第二章傳熱過程

1、 第二章 傳熱過程 1 概述 一、化工生產中的傳熱過程二、工業(yè)上的換熱方法三、穩(wěn)定換熱和不穩(wěn)定換熱四、傳熱的基本方式2 傳導傳熱一、熱傳導基本方程-傅立葉定律二、導熱系數(shù)三、傳導傳熱計算3 對流傳熱一、對流傳熱機理二、對流給熱方程-牛頓冷卻定律三、對流給熱系數(shù)4 熱交換的計算一、總傳熱速率方程二、熱量衡算-熱負荷與載熱體的計算三、傳熱平均溫差四、總傳熱系數(shù)5 強化傳熱過程的途徑一、增大傳熱面積二、增大傳熱平均溫度差三、增大傳熱系數(shù)6 熱交換器一、熱交換器的種類及主要類型二、列管式熱交換器第二章 傳熱過程 本章要求掌握傳導傳熱和對流傳熱的原理、傳熱方程和傳熱強化途徑，典型換熱器計算的基本方法，了

2、解重要類型換熱器的性能。 1 概述一、化工生產中的傳熱過程： 物質系統(tǒng)內由于溫度不同，使熱量由一處轉移到另一處的過程叫做熱傳遞，簡稱傳熱。 生產中對傳熱過程的基本要求：（1）盡量使傳熱情況良好，即要求高的傳熱速率減小設備尺寸；（2）盡量避免傳熱，及隔絕熱的傳遞。 熱力學第二定律指出了熱傳遞的方向：在不消耗外界功的條件下，熱僅能從高溫往低溫方向傳遞或傳播。相應地，象壓強差一樣，溫度差為傳熱過程的推動力，傳熱速率與溫度差成正比。二、工業(yè)上的換熱方法：1、直接換熱： 當冷熱兩種流體允許直接混合，而不致發(fā)生化學反應或其他不良影響時，常采用直接混合換熱的方法。2、間壁換熱： 當冷熱兩種流體不允許直接接觸

3、時，可以讓冷熱兩種流體通過換熱器固體壁面來達到換熱之 目的。這種換熱方法稱為間壁換熱。3、蓄熱式換熱： 這是一種間歇操作的換熱方法，首先讓熱流體通過換熱器，將熱量傳給載熱體介質，使其溫度升高；然后停止通入熱流體，而改通冷流體，再由載熱體介質將所吸收的熱量傳給冷流體，使冷流體溫度升高，從而達到換熱之目的。這種換熱方法稱為蓄熱式換熱。三、穩(wěn)定換熱和不穩(wěn)定換熱： 穩(wěn)定換熱時，傳熱面各點的溫度和傳熱速率不隨時間而改變。 不穩(wěn)定換熱時，傳熱面各點溫度和傳熱速率隨時間而變化。 四、傳熱的基本方式：1、傳導傳熱： 熱量從物體的高溫部分沿著物體傳到低溫部分，這種傳熱方式稱為傳導傳熱，簡稱導熱。實質：由于物體較

4、熱部分的粒子（分子、原子或自由電子）的熱運動。特點：在熱傳導過程中，物體的粒子只是在平衡位置附近振動，而不產生宏觀的相對位移。2、對流傳熱： 流體依靠分子互相變動位置，把熱量從空間某一處傳到另一處的過程稱為對流傳熱。實質：由于流體內部各點溫度不同而引起密度差異 的結果（這種對流稱為自然對流），或是由于受外界機械作用所致（這種對流稱為強制對流）。特點：在對流傳熱過程中，流體的粒子產生了宏觀相對位移。3、輻射傳熱： 熱輻射是物質的熱能轉變?yōu)檩椛淠?，并以電磁波的形式向空間傳播，當輻射能遇到另一物體時，則部分地或全部地被吸收而重新轉變?yōu)闊崮?，這種以熱輻射的方式實現(xiàn)熱量傳遞的過程稱為輻射傳熱。實質：熱射

5、線（電磁波）的傳播。 特點：在傳熱過程中伴隨著能量形式的轉化。 2 傳導傳熱 一、熱傳導基本方程-傅立葉定律 當溫度t1t2時。熱量將以熱傳導方式從溫度為t1的壁面?zhèn)鬟f至溫度為t2的壁面。實驗證明，通過物料傳導的熱量Q與傳熱的溫度差、傳熱面積A和時間成正比，與傳導的距離成反比，其關系可以寫成： QAt2Qtdtt1d dtdQAdd 引入一比例系數(shù)，則： 式中：dt/d隨傳熱距離（即物料厚度）而引起的溫度變化，稱為溫度梯度。負號表示傳 熱的方向與溫度升高的方向相反。上式為熱傳導基本方程，也稱為傅立葉定律。 在穩(wěn)定條件下，傳遞的熱量不隨時間而變化，傅立葉定律為：dtdQAdd dQQdtAdd

6、也可寫成：q- 稱為傳熱速率，單位為W(J/s)。 比例關系，稱為導熱系數(shù)，是物料的一種物理性質，其值因物料不同而有所不同，單位為W.m-1.K-1。二、導熱系數(shù)： 導熱系數(shù)是物質導熱能力的標志。物理意義：當物體兩個面（等溫面）間溫度差為1K，厚度為1m時,每秒鐘經過1m2傳熱面積所能傳導的熱量，焦耳。物質的導熱系數(shù)用實驗測定。QdtqAd 各種材料中，金屬具有較大的導熱系數(shù)，其中以銀和銅的導熱系數(shù)值最大，但金屬中夾有少量雜質后，其導熱系數(shù)有顯著的變化。絕熱材料的導熱系數(shù)較小，與其孔隙度有很大的關系，這是因為不發(fā)生對流的空氣有很好的絕熱能力，液體的導熱系數(shù)不大，氣體的導熱系數(shù)最小。物料的導熱系

7、數(shù)隨溫度而變化，但金屬和液體的導熱系數(shù)變化較小。大多數(shù)液體的導熱系數(shù)隨溫度升高而減?。ㄋ透视统?。氣體的導熱系數(shù)則隨溫度提高而顯著增大。三、傳導傳熱計算：1、單層平面壁：單層平面壁熱傳導時，在穩(wěn)定條件下，壁兩面 的溫度不隨時間而變，若每個壁面各點溫度相等（等溫面），則由傅立葉公式，得：積分： Aqtt1t2dQdtqAdd qdtdA 210ttqdtdA 得： 上式可與歐姆定律I=V/R相比較。此基本關系也普遍地存在于其它傳遞過程中：12qttA1212A ttttqRRA熱阻傳遞推動力傳遞速率傳遞阻力 2、多層平面壁： 多層物料復合的平面壁傳導傳熱時，各復合層的傳熱面積相等，如果傳熱是

8、穩(wěn)定的，各壁的傳熱速率均應相等，因而：對第一層： 11121qA (t -t )1=111211qttAtqt1t2t3t4A123123 對第二層：對第三層：因q1=q2=q3=q，A1=A2=A3=A，故左右相加得：222222323222,qqAttttA333333434333,qqAttttA31214123tttqAAA 由此可見，多層平面壁穩(wěn)定熱傳導時，傳熱的推動力是內壁面和外壁面間的總溫度差。傳熱的總熱阻是各層熱阻的總和（相當于導電時串聯(lián)電路的總電阻）。并可推出，各層的溫度降與該層的熱阻成正比。 根據(jù)以上關系，也可以求得兩層壁面交界處的溫度，即：31212314iiAAAAtt

9、QttqR312123123:tttt 反應釜的釜壁為鋼板，厚5mm（=50W.m-1.K-1),粘附在內壁的污垢厚0.5mm(=0.5）。反應釜附有夾套，用飽和蒸汽加熱。釜體鋼板外表面（與蒸汽接觸）為150，內表面為130。試求每m2面積每秒鐘所傳導的熱量。并與沒有污垢層和釜壁為不銹鋼板（有污垢）、銅（有污垢）的情況比較（設壁面溫度不變）。解：2132111222,/qqttttAA215013018.2(kW.m)0.0050.0005500.5qtA例 沒有污垢時，解得： q /A=200kW.m-2若材料為不銹鋼（=14）并有污垢，解得： q /A=14.7kW.m-2若材料為銅（=4

10、00）并有污垢，解得： q /A=19.8kW.m-2 計算表明：熱阻主要在污垢層。即使金屬材料的導熱系數(shù)有幾倍的變化，對熱傳導的影響也不起重大作用。3、圓筒壁：A、單層圓筒壁： 化工生產中更常見的是通過圓筒壁的傳導傳熱。 在這種情況下，傳熱面積（A=2rl）和溫度都隨半徑而變化。傅立葉定律應寫為：積分：t1tr1rmr2t2dtdrr2dtqrldr 22112rtrtdrqldtr 整理，得：上式為圓筒壁的熱傳導公式。也可寫作：21212rqlnlttr 121222112211l ttl ttqrdlnlnrd2/mmmAtl tttqrRA 這里=r2-r1，rm=(r2-r1)/ln

11、(r2/r1)為對數(shù)平均半徑。 當r2/r12時，用算術平均半徑rm=(r1+r2)/2代替對數(shù)平均半徑進行計算，不會引起很大的誤差。b、多層圓筒壁： 按多層平面壁相同的推導方法，從單層圓筒壁的熱傳導公式可推得多層圓筒壁的熱傳導公式為：143112411223322211111nnnnnnl ttl tl tqrrdrrlnlnlnlnlnrrrrd 或：這里：1= r2-r1,2= r3-r2,3= r4-r3 Am1=2lrm1,Am2=2lrm2,Am3=2lrm3 圓筒壁的導熱計算式比較麻煩，為簡化起見，在工程計算中有時可把圓筒壁的導熱計算按平面壁處理。1414312112233imm

12、mimitttttqRAAAA324321123234132,mmmrrrrrrrrrrrrlnlnlnrrr 條件是：圓筒的壁應比較薄，管徑比較大，即d外/d內1104；Pr=0.7-120；管路長與管內徑之比l/d60；流體的物性數(shù)據(jù)均在定性溫度范圍內的值；當流體在非圓形截面管路中流動時，式中d應為當量直徑。 用蒸汽經管壁預熱空氣，空氣以10m.s-1的流速流經252管內，進口空氣為20，出口空氣為40，試求管壁對空氣的給熱系數(shù)。解：平均溫度（定性溫度）30時的空氣物性為： Cp=1.005kJ.kg-1.K-1 =1.165kg.m-3例 =19.210-6kg.m-1.s-1 =0.0

13、279W.m-1.K-1此外 d=0.021m w=10m.s-1求得： Re = dw/=12740對流傳熱在湍流條件下進行；并求得： 本例與書例的結果表明：雖然兩者有相近的Re準數(shù)，但由于物性的差異，氣體的給熱系數(shù)一般比液體的小得多。0.69CPr0.80.3210.02352.58W mKRe Prd4 熱交換的計算 在化工生產中，熱交換的計算首先是根據(jù)生產任務的工藝要求，計算所需換熱器的換熱面積，以此來設計新的換熱器或是選擇標準換熱器型號。要計算所需換熱面積，按總傳熱速率方程，應首先進行熱量衡算。根據(jù)生產工藝要求計算出熱負荷；再根據(jù)工藝要求計算傳熱平均溫度差和選取或計算總傳熱系數(shù)。一、

14、總傳熱速率方程：1、傳熱過程分析： 化工生產中最常用到的傳熱操作是熱流體經管壁或器壁向冷流體傳熱的過程，該過程稱為熱 交換或換熱。進行熱交換的設備稱為熱交換器或換熱器。 熱交換時，在工業(yè)生產的溫度下（500以下），器壁兩側主要為對流傳熱，通過器壁則為傳導傳熱，傳熱總熱阻是熱阻串聯(lián)的結果。2、傳熱總方程推導： 熱交換的總傳熱方程可根據(jù)以下關系推導：熱流體向器壁的對流傳熱：或器壁的傳導傳熱：或1111wqATt2212mwwqAtt1111wqTtA(1)212/wwmqttA(2) 器壁向冷流體的對流傳熱：或在穩(wěn)定條件下，按能量守恒定律，可得： q1 = q2 = q3 = q綜合以上各式，得總

15、傳熱方程：3222wqA tt112211mTtqAAA3222wqttA(3) 或若令則上式可以寫成： 此式稱為總傳熱速率方程。其中：K為總傳熱系數(shù)；t為傳熱溫度差。A1、A2、Am分別為傳熱壁面1的面積、傳熱壁面2的面積、固體壁面平均面積，為固體壁厚度。1122mmmATtqAAAA11221,mmKtTtAAAA mqKAt (1) 平面壁總傳熱方程：若壁面為平面壁或近似平面壁，則： A1=A2=Am=A總傳熱方程為：1211AtqKAt12111K 總傳熱系數(shù)K表示傳熱固體壁面兩側的傳熱溫度差為1K時，單位時間通過1平方米傳熱面積所傳遞的熱量。其國際單位為W.m-2.K-1。總傳熱系數(shù)

16、的倒數(shù)為系統(tǒng)單位面積的總熱阻R： 即（單位面積）總熱阻為各（單位面積）分熱阻串聯(lián)的總和。當固體壁面為復合壁時，傳熱系數(shù)為：12111RK 12111iiK (2) 圓筒壁總傳熱方程： 當傳熱壁面為圓筒壁時，則A1、A2、Am各不相等。若圓筒內半徑為r1，外半徑為r2，平均半徑為rm，圓筒軸向長為L，則： A1=2r1L A2=2r2L A3=2rmL總傳熱方程為：11221 12 222222mmmmmmr L TtATtqr Lr LrrrLr LrrmKAt 當r2/r12時，rm=(r1+r2)/2（算術平均溫差）多層圓筒壁：1 12 21mmKrrrr221211/,mrrrrlnrr

17、r1 12 21mimiKrrrr 二、熱量衡算-熱負荷與載熱體的計算 加熱或冷卻物料時在單位時間內需要加入或取走的熱量稱為熱負荷。熱負荷的計算分為兩種情況：1、流體在熱交換中無相態(tài)變化而只有溫度變化時： q工藝=Ma .Cpa( ta2 - ta1 )其中： Ma-a物料的質量流量，kg.s-1； Cpa-a物料的定壓比熱，J.kg-1.K-1； ta2、ta1-a物料的溫度，K或。2、流體在熱交換中發(fā)生相態(tài)變化時： q工藝=Ma .Ha 其中： Ma-a物料的質量流量，kg.s-1； Ha-a物料的蒸發(fā)熱或冷凝熱，J.kg-1。 一個能滿足工藝要求的換熱器，若忽略熱損失，需滿足下列關系：

18、q換熱器q工藝 在不發(fā)生相變的場合，若a、b兩種流體進行熱交換，根據(jù)能量守恒原理，熱量衡算式為： Ma .Cpa.(ta2-ta1)=Mb .Cpb.(tb1-tb2)同理： Ma .Cpa.(ta2-ta1)=Mb .Hb（一側有相態(tài)變化時） Ma .Ha=Mb .Hb（兩側都發(fā)生相態(tài)變化時） 三、傳熱平均溫度差： 連續(xù)穩(wěn)定傳熱有兩種情況：恒溫和變溫。1、恒溫傳熱溫度差： 連續(xù)穩(wěn)定的恒溫傳熱是指兩流體經傳熱壁面進行熱交換時，沿壁面上兩流體的溫度不僅不隨時間變化，同時也不隨壁面不同位置而變化。 由于兩種流體的溫度均保持不變，傳熱溫度差可簡單表示為：tTt 式中：T、t 分別為熱流體和冷流體的溫

19、度。2、變溫傳熱溫度差： 連續(xù)穩(wěn)定的變溫傳熱時，傳熱壁面各點的溫度不隨時間而變化，但隨傳熱位置不同而不同。因此，傳熱面各點的傳熱溫度差在大多數(shù)情況下也不相同。 如何計算穩(wěn)定變溫傳熱的溫度差，實際上是求平均溫度差（tm）的問題。由于換熱器內兩種流體的溫度都發(fā)生變化，因此平均溫度差不僅與兩股流體進出口溫度有關，而且還與其相對流動方向有關。 工業(yè)上常見的流動方式有四種：(1) 并流：(2) 逆流： (3) 錯流：(4) 折流： 計算平均溫度差的方法有下述兩種：(a) 算術平均溫度差： 設換熱器進口處兩流體的溫度差為t1，出口處兩流體的溫度差為t2，則算術平均溫差為： 逆流時：t1 = T1-t2，t

20、2 = T2-t1并流時：t1 = T1-t1，t2 = T2-t2 算術平均溫差適用于初始傳熱溫度差與最終傳熱溫度差間相差不到一倍時，即t1/t22和t2/t12，所以：1212175120146175120mttttlnlnt () 若q、K相同，則：即并流操作所需傳熱面積為逆流操作時的1.5倍。3、傳熱過程流體流向與平均溫度差的關系：a、相同條件（如相同的流體和相同的起始及最終溫度）下，逆流比并流有更大的平均傳熱推動力-溫度差，相應地只要較小的換熱面積。12122752097.527520mttttlnlnt （）1461.597.5mmtAAt逆并逆并 b、并流換熱時，冷流體受熱后的極

21、限溫度總低于或接近于熱流體換熱后的最終溫度。逆流換熱時則不受此限制，冷流體受熱后的極限溫度只低于或接近于熱流體的初始溫度；熱流體換熱后的極限溫度只高于或接近于冷流體的初始溫度，熱能能較充分地利用回收，相應地只要用較少量的傳熱介質（加熱劑或冷卻劑）就可以達到要求的傳熱效果。c、并流傳熱有初期傳熱速率大，后期小的特點，在某些情況下有其獨特的用處。此外，并流也用于換熱時防止過熱或過冷的場合。四、總傳熱系數(shù)：1、選用經驗數(shù)據(jù)： 在熱交換計算中，可以參照工藝條件相仿、設備類型相似，使用較成熟的生產實踐中的總傳熱系數(shù)，選擇適宜的數(shù)值進行計算。然后再進行核算，檢驗計算結果誤差大小。工業(yè)上常用的傳熱系數(shù)K的大

22、致范圍換熱流體K/(W.m-2.K-1)換熱流體K/(W.m-2.K-1)氣體-氣體1030冷凝蒸汽-氣體1050氣體-有機物1040冷凝蒸汽-有機物50400氣體-水1060冷凝蒸汽-水3002000油-油100300冷凝蒸汽-沸騰油300800油-水150400冷凝蒸汽-沸騰溶液3002500水-水8001800冷凝蒸汽-沸騰水25005000 2、實驗測定K值： 在核算現(xiàn)有的換熱器生產能力或進行新型換熱器設計計算時，如果沒有合適的工業(yè)上常用的傳熱系數(shù)經驗數(shù)據(jù)，可以對現(xiàn)有換熱器或模擬相仿條件的實驗裝置進行實際測定。從而可以計算出總傳熱系數(shù)值。 根據(jù)總傳熱方程式q=KAtm，其中現(xiàn)有換熱器或實驗裝置的傳熱面積A是已知的；熱流體和冷流體進出換熱器的溫度分別為T1、T2和t1、t2及質量流量M1和M2均可以實際測定；熱流體和冷流體在測定溫度范圍的定壓比熱容Cp1、Cp2值可以從有關手冊中查到；傳熱過程平均溫度差tm可以計算得到；熱負荷q1可以通過熱量衡算求得。 從而可以根據(jù)總傳熱方程，由測定所求得的數(shù)據(jù)，計算出總傳熱系數(shù)值，即：3、根據(jù)公式計算總傳熱系數(shù)： 即由前面推導出的單層和多層平面壁及圓筒壁的總傳熱系數(shù)相關公式計算。1mqKAt5 強化傳熱過程的途徑一、增大傳