第三章 傳熱過程(第二講)

一、對流傳熱機(jī)理

對流傳熱是在流體流動(dòng)過程中發(fā)生的熱量傳遞現(xiàn)象。它是依靠流體質(zhì)點(diǎn)的移動(dòng)進(jìn)行熱量傳遞的，故與流體的流動(dòng)狀況有密切的關(guān)系。無論是什么流動(dòng)類型，其靠近壁面處為滯流流動(dòng)，這層流體稱為滯流底層。對流傳熱主要與滯流底層有關(guān)。工業(yè)上，間壁式換熱器兩側(cè)流體與固體壁面之間的熱交換即為對流傳熱。流體將熱量傳給固體壁面或者由壁面將熱量傳給流體的過程。第三節(jié)對流傳熱

1如圖為熱流體與壁面對流傳熱及壁面與冷流體的對流傳熱。工業(yè)上將對流傳熱的熱阻予以虛擬，折合為相當(dāng)厚度為δt的滯流底層熱阻，流體與壁面之間的溫度變化可認(rèn)為全部發(fā)生在厚度為δt的一個(gè)膜層內(nèi)，通常將這一存在溫度梯度的區(qū)域稱為傳熱邊界層。傳熱邊界層以外，溫度是一致的、沒有熱阻.2式中λ——流體的熱導(dǎo)率，

δt——傳熱邊界層厚度，m；

Δt——對流傳熱溫度差，或由于傳熱邊界層厚度難以確定，工程上定義：

該式稱為對流傳熱速率方程，也稱牛頓（Newton）冷卻定律或給熱方程，a為對流傳熱系數(shù)，單位為將對流傳熱歸結(jié)為傳熱邊界層的熱傳導(dǎo)，用熱傳導(dǎo)基本方程來描述對流傳熱過程3二、對流傳熱系數(shù)的影響因素及其求取

影響a的因素很多，主要有以下幾個(gè)方面：1.流體的流動(dòng)型態(tài)流體流動(dòng)型態(tài)對流動(dòng)邊界層有較大影響，對流邊界層有影響也較大，層流整個(gè)區(qū)域可視為熱邊界層，湍流程度越大，熱邊界層越薄，當(dāng)溫度差一定時(shí)，對流傳熱系數(shù)增大。一般換熱流體都是在湍流形式下進(jìn)行換熱（或攪拌情況進(jìn)行換熱）。3.流體的物理性質(zhì)如導(dǎo)熱系數(shù)、熱容、膨脹系數(shù)、密度和粘度等，其中導(dǎo)熱系數(shù)、熱容、密度、膨脹系數(shù)增大對傳熱有利；而粘度大，則滯流層厚，對流傳熱系數(shù)變小。2.流體的對流狀態(tài)：強(qiáng)制對流自然對流時(shí)a為大。44.傳熱的溫度

溫度對流體的物理性質(zhì)有顯著的影響。因此，壁面和流體的溫度以及兩者的溫度差對給熱系數(shù)有間接但是明顯的影響。如粘度隨溫度的升高而降低，在其他條件不變的情況下，熱邊界層減薄，有利于傳熱。因此在使用物理參數(shù)時(shí)，要考慮溫度。5.流體傳熱時(shí)的相變化相變會(huì)引起與壁面接觸處流體的運(yùn)動(dòng)形式改變，如加劇攪動(dòng)。一般來講，相變有利于傳熱。這就是用蒸汽加熱的原因之一。56.壁面的形狀、排列方式和尺寸流體流過固體表面的狀況對流體的流動(dòng)有影響，同時(shí)影響熱邊界的形成和發(fā)展。當(dāng)管長增加時(shí)，傳熱邊界層中溫度分布將逐漸變得更為平坦，當(dāng)通過很長的管長時(shí)，溫度梯度會(huì)消失，此時(shí)傳熱也就停止了。所以管子的尺寸和形狀對α有較大的影響。管子排列時(shí)：錯(cuò)列的a高于直列x2x2x2x1x1x1a、直列b、正三角錯(cuò)列c、正方形錯(cuò)列6工程上采用因次分析的方法，將影響a諸多因素組合成若干個(gè)無因次的特征數(shù)群，確定這些特征數(shù)在不同情況下的相互聯(lián)系，從而得到經(jīng)驗(yàn)性的關(guān)聯(lián)公式。（一）流體無相變過程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的求取描述對流傳熱過程的特征數(shù)關(guān)系為：各特征數(shù)的含義如下表所示7表示對流傳熱系數(shù)的特征數(shù)應(yīng)用準(zhǔn)數(shù)關(guān)聯(lián)式時(shí)，必須確定：

1)應(yīng)用范圍

2)特性尺寸對流體運(yùn)動(dòng)或者傳熱發(fā)生主導(dǎo)影響的尺寸。管內(nèi)對流傳熱取管內(nèi)徑；管外強(qiáng)制對流傳熱取管外徑；對非圓管取當(dāng)量直徑。

3）定性溫度大多數(shù)取流體進(jìn)出口溫度的算術(shù)平均值。溫度確定后，查表確定物性，有時(shí)應(yīng)用線性插值公式。8當(dāng)流體被加熱時(shí)，m＝0.4；當(dāng)流體被冷卻時(shí)，m＝0.3。長徑比L／d＞50，適用于低粘度流體（小于2mPa.s），且過程中無相變化。適用范圍：對于流體在圓管內(nèi)強(qiáng)制湍流對流傳熱對低粘度流體，a的關(guān)聯(lián)式為9例3-5在一單程換熱器中用120℃的蒸汽將常壓空氣從20℃加熱到80℃，管束為φ38mm×3mm，蒸汽走殼程，空氣走管程，其流速為14m·s-1。求管壁對空氣的表面對流傳熱系數(shù)。解:空氣的定性溫度為t定=(20+80)/2=50℃查50℃下空氣的物性數(shù)據(jù)Cp=1017J·kg-1·K-1μ=1.96×10-5Pa·sρ=1093kg·m-3λ=2.83×10-2W·m-1·K-1d=0.032mv=14m·s-1得計(jì)算結(jié)果表明:空氣在管內(nèi)流動(dòng)Re>10000,120>Pr>0.7,必然符合下式的條件10液體通過固體壁面被加熱的對流傳熱過程中，若伴有液相變?yōu)闅庀啵丛谝合鄡?nèi)部產(chǎn)生氣泡或氣膜的過程稱為液體沸騰，又稱沸騰傳熱。液體沸騰的情況因固體壁面溫度tw與液體飽和溫度ts之間的差值而變化，如圖為水的沸騰曲線：（二）流體有相變過程的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)化工生產(chǎn)中多見的相變給熱是液體受熱沸騰和飽和水蒸氣的冷凝。1.液體的沸騰aa11當(dāng)溫差較小時(shí)，加熱面上的液體僅產(chǎn)生自然對流在液體表面蒸發(fā)，如圖中AB段曲線；當(dāng)Δt逐漸增高時(shí)，由于氣泡的產(chǎn)生、脫離和上升對液體劇烈擾動(dòng)，此段情況稱為泡狀沸騰；工業(yè)生產(chǎn)中,總是設(shè)法維持在泡狀沸騰下操作。繼續(xù)增大Δt時(shí)，產(chǎn)生的氣泡大大增多且產(chǎn)生的速度大于脫離加熱表面的速度，形成一層不穩(wěn)定的水蒸氣膜，氣膜的附加熱阻使q和a均急劇下降，傳熱面幾乎全部被氣膜覆蓋稱為膜狀沸騰。12

飽和水蒸氣與溫度較低的固體壁面接觸時(shí)，水蒸氣放出熱量并在壁面上冷凝成液體。表面張力的作用而形成許多液滴沿壁面落下，此種冷凝稱為滴狀冷凝。若水蒸氣很好地潤濕壁面，冷凝液在壁面形成一層完整的液膜，稱為膜狀冷凝。2.水蒸氣冷凝滴狀冷凝的給熱系數(shù)比膜狀冷凝的給熱系數(shù)可高出數(shù)倍乃至數(shù)十倍。但是目前難以實(shí)現(xiàn)持久性滴狀冷凝，工業(yè)中遇到的大多是膜狀冷凝。13常見流體的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)大致范圍aa141．熱負(fù)荷及熱量衡算

生產(chǎn)工藝對換熱器換熱能力的要求，即單位時(shí)間內(nèi)需要對物料加入或取出的熱量稱為換熱器的工藝熱負(fù)荷QL。通過熱負(fù)荷的計(jì)算，可以確定換熱器所應(yīng)具有的傳熱速率，再依據(jù)此傳熱速率可計(jì)算換熱器所需的傳熱面積等。（1）熱負(fù)荷第四節(jié)間壁式熱交換器的計(jì)算熱負(fù)荷的計(jì)算根據(jù)工藝特點(diǎn)有兩種情況：①流體在傳熱中只有相變的場合式中W——流體的質(zhì)量流量，kg·s-1；

r——流體的相變熱kJ·kg-115②流體在傳熱中僅有溫度變化不發(fā)生相變的場合QL=W·cp(t2-t1)式中cp——流體的比定壓熱容，kJ·kg-1·K-1；

t1，t2——流體傳熱前后的溫度，K；若換熱器中兩種流體無相變化，且流體的定壓比熱不隨溫度變化或可取平均溫度下的定壓比熱時(shí)：（2）熱量衡算16式中QL—換熱器的熱負(fù)荷，kJ·s-1；—分別指熱、冷流體的比定壓熱容，kJ·kg-1·K-1；

—分別指熱流體的進(jìn)、出口溫度和冷流體的進(jìn)、出口溫度，K。若換熱器中的熱流體有相變，如飽和水蒸氣冷凝同溫度冷凝液時(shí)：172．傳熱總方程如圖，傳熱過程是熱流體給熱→間壁導(dǎo)熱→冷流體給熱的串聯(lián)過程。

換熱器內(nèi)進(jìn)行的大都是定態(tài)傳熱過程：或18

間壁式換熱器的傳熱總方程，適用于傳熱面為等溫面的間壁式熱交換過程。說明定態(tài)傳熱總過程的推動(dòng)力和阻力亦具加和性3.傳熱系數(shù)K19當(dāng)換熱器的間壁為單層平面壁時(shí)，因A1=A2=A，則傳熱系數(shù)為：若換熱器的傳熱面為單層圓筒壁面時(shí)，若A1≠A2≠A，即傳熱系數(shù)與傳熱面積對應(yīng)時(shí)：20

K是衡量換熱器性能的重要指標(biāo)之一。其大小主要取決于流體的物性、傳熱過程的操作條件及換熱器的類型等?；ぶ谐Ｒ妭鳠徇^程的K值范圍21例3-6某有機(jī)物生產(chǎn)中使用的攪拌式全混流反應(yīng)釜，內(nèi)徑為1.0m，釜壁銅板厚8mm（λ=50W·m-1·K-1）若釜內(nèi)壁面結(jié)有垢層厚2mm（Rh1=0.002W-1·m2·K）夾套中用115℃的飽和水蒸氣進(jìn)行加熱（a1＝9000W·m-2·K-1），釜內(nèi)有機(jī)物溫度為80℃（a2＝250W·m-2·K-1）。試求該條件下的面積熱流量和各熱阻的百分率。解：因反應(yīng)釜內(nèi)徑1.0m與外徑1.16m相差不大，可近似地當(dāng)作平面壁來處理.取傳熱面積為時(shí)：求得W-1·m2·KW-1·m2·KW-1·m2·KW-1·m2·K22得K=159W·m-2·K-1

傳熱總阻力為：

W-1·K反應(yīng)釜的面積熱流為kW·m-2

計(jì)算結(jié)果表明，主要熱阻在垢層和有機(jī)物這一側(cè)，其中垢層熱阻占總熱阻的31.9%，有機(jī)物熱阻占63.8%；而蒸汽冷凝及金屬釜壁的熱阻只占總熱阻的1.75%和2.55%。

234．傳熱過程的平均溫度差冷、熱流體溫度差沿?fù)Q熱器壁面的分布情況，決定了整個(gè)換熱過程的溫度差。

（1）定態(tài)恒溫傳熱

定態(tài)恒溫傳熱是指換熱器間壁兩側(cè)冷、熱兩流體溫度在壁面的任何位置、任何時(shí)間都不變化，即兩流體的溫度差沿?fù)Q熱面處處相等，恒定不變。（2）定態(tài)變溫傳熱（換熱器常見情況）

定態(tài)變溫傳熱時(shí)，換熱器間壁一側(cè)流體或兩側(cè)流體的溫度沿傳熱面的不同位置發(fā)生變化，兩流體間的溫度差Δt沿?fù)Q熱器壁面位置也變化，且與兩流體相對流向有關(guān)。24圖分別為逆流和并流傳熱時(shí)Δt隨換熱器壁面位置的變化圖工業(yè)上冷、熱流體在換熱器內(nèi)的相對流向主要有逆流和并流。25熱T1T2t1t2冷逆流T1T2t2t1熱冷并流當(dāng)用算術(shù)平均值26例3-7硫酸生產(chǎn)中SO2的轉(zhuǎn)化系統(tǒng)，用轉(zhuǎn)化氣在外部列管換熱器中預(yù)熱SO2氣體。若轉(zhuǎn)化氣溫度由440℃降至320℃，SO2氣體由220℃被加熱至280℃，試求流傳熱和逆流傳熱的平均溫度差，并作比較，選定推動(dòng)力較大的傳熱流向（設(shè)兩氣體進(jìn)出口溫度在并、逆流時(shí)相同）

T1=440℃T2=320℃t1=220℃t2=280℃Δt1Δt2T1=440℃T2=320℃t2=280℃t1=220℃Δt1Δt2解:Δt1=T1-t1=220℃