第四节& 传热过程计算
传热过程计算
化工原理中所涉及的传热过程计算主要有两类：一类是设计计算，即根据生产要求的热负荷，确定换热器的传热面积；另一类是校核计算，即计算给定换热器的传热量、流体的流量或温度等。两者都是以换热器的热量衡算和传热速率方程为计算的基础。
应用前述的热传导速率方程和对流传热速率方程时，需要知道壁面的温度。而实际上壁温常常是未知的，为了避开壁温，故引出间壁两侧流体间的总传热速率方程。
对间壁式换热器做能量衡算，以小时为基准，因系统中无外功加入，且一般位能和动能项均可忽略，故实质上为焓衡算。&&
假设换热器绝热良好，热损失可以忽略时，则在单位时间内换热器中热流体放出的热量等于冷流体吸收的热量，即&&&
&& &&&&&&&&&&&&&&&&&(4―30)
式中&&& Q―换热器的热负荷，kj/h或W；
&&& W－流体的质量流量，kg／h；
&&& H－单位质量流体的焓，kJ／kg。
下标c、h分别表示冷流体和热流体，下标1和2表示换热器的进口和出口。
式4-30即为换热器的热量衡算式，它是传热计算的基本方程式，通常可由该式计算换热器的传热量(又称热负荷)。&&&
若换热器中两流体无相变化，且流体的比热容不随温度而变或可取平均温度下的比热容时，式4-30可表示为&&&
&&& Q&&&&&&&&&&&&&&&&& （4-31）
式中& cp－流体的平均比热容，kJ／(kg?℃)；
t―冷流体的温度，℃；
T－热流体的温度，℃。
若换热器中的热流体有相变化，例如饱和蒸气冷凝时，式4-30可表示为
Q&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&& (4-32)
式中& Wh―饱和蒸气(即热流体)的冷凝速率，k2／h；
r―饱和蒸气的冷凝潜热，kJ／kg。
式4-32的应用条件是冷凝液在饱和温度下离开换热器。若冷凝液的温度低于饱和温度时，则式4-32变为&&&
&&& Q&&&&&&&&&&&&&& （4-33）
Cph －冷凝液的比热容，kJ／(kg?℃)；
Ts―冷凝液的饱和温度，℃。
总传热速率微分方程和总传热系数
一、总传热速率微分方程
通过换热器中任一微元面积dS的间壁两侧流体的传热速率方程，可以仿照对流传热速率方程写出，即
dQ=K(T-t)dS=KtdS&&&&&&&&&&&&&&&&&&&& (4-34)
式中& K―局部总传热系数，W／(m2?℃)；
T―换热器的任一截面上热流体的平均温度，℃；
t―换热器的任一截面上冷流体的平均温度，℃。
式4-34为总传热速率微分方程式，也是总传热系数的定义式，表明总传热系数在数值上等于单位温度差下的总传热通量。总传热系数K和对流传热系数的单位完全一样，但应注意其中温度差所代表的区域并不相同。总传热系数的倒数1／K代表间壁两侧流体传热的总热阻。
应指出，总传热系数必须和所选择的传热面积相对应，选择的传热面积不同，总传热系数的数值也不同。因此式4-34可表示为&&&
&&& dQ=Ki(T-t)dSi=Ko(T-t)dSo=Km(T-t)dSm&&&&&
Ki，Ko，Km―基于管内表面积、外表面积和内、外表面平均面积的总传热系数，W／(m2.℃)；
Si，So，Sm―换热器管内表面积、外表面积和内、外表面平均面积，m2。
由式4-35可知，在传热计算中，选择何种面积作为计算基准，其结果完全相同，但工程上大多以外表面积作为基准，因此在后面讨论中，除非另有说明，K都是指基于外表面积的总传热系数。
由于dQ及(T-t)两者与选择的基准面积无关，故可得
&&&&&&&&&&&&&&& &&&&&&&&&(4-36)
&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&(4-36a)
式中& di，do，dm―管内径、管外径和管内、外径的平均直径，m。
二、总传热系数
(一)总传热系数的数值范围
换热器的总传热系数K值主要决定于流体的特性、传热过程的操作条件及换热器的类型，因而K值变化范围很大。某些情况下，列管换热器的总传热系数K的经验值列于表4-6。有关手册中也列有不同情况下K的经验值，可供设计计算时参考。
列管式换热器中的总传热系数K的经验值
总传热系数K，W／(m2.℃)
总传热系数K，W／(m2.℃)
水蒸气冷凝
水蒸气冷凝
低沸点烃类冷凝
水蒸气冷凝
水蒸气冷凝
&(二)总传热系数的计算式
如前所述，两流体通过管壁的传热包括以下过程：
(1)热流体在流动过程中把热量传给管壁的对流传热。
(2)通过管壁的热传导。
(3)管壁与流动中的冷流体之间的对流传热。
通过管壁之任一截面的热传导速率，可由式4―15的微分式求得，即
&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&& (4-37)
式中&& (Tw―tw)――管壁任一截面两侧的温度差，℃；
b―管壁的厚度，m；
―管壁材料的导热系数，W／(m?℃)；
Sm―管壁内、外侧面积的平均面积，m2。
联立方程式4-27、式4-27a及式4-37，移项后相加得
由上式解得dQ，然后在公式两边均除以dS。，便可得
&&&&&&&&&&
&&&&&&&&&&&&&&&&&(4-38)
比较式4-35和式4-38，得
&&&&&& &&&&&&&&&&&&&&&&(4-39)
同理可得&&&
&&& &&&&&&&&&&&&&&&&&&&(4-39a)
&&&&&&&&&&&&&&&&&&(4-39b)
式4-39、式4-39a及式4-39b即为总传热系数的计算式。总传热系数也可以表示为热阻的形式，由式4-39得
&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&& (4-40)
(三)污垢热阻(又称污垢系数)
换热器的实际操作中，传热表面上常有污垢积存，对传热产生附加热阻，使总传热系数降低。在估算K值时一般不能忽略污垢热阻。由于污垢层的厚度及其导热系数难以准确地估计，因此通常选用污垢热阻的经验值作为计算K值的依据。若管壁内、外侧表面上的污垢热阻分别用Rsi及Rso表示，则式4-40变为
&&&&&&&&&&&&&&&&& (4-41)
Rsi，Rso－分别为管内和管外的污垢热阻，又称污垢系数，m2℃／W。某些常见流体的污垢热阻的经验值可查附表二十。
应指出，污垢热阻将随换热器操作时间延长而增大，因此换热器应根据实际的操作情况，定期清洗。这是设计和操作换热器时应予以考虑的问题。
(四)提高总传热系数途径的分析
式4-41表明，间壁两侧流体间传热的总热阻等于两侧流体的对流传热热阻、污垢热阻及管壁热传导热阻之和。
若传热面为平壁或薄管壁时，di、d。和dm相等或近于相等，则式4-41可简化为
&&& &&&&&&&&&&&&&&(4-42)
当管壁热阻和污垢热阻均可忽略时，上式可简化为
若，则，由此可知，总热阻是由热阻大的那一侧的对流传热所控制，即当两个对流传热系数相差较大时，欲要提高K值，关键在于提高对流传热系数较小一侧的若两侧的。相差不大时，则必须同时提高两侧的，才能提高K值。若污垢热阻为控制因素，则必须设法减慢污垢形成速率或及时清除污垢。
&某列管换热器由￠25X2.5mm的钢管组成。热空气流经管程，冷却水在管间与空气呈逆流流动。已知管内侧空气的αi为50W／(m2?℃)，管外侧水的α。为1000W／(m2?℃)，钢的λ为45W／(m?℃)。试求基于管外表面积的总传热系数K。及按平壁计的总传热系数。
解：参考附录二十，取空气侧的污垢热阻Rsi=0.5X10-3m2℃／W，水侧的污垢热阻
Rso=0.2X10-3m2.℃／W。
由式4-41知
所以&&& K。=37.2W／(m2.℃)
若按平壁计算，由式4-42知
&&& K=46W／(m2.℃)
由以上计算结果表明，在该题条件下，由于管径较小，若按平壁计算K，误差稍大，即为
&& &X100％=(46-37.2)/37.2X100％=23.7％
在上例中，若管壁热阻和污垢热阻可忽略，为了提高总传热系数，在其它条件不变的情况下，分别提高不同流体的对流传热系数，即：(1)将i提高一倍；(2)将提高一倍。试分别计算值。
解：(1)将i提高一倍
i&& =2X50=100W／(m2.℃)&&&
=0.0135m2.℃／W
所以&&& K。=74W／(m2?℃)
&&& (2)将提高一倍
&& =2XW／(m2?℃)
& =0.0255m2.℃／W
所以&&& K。=39W／(m2?℃)
计算结果表明，K值总是接近热阻大的流体侧的值，因此欲提高K值，必须对影响K值的各项进行分析，如在本题条件下，应提高空气侧的，才有效果。
平均温度差法
式4-34是总传热速率的微分方程式，积分后才有实际意义。积分结果将是用平均温度差代替局部温度差。为此必须考虑两流体在换热器的温度变化情况以及流体的流动方向。
为了积分式4-34，应作以下简化假定：
&&& (1)传热为定态操作过程。
(2)两流体的比热容均为常量(可取为换热器进、出口下的平均值)。
(3)总传热系数K为常量，即K值不随换热器的管长而变化。
(4)换热器的热损失可以忽略。
一、恒温传热时的平均温度差
换热器的间壁两侧流体均有相变化时，例如蒸发器中，饱和蒸气和沸腾液体间的传热就是恒温传热。此时，冷、热流体的温度均不沿管长变化，两者间温度差处处相等，即。流体的流动方向对也无影响。因此根据前述假定(3)，积分式4-34可得
Q=KS(T―t)=KS&& (4-43)
一、温传热时的平均温度差
变温传热时，若两流体的相互流向不同，则对温度差的影响也不相同，故应予以分别讨论。
(一)逆流和并流时的平均温度差
在换热器中，两流体若以相反的方向流动，称为逆流；若以相同的方向流动称为并流，如图4―16所示。由图可见，温度差是沿管长而变化的，故需求出乎均温度差。下面以逆流为例，推导出计算平均温度差的通式。
根据前述假定(1)和(2)，由上式可得
如果将Q对T及t作图，由上式可知Q―T和Q―t都是直线关系，可分别表示为：
及 t=m,Q+k,
上两式相减，可得：T-t=
由上式可知与Q也呈直线关系。将上述诸直线定性地绘于图4―17中。
由图4―17可以看出，Q―的直线斜率为
将式4-34代人上式可得&&
由前述假定(3)知K为常量，故积分上式
则& Q=KS&&&&&&&&&&&&& (4-44)
式4-44是适用于整个换热器的总传热速率方程式。该式是传热计算的基本方程式。由该式可知平均温度差。等于换热器两端温度差的对数平均值，即
&&& &&&&&&&&&&&&&&&&(4-45)
上式中的。称为对数平均温度差，其形式与第一节中所述的对数平均半径相同。同理，在工程计算中，当≤2时，可用算术平均温度差代替对数平均温度差，其误差不大。&&
应用式4-45时，取换热器两端的中数值大者为,小者为，这样计算较为简便。
(二)错流和折流时的平均温度差
在大多数列管换热器中，两流体并非作简单的并流和逆流，而是比较复杂的多程流动，或是互相垂直的交叉流动，如图4―18所示。
在图4―18(a)中，两流体的流向互相垂直，称为错流；在图4―18(b)中，一流体只沿一个方向流动，而另一流体反复折流，称为简单折流。若两流体均作折流，或既有折流又有错流，则称为复杂折流。
=&&&&&&&&&&&&& (4-46)
―按逆流计算的对数平均温度差，℃；
―温度差校正系数，无因次。
温度差校正系数与冷、热流体的温度变化有关，是P和R两因数的函数，即
＝冷流体的温升/两流体的最初温度差
＝热流体的温降/冷流体的温升&&&
温度差校正系数值可根据户和R两因数从图4―19中的相应图中查得。图4―19(a)、(b)、(c)及(d)分别适用于壳程为一、二、三及四程，每个单壳程内的管程可以是2、4、6或8程。图4-20适用于错流换热器。对于其它流向的甲业值，可查手册或其它传热书籍。
由图4―19及图4-20可见，值恒小于1，这是由于各种复杂流动中同时存在逆流和并流的缘故。因此它们的比纯逆流的为小。通常在换热器的设计中规定值不应小于0.8，若低于此值，则应考虑增加壳方程数，或将多台换热器串联使用，使传热过程更接近于逆流。若在图上找不到某种P、R的组合，说明此种换热器达不到规定的传热要求，因而需改用其它流向的换热器。
应予指出，温度差校正系数图是基于以下假定作出的：
(1)壳程任一截面上流体温度均匀一致。
(2)管方各程传热面积相等。
(a)单壳程& (b)二壳程
(c)三壳程& (d)四壳程
(3)总传热系数K和流体比热容cp为常数。
(4)流体无相变化。
(5)换热器的热损失可忽略不计。
对1-2型(壳方单程、管方双程)换热器，可用下式计算，即
=&&&&&&&& (4-47)
对1―2n型换热器，也可近似使用上式计算。
在一单壳程、单管程无折流挡板的列管式换热器中，热流体由90℃冷却至70℃，冷流体由20℃加热到60℃。试求在上述温度条件下两流体作逆流和并流时的对数平均温度差。
解：求逆流时的对数平均温度差。
热流体T&& 90℃70℃
冷流体t& 60℃20℃
&&&& 30& 50
1.67&2&&& .
误差为X100％=2.04％.&
&&& 求并流时的对数平均温度差。&
&&& 热流体T&
&&& 冷流体t&&
&& && 70& 10
由此可见，在冷、热流体的初、终温度各自相同的条件下，逆流时的较并流时的为大。
&在一单壳程、双管程的列管式换热器中，冷、热流体进行热交换。两流体的进、出口温度与例4―6的相同，试求此时的对数平均温度差。
解：先按逆流时计算，由例4―6知逆流时对数平均温度差为
折流时的对数平均温度差为
由图4―19(a)查得=0.91
0.91X39.2=35.7℃
由此可知，折流时的介于逆流时的和并流时的，愈大，其值愈接近于逆流时的。
(三)流向的选择
由例4―6和例4―7可知，若两流体均为变温传热时，且在两流体进、出口温度各自相同的条件下，逆流时的平均温度差最大，并流时的平均温度差最小，其它流向的平均温度差介于逆流和并流两者之间，因此就传热推动力而言，逆流优于并流和其它流动型式。当换热器的传热量Q及总传热系数K一定时，采用逆流操作，所需的换热器传热面积较小。
.逆流的另一优点是可节省加热介质或冷却介质的用量，这是因为当逆流操作时，热流体的出口温度T2可以降低至接近冷流体的进口温度tl，而采用并流操作时，T2只能降低至接近冷流体的出口温度t2，即逆流时热流体的温降较并流时的温降为大，因此逆流时加热介质用量较少。同理，逆流时冷流体的温升较并流时的温升为大，故冷却介质用量可少些。
由上分析可知，换热器应尽可能采用逆流操作。但是在某些生产工艺要求下，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，此时则宜采用并流操作。
采用折流或其它流动型式的原因除了为满足换热器的结构要求外，就是为了提高总传热系数。但是平均温度差较逆流时的为低。在选择流向时应综合考虑，值不宜过低，一般设计时应取&0.9，至少不能低于0.8，否则另选其它流动型式。
当换热器中某一侧流体有相变而保持温度不变时，不论何种流动型式，只要流体的进、出口温度各自相同，其平均温度差均相同。
三、总传热系数K不为常数时的传热计算
在换热器中，随着传热过程的进行，流体的温度不断地沿传热面而变(流体有相变时除外)，因此，流体的物性、对流传热系数、总传热系数都会有所变化，严格地说，推导平均温度差时的假定是难以完全成立的。不过若流体的物性随温度变化不大，则总传热系数K可视为常量，此时采用对数平均温度差法，在工程计算中既简便又能满足精度的要求。若换热器中流体的温度变化较大，而物性又随温度有显著的变化时，K就不能视为常量，此时在设计中采用对数平均温度差法，将导致较大的误差，需要采用其它计算方法。
若K随温度呈线性变化时，使用下式可以得到较为准确的结果，即
Q=&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&& (4-48)
式中& K1，K2―分别为换热器两端处的局部总传热系数，W／(m2.℃)；
，―分别为换热器两端处的两流体的温度差，℃。
若K随温度不呈线性变化时，换热器可分段计算，将每段的K视为常量，则对每一段的总传热速率方程可以写为
Q=&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&& (4-49)
式中n为分段数，下标j为任一段的序号。
若K随温度变化较大时，由传热速率方程和热量衡算的微分形式可得
&&&&&&&&&&&&&&&&&(4-50)
&&&&&&&&&&&&&&&&&&(4-50a)
上式积分项可以用图解积分法或数值积分法求得。
&在一单壳程、四管程换热器中，用水冷却热油。冷水在管内流动，进口温度为15℃，出口温度为32℃。热油在壳方流动，进口温度为120℃，出口温度为40℃。热油流量为1.25kg／s，平均比热容为1.9kJ／(kg?℃)。若换热器的总传热系数为470W／(m2.℃)，试求换热器的传热面积。
解：换热器传热面积可根据总传热速率方程求得，即，换热器的传热量为
=1.25X1.9X103(120―40)=190kW
1-4型列管换热器的对数平均温度差，先按逆流计算，即
温度差校正系数为：=4.71
由图4―17(a)中查得：=0.89
=0.89X50=44.5℃
故 S=&9.1m2
传热单元数法
传热单元数(NTU)法又称传热效率单元数法().该法在换热器的校核计算、热能回收利用等方面的计算中得到了广泛的应用。例如，换热器的校核计算通常是对于一定尺寸和结构的换热器，确定流体的出口温度。因温度为未知项，直接利用对数平均温度差法求解，就必须反复试算，十分麻烦。此时，若采用法则较为简便。
一、传热效率
换热器的传热效率定义为&&&
&& =实际的传热量Q/最大可能的传热量Qmax
假设换热器中流体无相变化及热损失可忽略，则换热器的热量衡算式为
&&&&&&&&&& (4-31)
不论在哪种换热器中，理论上，热流体能被冷却到的最低温度为冷流体的进口温度t1，
而冷流体则至多能被加热到热流体的进口温度T1，因而热、冷流体的进口温度之差(T1-t1)便是换热器中可能达到的最大温度差。如果某一流体流经换热器的温度变化等于最大的温度差(T1―t1)，那么该流体便可达到最大可能的传热量。由热量衡算知，若忽略热损失时，热流体放出的热量应等于冷流体吸收的热量，所以两流体中Wcp值较小的流体将具有较大的温度变化。若令Wcp值较大的流体的温度变化等于最大的温度差，那么便要求另一Wcp值较小的流体的温度变化比最大的温度差(T1-t1)还要大，而这是不可能的。于是，最大可能的传热量可用下式表示，即
&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&& (4-51)
式中Wcp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，并将此流体称为最小值流体。
如果热流体为最小值流体，即其热容量流率较小，则传热效率为
&&&&&&&&&&&&&&&& (4-52)
若冷流体为最小值流体，即其热容量流率较小，则传热效率为
&&&&&&&&&&&&&&&& (4-52a)
以上二式中的下标表示Wcp。值较小的那个流体。
应指出，若两流体中热流体的Wcp值较少，则应用式4―52计算换热器的传热效率；若冷流体的Wcp值较小，则应用式4-52(a)计算传热效率。
二、传热单元数NTU
换热器的热量衡算和传热速率的微分式为
对于冷流体，上式可改写为
上式的积分式称为基于冷流体的传热单元数，用(NTU)c表示，即&&&
&&& (NTU)c=& (4-53)
传热单元数的物理意义可表述如下：
对冷流体，式4-53可改为&
&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&(4-54)
&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&(4-55)
则&&& L=Hc(NTU)c&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&
式中& d―换热器的列管直径，可为管内径或外径，视冷流体在哪一侧流动而定，m；
L―换热器的管长，m；
Hc―基于冷流体的传热单元长度，m。
对热流体，可写出与式4-55a相似的方程式。
由式4-55或4―55a可见，换热器中流体流经的长度可分解为两项，其中积分项是温度的无因次函数，反映传热推动力和传热所要求的温度变化，该项称为传热单元数。若传热推动力愈大，所要求的温度变化愈小，则所需要的传热单元数愈少。另一项Hc是长度因次，是传热的热阻和流体流动状况的函数，称为传热单元长度。若总传热系数愈大，即热阻愈小，则传热单元长度愈短，所需传热面积愈小。
由以上分析可知，换热器的长度(对于一定的管径)等于传热单元数和传热单元长度的乘积。一个传热单元可视为换热器的一段，如图4-21所示。如以冷流体为基准，其长度为Hc.
在此段内，冷流体的温度变化恰等于平均温度差，即
(T-t)m=[(Th2-tcl)+(Thl-tc2)]/2
&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&(4-44)
并流时对数平均温度差为&&
&&&&&&&&&&&&&&&& (4-56)&&
将式4-56代人式4-44，并整理得
l将式4-31代人上式,得
l&&&&&&&&&(4-57)
l若冷流体为最小值流体,并令
l&&Cmin =W ccpc&
Cmin=Whcph&&
于是,式4-57可写为
& &&&&&&&&&&&(4―58)
&&&&&&&&&&&&& =
将上式代人4-58得
&&&& &&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&(4-59)
若热流体为最小值流体，只要令
(NTU)min=&&& Cmin =W hcph&&&&&& Cmin=Wccpc&&
则可推出与式4-59相同的结果.
同理,可推导得到逆流时的传热效率和传热单元数的关系为
&&&&&&&&&&&&& (4―60)
对各种传热情况,其传热效率和传热单元数均有相应的公式,并绘制成图,可供设计时直接使用.图4-22至4-24分别为并流,逆流,和折流时的关系图.
当两流体之一有相变化时，(Wcp)max趋于无穷大，故式4―59和式4―60可简化为
1―exp[―(NTU)min]&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&&
当两流体的Wcp相等时，式4―59和式4―60可分别简化为
&&& 1―exp[-2(NTU)]/2&&&
关系(单壳程，2、4、6管程)HTTP/1.1 403 ForbiddenAccess not allowed!当前位置： >>
传热原理及换热器设计
返回1基本介绍? ?? ?传热在化工生产中占据重要的位置,设备投 资就占全部设备投资的30%-40% 热量传递是自然界最普遍的现象。凡有温 差存在的地方，热量总是自发地由高温向 低温传递。 传热即是我们平常所说的热传递,由于温度 差而造成能量由高温区向低温区的转移. 传热
是化工生产中使用的非常普遍的单元操 作。加热和冷却都属于传热传热基本理论概念传热:从化工角度讲，是传热过程，即由 于存在温度差而发生热传递的化工过程。 ? 热现象:物质运动的一种表现,物体内部大 量分子做无规则运动的宏观表现 ? 物体的内能物体内部所有分子做无规则 运动的动能和分子势能的总和。内能是 不同于机械能的一种能量,可以与机械能, 电能等其他形式能量相互转化. ? 温度越高,内能越大,人们通常把内能称为 热能.?温度:表示物体冷热程度的物理量 ? 热量:在热传递过程中,高温物体放热,温 度降低,内能减少,低温物体吸热,温度升 高,内能增加,这部分增加或者减少的内能 就是热量.热量指的是热传递过程中传递 能量的多少.热量是与过程有联系的量,有 传热过程才有热量??比热容:单位质量的某种物质温度升高或 降低1K时所吸收或者放出的热量,叫做这 种物质的比容热,用符号Cp表示.?如水的比热容为4.18kJ/Kg.K.则表示1千 克的水当其温度升高1K时,需要吸收的热 量是4.18千焦耳.热量的基本计算公式（无相变）Q=Cpm（T高-T低） Q：不发生相变时，物体吸收或者放出 的热量,单位：kJ Cp：物体的比热容，单位：kJ/Kg.K m：物体的质量，单位：kg T高，T低：热传递过程先后物体的温 度差单位：K热量的基本计算公式（有相变）Q=mΔH Q：发生相变时，介质吸收或者 放出的热量,单位：kJ ΔH：相变介质的潜热，也叫做 焓差，单位：kJ/Kg.K m：物体的质量，单位：kg返回8?显热:物质在没有发生相变的情况下温度 变化时所吸收或放出的热量.例如,将一壶 冷水加热,随着时间的推移,水吸收热量, 温度升高,在水没有烧开之前,水的相态没 有变,它所吸收的热量称为显热?潜热:在温度压力不变时物质相变所吸收 或放出的热量.例如:1个大气压下，当 373K(100 ℃)时水达到沸腾,虽继续加热, 水温仍保持不变,这时,所提供的热量都被 用于水变成蒸汽的相变,此时水吸收的热 量就是潜热.潜热的具体表现形式有汽化 潜热或冷凝潜热热流体与冷流体参与传热的流体称为载热体,温度较高在传 热过程中失去热量的流体,称为热流体,温度 较低并在过程中得到热量的流体称为冷流 体 传热过程通常是在两种流体间进行的计算?某厂房面积35000m2需要供暖,按照相关 规范，厂房供暖标准为60W/m2,一次网供 水温度130 ℃ ，回水70 ℃ ，二次网回 水温度55 ℃，出水温度65 ℃ 。水的比 热均按照4.18kJ/kg ℃,试计算：C 供暖热负荷多少千瓦？ C 所需一次侧水量、二次侧水量多少吨/小时？返回12传热的三种基本方式一、热传导 热量从物体内温度较高的部分传递T1到温度较低的部分，或传递到与之接触的另一物体的过程称为热传导，又 称导热。 特点：没有物质的宏观位移T2物质的导热性能和导热系数把刚开的水倒进铝饭盒,因其烫手而不能 直接去端,如果是把开水倒进瓷碗,因其不 烫手而可以直接端,这种现象说明铝比瓷 的导热性能好 ? 导热性能强的物质叫热的良导体,导热性 能弱的物质叫热的不良导体,物质导热性 能的好坏用导热系数表示.导热系数越大, 表明物质的导热能力越强?每一种物质都有其对应的导热系数 ? 固体的导热系数虽温度的升高而升高 ? 一般金属的导热系数最大,固体非金属次之,液 体较小,气体的导热系数最小 ? 化工厂在选用设备材料时,就要参考各物质的导 热系数,在需要传热的地方,如锅炉的水管,换热 器的换热管,用传热系数大的材料,而需要阻止 传热的场合如设备管路的保温层,则用导热系数 小的材料?常见物质的导热系数金属铜 384 W/?C m金属钛不锈钢94W/?C mW/?C m水木材0.580.116W/?C mW/?C m无机盐0.1~0.3W/?C m返回16二、对流传热流体内部质点发生相对位移的热量传递过程。用水壶烧水，虽然炉火只加热壶的底部，但是最后全壶水都被烧开，这是因为靠近壶底的水先得到热量，温度升高，受热膨胀，密度减小， 就向上流动，而壶上部水温较低，密度较大，自动下降，由于水的上下循环流动，将热量从流体的一部分传到另一部 分，这种现象就对流传热。对流传热分为自然对流和强制对流 ? 自然对流是由于流体各处温度不同引起密度差 别而引起的对流，像前面讲的水壶烧水的过程， 以及大气因下层受热而产生的上下循环流动都 是自然对流 ? 强制对流是由于受到外力的作用而产生的对流， 像用泵把流体送到换热器，用搅拌使反应釜内 液体产生的对流 ? 工业上由于强制对流能够取得好的传热效果。 因此多采用强制对流??对流传热在生产中应用相当广泛，例如： 气流干燥器，喷雾干燥器，厢式干燥器， 都是以对流为主的干燥器，锅炉水暖系 统主要利用对流原理将热量从锅炉传递 到散热器，换热器则充分运用对流原理 实现热交换层流流动与湍流流动流体在流道内的流动分为层流流 动、过渡流动和湍流流动三种状 态。 自然对流通常是层流流动或过渡 流动，强制对流通常是湍流流动。 湍流流动是最强烈的流动方式， 最有利于传热，因此任何换热器 的设计都希望流体在其中是充分 发展的湍流流动。 板式换热器由交错波纹板片构成 的复杂流道，使得流体在较小的 流速下既可以进入湍流状态，因 此可以强化传热，得到更高的传 热效率。 返回 20层流流动湍流流动? ????三、热辐射 借助电磁波以发射和吸收辐射 线的形式进行的热传递，称为 辐射传热或热辐射。 特点：1能量转移、能量形式的 转化 2电磁波是热量传递的媒 介 3辐射传热不是单方面的 能量传递，而是物体间电磁波 的相互交换的结果工业上常用的热交换方式直接混合式 ? 蓄热式 ? 间壁式?直接接触式是把冷，热流体直接接触， 在混合过程中传热，像凉水塔，喷洒式 冷却塔，混合式冷凝器 ? 结构简单，传热效果好，但是只适用于 两股流体可以直接接触的场合，适用范 围小?二、蓄热式低温流体优点：?结构较简单 ?耐高温 缺点：高温流体?设备体积大 ?有一定程度的混合间壁式换热冷热两种流体被固体壁面隔开，传热时， 热量从高温流体传给壁面，壁面再传给 冷流体 ? 这种方法适用于冷，热两种流体不允许 直接接触的场合，在绝大多数情况下， 冷热两种流体都不允许直接接触，因此 间壁式换热是应用最广泛的换热方法?热侧流体 冷侧流体间壁式套管换热器热流体T1t2 T2冷流体t1传热面为内管壁的表面积列管换热器热流体T1t2冷流体t1T2传热面为壳内所有管束壁的表面积板式换热器传热面为一组金属薄板返回28板式换热器与管壳式换热器的比较板式换热器传热系数更高，占地更小 板式换热器耗用金属材料更少，特别是采用昂贵的合金或者贵金属时，板 式换热器更经济板式换热器可以实现温度交叉板式换热器可以达到1度传热对数温差 根据需要板式换热器可以通过增减板片调整换热面积 板式换热器可以拆卸机械清洗全部换热表面间壁式换热器的种类?????列管式 最典型的换热器，主要有管束和壳体构成， 它具有坚固，处理量大，适应性强等优点，管子的表 面积之和就是它的传热面积 套管式 由直径大小不同的直管焊成的同心圆套组 成，内管的表面积可视为其传热面积 蛇管式 主要部件是盘成螺旋型或者其他形状的直 管，它又分为沉浸式和喷淋式 夹套式 容器的外部装有夹套，加热剂和冷却剂在 器壁与夹套间流动，容器内壁就是它的传热面积 板式 由一组金属薄板和外部夹紧板、拉紧螺栓、 橡胶密封垫组成，传热效率高，单位体积换热面积大， 节省材料等优点，特别适合小对数温差换热工况以及 需要昂贵的特殊合金及金属场合。2、 间壁式换热器的传热过程一、基本概念热负荷Q：工艺上要求换热器具有的换热能力，同种流体需要升温或温降时，吸收或放出的热量，单位 J/s或W。传热速率Q：换热器本身具有的换热能力，单位时间内通过换热器的整个传热面传递的热量，单位J/s或W。2、冷热流体通过间壁的传热过程T1 Q t2对流 导热 对流 冷 流 体热 流 T2 体t1Q1 ( 对流 )(1)热流体 ?? ? ? 壁左侧 ? (2)壁左侧 ?? ??? 壁右侧Q2 ( 热传导 )(3)壁右侧 ?? ? ? 冷流体 ?Q3 ( 对流 )3.传热过程的基本计算传热过程的热量衡算 输入的能量=输出的能量+能量损失 Q进=Q出+Q损 Q热=Q冷+Q损 在工程传热过程设计计算中，板式换热器 的热量损失非常小，通常忽略不计！传热速率：换热器在单位时间内所交换的热量， 是设备特性，反映的是换热器本身具有的换热能力 总传热速率方程如下：?t m 总传热推动力 Q ? KA?t m ? ? 1 / KA 总热阻式中 K──总传热系数，W/(m2? ℃)或W/(m2? K)； Q──传热速率，W或J/s；A──总传热面积，m2；?tm──两流体的平均温差，℃或K。强化传热的途径?从传热速率方程式可以看出，提高传热系数， 传热面积，传热平均温差中的任何一项都可以 提高传热速率 1）增大传热面积 2）增大传热平均温差，在条件允许的情 况下，尽量的提高热流体的温度，降低冷流体 的温度，当冷热流体的进出口温度一定时，采 用逆流操作可以获得较大的平均温度差 3）增大传热系数K，提高两流体的给热系 数，加大湍动程度，增加管程或壳程数，加装 折流挡板，增加搅拌，改变流体流向，防止结 垢并及时的清除污垢层。削弱传热只要设备与环境存在温度差，就会有热 损失，温差越大，热损失越大，因此必 须设法降低设备与环境之间的传热速率， 即削弱传热，具体方法是在设备或者管 道的表面敷以导热系数小的材料，以增 加传热热阻，达到降低传热速率，削弱 传热的目的 ? 应用：设备保温?并流与逆流传热?并流传热：在换热过程中， 两种流体在换热器壁两面 平行同向流动，在冷热侧 温度差推动下，将热量从 热侧传递到冷侧。 逆流传热：在换热过程中， 两种流体在换热器壁两面 平行逆向流动，在冷热侧 温度差推动下，将热量从 热侧传递到冷侧。H inTemperatureH out C outC in Length?H inTemperatureC out H outC inLength传热平均温差的计算 -对数平均温差变温传热：在换热过程中， 冷热两流体或其中一种流 体沿壁面任何位置的温度 在不断的变化 ? 根据流体在换热器内的流 动方向不同，变温传热平 均温差的计算方法不同?假设一台单流程逆流换热板式换热器， 热侧进口温度T1出口温度T2,冷侧进口温 度t1出口温度t2 ? 传热平均温差（即对数平均温差）的计 算公式：??tH ? ?tC (T 1 ? t 2) ? (T 2 ? t1) LMTD ? ? ln(?tH / ?tC ) ln((T 1 ? t 2) /(T 2 ? t1))?注意：当T1 -t2= T2 Ct1时， LMTD= T1 -t2= T2 Ct1返回39?计算：C 某换热站板式换热器，一次侧进水温度130 ?C ，出水温度70 ?C ，二次侧进水温度55 ?C，出水温度65 ?C。 该换热器的传热对数温差是多少？C 某大楼中央空调板式换热器，冷侧进水温度 7 ?C ，出水温度12 ?C ，热侧进水温度13 ?C，出水温度8 ?C。 该换热器的传热对数温差是多少？ 返回40传热系数?传热系数的影响因素C 冷、热测流体湍动程度? 传热膜系数C 流体物性? 粘度、导热系数、比热容C 换热表面热阻? 污垢系数C 金属壁热阻? 金属导热系数 ? 金属壁厚度换热器传热系数计算公式1 1 1 ? ? ? ? ? RfH ? RfC K ?H ?c ??符号说明：K- 总传热系数 α -热侧传热膜系数 α -热侧传热膜系数 δ C金属壁厚度 λ C金属导热系数 Rf -热侧壁面污垢系数 Rf -冷侧壁面污垢系数H C H C返回42管内流动与边界层?边界层厚度，取决于流体湍动程度；流体湍动程度与流道形式、流体流速密切相关。流速越高，流道越不 平整，流体湍动程度越高，边界层越薄。 ?与此同时，流体湍动程度越高，经过一定长度/宽度流 道的阻力降越大！返回43传热膜系数?流体对流传热的关键因 素，在于边界层厚度； 边界层越厚，传热越困 难-传热膜系数降低。返回44污垢系数换热表面的污垢，包括无机盐沉积、有机物集聚等。 由于无机盐、有机物的导热性能远小于金属，导致很 薄的污垢层会产生很大的传热阻力，衡量污垢层传热 阻力的方法之一是污垢系数。 ? 由于污垢的形成、累积与多种因素有关，很难准确量 化理论计算，通常以经验系数方式提出，常见的污垢 系数数值是依据光滑管列管式换热器数据。 ? 在同样流道内平均流速下板式换热器湍动程度远高于 列管式换热器，通常用的污垢系数经验值不适用于板 式换热器。 ? 板式换热器通常在设计中以一定的设计余量来涵盖污 垢系数影响，保证用户安全使用。?返回45污垢系数对传热系数的影响?某水-水换热工况，冷、热侧传热膜系数 均为9000W/m2K，金属壁热阻不考虑。 用户考虑长期使用可能的污垢影响，要 求换热器有足够的设计余量。C 计算方法一，采用列管式换热器污垢系数： 0.0004m2K/W C 计算方法二，采用板式换热器设计余量： 20%返回46污垢系数对传热系数的影响? ? ?无污垢换热器传热系数：C K=4500W/m2K方法一结果：C 实际传热系数K=1607.14方法二结果：C 实际传热系数K=3750 C 等效污垢系数Rf=0.000044无污垢 管壳式 板式 备注α1α2 Rf K90009000900049000044 3750等效值45001607.14返回47传热系数与阻力降流体在换热器流道内流动，必然产生沿程阻力 损失-有效阻力降。 ? 流体在进入/流出换热器时，因为流动方向转变、 流道截面积变化等原因，也会产生阻力降-无效 阻力降。 ? 通常流体流动阻力降与流速的平方成正比 ? 对流传热换热器的传热膜系数，通常与流体流 速的0.6~0.8次方成正比?返回48优化设计选型板式换热器?随着换热器内 流速的增加，C 传热膜系数开 始增加很快， 之后增加速度 减慢。 C 流动阻力降开 始增加较慢， 随后增加速度 越来越快 返回49优化设计选型板式换热器?换热器的优化设 计是在流动阻力 和传热系数之间 权衡C 每个型号的板式 换热器都有其最 佳工作区域 C 通常这个区域是 在换热器压力降 0.05~0.1MPa之 间返回50怎样优化设计选型板式换热器满足用户工艺条件 ? 和用户协商讨论优化工艺条件 ? 在可能情况下，让用户工艺条件尽可能在我们的产品最佳 工作区域 ? 设计基本原则?C C C C C C C满足传热要求 满足许可压力降要求 满足设计压力、设计温度要求 满足耐腐蚀、可靠运行要求 合理确定设计余量 在可用的产品中选择性价比最高的型号 其他用户要求返回51怎样优化设计选型板式换热器?深入优化C 了解用户工艺，协助用户确定真实可靠工艺条件 C 根据实际工艺条件设计选型 C 多台并联换热器之间的压力降匹配问题?应对用户不合理的技术要求C C C C 过高的设计压力、设计温度要求 不恰当的指定材料、结构形式 夸大的污垢系数及热负荷 理论数据与实际运行数据的差异? 供暖：一次水温130 ?C ，实际运行中，往往在110 ?C左 右，必须有适当的设计余量甚至单独校核计算，以保证运 行要求。返回52怎样优化设计选型板式换热器?在许可条件下，适当调整用户工艺条件C 热侧温度过高，超过板片/垫片承受范围 ? 工艺条件许可情况下，降低热侧流体温度 C 蒸汽减温器 ? 增加中间换热器，将热介质温度降到板片/垫片可承受范围 C 高温蒸汽加热硫酸铜电解液，0.6MPa蒸汽（饱和温度 159 ?C） ，9含~10%游离硫酸的硫酸铜电解液从30 ?C加热到60 ?C。换热器壁温达到125 ?C以上，没有 一种金属材料可以承受。增加一台中间换热器，316 板片+EPDM垫片，高温蒸汽将软化水加热到100 ?C， 100 ?C热水加热硫酸铜电解液，换热器壁温&80 ?C， 可用Hast. G30或者C22材料。返回53怎样优化设计选型板式换热器?在许可条件下，适当调整用户工艺条件C 两侧流量偏差巨大，换热器工作点远远偏离最佳区域 ? 大流量侧部分流体旁路，换热器两侧流量匹配； C 优点：大大减小所需换热器面积 C 提高小流量侧通道流速，防止结垢 C 介质对温度敏感，过低温度导致物料结冰或者过高温度导致 物料变性 ? 啤酒冷却换热器：过低温度导致啤酒结冰。采用并流设计， 保证换热器内任意点温度均在冰点以上 ? 糖浆/淀粉浆换热器：过高温度导致物料焦化或者糊化。采 用并流设计，控制加热介质温度和壁温在物料变性温度点 以下。返回54暖通板式换热器设计要点供暖一次水温：实际运行往往低于设计值，必须根据 经验经过与实际运行温度校核； ? 流量不均衡：一次侧流量往往大大小于二次侧流量， 必要的话尽可能采用二次侧部分旁路设计 ? 热负荷校核：根据供暖面积校核设计一次温度和实际 运行一次温度下是否能满足热负荷要求。 ? 污垢系数：设计院/用户提供的污垢系数通常严重偏大， 与板式换热器不符。 ? 特别注意水中氯离子含量！氯离子对不锈钢有极强的 腐蚀性。?返回55空调板式换热器设计要点过于保守的热负荷数据：设计院/用户往 往在经验值和规范值上再加上较大富裕 量，导致换热器选型偏大。 ? 大流量工况下，过低的许可压力降，导 致设备偏大； ? 过小的对数温差，导致设备偏大 ? 不需要过分考虑污垢系数及设计余量！?返回56闭式水板式换热器过于保守的热负荷数据：设计院/用户往往在经 验值和规范值上再加上较大富裕量，导致设备 器选型偏大。 ? 大流量工况下，过低的许可压力降，导致设备 选型偏大； ? 过高的海水/河水温度取值导致过小的对数温差， 设备选型偏大； ? 适当考虑污垢系数，在设计余量中加以涵盖。?返回57