: 1 ? R1

以热流体为基准的温变比 或比热容量流率 热流体的传热单元数 以热流体为基准的传热效率
?1? 2
1 ? exp ? NT U 12??1? R1? ? ? 1 ? exp ? NT U 1 ? R 2 ?? ? ? ?

? exp? NT U 1 ? R 2? ? ? ? R12? exp ? NT U 12??1 ?R1? ? ? ?

需同时确定 T2 和 t2:R1 和 NTU1 可计算得出,求出 ?1 后由定 义式可求 T2,再由 R1 求 t2。 需同时确定流体的流量和它的出口温度(如 W2 和 t2):需 确定 R1,由于 R1 包含在对数项中,计算仍需试差。可由已 知 ? 1和 NTU1,查图得到 R1。

传热单元数法

单程逆流换热器中ε和 NTU 关系

折流换热器中ε和 NTU 关系

传热单元数法
传热单元数计算式
热流体 逆流 冷流体

?1 ?

R1 ? exp ? NT U 1 ?1 ? R1? ? ? ?

1 ? exp ? NT U 1 ?1 ? R1? ? ? ?

?2 ?

R 2 ? exp ? NT U 2 ?1 ? R 2 ? ? ? ?

1 ? exp ? NT U 2 ?1 ? R 2 ? ? ? ?

并流

?1 ?

1 ? exp ?? NTU 1 ?1? R1?? ? ? 1 ? R1

?2 ?

1 ? exp ?? NTU 2 ?1? R 2 ?? ? ? 1 ? R2
t 2 ? t1 T 1 ? t1 ? W C ? T 1 T 2 ? 2 p2 R2 t 2 ? t 1 W 1C p1 KA t 2 ? t1 NT U 2 ? ? W 2C p 2 ?t m

定义

T1 ?T 2 ?1 ? T 1 ? t1 t 2 ? t 1 W 1C p1 ? R1 ? T 1 ? T 2 W 2C p 2 KA ? NT U 1 ? ? T1 T 2 ?t m W 1C p1

?2 ?

对流给热系数的实验关系式
对流传热分类
有相变 传热 对流传热 无相变 传热 冷凝传热

沸腾传热
自然对流

湍流

管外 对流
管内 对流

圆形 直管 非圆 管道 弯管 意 义

过渡流 滞流

强制对流

对流传热中常用的准数
定 义 Nu = hl / k 名 称 努塞尔准数

待求准数,含待求的给热系数

Re = lu? / ?
Pr = cp ? / k Gr = l 3?2?g?t / ?2

雷诺准数
普兰特准数

反映对流强度对传热的影响
反映流体物性的影响

格拉斯霍夫准数 反映自然对流的影响

流体无相变的给热系数
管外强制对流 流体在管束外横掠流动
s1 s1

d

换热器壳程都是横掠管束流动,管的排列分直列和错列。 错列时流体在管间交替收缩和扩张的弯曲通道中流动,比直 列时在管间走廊通道的流动扰动更为强烈,故错列比直列传 热要快,但错列的流动阻力较大,清洗不如直列容易。

s2

s2

d

流体在管束外横掠流动 式,管间距和管排数等。

影响因素为 Re,Pr,管子排列方
Nu ? C?Ren Pr0.4

应用范围:Re = 5000~7000, s1/d = 1.2~5.0, s2/d = 1.2~5.0 特征尺寸:管外径,流速取每排管子中最狭窄通道处的流速 定性温度:流体进、出口温度的算术平均值
列数
n 1 2 3 4 0.60 0.65 0.65 0.65

直列
ε 0.171 0.151 0.161 0.151 n 0.6 0.6 0.6 0.6

错列
ε 0.171 0.228 0.290 0.290

C
s1/d0 = 1.2~3 时 C = 1 + 0.1 s1/d0 s1/d0 > 3 时 C = 1.3

对第一排管子(相对于来流方向),不论错列或是直列,C、 ? 和 n 都相同,h 值相同;从第二排起,错列的 ? 值较大,h 也较大;在第三排以后,直列和错列的 h 值均不再变化。

流体在管束外横掠流动 由于各排的给热系数不同,则整个管束的平均给热系数应按 下式求出:
h1 A1 ? h2 A2 ? h3 A3 ? ? hm ? A1 ? A2 ? A3 ? ?

式中:A1、A2、A3……分别为第一排,第二排,第三排…… 的传热面积; h1、h2、h3……分别为第一排,第二排,第三排…… 的传热系数。

换热器壳程的传热

对于常用的列管式换热器:

(1) 由于壳体是圆筒,管束中各排的管数不同。 (2) 壳体内装有折流挡板,流体先是横掠管束进行流动,在 绕过折流挡板时,则变为顺着管子的方向流动。 (3) 由于流速和流向的不断变化,Re>100 即可达到湍流。 (4) 壳程给热系数的计算要考虑具体的结构型式。

(a) 圆盘形 (b) 分流形 (c) 弓形(圆缺形)

换热器壳程的传热

对于装有圆缺型挡板时 (割去直径的 25% 所留下的部分) 的列管式换热器,壳程给热系数:
? ? ? Nu ? 0.23Re Pr ? ?? ? ? ? w?
0.6 1/3 0.14

(1) Re = 3~12×104 时 (2) Re = 2×103~1×106 时

0.55 1/3 ? ? ? Nu ? 0.36Re Pr ? ?? ? ? w ? ?

0.14

定性温度:除 ?w 取壁温外,其余均取流体平均温度; 特征尺寸:用当量直径。
? 2? ? 4 ? t 2 ? d2 ? 4 ? de ? ? ? d2

直列

? 3 2 ? 2? 4? t ? d2 ? 4 ? ? 2 de ? ? d2

错列

换热器壳程的传热

流速 u :按管间最大流通截面积 A 计算,即
? d2 ? A ? Dl ?1 ? ? t ? ?

式中:D —— 换热器外壳内径,m; l —— 两折流挡板间距,m。 若换热器中无挡板,壳程流体沿管外作平行流动,则可按非 圆管道的管内强制对流公式计算。特征尺寸使用壳程空间的 当量直径。

自然对流传热系数 自然对流:加热过程中流体密度发生变化而产生的流动。 大容积自然对流:无搅拌时釜内液体的加热;传热设备外表 面与周围环境大气之间的对流传热。 大容积自然对流的给热系数仅与 Gr 数和 Pr 数有关
Nu ? C ? Gr ? Pr ?
n

定性温度:取壁温 tw 和流体平均温度 tm 的算术平均值

C 和 n 的实验值
加热面形状 水平园管 垂直管或板 特征尺寸 外径 d0 高度 L (Gr· 范围 Pr) 104~109 104~109 109~1012 C 0.53 0.59 0.10 n 1/4 1/4 1/3

有相变的传热过程 冷凝传热

蒸汽是工业上最常用的热源。蒸汽在饱和温度 下冷凝时,放出汽化潜热。 蒸汽具有一定的压力,饱和蒸 汽的压力和温度具有一定的关系。

冷凝方式 膜状冷凝:冷凝液体能润湿壁面,在壁 面上铺展成膜。
特点:蒸汽放出的潜热必须穿过液膜才 能传递到壁面,液膜层为壁面与蒸汽间 传热的主要热阻。因冷凝在整个壁面上 发生,若凝液籍重力沿壁下流,则液膜 越往下越厚,给热系数随之越小,如果 壁面足够高,壁下部液膜中会出现凝液 的湍流流动,使给热系数复又增加。

冷凝方式 滴状冷凝:凝液不能完全润湿壁面,在 壁面上形成小液滴,且不断成长变大, 在下滚过程中合并成更大的液滴,使壁 重新暴露在蒸汽中。 特点:滴状冷凝时没有完整液膜的阻碍, 热阻很小,给热系数约为膜状冷凝的 5~10 倍甚至更高。 实现滴状冷凝的方法:在壁面上涂一层 油类物质;在蒸汽中混入油类或脂类物 质;对管表面进行改性处理。

膜状冷凝给热系数 蒸汽在垂直管外或垂直板侧的冷凝
当 Re<2100,膜内为滞流,则 若 Re>2100,膜层为湍流,则
? g? k r ? h ? 1.13 ? ? ? l ?t ? ?
2 3 2 3 14

? g? k r ? h ? 0.068 ? ? ?l ?t ? ?

13

k、?、 ? — 分别为凝液的导热系数,密度和粘度; r — 冷凝潜热,kJ/kg; ?t — 蒸汽饱和温度 ts 与壁面 tw 之差,℃。 特征尺寸:l 取垂直管或板的高度。

定性温度:蒸汽冷凝潜热 r 取饱和温度 ts 下的值,其余物性 参数取液膜平均温度 (ts+tw)/2 下的值。

膜状冷凝给热系数
4A W ? d e (u? ) 4M Re ? ? b A ?

?

?

?

W — 凝液质量流量,kg/s; b — 浸润周边长度,m; M — 冷凝负荷,M=W/b; A — 膜层流通截面积,m2; de — 液膜当量直径,m。

膜状冷凝给热系数的准数形式
?t ? Q Wr Mr ? ? hA hbl hl
1/ 4

? g? k r ? h ? 1.13 ? ? ? l ?t ? ?
2 3

14

? g? 2 k 3r hl ? h ? 1.13? ? ?l ? Mr ? ? ? ?
2 3

? 4 g? 2 k 3 h ? ? 1.13? ? ? 2 ? 4M ? ? ? ? ? ? ? ? h? ? g ? 2k 3 ? ?
2

1/ 4

? g? 2 k 3 h ? ? 1.6? ? ? 2 ? Re ? ? ? ?

1/ 4

? g? k ? h ? 1.87 ? Re ?1 3 ? ?2 ? ?

13

13

? 1.87 Re?1 3

无因次冷凝给热系数,h* 则当 Re<2100 时:
h* ? 1.87 Re?1 3

Re>2100 时(Kirkbride式): h? ? 0.0077Re0.4

膜状冷凝给热系数 蒸汽在水平单管及水平管束外冷凝 蒸汽在水平单管外冷凝时,凝液受重力作 用沿管周向下流动并脱离管壁。 单管平均给热系数可用下式计算:
? g? k r ? h ? 0.725 ? ? d 2 ??t ? ?
2 3 14

蒸汽在水平管束外冷凝的平均给热系数: hm ? km h 式中:h 为水平单管的冷凝给热系数;km 为管束校正系数。 如果管束的总管数为 N,则管束校正系数为
?m? km ? ? ? ?N?
16

m 为垂直列数,其值与总管数 N 和管束放臵方位有关。

膜状冷凝给热系数 管束按三角形排列时的两种放臵方位:

A 方位放臵时对角线上管列垂直,垂直列数 B 方位放臵时对角线上管列水平,垂 直列数

m?

4N ?1 3

4N ?1 m?2 ?1 3

影响冷凝传热的其它因素 (1) 蒸汽的流速和流动方向 若蒸汽与液膜的流向相同,则会 加速液膜的流动 ,使液膜减薄,h 增加。蒸汽流速< 10m/s 影响不大,> 40~50m/s 时,h 提高 30% 左右。若 蒸汽与液膜的流动方向相反,液膜的流动受到阻滞而变 厚,h 下降,若蒸汽的流速很高,将液膜吹离壁面,h 将 大大增加。 (2) 不凝性气体 随着可凝性蒸汽的冷凝,不凝性气体将在液 膜外侧聚积而形成一层气膜,蒸汽必须以扩散的方式穿 过此气膜才能到达液膜进行冷凝,热阻增大,h 下降。 例如水蒸汽中含有 1% 的空气能使 h 下降 60%。 (3) 过热蒸汽 在大气压力下,过热 30℃ 的蒸汽较饱和蒸汽 的 h 高 1%,而过热 540℃ 的蒸汽的 h 高 30%。

沸腾传热

大容积沸腾(池内沸腾):加热面浸在有自由表面的液体中所 发生的沸腾,液体运动由自然对流和汽泡扰动引起。
强制对流沸腾(管内沸腾):液体在管内流动过程中受热沸腾。 产生的汽泡不能自由升浮,而是受迫随液体一起流动,形成 汽-液两相流动,沿途吸热,直至全部汽化。 大容积饱和沸腾曲线 饱和沸腾:液体主体达到饱和温 度 ts,加热壁面的温度 tw 高于饱 和温度所发生的沸腾。 随壁面过热度 ?t=tw-ts 增加,沸 腾传热表现出不同的规律。 沸腾曲线:沸腾传热热流密度 q 与壁面过热度 ?t 的变化关系

大容积饱和沸腾曲线

自然对流沸腾区:?t 较小,壁面处液体轻微过热,产生的少 量汽泡尚未升浮达到自由液面就放热再冷凝而消失。液体的 运动主要决定于自然对流,沸腾本质上属于过冷沸腾。 核状沸腾区:?t 增大,加热面上汽泡数量增加,促进液体扰 动,h 和 q 都迅速增加。在 C 点 h 超过104 W/(m2· ℃),q 高 达106W/m2。

大容积饱和沸腾曲线

过渡沸腾区: ?t 增大过 C 点,汽泡数大大增加,且生成速 率大于脱离速率,汽泡连成汽膜,h 与 q 均下降。因汽膜很 不稳定,属于核状沸腾和膜状沸腾共存的过渡区。 膜状沸腾: ?t 继续增大,汽泡迅速形成并互相结合成汽膜 覆盖在加热壁面上,产生稳定的膜状沸腾。但由于膜内辐射 传热的逐渐增强,h 和 q 又随 ?t 的增加而升高。

沸腾传热过程的机理 核状沸腾机理:汽泡的生成、脱离和浮升。 汽泡生成的条件:液体必须过热;加热壁面上存在汽化核心。

汽化核心:粗糙表面上微细的凹缝或裂穴处,由于表面张力 较小或吸附了微量气体或蒸汽等原因,使新相容易生成。 假设一球形汽泡存在于液体中而处 于力平衡和热平衡条件下,由于表 面张力的作用,汽泡内的压力 pv 必 须大于汽泡外的压力 pl,且汽泡内 外压力之差 pv-pl 应与汽液界面上的 表面张力相平衡,即
pv

ps ,ts

pv ,tv

pl ,tl pl

压力差 ?R2(pv-pl)

?R ( pv ? pl ) ? 2?R?
2

R 表面张力 2?R ?

沸腾传热过程的机理 若忽略液相静压的作用,则 pl 应等于液 面上方的压力 ps,热平衡要求汽泡内蒸 汽的饱和温度 tv 等于汽泡外液体的饱和 温度 tl,即 tl=tv,由于 pv>pl,tv>tl,所 以汽泡外液体的温度是过热的。过热度 tv-ts,而在贴壁处具有最大过热度 tw-ts, 故壁面上凹穴处汽泡生成的条件是
R? 2? pv ? ps

ps ,ts

pv ,tv
pl ,tl pl pv R 表面张力 2?R ?

压力差 ?R2(pv-pl)

凹缝尺寸满足上式条件即可能成为汽化核心; ?t ?,pv-ps ?,R ?; 提高壁温 tw,壁面上更小的凹缝成为汽化核心,从而可以解 释汽泡生成速率随壁温升高而加快的现象。

大容积饱和核状沸腾

影响传热速率的因素甚为复杂,一 般用因次分析法得出准数关系式,并用实验数据回归
? q ? Cwl ? rs Pr ? ?r c p ?t ? ? g ( ?l ? ?v ) ?

?

0.33

Cwl — 取决于加热表面—液体组合情况的经验常数; cp—饱和液体的定压比热,kJ/(kg· K); r — 汽化潜热,kJ/kg; Pr — 饱和液体的普兰特准数; q — 热流密度,q=h?t, ?t=tw-ts; ? — 饱和液体的粘度,N· 2; s/m ?l、 ?v — 分别为饱和液体和汽体的密度,kg/m3; ? — 液体-蒸汽界面的表面张力,N/m; s — 系数,对水 s = 1.0,对其他液体 s = 1.7; g — 重力加速度,m/s2。

大容积饱和核状沸腾 各种表面—液体组合情况的Cwl
表面-液体组合 水-铜 水-铂 Cwl 0.013 0.013 表面-液体组合 乙醇-铬 水-金刚砂磨光的铜 Cwl 0.027 0.0128

水-黄铜
正丁醇-铜 异丙醇-铜

0.006
0.00305 0.00225

正戊烷-金刚砂磨光的铜
四氯化碳-金刚砂磨光的铜 水-磨光的不锈钢

0.0154
0.0070 0.0080

正戊烷-铬
苯-铬

0.015
0.010

水-化学腐蚀的不锈钢
水-机械磨光的不锈钢

0.0133
0.0132

临界点下热流密度推荐使用下式
qmax ?

?
24

r? v [ g? ( ? l ? ? v )]

1 2

1 4

管内沸腾传热

垂直管沸腾过程中的流动型态和传热类型

液体无相变加热过程:液体进入管内至开始产生汽泡; 过冷沸腾:液体在过冷状态下 (< ts ) 开始产生汽泡; 泡状沸腾:ts 时形成泡状流和块状流(汽泡汇合成块); 环状流:蒸汽含量?,大汽块在管中心合并形成汽芯; 蒸干:环状液膜受热蒸发,逐渐变薄,直至液膜消失;

干蒸汽单相传热区:对湿蒸汽继续加热使其成为过热蒸汽。

辐射传热 (Radiation)
基本概念

辐射:物体以电磁波的方式传递能量的过程。
辐射能:以辐射的形式所传递的能量。 热辐射:因热的原因引起的电磁波辐射。 辐射传热:不同物体间相互辐射和吸收的综合结果。 自然界中凡是温度高于绝对零度的物体,都会不停的向四周 发射辐射能, 热射线在物理本质上与光射线一样,所不同的是波长范围。 从理论上讲,热辐射的波长范围为 0~?,但具有实际意义的 波长为 0.4~20 ?m。 可见光: 0.4~0.8 ?m 红外线: 0.8~20 ?m 很高温度下才有明显作用 在热辐射中起决定作用

基本概念 热射线也服从反射和折射定律。 当物体发射的辐射能投射到另一物体的表面上时,一部分被 物体吸收(QA),一部分被反射 (QR), 一部分透过物体(QD)。 根据能量守恒定律:
Q QR

QA ? QR ? QD ? Q
Q A QR QD ? ? ?1 Q Q Q

QA QD

A? R ? D ?1

A、R 和 D 分别为物体吸收率、反射率和透过率。 单色吸收率、反射率和透过率
a?? , T ? ? r ?? , T ? ? d ?? , T ? ? 1

基本概念 黑体(绝对黑体):能将辐射能全部吸收的物体,即 A=1, R=D=0。自然界中并不存在绝对黑体,例如没有光泽的黑墨 表面,其吸收率 A=0.96~0.98,定义黑体的目的是为了在计 算中确定一个比较的标准。 镜体(绝对白体):能将辐射能全部反射的物体,即 R=1, A=D=0。自然界中也不存在绝对镜体,例如表面抛光的铜, 其反射率 R=0.97。 透热体:辐射能全部透过的物体,即D=1, A=R=0。例如对 称双原子气体 O2、N2、H2 等都是透热体。 灰体:能够以相等的吸收率吸收所有波长辐射能的物体。灰 体也是理想物体,其特点为:吸收率 A 与波长无关;为不透 热体 (A+R=1)。工业上常见的固体材料均可视为灰体。

基本定律 黑体的辐射能力
? T ? Eb ? C 0 ? ? ? 100?
4

d E? e? ? d?

E ? ? e? d ?
0

?

斯蒂芬-波尔茨曼定律 Stefan-Boltzmann

Eb —— 黑体的辐射能力,W/m2; C0 —— 黑体的辐射系数 =5.67W/(m2· 4) 。 K 黑体的辐射能力与绝对温度的四次方成正比。随着温度的升 高,辐射能力急剧增大,因而在高温下辐射传热成为主要的 传热方式。 灰体的辐射能力 灰体的辐射能力除与物体的温度有关外,还与物体的吸收率 有关。

灰体的辐射能力 板1(灰体)能量平衡:单位时间单位 面积发射 E1,获得 A1Eb,向板 2 的 净的辐射传热量为 q=E1-A1Eb。 辐射传热达平衡(两物体温度相等)时, q=0,E1=A1Eb 或 E1/A1=Eb。 若板 1 用任意灰体板来代替,则得
E E1 E2 E3 ? ? ?? ? Eb A1 A2 A3 A ? T ? ? T ? E ? AEb ? AC0 ? ? ?C? ? ? 100 ? ? 100 ?
4 4

板1(灰体)
E1

板2(黑体)

Eb
A1Eb (1-A1)Eb E1, A1, T1 Eb, T2

T1 > T2

克希霍夫(Kirchhoff)定律

C —— 灰体的辐射系数 灰体辐射能力与吸收率之比恒等于同温度下黑体的辐射能力

灰体的黑度 灰体的辐射能力与同温度下黑体的辐射能力之比
? T ? ? T ? E ? ?Eb ? ?C0 ? ? ? C? ? ? 100? ? 100?
4 4

??

E Eb

对于灰体 A<1, C<C0,故黑体的辐射能力最大,而且物体的 吸收率越大,其辐射能力越强。 上式为灰体辐射能力的计算公式,为求灰体的辐射能力,需 知灰体的黑度。

黑度值可以通过实验测定,其值与材料的性质,温度和表面 状况有关。

灰体的黑度 某些工业材料的黑度 材料 红砖 温度[℃] 20

?
0.93

耐火砖 钢板(氧化的) 钢板(抛光的) 铝(氧化的) 铝(抛光的) 铜(氧化的) 铜(抛光的) 铸铁(氧化的) 铸铁(抛光的)

— 200~600 940~1100 200~600 225~575 200~600 — 200~600 330~910

0.8~0.9 0.8 0.55~0.61 0.11~0.19 0.039~0.057 0.57~0.87 0.03 0.64~0.78 0.6~0.7

两固体间的辐射传热

Aw2 dAw2

两黑体间的辐射传热和角系数
Q1?2 ? Q1?2 ? Q2?1 蓝贝特 (Lambert) 定律
Q1?2 ? Eb1
?2 ?1
Aw1 dAw1 r

?

? ?

Aw1 Aw 2

cos ?1 cos ? 2

1 dAw1dAw 2 2 r

Q1?2 ? Eb1?12 Aw1

Q2?1 ? Eb 2?21 Aw2

1 1 ?12 ? ?Aw1 ?Aw2 cos?1 cos? 2 r 2 dAw1dAw2 ?Aw1

?21 ?

1 ?Aw2

? ?

Aw1 Aw 2

cos?1 cos? 2

1 dAw1dAw2 2 r

Aw1?12 ? Aw2?21

Q1?2 ? Q1?2 ? Q2?1 ? Aw1?12 Eb1 ? Aw2?21 Eb 2 ?? T1 ? 4 ? T2 ? 4 ? ? Aw1 ?12C0 ?? ? ?? ? ? 100? ? 100? ? ?? ? ?

两灰体间的辐射传热 辐射能可被多次被吸收和反射
板1(灰体) E1 E1R2 E1R1R2 E1R1R22 E1R12R22 板2(灰体) 板1(灰体)

板2(灰体)

E2
E2R1 E2R1R2 E2R12R2 E2R12R22

E1, R1, T1 T1 > T2

E2, R2, T2

E1, R1, T1 T1 > T2

E2, R2, T2

两固体间的辐射传热 对于定常辐射过程 (温度不变):
Eout ? E ? ?1 ? A?Ein Q ? Aw ?E ? AEin ? Q ? Aw ?Eout ? Ein ?
Eout ? E ?1 ? Q ?1 ? Q ? ? ? 1? ? Eb ? ? ? 1? A ? A ? Aw ? ? ? Aw
AEin Ein E Eout

可将灰体理解为对投入辐射全部吸收 而辐射能力为 Eout 的“黑体” 处于任何相对位臵的两灰体间交换的净辐射能为:
Q1?2 ? Aw1?12 Eout1 ? Aw2?21Eout 2

?1 ?Q Eout1 ? Eb1 ? ? ? 1? 1 ?? ? ? 1 ? Aw1

Eout 2

?1 ? Q2 ? Eb 2 ? ? ? 1? ?? ?A ? 2 ? w2

一般情况下:

Q1?2 ? Q1 ? Q2

两固体间的辐射传热 对于封闭系统: Q1?2 ? Q1 ? ?Q2 注意有:
Q1?2 ?

Aw1?12 ? Aw2?21
Aw1?12 ?Eb1 ? Eb 2 ? ?1 ? ?1 ? 1 ? ?12 ? ? 1? ? ?21 ? ? 1? ?? ? ?? ? ? 1 ? ? 2 ?

?s ?

1 ?1 ? ?1 ? 1 ? ?12 ? ? 1? ? ? 21 ? ? 1? ?? ? ?? ? ? 1 ? ? 2 ?
?? T1 ? 4 ? T2 ? 4 ? ? C1?2?Aw ?? ? ?? ? ? 100? ? 100? ? ?? ? ?

?s —— 系统黑度

C1-2 —— 总辐射系数

Q1?2

两固体间的辐射传热

Aw,? 和 C1-2 的计算方法
序号
1

辐射情况
面积极大相距很 近的两平行面 面积有限且大小 相等的两平行面 很大的物体2包 住物体1

面积 Aw
Aw1或Aw2

角系数?
1

总辐射系数 C1-2
?1 1 ? C0 ? ? ? 1? ? ?1 ? 2 ?

2
3

Aw1
Aw1

<1
1

?1? 2C0
?1C0
?1 1 ? C0 ? ? ? 1? ? ?1 ? 2 ?
C0 ? 1 A1 ? 1 ?? ?1 ? ? ? ?1 A2 ? ? 2 ? ? ? ? ?

4
5

物体2恰好包住 物体1,Aw1=Aw2
界于3、4两种情 况之间

Aw1
Aw1

1
1

高温设备的热损失 对流损失热量:

热损失为对流和辐射传热量之和
QC ? hC Aw ?tw ? t ?

辐射损失热量(牛顿冷却定律的形式): QR ? hR Aw ?tw ? t ?
?? Tw ?4 ? T ?4 ? C1?2 ?? ? ? ? ?? 100 ? ? 100 ? ? ?? ? ? hR ? tw ? t

—— 辐射给热系数
对流-辐射联合 给热系数

因设备壁面被环境大气所包围,? =1
总热量损失:

Q ? QC ? QR ? (hC ? hR ) Aw (t w ? t ) ? hT Aw (t w ? t ) hT ? 9.8 ? 0.07(t w ? t )

在平壁保温层外:
上两式适用于tw<150℃场合。

在管道或圆筒壁保温层外: hT ? 9.4 ? 0.052(t w ? t )

壁温的估算 在给热系数和设备热损失计算以及选择换热器类型和管材时, 需要壁温数据。 因金属间壁有热阻,故间壁两侧表面温度不同。因金属热阻 很小,可忽略间壁温度的差异。

若间壁两侧流体的平均温度分别为 T 和 t,给热系数分别为 h1 和 h2,则有

T ? tw tw ? t ? 1 1 h1 h2

因给热系数 h1 和 h2 是壁温 tw的函数,需试差求壁温。 试差方法:先假设 tw,据此计算两个给热系数,进而计算壁 温,直至计算的壁温和假设的壁温相一致。 假设壁温时应作粗略估计,温差与热阻成正比,即壁温接近 给热系数较大一侧流体的温度。

传热的强化与削弱
传热强化 根据传热基本方程 增加传热温差 饱和水蒸气加热时,?蒸汽压力,蒸汽温度?;用水冷却时, ?水温?温差;在冷热流体进出口温度固定不变时,可采用逆 流操作以增加传热温差,等等。 物料温度一般由工艺条件给定,不能任意变动,而加热剂(或 冷却剂)的进口温度往往也不能改动,如冷却水的初温决定于 环境气候,而出口温度虽可通过增大水流量而降低,但会导 致流动阻力的迅速增加,操作费用升高。 由热力学第二定律,传热温差越大,有效能的损失越大。为 了降低有效能损失,应设法减小温差。
Q ? KA?t m

传热的强化

提高传热系数

K?

1 1 ? ? ? ? Rs1 ? Rs 2 h1 h2 k

1

(1) 提高冷热流体的两个给热系数;
(2) 降低间壁热阻和污垢热阻。 金属壁的导热一般不构成主要热阻; 垢层热阻随使用时间而变大,常成为控制传热速率的主要因 素,应防止结垢和经常除垢; 间壁两侧的对流传热热阻,若两个 h 存在数量级的差别时,, 应设法增加小的 h (薄弱环节),若两个 h 数值相近,应同时 予以提高。强化对流传热应致力于减薄滞流底层的厚度,增 强边界层的湍动程度。

传热的强化

提高传热系数

K?

1 1 ? ? ? ? Rs1 ? Rs 2 h1 h2 k

1

(1) 提高流体速度 h∝u0.8。如列管式换热器,可增加管程数 来提高流速;增加折流挡板数来提高壳程流速。但?p∝u2, 用增加流速的方法来强化传热,是以增大泵耗为代价的,强 化具有局限性。

(2) 改变流动状态 通过特殊设计的传热壁面不断改变流体的 流动速度和方向,从而增强边界层的扰动,如:粗糙换热表 面;管内表面上加工螺纹槽,制成螺纹管或螺旋槽管,管内 安装插入物 (麻花纽带) 等。
(3) 引入机械振动 使传热表面振动,或使流体振动,或是施 加电场作用,目的是加强滞流底层的湍动。

沸腾和冷凝传热的给热系数已相当高,也有相应的强化传热 理论和技术。

传热的强化

增大传热面积
增加传热面积的方法: 用螺纹管或螺旋槽管代替光管; 在园管外表面上加螺旋翅片,或在管壁上加工轴向肋片。

由于扩展表面的温度低于基管的温度,传热量的增加率低于 传热面积的增加率。 强化传热面:能导致 KA 增加的换热表面。

保温隔热技术 利用保温隔热材料对高温和低温设备进行保温隔热,以减少 设备与环境间的热交换。 保温材料:导热系数很低,导热热阻很大的材料。 判断热力管道保温效果的方法:
Q0 ? Q? ?? Q0

—— 保温效率

Q0 — 单位长度裸管的散热量,W/m; Q? — 单位长度保温层厚度为 ? 的管子的散热量,W/m。

保温技术的一个重要方面,就是选择合适的保温材料,选用 时应根据本地区的实际情况加以选用。

保温隔热技术 材料名称
碳酸镁石棉 碳酸镁砖 碳酸镁管 硅藻土材料 泡沫混凝土 矿 渣 棉

主要成分

k 常用保温材料 密度 180 380~360 280~360

W/(m· K)

特性 保温用涂抹材 料耐温300℃ 泡化碱粘结剂 耐温300℃ 泡化碱粘结剂 耐温300℃ 耐温800℃ 耐温250-300℃ 大规模保温 耐温700℃大面 积保温填料

85%石棉纤维15% 碳酸镁

50℃, 0.09~0.12 50℃, 0.07~0.12 50℃, 0.07~0.12 <0.23 <0.23 <0.08

SiO2,Al2O3 , Fe2O3

280~450 300~570

高炉渣制成棉

200~300

膨胀蛭石
蛭石水泥管 蛭石水泥板 沥青蛭石管 超细玻璃棉 软 木

镁铝铁含水硅酸盐

60~250
430~500 430~500 350~400 18~30

<0.07
0.09~0.14 0.09~0.14 0.08~0.1 0.032+0.0002 0.035~0.058

耐温<1000℃
耐温<800℃ 耐温<800℃ 保冷材料 保冷材料

常绿树木栓层制成

120~200

换热器
按传热特征分:

间壁式:冷、热流体由固体间壁隔开,传热面积固定,热量 传递为-导热-对流的串联过程。
混合式:通过冷、热两流体的直接混合来进行热量交换。

蓄热式 (蓄热器):由热容量较大的蓄热室构成,使冷、热流 体交替通过换热器的同一蓄热室。
按用途分:加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。

按结构分:夹套式、浸没式、喷淋式、套管式和管壳式等。
选取换热器时,应根据工艺要求选用合适的类型,还应按传 热基本原理选定合理的换热流程,确定换热器的传热面积、 结构尺寸以及校核流体阻力等。 对系列化标准换热器,需通过必要的计算 (A,?p) 来选用。

间壁式换热器的类型和结构型式

夹套式换热器 主要用于反应器的加热或冷却,将反 应器的筒体制成夹套,将加热剂或冷 却剂通入夹套内,通过夹套的间壁与 反应器内的物料进行换热。

在用蒸汽进行加热时,蒸汽由上部连接管通入夹套内,冷凝 水由下部连接管排出,当冷却时,冷却水从下部进入,而由 上部流出。 为提高器内物料一侧的给热系数,可在器内设臵搅拌器,使 容器内的流体作强制对流。

间壁式换热器的类型和结构型式 浸没式蛇管换热器

结构:由肘管连接的直管,或由盘 成螺旋状的弯管所组成。蛇管形状 主要决定于容器形状。将蛇管浸没 于容器中,即构成蛇管式换热器。

当管内通入液体载热体时,应从蛇管的下部通入,当管内通 入蒸汽加热时,应从蛇管的顶部通入,冷凝水经蛇管下部的 疏水器排出。 优点:结构简单,能承受高压; 缺点:管外流体给热系数小,为强化传热,可在器内安装搅 拌器。

间壁式换热器的类型和结构型式

喷淋式蛇管换热器

间壁式换热器的类型和结构型式

喷淋式蛇管换热器

通常用作冷却器。将蛇管成排地固定在钢架上,被冷却流体 在管内流动,冷却水由管上方的喷淋装臵通过齿型堰板均匀 喷洒在蛇管表面而流下,最后收集于排管的底盘内。
喷淋式换热器的最大优点是便于检修和清洗,对冷却水水质 可以适当降低。

间壁式换热器的类型和结构型式 套管式换热器

间壁式换热器的类型和结构型式 套管式换热器

间壁式换热器的类型和结构型式 套管式换热器

螺旋套管换热器

结构:直径不同的金属管装配成的同心套管。可根据换热要 求串联使用。程数可依传热面积的大小而增减,并可数排并 列。冷、热流体一般呈逆流流动,平均传热温差大,并可达 到较高的流速,形成湍流,具有较高的传热系数。

优点:构简单,能承受较高压力,应用灵活;
缺点:耗材多,占地面积大,难以构成很大的传热面积,故 一般适合于流体流量不大、传热负荷较小的场合。

间壁式换热器的类型和结构型式 列管式换热器

间壁式换热器的类型和结构型式 列管式换热器

间壁式换热器的类型和结构型式 列管式换热器 工业上使用最广泛的一种换热设备 优点:单位体积的传热面积、处理能力和操作弹性大,适应 能力强,尤其在高温、高压和大型装臵中采用更为普遍。 固定管板式换热器

结构:管束与焊接在壳体的两端管板连接。在壳体内,沿管 长方向装臵有若干块折流挡板; 优点:结构简单、紧凑、造价便宜; 缺点:管外不能机械清洗,管板、管子和壳体都是刚性连接, 当管壁和壳壁的温度相差较大时,会产生很大的热应力,甚 至将管子从管板上拉脱。解决方法补偿圈(或称膨胀节)。

间壁式换热器的类型和结构型式 U 型管式换热器

结构:管子弯制成U型,U型管的两头固定在同一块管板上, 与管板连接的封头内用隔板隔成两室。 优点:管子受热受冷可以自由伸缩,而与壳体无关。结构比 较简单,管束可以拔出清洗。

缺点:管内的机械清洗困难,只能走清洁流体。

间壁式换热器的类型和结构型式 U 型管式换热器

间壁式换热器的类型和结构型式

浮头式换热器

结构:一块管板与壳体固定,另一块管板可以在壳体内来回 活动,并连接一浮头,当管束受热受冷时即可自由伸缩。浮 头式换热器各有一个内浮头和一个外浮头。 优点:有良好的热补偿性能,管束可从壳体中拔出清洗; 缺点:结构复杂,造价较高。 我国已有标准化的列管式换热器系列产品供选用。例如:型 号为FB800-180-16-4换热器,FB表示浮头式B型,25×2.5mm 换热管,正方形排列,壳体公称直径800mm,公称传热面积 180m2,公称压力16kgf/cm2,管程数为4。

列管式换热器的选用和设计

选用和设计中应考虑的问题
流体流动通道的选择: (1) 不清洁或易结垢的物料应当流过易于清洗的一侧,对于 直管管束,一般通过管内,直管内易于清洗; (2) 需通过增大流速提高 h 的流体应选管程,因管程流通截 面积小于壳程,且易采用多程来提高流速; (3) 腐蚀性流体宜走管程,以免管束和壳体同时受腐蚀; (4) 压力高的流体宜选管程,以防止壳体受压; (5) 饱和蒸汽宜走壳程,冷凝液易于排出,其 h 与流速无关; (6) 被冷却的流体一般走壳程,便于散热; (7) 粘度大、流量小的流体宜选壳程,因壳程的流道截面和 流向都在不断变化,在 Re>100 即可达到湍流。 以上各点往往不可能同时满足,应抓住主要矛盾进行选择, 例如,首先从流体的压力、腐蚀性及清洗等方面的要求 来考虑,然后再考虑满足其他方面的要求。

选用和设计中应考虑的问题 换热管规格及排列 :

管径:d?,单位体积设备内的A?,但更容易堵塞。目前我国 系列标准规定采用 ?25×2.5mm, ?19×2mm两种规格的管子。 管长的选择以清洗方便和合理使用管材为准,我国生产的钢 管长度多为6米,国家标准规定采用的管长有1.5、2、3、6米 四种规格,以3米和6米最为普遍。 换热管的排列方式:等边三角形排列比正方形排列更为紧凑, 管外流体的湍动程度高,给热系数大,但正方形排列的管束 清洗方便,对易结垢流体更为适用,如将管束旋转45度放臵, 也可提高给热系数。

选用和设计中应考虑的问题
折流挡板 :

作用:提高管外的给热系数; 形状:园缺型、园盘型、分流型等; 挡板的形状和间距必须适当,方能取得良好效果。以弓形为 例,缺口的高度一般取为壳体内径的10-40%,常见的是2025%。缺口方向可水平和垂直排列。 挡板间距过大,流速小,不能保证流体垂直流过管束,管外 h ?;间距过小,流动阻力增加,且不便于检修。 我国系列标准规定的挡板间距: 固定管板式:150、300 和 600 mm 三种规格; 浮头式:150、200、300、480 和 600 mm 五种规格。

流体流经换热器的阻力
管程流体阻力 对于多管程换热器,流体总阻力应等于各程直管阻力、回弯 阻力及进、出口阻力之和(通常忽略进、出口阻力):

??p ? ??p ? ?p ?F N N
i 1 2 t s

p

?p1—流体流经直管的压力降,N/m2; ?p2—流体流经回弯管时的压力降,N/m2; Ft—结垢修正系数,?25×2.5mm?1.4,? 19×2mm?1.5; Ns—串联的壳程数; Np—管程数。 直管压力降 ?p1 可按流体力学的一般公式进行计算; 回弯管中的压力降 ?p2 由下面的经验公式估算:
? ?u 2 ?p 2 ? 3? ? 2 ? ? ? ? ?

流体流经换热器的阻力
壳程流体阻力 壳程流体阻力的计算公式很多,但由于壳程流体的流动状况 十分复杂,由不同的公式计算的结果相差较大。 埃索法计算壳程压降 ? ?p0 的公式:
' ' ?p0 ? ?p1 ? ?p2 Fs N s ?

?

?

?p1’ — 流体横过管束的压力降,N/m2; ?p2’ — 流体通过折流板园缺时的压力降,N/m2; Fs — 壳程压力降的结垢修正系数,对于液体取1.5, 对于气 体或可凝蒸汽取1.0。

流体流经换热器的阻力
? ?p1 ? Ff0 nc ( N B ? 1)

壳程流体阻力
?u 0 2
2

2h ? ?u ? ? ?p2 ? N B ? 3.5 ? ? c D? 2 ?

2

F — 管子排列方法对压力降的修正系数,对于正三角形排列 F = 0.5,对于正方形排列 F = 0.3,对于正方形斜转 45 度 F = 0.4; f0 — 壳程流体的摩擦系数; nC — 横过管束中心线的管子数; NB — 折流挡板数; h — 折流板间距; u0 — 按壳程流通截面积计算的流速,而 A0=h(D-nCd0), 或由 系列标准中查得,m/s。

通常,液体流经换热器的压力降为0.1~1atm, 气体为0.01~ 0.1atm, 设计时,换热器的工艺尺寸应在压力降与传热面积之 间予以权衡,使既能满足工艺要求,又经济合理。

列管换热器的选用和设计的步骤 (1) 确定流动路径,由传热任务计算Q,确定流体进、出口温 度,选定换热器形式,计算定性温度,查取流体物性, 计算平均温差,根据? ? 0.8 的原则,确定壳程数。 (2) 依据K的经验值,或按生产实际情况选定K估,由传热基 本方程估算A估。参照系列标准选定换热器的基本尺寸, 如管径、管长、管数及管子的排列等;若是选用,可在 系列标准中选择适当的换热器型号。 (3) 根据初选的设备规格,计算管、壳程流体的流速和压降, 检查是否合理或满足工艺要求,若不符合,需调整流速, 再确定管程数或折流挡板间距,或选择另一规格的设备, 重新计算压力降直至满足要求为止。 (4) 计算管、壳程的 h1 和 h2,确定 Rs1 和 Rs2, 计算 K计,A计, 比较 A估 和 A计,若 A估/A计=1.15~1.25,则初选的设备合 适,否则需另设 K估 值,重复以上步骤。

其他类型的换热器 板式换热器:

其他类型的换热器 板式换热器:

1.固定压紧板 2.夹紧螺栓 3.前端板 4.换热板片 5.密封垫片 6.后端板 7.下导板 8.后支柱 9.活动压紧板 10.上导板

板式换热器
结构紧凑,占用空间小 很小的空间即可提供较大的换热面积, 不需另外的拆装空间;相同使用环境下,其占地面积和重量是其 他类型换热器的1/3~1/5。 传热系数高 雷诺准数>10时,即可产生剧烈湍流,一般总传热系 数可高达3000~8000W/M2.K。 端部温差小 逆流换热,可达到1℃的端部温差。 热损失小 只有板片边缘暴露,不需保温,热效率≥98%。 适应性好,易调整 通过改变板片数目和组合方式即可调节换热能 力,与变化的热负荷相匹配。 流体滞留量小,对变化反应迅速,拆装简单,容易维护 板片是独 立的单元体,拆装简单,可将密封垫密闭的板片拆开、清洗。 结垢倾向低 高度紊流、光滑板表面,使积垢机率很小,且具自清 洁功能,不易堵塞。 低成本 使用一次冲压成型的波纹板片装配而成,金属耗量低,当 使用耐蚀材料时,投资成本明显低于其他的换热器。

板式换热器
缺点:处理能力不大,操作压力比较低,一般不超过20atm,受垫 片耐热性的限制,操作温度不能太高,一般合成橡胶垫不超过 130℃,压缩石棉垫圈也不超过250℃。

螺旋板式换热器

螺旋板式换热器由两块金属薄板焊接在一块分隔板上并卷制 成螺旋状而构成的。卷制后,在器内形成两条相互隔开的螺 旋形通道,在顶、底部分则焊有封头和两流体进出口接管。 其中有一对进出口接管是设在园周边上,而另一对进出口则 设在园鼓的轴心上。换热时,冷、热流体分别进入两条通道, 在器内作严格的逆流流动。

螺旋板式换热器

按流道布臵和封头形式可分为: I 型结构:两个螺旋通道两侧完全焊接封闭,不可拆。两流体均 作螺旋运动,通常冷流体由外周流入,热流体从中心流入,形成 完全逆流流动。主要用于液体与液体之间的传热。 II 型结构:一个螺旋通道焊接封闭,另一通道的两侧敞开。一流 体作螺旋形流动,另一流体则作轴向流动。适合于两流体的流量 相差很大的场合。常做蒸汽冷凝器、气体冷却器使用。 III 型结构:一流体作螺旋形流动,另一流体则是轴向流动和螺旋 流动的组合,适用于蒸汽的冷凝和冷却。

螺旋板式换热器

螺旋板式换热器的特点
传 热 系 数 高 由 于 离 心 力 的 作 用 , 可 在 较 低 Re 数 下 出 现 湍 流 (Re=1400-1800),允许流速可达2m/s,故传热系数较高,如水对 水的换热,传热系数可达2000-3000 W/(m2· K)。

不易堵塞 由于流速较高,又是在螺旋流道内流动,能较好的发挥 流体对板面的冲刷作用,因而流体中的悬浮物不易沉积下来。
由于流道长,可为完全逆流,便于控制温度和利用低温热源,操 作时允许较低的温度差,因此,在一些低温差传热的场合,采用 螺旋板换热器比较合适。 结构紧凑,制造简便,单位体积设备内的传热面积约为列管式换 热器的3倍。

操作压力和温度不能太高,尤其是所能承受的压力比较低,操作 压力只能在20atm以下,操作温度约在300-400℃以下。
不易检修,整个换热器已被卷制焊接为一个整体,一旦发生中间 泄漏或其他故障,设备即告报废。

板翅式换热器 在两块平行金属板之间夹入波纹状金属翅 片,两边以侧条密封,组成一个单元体; 将各单元体进行不同的叠集和适当地排列, 再用钎焊予以固定,形成逆流、并流和错 流的板翅式换热器组装件(芯部或板束) ; 将带有进、出口的集流箱焊接到板束上。

特点:传热效果更好、结构更为紧凑。 我国目前最常用的翅片形式主要有光直型翅片、锯齿型翅片 和多孔型翅片。

板翅式换热器
传热效果好 板翅促进湍流,破坏传热边界层的发展,总传热系数 高,同时冷、热流体间换热不仅以平隔板为传热面,而且大部分 热量通过翅片换热,因而具有很高的传热速率。 结构紧凑 单位体积换热器提供的传热面积一般能达到2500m2, 最高可达到4300m2,而列管式换热器只有160m2。 轻巧牢固 由于结构紧凑,通常用铝合金制造,在相同的传热面积 下,其重量仅为列管式换热器的十分之一,波纹翅片不仅是传热 面,又是两板间的支撑,故强度很高。

适应性强,操作范围广 由于铝合金的导热系数高,特别适合于低 温和超低温条件下的换热。
流道很小,容易堵塞而使压降增大。换热器内一旦结垢,清洗和 检修困难,故处理的物料应较清洁或预先进行净制。 由于平隔板是用薄铝片制成,故要求流体对铝不发生腐蚀。

翅片式换热器

结构:在管子外表面上装有径向或轴向翅片。

用途:适用于两种流体的给热系数相差很大的场合,例如水蒸气 和空气间的换热,传热过程的热阻主要集中在空气一侧,若空气 在管外流动,则在管外装臵翅片,既可增大空气侧的传热面积, 又可促进空气湍动,使传热系数和传热面积的乘积 KA 值增大,从 而提高换热器的传热速率。
翅片与光管的连接应紧密无间,否则会在连接处产生很大的接触 热阻。常用的连接方法有镶嵌、缠绕或高频焊接,其中焊接最为 密切,但加工费用较高。

翅片式换热器

翅片盘管换热器

空调机组表冷器

组合式铝合金散热器(T形翅)

热管换热器

1—导管 2—吸液芯 3—蒸汽 4—吸热蒸发端 5—保温层 6—放热冷凝端

结构及工作原理:将一根金属管的两端密封,抽出不凝性气 体,充以一定量的某种工作液体而成。当热管的一端被加热 时,工作液体受热沸腾汽化,产生的蒸汽流至冷却端冷凝放 出冷凝潜热,冷凝液沿着具有毛细结构的吸液芯在毛细管力 的作用下回流至加热段再次沸腾汽化,工作介质如此反复循 环,热量则由热管的轴向由加热端传至冷却端。

热管换热器 热管式CPU散热器

热管换热器 热管式CPU散热器

热管换热器 Zalman夹心式一体化 热管显卡散热器

热管换热器 AeroCool热管散热器DP-102
将1700+超到2.2GHz以上的水平时, CPU温度仅仅只有19度

热管换热器

热管换热器

用途:给热系数很小的气-气换热过程。

当液体和气体换热时,可将管外表面翅化以强化传热,但对 气-气传热的情况,管内的传热强化则比较困难;
热管可把管内的对流传热转化为管外表面的传热,从而可采 用加装翅片的方法进行强化。例如利用热管换热器回收锅炉 排出的烟气余热预热燃烧所需空气,效果良好; 由于热管两端的管外表面被翅化,管外对流传热强化,管内 籍助工作液体的沸腾和冷凝过程来传热,而沸腾和冷凝的给 热系数很大,因而热管的传热速率很高; 若将热管的传热速率折算成管体轴向表观导热系数,则热管 的导热率是银的1000倍以上

例题 7-28

该题教材中缺少一物性数据:cp2 = 3000 J/(kg?oC)

(1)换热器每小时的处理量 解:按传热管外表面积计的传热面积A2:

A2 ? n?d2 L ? 37? 3.14? 0.019? 3 ? 6.626 m2 严格讲应进行校正! 以传热管外表面积为基准的传热系数K2: 注意饱和冷凝时蒸汽进 出口温度相等。 2 o 1 1 K2 ? ? ? 2165 W/?m ? C ? d2 1 0.019 1 ? ? h1d1 h2 3500? 0.015 10000
?t1 ? ?t 2 ?130? 20? ? ?130? 60? ?t m ? ? ? 88.5 ?t1 130? 20 平均温差: ln ln ?t 2 130? 60
o

C

Q ? K2 A2?tm ? 2165? 6.626? 88.5 ? 1.270?106

W

例题

换热器的处理量为: Q ? W2 c p 2 ?t

Q 1.270?106 W2 ? ? ? 10.58 3 c p 2 ?t 3 ?10 ? ?60 ? 20?

kg/s

(2)在保持溶液处理量不变的情况下,将溶液从20°C加 热到80 °C ,若增加一台同样规格的换热器并联使用:

换热任务:

Q任 ? W2c p 2?t? ? 10.58? 3000? ?80 ? 20? ? 1.904?106
平均温差:
? ?t m ? ?t1 ? ?t 2 ?130 ? 20? ? ?130 ? 80? ? ? 76.1 ?130 ? 20? ?t1 ln ln ?130 ? 80? ?t 2

W
o

C

? 换热面积: A2 ? 2 A2 ? 2 ? 6.626 ? 13.252

m2

例题

并联时管内的流量为原来的一半: u2 W2 ? u2 ? W2? ? 2 2
0.8

湍流时: h1 ? ? 1 ? h1 ? 0.5743? 3500? 2010 ? ? ? ? 2? 以传热管外表面积为基准的传热系数K2’:
? K2 ? 1 d2 1 ? h1?d1 h2 ? 1 0.019 1 ? 2010? 0.015 10000 ? 1369

W/ m2 ?o C

?

?
?

W/ m 2 ?o C

?

? ? ? Q并 ? K2 A2?tm ? 1369?13.252? 76.1 ? 1.381?106
Q并 ? Q任
故采用并联方式不能完成生产任务。

W

例题 若采用串联方式,则传热系数与单台换热器时相同,有:

? ? Q串 ? K2 A2?tm ? 2165?13.252? 76.1 ? 2.183?106

W

Q串 ? Q任

故采用串联方式能够完成生产任务。


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