換熱器的傳熱計(jì)算

1、換熱器的傳熱計(jì)算換熱器的傳熱計(jì)算包括兩類：一類是設(shè)計(jì)型計(jì)算，即根據(jù)工藝提出的條件， 確定換熱面積；另一類是校核型計(jì)算，即對換熱面積的換熱器，核算其傳熱 量、流體的流量或溫度。這兩種計(jì)算均以熱量衡算和總傳熱速率方程為根底。換熱器熱負(fù)荷Q值一般由工藝包提供，也可以由所需工藝要求求得。Q=W cp t，假設(shè)流體有相變，Q=cp r。熱負(fù)荷確定后，可由總傳熱速率方程 Q=K S t求得換熱面積，最后根據(jù) ?化工設(shè)備標(biāo)準(zhǔn)系列?確定換熱器的選型。其中總傳熱系數(shù)K= d。hdibdokdm(1)在實(shí)際計(jì)算中，總傳熱系數(shù)通常采用推薦值，這些推薦值是從實(shí)踐中積累或 通過實(shí)驗(yàn)測定獲得的，可以從有關(guān)手冊中查得。在選

2、用這些推薦值時(shí)，應(yīng)注意以 下幾點(diǎn)：1. 設(shè)計(jì)中管程和殼程的流體應(yīng)與所選的管程和殼程的流體相一致。2. 設(shè)計(jì)中流體的性質(zhì)粘度等和狀態(tài)流速等應(yīng)與所選的流體性質(zhì)和 狀態(tài)相一致。3. 設(shè)計(jì)中換熱器的類型應(yīng)與所選的換熱器的類型相一致。4總傳熱系數(shù)的推薦值一般圍很大，設(shè)計(jì)時(shí)可根據(jù)實(shí)際情況選取中間的某 一數(shù)值。假設(shè)需降低設(shè)備費(fèi)可選取較大的 K值；假設(shè)需降低操作費(fèi)用可取較 小的K值。5.為保證較好的換熱效果，設(shè)計(jì)中一般流體采用逆流換熱，假設(shè)采用錯(cuò)流或 折流換熱時(shí)，可通過安德伍德Underwood和鮑曼Bowman圖算法 對厶t進(jìn)行修正。雖然這些推薦值給設(shè)計(jì)帶來了很大便利，但是某些情況下，所選K值與實(shí)際值出入很

3、大，為防止盲目煩瑣的試差計(jì)算，可根據(jù)式1對K值估算。式1可分為三局部，對流傳熱熱阻、污垢熱阻和管壁導(dǎo)熱熱阻，其中污 垢熱阻和管壁導(dǎo)熱熱阻可查相關(guān)手冊求得。由此，K值估算最關(guān)鍵的局部就是對 流傳熱系數(shù)h的估算。影響對流傳熱系數(shù)的因素主要有：1. 流體的種類和相變化的情況液體、氣體和蒸氣的對流傳熱系數(shù)都不相同。 牛頓型和非牛頓型流體的也有 區(qū)別，這里只討論牛頓型對流傳熱系數(shù)。流體有無相變化，對傳熱有不同的影響。2. 流體的性質(zhì)對 h 影響較大的流體物性有比熱、 導(dǎo)熱系數(shù)、密度和粘度等。 對同一種流體， 這些物性又是溫度的函數(shù)，而其中某些物性還和壓強(qiáng)有關(guān)。3. 流體的流動(dòng)狀態(tài)當(dāng)流體呈湍流時(shí)，隨著Re

4、數(shù)的增加，滯流層的厚度減薄，故 h就增大。而 當(dāng)流體呈滯流時(shí)，流體在熱流方向上根本沒有混雜流動(dòng)，故 h 就較湍流時(shí)為小。4. 流體流動(dòng)的原因自然對流是由于流體部存在溫度差， 因而各局部的流體密度不同， 引起流體 質(zhì)點(diǎn)的相對位移。設(shè)p 1和p 2分別代表溫度為ti和t2兩點(diǎn)的密度，那么流體因密度 差而產(chǎn)生的升力為(p仁p 2)g。假設(shè)流體的體積膨脹系數(shù)為B，單位為 1/C，并 以代表 t溫度差(t2- ti)，那么可得p 1= p 2 (1+PA t)，于是每單位體積的流體所 產(chǎn)生的升力為：(p i- p 2) g= p 2 (1+ BA t) - p 2g= p 2 B g A t 或 (p

5、i- p 2) /g= BA t強(qiáng)制對流是由于外力的作用，如泵、攪拌器等迫使流體的流動(dòng)。5. 傳熱面的形狀、位置和大小 傳熱管、板、管束等不同的傳熱面的形狀；管子的排列方式，水平或垂直放置；管徑、管長或板的高度等，都影響 h值。目前解決對流傳熱問題的方法主要有量綱分析法和類比法。 常用的量綱分析 法有雷萊法和伯金漢法( Buckingham Method)， 前者適合于變量數(shù)目較少的場 合，而當(dāng)變量數(shù)目較多時(shí)，后者較為簡便，由于對流傳熱過程的影響因素較多， 故需采用伯金漢法。強(qiáng)制對流(無相變)傳熱過程根據(jù)理論分析及實(shí)驗(yàn)研究， 對流傳熱系數(shù) h 的影響因素有傳熱設(shè)備的尺寸 l、 流體密度p、粘度

6、卩、定壓質(zhì)量熱容 5、導(dǎo)熱系數(shù)k及流速u等物理量，可用h=f (l ,p、y、cp、k、u)表示，式中涉及到的根本量綱只有四個(gè)。最后可得 強(qiáng)制對流(無相變)傳熱時(shí)的無量綱數(shù)群關(guān)系式Nu=( Re, Pr)。自然對流傳熱過程同樣可得，自然對流傳熱時(shí)準(zhǔn)數(shù)關(guān)系式為 Nu=( Gr, Pr)。各準(zhǔn)數(shù)名稱、名稱和含義列于表1。表1準(zhǔn)數(shù)的名稱、符號和含義準(zhǔn)數(shù)名稱符號準(zhǔn)數(shù)式含義努塞爾數(shù)(Nusselt number)Nuhlk表示對流傳熱系數(shù)的準(zhǔn)數(shù)雷諾數(shù)(Reyno Ids nu mber)Relu表示慣性力與粘性力之比，是表征流動(dòng)狀態(tài)的準(zhǔn)數(shù)普蘭德數(shù)(Prandtl number)PrCpk表示速度邊界層和

7、熱邊界層相對厚度的一個(gè)參數(shù)，反映與傳熱有關(guān)的流體物性格拉斯霍夫數(shù)(Grashof nu mber)Gr.32l g t2表示由于溫度差引起的浮力與粘性力之比各準(zhǔn)數(shù)中的物理量的意義為：h 對流傳熱系數(shù)，W/ (m2 C)；u 流速，m/s；p流體的密度，kg/m3；l 傳熱面特性尺寸，可以是管徑(徑、外徑或平均直徑)或平板長度，m；k 流體的導(dǎo)熱系數(shù)，W/ (m2 C)；卩一流體的粘度，Pa s；cp流體的定壓比容，J/(kg C)； t流體與壁面間的溫度差，C；B流體的體積膨脹系數(shù)，1 C /或 1/K ；g 重力加速度，m/s2。上述關(guān)系式僅為Nu與Re、Pr或Gr、Pr的原那么關(guān)系式，而各

8、種不同情況下的具體關(guān)系式那么需通過實(shí)驗(yàn)確定。在使用由實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)整理得到的關(guān)系式時(shí)，應(yīng)注意： 應(yīng)用圍關(guān)系式中Re、Pr等準(zhǔn)數(shù)的數(shù)值圍等； 特性尺寸Nu、Re等準(zhǔn)數(shù)中的I應(yīng)如何確定； 定性溫度各準(zhǔn)數(shù)中的流體物性應(yīng)按什么溫度查取。總之，對流傳熱系數(shù)是流體主體中的對流和層流層的熱傳導(dǎo)的復(fù)合現(xiàn)象。 任 何影響流體流動(dòng)的因素引起流動(dòng)的原因、流動(dòng)狀態(tài)和有無相變化等都必然影 響對流傳熱系數(shù)。以下分流體無相變和有相變兩種情況來討論對流傳熱系數(shù)的關(guān) 系式，其中前者包括強(qiáng)制對流和自然對流，后者包括蒸汽冷凝和液體沸騰。? 流體無相變時(shí)的強(qiáng)制對流傳熱1. 流體在管做強(qiáng)制對流1流體在光滑圓形直管做強(qiáng)制湍流a低粘度流體0.8

9、nCpk(2)可應(yīng)用迪特斯Dittus-貝爾特Boelter關(guān)聯(lián)式，即:k0.023di式中n值視熱流方向而定，當(dāng)流體被加熱時(shí)，n=0.4,當(dāng)流體被冷卻時(shí)，n=0.3應(yīng)用圍：Re10000, 0.7 Pr60L為管長。假設(shè)丄10000, 0.7Pr60 L 為管長。 di特性尺寸：管徑di。定性溫度：除w取壁溫外，均取流體進(jìn)出口溫度的算術(shù)平均值。一般而言，由于壁溫未知，計(jì)算時(shí)往往要用試差法，很不方便，為此可取近0.140.14似值。液體被加熱時(shí)，取一 1.05,液體被冷卻時(shí)，取一0.95;對ww0.14氣體，那么不管加熱或冷卻，均取一 1.0。w2流體在光滑圓形直管作強(qiáng)制層流流體在管作強(qiáng)制層流

10、時(shí)，一般流速較低，故應(yīng)考慮自然對流的影響，此時(shí)由 于在熱流方向上同時(shí)存在自然對流和強(qiáng)制對流而使問題變得復(fù)雜化，因此，強(qiáng)制層流時(shí)的對流傳熱系數(shù)關(guān)聯(lián)式其誤差要比湍流的大。當(dāng)管徑較小，流體壁面間的溫度差也較小且流體的卩值較大時(shí)， 可忽略自然 對流對強(qiáng)制層流傳熱的影響，此時(shí)可應(yīng)用西德爾Sieder-泰特Tate關(guān)聯(lián)式， 即：1/30.14kdi/八h 1.86 RePr一4d iLw應(yīng)用圍：Re2300, 0.7Pr10 L 為管長特性尺寸：管徑di。定性溫度： 除w取壁溫外，均取流體進(jìn)出口溫度的算術(shù)平均值。上式適用于管長較小時(shí)的情況，當(dāng)管子極長時(shí)那么不再適用，因?yàn)榇藭r(shí)求得的 h趨于零，與實(shí)際不符。當(dāng)

11、參數(shù)Nu八k1、k2和n時(shí)，選用以下關(guān)聯(lián)式結(jié)果較為準(zhǔn)確：Nu NukRe Pr dj /L)1 k2(Re Pr di/L)n(5)Nu不同條件下努塞爾數(shù)的平均值或局部值;Nu-熱邊界層在管中心集合后的努塞爾數(shù)；k1、k2、n常數(shù)，其值可由2表查得；L管長，m； di管徑，m。表2式(5)中的各常數(shù)值壁面情況速度側(cè)形PrNuNu-k1k2n恒壁溫拋物線任意平均3.660.06680.042/3恒壁溫正在開展0.7平均3.660.1040.0160.8恒壁熱通量拋物線任意局部4.360.0230.00121.0恒壁熱通量正在開展0.7局部4.360.0360.00111.0各物理量的定性溫度為管

12、子進(jìn)出口流體主體溫度的算術(shù)平均值。除表2所述情況外，一般采用式(4)計(jì)算ho應(yīng)當(dāng)指出，由于強(qiáng)制對流時(shí)對流傳熱系數(shù)很低， 故在換熱器設(shè)計(jì)中，應(yīng)盡量防止在強(qiáng)制層流條件下進(jìn)行換熱。3) 流體在光滑圓形管呈過渡流當(dāng)Re=230010000時(shí)，對流傳熱系數(shù)可先用湍流時(shí)的公式計(jì)算，然后把算得結(jié)果乘以校正系數(shù)1 6 105Re 1.8(5)4) 流體在彎管作強(qiáng)制對流流體在彎管流動(dòng)時(shí)，由于受離心力的作用，增大了流體的湍動(dòng)程度，使對流 傳熱系數(shù)較直管的大，此時(shí)可用下式計(jì)算對流傳熱系數(shù)，即：d-h h 1 1.77(6)Rh彎管中的對流傳熱系數(shù)， W/ (m2 C)；h 直管中的對流傳熱系數(shù)， W/ (m2 C)

13、；di 管徑，m；R管子的彎曲半徑，mo5) 流體在非圓形管作強(qiáng)制對流此時(shí)，只要將管徑改為當(dāng)量直徑de，那么仍可采用上述各關(guān)聯(lián)式。但有些資料 中規(guī)定某些關(guān)聯(lián)式采用傳熱當(dāng)量直徑。 例如，在套管換熱器環(huán)形截面?zhèn)鳠岙?dāng)量直徑為:de2 24 (di d2)4d22 2d1 d2d2(7)di套管換熱器的外管徑，m ；d2套管換熱器的管外徑，m。傳熱計(jì)算中，究竟采用哪個(gè)當(dāng)量直徑，由具體的關(guān)聯(lián)式?jīng)Q定。但無論采用哪 個(gè)當(dāng)量直徑均為一種近似的算法，而最好采用專用的關(guān)聯(lián)式，例如在套管環(huán)隙中 用水和空氣進(jìn)行對流傳熱實(shí)驗(yàn)，可得 h的關(guān)聯(lián)式：0.53h 0.02 色Re0.8Pr1/3 8de d2應(yīng)用圍：Re=12

14、00022000Q di/d2=1.6517。特性尺寸：當(dāng)量直徑de。定性溫度：流體進(jìn)出口溫度的算術(shù)平均值。此式亦可用于計(jì)算其他流體在套管環(huán)隙中作強(qiáng)制湍流時(shí)的傳熱系數(shù)。2. 流體在管外作強(qiáng)制對流1流體在管束外作強(qiáng)制垂直流動(dòng)通常管子的排列有正三角形、 轉(zhuǎn)角正三角形、正方形及轉(zhuǎn)角正方形四種。如 圖1所示：流體在管束外流過時(shí)，平均對流傳熱系數(shù)可分別用式9、 10計(jì)算：對于 a、dNu 0.33Re0.6 Pr0.33 9對于 b、cNu 0.26Re0.6 Pr0.33 10應(yīng)用圍：Re3000。特性尺寸：管外徑do。流速：取流體通過每排管子中最狹窄通道處的速度。定性溫度：流體進(jìn)出口溫度的算術(shù)平均值

15、。管束排數(shù)應(yīng)為10，否那么應(yīng)乘以表3的系數(shù)。表3式9和式10的校正系數(shù)排數(shù)12345678910121518253575a、d0.680.750.830.890.920.950.970.980.991.01.011.021.031.041.051.06c、d0.640.800.830.900.920.940.960.980.991.002流體在換熱器的管間流動(dòng)對于常用的列管式換熱器，由于殼體是圓筒，管束中各列的管子數(shù)目并不相 同，而且大都裝有折流板，使得流體的流向和流速不斷地變化，因而在 Re100 時(shí)即可到達(dá)湍流。此時(shí)對流傳熱系數(shù)的計(jì)算，要視具體結(jié)構(gòu)選用相應(yīng)的計(jì)算公式。列管式換熱器折流擋板的

16、形式較多，其中以弓形擋板最為常見。當(dāng)換熱器裝 有圓缺形擋板缺口面積約為25%的殼體截面積時(shí)，殼方流體的對流傳熱系數(shù) 關(guān)聯(lián)式如下：a多諾呼Donohue法061/30.14h 0.23上虬空dok(11)應(yīng)用圍：Re=23X 104。特性尺寸：管外徑do。定性溫度：除w取壁溫外，均取流體進(jìn)出口溫度的算術(shù)平均值。流速：取換熱器中心附近管排中最狹窄通道處的速度。b凱恩Kern 法0.551 /30.14kdeuCph 0.36 e-dek應(yīng)用圍：Re=2X 1031x 106。特性尺寸：傳熱當(dāng)量直徑de。定性溫度：除w取壁溫外，均取流體進(jìn)出口溫度的算術(shù)平均值。 傳熱當(dāng)量直徑de根據(jù)管子排列情況分別用

17、不同的公式進(jìn)行計(jì)算。 管子為正方形排列時(shí)：de4 t2 -do4do管子為正三角形排列de0.5324 t24 d：dot 相鄰兩管的中心距，m；do管外徑，m。式12中的流速可根據(jù)流體流過管間最大截面積 A計(jì)算，即:(15)A zD1 牛z 兩擋板間的距離，m ；D 換熱器的外殼徑，m。0.140.14當(dāng)液體被加熱時(shí)，一=1.05；當(dāng)液體被冷卻時(shí)，一=0.95;對氣ww0.14體，那么無論被加熱還是冷卻，一=1.0。這些假設(shè)值與實(shí)際情況相當(dāng)接近，w一般可不再校核。此外，假設(shè)換熱器的管間無擋板，那么管外流體將沿管束平行流動(dòng)，此時(shí)可采用 管強(qiáng)制對流的公式計(jì)算，但需將式中的管徑改為管間的當(dāng)量直徑。

18、? 流體有相變時(shí)的對流傳熱系數(shù)1.蒸汽冷凝傳熱蒸汽冷凝主要有膜狀冷凝和珠狀冷凝兩種方式： 假設(shè)凝液潤濕外表，那么會(huì)形成 一層平滑的液膜，此種冷凝稱為膜狀冷凝；假設(shè)凝液不潤濕外表，那么會(huì)在外表上雜 亂無章地形成小液珠并沿壁面落下，此種冷凝稱為珠狀冷凝。雖然珠狀冷凝的傳 熱系數(shù)比膜狀冷凝的高十倍左右，但要保持珠狀冷凝非常困難，所以進(jìn)行冷凝計(jì) 算時(shí)，通?？偸菍⒗淠暈槟罾淠?。1垂直壁面上膜狀冷凝時(shí)的對流傳熱系數(shù)凝液膜的流型可采用液膜雷諾數(shù) Ref判斷：Refde當(dāng)量直徑，m；ub凝液的平均流速，m/s。以A表示凝液的流通面積，P表示潤濕周邊長，w表示凝液的質(zhì)量流率，那么Ref(16)4wP當(dāng)Rer

19、1800時(shí)，液膜呈現(xiàn)湍流流動(dòng)，此時(shí)可應(yīng)用柯克柏瑞德 Kirkbride經(jīng)驗(yàn)式來計(jì)算h：1/3h 0.0076kRe；.4(18)2水平管外膜狀冷凝時(shí)的對流傳熱系數(shù)對于水平管束，假設(shè)水平管束在垂直列上的管數(shù)為n,可采用關(guān)聯(lián)式:0.725k31/4nd(ts tw)(19)do管外徑，m。在列管冷凝器中，假設(shè)管束由互相平行的 z列管子所組成，一般各列管子在垂 直方向上的排數(shù)不相等，設(shè)分別為 n1, n2,nz,那么平均的管排數(shù)可按下 式計(jì)算：mn2nznm0.75075075nin2nz3) 傾斜外表膜狀冷凝時(shí)的對流傳熱系數(shù)如果平板或圓柱與水平面的傾斜角為,那么對層流流動(dòng)，仍可采用上述公式, 但需

20、將代表重力項(xiàng)的g用平行于換熱面方向上的分量g來代替，即：Ig gsi n2.液體沸騰傳熱工業(yè)計(jì)算中常用的計(jì)算式有以下兩個(gè)：1)羅森奧(Rohsennow)公式1/31/6(21)Cl t C q/S Prnsf lg( L v)q沸騰傳熱速率，W ；S沸騰傳熱面積，m2;cl飽和液體的定壓質(zhì)量熱容，J/ (kg C) t壁面溫度與液體飽和溫度之差，C,A t =tw-ts; 入一汽化熱，J/kg；Pr飽和液體的普蘭德數(shù)；卩l(xiāng)飽和液體的粘度，Pa s；c氣-液界面的外表力，N/m，可查閱有關(guān)手冊；g重力加速度，9.81m/s2;P l飽和液體的密度，kg/m3；P v 飽和蒸汽的密度，kg/m3

21、；n常數(shù)，對于水，n=1.0，對于其他液體，n=1.7；Csf由實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)確定的組合常數(shù)，其值可由表 4查得表4不同液體-加熱壁面的組合常數(shù)Csf液體-加熱壁面Csf液體-加熱壁面Csf水-銅0.013水-研磨和拋光的不銹鋼0.0080水-黃銅0.006水-化學(xué)處理的不銹鋼0.0133水-金剛砂拋光的銅0.0128水-機(jī)械磨制的不銹鋼0.013235%K2CO3-銅0.0054苯-鉻0.01050%K2CO3-銅0.0030正戊烷-鉻0.015異丙醇-銅0.00225乙醇-鉻0.027正丁醇-銅0.00305水-鎳0.006四氯化碳-銅0.013水-鉑0.013由式21求得q/S后，可由式22求

22、得h0q hSts 22ts 壁面溫度，Ctb沸騰溫度，C。2莫斯聽斯基Mostinski公式0.69h 0.105 0.10Pc 41.8R.17 4R12 10R10 q/S 07 239.81 10pc臨界壓力，Pa；R 比照壓力；Pcp操作壓力，Pa。應(yīng)用條件：po3000Pa, R=0.010.9, q/Sq/Sc 臨界熱通量。臨界熱通量q/Sc可按式24估算，即：0 350 9q/S c 0.38pcR1 R. DiL/So24Di管束的直徑，m；L管長，m；So管外壁總傳熱面積，m2。附表1壁面污垢熱阻1.冷卻水加熱液體溫度廠c115以下115205水的溫度/c25以下25以上水

23、的速度/ (m/s)1以下1以上1以下1以上熱阻/ (m2 C /W)海水0.8598X 10-4-40.8598X 10 4-41.7197X 104-41.7197X 104自來水、井水、潮水、軟化鍋爐水1.7197X 10-41.7197X 10-43.4394X 10-43.4394 X 10-4蒸餾水0.8598X 10-40.8598X 10-40.8598X 10-40.8598 X 10-4硬水5.1590X 10-45.1590X 10-48.5980X 10-48.5980X 10-4河水5.1590X 10-4-43.4394X 10 4-46.8788X 104-45.

24、1590 X 1042.工業(yè)用氣體氣體名稱熱阻 / (m2 C /W)氣體名稱熱阻 / (m2 C /W)有機(jī)化合物0.8598X 10-4溶劑蒸汽1.7197X 10-4水蒸氣0.8598X 10-4天然氣1.7197X 10-4空氣焦?fàn)t氣1.7197X 10-43.工業(yè)用液體液體名稱熱阻 / (m2 C /W)液體名稱熱阻 / (m2 C /W)有機(jī)化合物1.7197X 10-4熔鹽0.8598X 10-4鹽水1.7197X 10-4植物油5.1590X 10-44.石油餾分物餾出物名稱熱阻 / (m2 C /W)餾出物名稱熱阻 / (m2 C /W)原油3.4394 X 10-4 柴油3.4394 X 10-4 12.098X 10-45.1590X 10-4汽油1.7197X 10-4重油8.598X 10-4石腦油1.7197X 10-4瀝青油17.197X 10-4煤油1.7197X 10-4附