第四章-傳熱(第五次課)-new

2.1總傳熱速率微分方程2.2總傳熱系數(shù)K

1、K的計(jì)算式

2、污垢熱阻

3、總熱阻計(jì)算式的簡(jiǎn)化

4、控制熱阻的概念

5、一些總傳熱系數(shù)的數(shù)值范圍2.3總傳熱速率方程與平均傳熱溫差二、傳熱速率基本方程仿照對(duì)流傳熱速率微分方程，可寫出總傳熱速率微分方程2.1

總傳熱速率微分方程(對(duì)流傳熱速率微分方程,牛頓冷卻定律)顯然，選擇的傳熱面積不同，總傳熱系數(shù)的數(shù)值也不同。dQ=Ki(T-t)dAi=Ko(T-t)dAo=Km(T-t)dAm式中Ki、Ko、Km——基于管內(nèi)表面積、外表面積、外表面平均面積的總傳熱系數(shù)，w/（m2·℃

）

Ai、Ao、Am——換熱器內(nèi)表面積、外表面積、外表面平均面積，

m2

在工程大多以外表面積為基準(zhǔn)。由于dQ及（T-t）兩者與選擇的基準(zhǔn)面積無(wú)關(guān)，則根據(jù)總傳熱速率微分方程，有2.2總傳熱系數(shù)K

K的倒數(shù)1/K稱為總傳熱熱阻，為各分熱阻之和。1總傳熱系數(shù)的計(jì)算式對(duì)于管式換熱器，假定管內(nèi)作為加熱側(cè)，管外為冷卻側(cè)，則通過(guò)任一微元面積dS的傳熱由三步過(guò)程構(gòu)成。由熱流體傳給管壁dQ=hi(T-Tw)dAi通過(guò)管壁的熱傳導(dǎo)dQ=(λ/b)·(Tw-tw)dAm由管壁傳給冷流體dQ=ho(tw-t)dAo由上三式可得總傳熱系數(shù)（以外表面為基準(zhǔn)）為熱阻為所以同理，以內(nèi)表面為基準(zhǔn)在計(jì)算總傳熱系數(shù)K時(shí)，污垢熱阻一般不能忽視，若管壁內(nèi)、外側(cè)表面上的熱阻分別為Rsi及Rso時(shí)，則有當(dāng)傳熱面為平壁或薄管壁時(shí)，di、do、dm近似相等，則有2.3污垢熱阻當(dāng)管壁熱阻和污垢熱阻可忽略時(shí)，則可簡(jiǎn)化為若ho<<hi，則有總熱阻由熱阻大的那一側(cè)的對(duì)流傳熱所控制，即當(dāng)兩個(gè)對(duì)流傳熱系數(shù)相差較大時(shí)，欲提高K值，關(guān)鍵在于提高對(duì)流傳熱系數(shù)較小一側(cè)的h。若污垢熱阻為控制因素，則必須設(shè)法減慢污垢形成速率或及時(shí)清除污垢。例一列管式換熱器，由?25×2.5mm的鋼管組成。管內(nèi)為CO2，管外為冷卻水。CO2與冷卻水呈逆流流動(dòng)。已知水側(cè)的對(duì)流傳熱系數(shù)為3000W/m2·K，CO2

側(cè)的對(duì)流傳熱系數(shù)為40W/m2·K。試求總傳熱系數(shù)K，分別用內(nèi)表面積A1，外表面積A2表示。鋼的導(dǎo)熱系數(shù)λ=45W/m·K

取CO2側(cè)污垢熱阻Ra1=0.53×10-3m2·K/W

取水側(cè)污垢熱阻Ra2=0.21×10-3m2·K/W以內(nèi)、外表面計(jì)時(shí)，內(nèi)、外表面分別用下標(biāo)1、2表示。

對(duì)傳熱速率微分方程進(jìn)行積分：一些假定：

為穩(wěn)定傳熱過(guò)程；流體比熱和總傳熱系數(shù)均為常量；忽略熱損失。三、總傳熱速率方程與平均傳熱溫差1、總傳熱速率方程（1）恒溫傳熱當(dāng)冷、熱流體均為單純相變，則整個(gè)換熱過(guò)程熱流體的溫度保持為T，冷流體的溫度保持為t，積分式可寫為：（T-t)與積分變量dQ、dA的關(guān)系基于以下的不同情況：T2T1t1t2T1T2t1t2圖兩側(cè)流體變溫時(shí)的溫度變化并流逆流錯(cuò)流折流12121212圖換熱器中流體流向示意圖（2）變溫傳熱（逆流、并流、錯(cuò)流、折流）即Q-T或Q-t為直線關(guān)系逆流將上式代入傳熱積分式：例現(xiàn)用一列管式換熱器加熱原油，原油在管外流動(dòng)，進(jìn)口溫度為100℃,出口溫度為160℃；某反應(yīng)物在管內(nèi)流動(dòng)，進(jìn)口溫度為250℃，出口溫度為180℃。試分別計(jì)算并流與逆流時(shí)的平均溫度差。解：并流逆流℃

℃

由上例可知：當(dāng)流體進(jìn)、出口溫度已經(jīng)確定時(shí)，逆流操作的平均溫度差比并流時(shí)大。在換