第4章传热过程及换热器
【学习指导】
1．学习目的
了解传导传热和对流传热的机理，掌握传导传热、对流传热的速率方程式，掌握总传热速率方程式并对其中的总传热系数K、传热平均温度差Δtm能分别计算，能将热交换中热量衡算式与总传热方程相结合而解决热交换中的计算问题。了解强化和抑制传热过程的方法以及列管式热交换器的基本结构。
2．本知识点的重点
（1）熟练计算总传热系数K
（2）了解强化和抑制传热过程的方法。
3．本知识点的难点
对流传热的机理。
4. 复习题
1．为什么说传热过程是化工生产中必不可少的重要操作？
2．传热的基本方式有几种？它们的主要区别何在？
3．间壁式换热器可分为哪两类？各自的传热面指什么？
4．流体的热导率和表面传热系数是否均为物性参数？为什么？
5．简述传热边界层的意义及其与流动边界层的主要区别。
6．液体的沸腾和蒸气的冷凝各有哪些形式？分别比较沸腾和冷凝时不同形式间表面传热系数的相对大小，并说明原因。
7．定态传热时，总过程推动力、阻力及传热速率与分过程推动力、阻力及传热速率间的关系如何？
8．强化传热过程的依据是什么？为什么说增大传热系K是最有效的途径？
9．简要叙述列管式换热器中的折流板在强化传热过程中的作用。
10．选择换热器的依据有哪些？在换热器的选择时，需要做好哪几方面的工作？
4.1 化工生产中的传热过程及常见换热器
1．化工生产中的传热过程
系统内温度的差异使热量从高温向低温转移的过程称之为热量传递过程，简称传热过程。
化工生产中的传热过程比比皆是，所有化学反应都要在一定温度下进行，为了满足工艺条件，必须适当地供给热量或移走热量；单元操作中的蒸发、精馏、干燥等过程也需要按一定速率供给热量或移走热量；许多设备和管道都在高温或低温下运行，应尽量减少它们与外界的传热，需要保温；为节约能源、降低成本，化工企业需要热量回收
和综合利用等。可见，传热过程不但为化工生产过程提供了必要的温度条件，保证了过程的热量平衡，满足了生产的要求，而且也是化学工业提高经济效益、保护环境的重要措施。通常，传热设备在化工企业设备投资中占很大比例，有些可达40%左右，所以传热过程是化工生产十分重要的单元操作之一。
化工生产对传热的要求有两类，一是要求热量的传递速率要高，如上述的化学反应的加热或冷却，目的是增大设备的传热强度、提高生产能力或减小设备尺寸、降低生产费用；另一类则是要求尽量避免热量传递，如设备和管道的保温、保冷，需要采用隔热等方法减小传热速率。
传热过程也分为定态传热和非定态传热两种，换热器传热面上各点温度不随时间而改变的过程称为定态传热，反之，称为不定态传热。工业生产中的连续换热操作多属于前者，间歇操作或连续操作的换热器开工之时多属于非定态传热。定态传热时传热速率亦不随时间而变化，即传热速率为常量。
工业上的传热过程中，冷流体和热流体的接触有三种方式。
①直接接触式在某些传热过程中，例如热气体的直接水冷却及热水的直接空气冷却等，采用冷、热流体直接接触进行换热。这种方式传热面积大，设备亦简单。典型的直接接触式换热设备是由塔型的外壳及若干促进冷、热流体密切接触的内件（如填料）等构成。
②间壁式在大多数情况下，工艺上不允许冷、热流体直接混合，而往往是将冷、热流体用间壁隔开来，通过间壁进行换热，所采用的设备叫间壁式换热器，其型式很多，稍后专门介绍。
③蓄热式这种传热过程中，首先使热流体流过换热器，将器内固体填充物（如耐火砖等）加热，然后停止热流体，使冷流体流过蓄热器内已被热流体加热的固体填充物，吸取热量而被加热，如此周而复始，达到冷、热流体之间的传热目的。一般来说，蓄热式换热只适用于气体，对于液体会有一层液膜粘附在固体表面上，从而造成冷、热流体之间的少量掺混，如果这种掺混也是不允许的话，便不能采用蓄热式换热器。
2．传热基本方式
热量传递的基本方式有传导传热、对流传热和辐射传热三种。
○1传导传热系统温度较高部分的粒子（气体、液体的分子，固体的原子，导电固体的自由电子）因热运动与相邻的粒子碰撞将热量传递给温度较低粒子的过程称为传
导传热，简称热传导或导热。
热传导过程的特点是，粒子只是在平衡位置附近振动而不发生宏观位移。
②对流传热对流传热也称热对流，是指流体中粒子发生相对宏观位移和混合，将热量由一处传至另一处的过程。工程上，对流传热是指流体流经固体壁面与该表面发生的热量交换，又称给热。
流体的对流因其粒子产生相对宏观位移的原因不同分为两种，一种是由于流体内部各处温度不同而造成密度差异所引起的粒子宏观位移，称为自然对流；另一种是由于外界机械能量的介入迫使其粒子宏观位移，称为强制对流。强制对流较自然对流传热效果好。
○3辐射传热辐射传热亦称热辐射，是一种热量以电磁波传递的方式。当物体受热而引起内部原子激发，热能变为辐射能以电磁波形式向周围空间发射，射到另一物体时辐射能部分或全部被吸收又重新变为热能，这种能量传播过程称为热辐射。
热辐射的特点是不需要任何传热介质，而可在真空中传递。
物体的温度只要在绝对零度以上，都可以发射电磁波形式的热射线。高温物体向低温物体发射热射线，低温物体也同时向高温物体发射热射线，只不过高温物体向低温物体辐射的能量多而已。实验证明，物体的温度高于400℃才有明显的热辐射，而化工生产中一般间壁式换热器中的传热过程温度都不很高，过程中因辐射而传递的热量大多情况下可忽略不计，故本章主要讨论热传导和热对流。
需要指出的是，实际化工生产中的传热过程很少以一种方式进行，而往往是两种或三种基本方式的联合，如间壁式换热就是热对流和热传导的串联过程。
3．间壁式换热器
化工生产中最常遇到的传热过程是两种流体间的热交换，间壁式换热器是实现这种过程的基本设备，也是化工生产中的常见换热器。间壁式换热器中，热量自热流体传给冷流体的过程包括三个步骤：①热流体将热量传到壁面一侧；②热量通过固体壁面的热传导；③壁面的另一侧将热量传给冷流体。即整个热交换为给热一导热一给热的串联过程。
间壁式换热器依传热面的结构可分为管式换热器和板式换热器。管式换热器的传热面是由管子做成的，包括套管式、列管式、蛇管式、喷淋式和翅片管式等；板式换热器的传热面是由板材做成的，包括夹套式、螺纹板式、螺旋板式等。
图4－1为简单的套管换热器，它是由不同直径的两根管子同心地套在一起组成的。冷、热两种流体分别流经内管和环隙进行热交换，其传热面为内管的壁面。
图4—2为单程列管式换热器。一流体由左侧封头5的接管4进入器内，经封头与管板6间的空间（分配室）分配至各管内，流过管束2后，由另一端的封头流出换热器。另一流体由壳体右侧的接管3进入，壳体内装有数块折流板7，使流体在壳与管束之间，沿折流板作折流运动，从另一端的壳体接管流出换热器。通常把流体流经管束称为管程，将该流体称为管程流体；把流体流经管间环隙称为壳程，将该流体称为壳程流体。由于管程流体在管束内只流过一次，故称为单程列管式换热器。
图4—3为双程列管式换热器。隔板4将分配室等分为二，管程流体只能先流经一半管束，待流到另一分配室折回而再流经另一半管束，然后从接管流出换热器。由于管程流体在管束内流经两次，故称为双程列管式换热器。管程流体在管束内来回流过几次，就称为与次数相同程数的换热器。
列管换热器中两流体间的传热是通过管壁进行的，故平均管壁总面积即为它的传热面积。
换热器传热的快慢用热流量由φ来表征，热流量是指单位时间通过传热面的热量，其单位为W或kW；换热器传热性能的优劣一般用面积热流量q来评价，面积热流量亦称热流密度，是指单位传热面积的热流量，其单位为W·m-2。
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4.2 传导传热
1.热传导基本方程——傅里叶定律
如图4－4所示，当均匀物体两侧有温度差（t 1一t 2）时，热量以传导的方式通过物
体由高温向低温传递。实验证明：单位时间物体的导热量dQ ／d τ与导热面积A 和温度
梯度dt ／d δ呈正比。写为等式：
dQ dt A d d λτδ
=? (4─1) 该式为热传导基本方程，也称为傅里叶（Fourier ）定律。定态传热时：
φ=Q
dt A d λτδ
=? (4─2) 式中dt ／d δ——温度梯度，K ·m -1，表示传热方向上因距离而引起温度变化的程度，其
方向垂直于传热面，并以温度增加的方向为正，由于热量传递方向与温度梯度相反，故
在式中加一个负号；
A ——导热面积，m 2；
λ——比例系数，热导率，也称为导热系数，W ·m -1·K -1。
热导率是表征物质导热能力的一个参数，为物质性质之一。热导率越大，物质的导
热能力越强。热导率的大小与物质的组成、结构、状态（温度、湿度、压强）等因素有
关。各种物质的热导率由实验测定，一般而言，金属的热导率大，非金属固体材料的热
导率小，液体的热导率更小，气体的热导率最小（约为液体的1／10）。各种物质的热导
率可从附录或化工手册中查取。
2．间壁式换热器壁面的热传导
化工生产中间壁式换热器的传热面有平面壁和圆筒壁两种结构形式之分，同时也有
单层和多层之别。
（1）平面壁的定态热传导
平面壁指间壁几何结构为平面的传热面，有时亦将直径很大的圆筒壁面近视似地当
平面壁处理，如夹套式反应釜的传热面、炉灶的传热面等。平面壁热传导的特点是沿传
热方向导热面积A 不发生变化。
如图4—5所示的同一材料的单层平面壁，在定态传热条件下，其热导率不随时间发
生变化，传热面的温度仅沿垂直于壁面的热量传递方向变化、但不随时间变化。按傅里
叶定律分离变量并积分可得：
φ=Q/τ=-λA/δ (4─3)
依据：过程速率＝过程推动力/过程阻力，单层平面壁的热流量也可写为：
φ=12()/t t A δλ?=/()
t A δλΔ=Δt/R (4─4) 式中δ/λA ──称为热阻，记作R, K·W -1
（2）圆筒壁的定态热传导
圆筒壁的热传导在化工生产中极为普遍，各种管式换热器的传热面均为圆筒壁面等。
圆筒壁面热传导的特点是传热面积A 沿热量传递方向而变化，即传热面积A 随圆筒的
半径而变化。
如图4—6所示，热量由管内壁面向管外壁面定态传导，考察厚度为dr 的薄层，由
博里叶定律有：
φ=-λAdt ／d δ=-λ2πrl
dt dr 分离变量并积分：
2211
2r t r t dr l dt r λπφ?=∫
∫ 整理得： 1221
2()1/ln l t t r r πφλ?= （4─5） 改写之
122()/m l t t r πφδλ?=＝12//()
m m t t t A A δλδλ?Δ=， （4─6）式中12r r δ=?为圆筒壁厚，2121ln m r r r r r ?=为半径的对数平均值，2121
ln m A A A A A ?=为面积的对数平均值，当圆筒壁面的半径较大且其厚度较薄时，即21/r r ＜2的情况下，可以用算术平均值取代对数平
均值计算圆筒壁的r m和A m，其计算误差＜4％，可以满足工艺要求。
比较式（4—4）、（4—5）和（4—6）可知，圆筒壁面热阻为：
2
1
ln
2
m
r
r
R
l A
δ
πλλ==
（3）多层壁面的定态热传导
实际生产中，间壁式换热器的传热面往往是多层的。
如图4—7所示为三层不同材料组成的复合平面壁。定态导热时各分层的传热速率分别为：
该式为多层平面壁的热流量式，可以看出，过程的总推动力为各层推动力之和，总阻力为各层热阻之和，即对多层壁面的定态热传导，传
由过程分析还可得到：
或
此式说明多层壁面的定态热传导，各分层温度降与该层的热阻呈正比。
这些结论也适用于多层圆筒壁的定态热传导。由式（4—5）和（4—6），按以上相
同方法可推得多层圆筒壁的热流量式为：
（4—8）应注意的是，对多层壁面的定态热传导，无论多层平壁还是多层圆筒壁，各层热流量均相等且等于总过程的热流量。但对多层平壁，各层的面积热流量相等，而多层圆筒壁各层的面积热流量不相同，这是由于后者传热面积沿传热方向发生变化之故。
各层交界面上的温度求取：
（4—10）
式中对多层平壁因各层的传热面积相等，A l ，A 2，A 3可消去；对多层圆筒壁，式中各层
厚度1()i i i r r δ+=?，各层面积,,2m i m i A lr π=。
例4－1硫酸生产中SO 2气体是在沸腾炉中焙烧硫铁矿而得到的，若沸腾炉的炉壁
是由23cm 厚的耐火砖（实际各区段的砖规格略有差异）、23cm 厚的保温砖（粘土轻砖）、
5cm 厚的石棉板及10cm 厚的钢壳组成。操作稳定后，测得炉内壁面温度t 1为900℃，外
壁面温度t 5为80℃。试求每平方米炉壁面由热传导所散失的热量，并求炉壁各层材料间
交界面的温度为多少？由于沸腾炉直径大，可以将炉壁看作平面壁，已知：耐火砖
11105.1????=K m W λ，保温砖1122.0????=K m W λ，石棉砖11309.0????=K m W λ,钢壳
11440????=K m W λ
解：由题意根据多层平壁热流量公式，得：
求耐火砖与保温砖的交界面温度t 2
2111/q t t λδ=?
=806.8℃ 求保温砖与石棉板的交界面温度t 3
3222
/q t t λδ=?
=317.5℃ 求石棉板与钢壳的交界面温度t 4
4333
/q t t λδ=?=81.1℃ 计算结果表明，各分层热阻越大则温度降越大，沸腾炉壁主要温度降在保温砖和石
棉板层。
例4—2 A 型分子筛制备中使用的间歇釜式反应器，反应釜的釜壁为5mm 厚的不
锈钢板（11116????=K m W λ），粘附内壁的污垢层厚lmm （1126.0????=K m W λ），釜夹套
中通入0.12MPa 饱和水蒸气（t 1＝105℃）进行加热，釜垢层内壁面温度t 3为90℃，试计
算釜壁的面积热流量，并与无污垢层（设内壁面温度不变）作比较。
解： 13i i t t q δλ?=∑=7579W·m -2
无污垢层时：
1311
/t t q δλ?==48 000 W·m -2 计算结果表明，反应釜内壁面有无污垢层，面积热流量相差数倍，在有的场合会相
差数十倍，差别很大，说明污垢层虽薄，但因其热导率很小，对传热影响很大，热阻主
要集中在污垢层中，故生产中要设法避免垢层的形成或间隔一段时间要清除污垢层。
例4-3某工厂用规格为57 3.5mm mm φ×的无缝钢管（1145????=K m W λ）输送水蒸
气，水蒸气管外包有绝热层。第一层是50mm 厚的玻璃棉毡(11046.0????=K m W λ)，第
二层是20mm 厚的石棉板（1124.0????=K m W λ），已知管内壁面温度为120℃，石棉板
外表面温度为30℃。试求每米水蒸气管长的热损失速率：若两种绝热材料的用量及密度
不变，将石棉板作内层，玻璃棉作外层，该水蒸气管的热损失如何？试对两种情况作比
较。
解：由题意知，该题是多层圆筒壁面热传导的计算，已知：
r 1=0.025m, r 2=0.0285m, r 3=0.0785m, r 4=0.0985m, 1145????=K m W λ ,
11046.0????=K m W λ，1124.0????=K m W λ，t 1＝120℃, t 4＝30℃
由式（4—8）有：
若以相同体积的石棉板作内层，玻璃棉作外层，根据体积计算关系得：r 1=0.025m,
r 2=0.0285m, r 3=0.066m, r 4=0.0985m, 1145????=K m W λ,11046.0????=K m W λ，
1124.0????=K m W λ, t 1＝120℃, t 4＝30℃（设不变）
求得 /l φ=46.3W·m -1
计算结果表明，选用绝热材料包裹管路时，在耐热性等条件允许的情况下，热导率
小的应放在内层；金属管壁的热阻可忽略。
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4.3对流传热
1.对流传热机理
对流传热是流体流动过程中发生的热量传递，显然与流体流动的状态有密切的关系。
工业过程的流动多为湍流状态，湍流流动时，流体主体中质点充分扰动与混合，所以在
与流体流动方向垂直的截面上，流体主体区的温度差很小。但无论流体的湍流程度有多
大，由于壁面的约束和流体内部的摩擦作用，在紧靠壁面处总存在滞流底层，层内流体
平行流动，垂直于流动方向的热量传递以热传导方式进行。由于流体的热导率很小，故
主要热阻及温度差都集中在滞流底层。同时在湍流主体和滞流底层之间还存在一个过渡
区域，其中温度是逐步连续的变化。
图4—8所示为热流体与壁面对流传热及壁面与冷流体的对流传热，
在某垂直于流体流动方向上A —A 截面的温度分布情况。可见，对流传热是一个复杂的过程严格的数学
描述十分困难。工程上将湍流主体和过渡区的热阻予以虚拟，折合为相当厚度为δt 的滞
流底层热阻，这样，图4—8中曲线由虚线代替，流体与壁面之间的温度变化可认为全
部发生在厚度为δt 的一个膜层内，通常将这一存在温度梯度的区域称为传热边界层。
如此处理将整个对流传热的热阻集于传热边界层中，且层内传热方式为热传导，而在传
热边界层以外，温度是一致的、没有热阻，这样将湍流状态复杂的对流传热归结为通过
传热边界层的热传导，并可用热传导基本方程来描述对流传热过程：
/()
t t A φδλΔ= (4─11) 式中λ——流体的热导率，11????K m W ；
t δ——传热边界层厚度，m ；
t Δ——对流传热温度差，,w T T T K Δ=?或者是,w t t Δ=?℃；
实际上对流传热过程中传热边界层厚度难以测定，以1/h 代替/t δλ，则：
1/()
t hA φΔ= 该式称为牛顿（Newton ）冷却定律或给热方程，h 为表面传热系数，或称为对流传
热系数，亦称给热系数，单位为11????K m W 。
2.对流传热系数的影响因素及其求取
牛顿冷却定律似乎简单，但它并未揭示对流传热的本质也未减少计算的困难，实际
上它将复杂矛盾集中于表面传热系数h 之中，所以，如何确定在各种条件下的表面传热
系数，成为表面传热的中心问题。影响h 的因素很多，主要有以下几个方面：
①流体的种类和性质 不同的流体或不同状态的流体，如液体、气体、蒸气，其密
度、比热容、粘度等不同，其表面传热系数h 也不同。
②流体的流动形态 滞流、过渡流或湍流时h 各不相同。主要表现在流速u 对h 的
影响上，u 增大t δ减小即热阻降低，则h 增大。
③流体的对流状态 强制对流较自然对流时h 为大。
④传热壁面的形状、排列方式和尺寸 传热壁面是圆管还是平面，是翅片壁面还是
套管环隙；管径、管长、管束排列方式，水平还是垂直放置等都影响h 的大小。
影响h 的主要因素可用下式表示：
(,,,,,,,,,)p h f c t u d L λμρβ=Δ??? （4－13）
（1）流体无相变过程表面传热系数的求取
由于影响表面传热系数的因素很多，无法建立一个普遍适用的数学解析式。类似于
流体湍流阻力系数关联公式的建立，工程上采用量纲分析的方法，将影响h 诸多因素归
纳为较少的几个量纲为一的特征数群，然后按照实际情况进行实验，确定这些特征数在
不同情况下的相互联系，从而得到经验性的关联公式，用以求取特定条件下的h 值。
用量纲分析方法将式（4—13）转化为量纲为一的特征数，如表4—1所示。
描述对流传热过程的特征数关系为：
式中m 是为了校正传热方向对表面传热系数h 的影响。当流体被加热时，m ＝0.4；
当流体被冷却时，m ＝0.3。
式（4—16）适用范围：4Re 10,0.6Pr 160><<，管长与管径比 L ／d ＞50，适用于
低粘度流体（大多数气体和粘度小于2倍水粘度的液体），且过程中无相变化。
式（4—16）也适用于流体在无折流板的列管式换热器壳程流动时h 的计算，只是式
中的特性尺寸d 须用当量直径d e 代替。
化工手册中有求取各种情况下h 的特征数关联式，供选择使用。但要注意各特征数
关联式的适用范围，还要注意定性温度和特性尺寸的选取。定性温度是确定特征数中流
体物性参数的温度。不同的关联式确定定性温度的方法不同，有的用流体在换热器的进、
出口温度的算术平均值,如：流体在间壁式换热器中对流传热的定性温度;有的用膜温（流
体进、出口温度的算术平均值与壁面温度的平均值，再取两者的平均值）等，这要取决
于建立关联式时采用什么方法而定。
特性尺寸指换热器中对传热过程起主要影响的几何结构尺寸，它决定了特征数中用
d 或用,L d 和L 分别代表那一个尺寸。如：管内对流传热过程的特性尺寸是管径d ；非
圆形管道对流传热时特性尺寸是当量直径d e 等。
（2）流体有相变过程的表面传热系数
化工生产中多见的相变给热是液体受热沸腾和饱和水蒸气的冷凝。
①液体的沸腾液体通过固体壁面被加热的对流传热过程中，若伴有液相变为气相，即在液相内部产生气泡或气膜的过程称为液体沸腾，又称沸腾传热。液体沸腾的情况因固体壁面（加热面）温度t w与液体饱和温度t s之间的差值而变化，图4—9所示为水的沸腾曲线：
tΔ<℃）时，加热面上的液体仅产生自然对流在液体表面蒸发，当温度差较小（5
tΔ= ℃）时，加热面上液体局部位置产生气如图中AB段曲线；当上t逐渐增高（525
泡且不断离开壁面上升至水蒸气空间，由于气泡的产生、脱离和上升对液体剧烈扰动，加剧了热量转移，使面积热流量q和表面传热系数h均增大，如图中BC段曲线所示，
tΔ>℃）时，加热面上产生的气泡大大增此段情况称为泡核沸腾；若继续增大⊿t（25
多且产生的速度大于脱离加热表面的速度，加热面上形成一层不稳定的水蒸气膜将其与液体隔开，由于水蒸气的导热性差，气膜的附加热阻使q和h均急剧下降，以致达到D 点时传热面几乎全部被气膜覆盖，且开始形成稳定的气膜，一般将CD段称为不稳定膜状沸腾，将DE段称为膜状沸腾。
由于泡状沸腾较膜状沸腾的表面传热系数大，工业生产中总是设法维持在泡状沸腾下操作。
其它液体在不同压强下的沸腾曲线与水的沸腾曲线形状相似，仅C点的数值有所差异。
②水蒸气冷凝饱和水蒸气与温度较低的固体壁面接触时，水蒸气放出热量并在壁面上冷凝成液体。若水蒸气或壁面上存在油脂和杂质，冷凝液不能润湿壁面，由表面张力的作用而形成许多液滴沿壁面落下，此种冷凝称为滴状冷凝。若水蒸气和壁面洁净，冷凝液能够润湿壁面，则在壁面形成一层完整的液膜，故称为膜状冷凝。在膜状冷凝时，水蒸气的冷凝只能在冷凝液膜的表面进行，即冷凝水蒸气放出的热量必须通过液膜的传递才能传给冷凝面，所以冷凝液膜往往是膜状冷凝给热过程主要热阻之所在；而在滴状冷凝时，壁面大部分直接暴露于水蒸气中，由于无液膜之热阻存在，滴状冷凝的给热系数比膜状冷凝的给热系数可高出数倍乃至数十倍。
然而，工业冷凝器中，即使采用促进滴状冷凝的措施也不能持久，加之，膜状冷凝之冷凝液洁净质量高，故工业中遇到的大多是膜状冷凝。
间壁式换热器传热面两侧的流体中，无论是沸腾或冷凝，发生相变一侧流体的表面传热系数比无相变一侧的表面传热系数都高，其热阻在总传热过程中往往也很小。
一些常见流体的表面传热系数大致范围如表4—2所示。
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4.4 问壁式热交换的计算
如前所述，间壁式换热器是化工生产中的常见换热器，间壁式传热过程的计算是工
程设计和计算的重要内容。
1. 传热总方程
如图4—10所示，间壁式换热器中，传热过程是热流体给热→间壁导热→冷流体给
热的串联过程。在连续化的工业生产中，换热器内进行的大都是定态传热过程，这时
123φφφφ===，则有：
（4一17）
该式为间壁式换热器的传热总方程，亦称传热基本方程，适用于传热面为等温面的
间壁式热交换过程。
传热总方程中，T-t 是间壁式热交换各步骤温度差加和的结果，是过程总推动力t Δ。
1122
11h A h h δλλ++是各步骤热阻的加和，为过程总热阻。。说明定态传热总过程的推动力和阻力亦具加和性：
令1R KA
=，则传热总方程为： KA t φ=Δ (4—18)
式中K ——传热系数称总传热系数，12????K m W 。
2. 传热系数K
K 是衡量换热器性能的重要指标之一。其大小主要取决于流体的物性、传热过程的
操作条件及换热器的类型等。
化工中常见传热过程的K 值范围如表4—3所示：
当换热器的间壁为单层平面壁（或可近似为平面壁的薄圆筒壁）时，因1A =2A =A ，
换热器传热能力计算 1．计算依据 一级换热器和二级换热器的设计图纸； 文献1《煤气设计手册》 文献2《燃气工程便携手册》 文献3《化工原理》 2．设计参数列表 一级换热器天然气进口温度t 1=23℃，出口温度t 2=60℃，定性温度t c =（23+60）/2=41.5℃。 二级换热器天然气进口温度t 1=20℃，出口温度t 2=35℃，定性温度t c =（20+35）/2=27.5℃。 一级换热器和二级换热器的加热用水进口温度T 1=90℃，出口温度T 2=70℃，定性温度t c =（90+70）/2=80℃。 天然气的物性参数密度，导热系数和定压热容查自《燃气工程便携手册》P7表1-2和表1-3，动力粘度查自《煤气设计手册》P 25图1-1-15。 水查自《化工原理》P325附录5）。 3. 热平衡计算 1）一级换热器工况流量 h m T T P P Q Q /32.1915 .2935 .4115.273201.036003000 =+??==
质量流速m==ρQ 3600 7 .14832.19?=s kg /798.0 总传热量 =-=)12(t t mCp q kW 97.45)2360(557.1798.0=-?? 加热水的质量流量m w = = -)21(T T Cp q w () 7090195.497.45-?=s kg /548.0 加热水的体积流量Q w = = w w m ρ8 .9713600 548.0?=h m /03.23 2）二级换热器的工况流量 h m T T P P Q Q /49.10515 .2935 .2715.2735.31.036003000 =+??== 质量流速m==ρQ 3600 02 .2649.105?=s kg /762.0 总传热量 =-=)12(t t mCp q kW 81.17)2035(557.1762.0=-?? 加热水的质量流量m w = = -)21(T T Cp q w () 7090195.481.17-?=s kg /212.0 加热水的体积流量Q w == w w m ρ8 .9713600 212.0?=h m /786.03 4. 传热计算 1）一级换热器工况流量 对数传热温差为K t T t T t T t T t m 9.37609023 70ln ) 6090()2370(ln )()(2 1122112=-----=-----= ? 取管子规格为φ14×2mm ，材料为20号钢，导热系数λ=45 W/mK ， 单管流通截面积为S=5221085.701.04 4-?=?=π πi d m 2 管子根数N=135根 单位长度管束外表面积为S=N πd o =135×π×0.014=5.938m 2 换热管长度1.808m ，换热面积1.808×5.938＝10.74 m 2
换热器思考题 1. 什么叫顺流？什么叫逆流（P3）？ 2.热交换器设计计算的主要内容有那些（P6）？ 换热器设计计算包括以下四个方面的内容：热负荷计算、结构计算、流动阻力计算、强度计算。 热负荷计算：根据具体条件，如换热器类型、流体出口温度、流体压力降、流体物性、流体相变情况，计算出传热系数及所需换热面积 结构计算：根据换热器传热面积，计算热交换器主要部件的尺寸，如对管壳式换热器，确定其直径、长度、传热管的根数、壳体直径，隔板数及位置等。 流动阻力计算：确定流体压降是否在限定的范围内，如果超出允许的数值，必须更改换热器的某些尺寸或流体流速，目的为选择泵或风机提供依据。 强度计算：确定换热器各部件，尤其是受压部件(如壳体)的压力大小，检查其强度是否在允许的范围内。对高温高压换热器更应重视。尽量采用标准件和标准材料。 3. 传热基本公式中各量的物理意义是什么（P7）？ 4. 流体在热交换器内流动，以平行流为例分析其温度变化特征（P9）？
5. 热交换器中流体在有横向混合、无横向混合、一次错流时的简化表示（P20）？ 一次交叉流，两种流体各自不混合 一次交叉流，一种流体混合、另一种流体不混合 一次交叉流，两种流体均不混合 6. 在换热器热计算中, 平均温差法和传热单元法各有什么特点（P25、26）? 什么是温度交叉，它有什么危害，如何避免（P38、76）？ 7．管壳式换热器的主要部件分类与代号（P42）？ 8．管壳式换热器中的折流板的作用是什么，折流板的间距过大或过小有什么不利之处（P49～50）？ 换热器安装折流挡板是为了提高壳程对流传热系数，为了获得良好的效果，折流挡板的尺寸和间距必须适当。对常用的圆缺形挡板，弓形切口过大或过小，都会产生流动“死区”，均不利于传热。一般弓形缺口高度与壳体内径之比为0.15～0.45，常采用0.20和0.25两种。 挡板的间距过大，就不能保证流体垂直流过管束，使流速减小，管外对流传热系数下降；间距过小不便于检修，流动阻力也大。一般取挡板间距为壳体内径的0.2～1.0倍，我国系列标准中采用的挡板间距为：固定管板式有150，300和600mm三种；浮头式有150，200， 300，480和600mm五种。 a.切除过少 b.切除适当 c.切除过多 9管壳式换热器中管程与壳程中流体的速度有什么差异（P292）？ 管壳式换热器中管程流体的速度大于壳程中流体的速度。 10．板式换热器与管壳式换热器的比较，板式换热器有什么优点（P125～127）？ ? 1）传热系数高：由于平板式换热器中板面有波纹或沟槽，可在低雷诺数（Re=200
传热过程及换热器 1.燃烧炉的平壁是一层耐火砖和一层普通砖砌成，内层耐火砖厚度为230mm ，外层普通砖厚度为240mm ，当达到定态传热时，测得炉内壁温度是700℃，外表面温度是100℃，为了减少热量损失，在普通砖外面加砌一层厚度为40mm 的保温材料，当定态后测得内壁面温度为720℃，保温材料外表面温度为70℃。求加保温材料前后每平方壁面热损失是多少？耐 火砖、普通砖、保温材料的热导率分别为1.163W·m -1·℃-1， 0.5815W·m -1·℃-1，0.07W·m -1·℃-1。 解：根据多层平壁热传导公式：i i i t Q A δλΣΔ=Σ 加保温材料前：Σt i =t 1-t n+1=700-100=600℃ 0.230.241.1630.5815 0.6105i i δλΣ=+= 26000.6105 982.8W/m Q A == 加保温材料后：Σt i =t 1-t n+1=720-70=650℃ 0.230.240.041.1630. 1.185815007 20.i i δλΣ=++= 2545W/m 1.1862 50Q A == 2.如习题1加保温材料后测得内壁面温度为720℃，保温材料外表面温度为70℃。计算耐火砖与普通砖、普通砖与保温材料间的交界面温度。 解：加保温材料后，传热速率为：2545W/m 1.1862 50Q A == 根据平壁热传导公式：1211 545t t Q A δλ?== t 1=720；λ1=1.163W·m -1·℃-1，δ1=0.24m 代入上式解得： t 2=1110.23720545 1.163 6211.Q t A δλ??=?×=℃ 同理得 t 3=3430.0470545031.74.08Q t A δλ+ ?=+×=℃ 3.平壁炉的炉壁内层为120mm 厚的耐火材料和外壁厚度为230mm 建筑材料砌成，两种材料的导热系数为未知，测得炉内壁面温度为800℃，外侧壁面温度113℃，后来在普通建筑材料外面又包一层厚度为50mm 的石棉以减少热损失，包扎后测得炉内壁面温度为800℃，耐火材料与建筑材料交界面温度为686℃，建筑材料与石棉交界面温度为405℃，石棉外侧温度为77℃，问包扎石棉后热损失比原来减少的百分数？
知识点4－4 传热过程计算 【学习指导】 1．学习目的 通过本知识点的学习，掌握换热器的能量衡算，总传热速率方程和总传热系数的计算。在传热计算的两种方法中，重点掌握平均温度差法，了解传热单元数法及应用场合。 2．本知识点的重点 换热器的能量衡算，总传热速率方程和总传热系数的计算，用平均温度差法进行传热计算。 3．本知识点的难点 传热单元数法。 4．应完成的习题 4-4 在某管壳式换热器中用冷水冷却热空气。换热管为φ25×2.5 mm的钢管，其导热系数为45 W/(m·℃)。冷却水在管程流动，其对流传热系数为2600 W/(m2·℃)，热空气在壳程流动，其对流传热系数为52 W/(m2·℃)。试求基于管外表面积的总传热系数以及各分热阻占总热阻的百分数。设污垢热阻可忽略。 4-5 在一传热面积为40m2的平板式换热器中，用水冷却某种溶液，两流体呈逆流流动。冷却水的流量为30000kg/h，其温度由22℃升高到36℃。溶液温度由115℃降至55℃。若换热器清洗后，在冷、热流体量和进口温度不变的情况下，冷却水的出口温度升至40℃，试估算换热器在清洗前壁面两侧的总污垢热阻。假设： （1）两种情况下，冷、热流体的物性可视为不变，水的平均比热容为4.174 kJ/(kg·℃)； （2）两种情况下，αi、αo分别相同；
（3）忽略壁面热阻和热损失。 4-6 在套管换热器中用水冷却油，油和水呈并流流动。已知油的进、出口温度分别为140℃和90℃，冷却水的进、出口温度分别为20℃和32℃。现因工艺条件变动，要求油的出口温度降至70℃，而油和水的流量、进口的温度均不变。若原换热器的管长为1m，试求将此换热器管长增至若干米后才能满足要求。设换热器的热损失可忽略，在本题所涉及的温度范围内油和水的比热容为常数。 4-7 冷、热流体在一管壳式换热器中呈并流流动，其初温分别为32℃和130℃，终温分别为48℃和65℃。若维持冷、热流体的初温和流量不变，而将流动改为逆流，试求此时平均温度差及冷、热流体的终温。设换热器的热损失可忽略，在本题所涉及的温度范围内冷、热流体的比热容为常数。 4-8 在一管壳式换热器中，用冷水将常压下的纯苯蒸汽冷凝成饱和液体。已知苯蒸汽的体积流量为1600 m3/h，常压下苯的沸点为80.1℃，气化潜热为394kJ/kg。冷却水的入口温度为20℃，流量为35000kg/h，水的平均比热容为4.17 kJ/(kg·℃)。总传热系数为450 W/(m2·℃)。设换热器的热损失可忽略，试计算所需的传热面积。 4-9 在一传热面积为25m2的单程管壳式换热器中，用水冷却某种有机物。冷却水的流量为28000kg/h，其温度由25℃升至38℃，平均比热容为4.17 kJ/(kg·℃)。有机物的温度由110℃降至65℃，平均比热容为1.72 kJ/(kg·℃)。两流体在换热器中呈逆流流动。设换热器的热损失可忽略，试核算该换热器的总传热系数并计算该有机物的处理量。 4-10 某生产过程中需用冷却水将油从105℃冷却至70℃。已知油的流量为6000kg/h，水的初温为22℃，流量为2000kg/h。现有一传热面积为10 m2的套管式换热器，问在下列两种流动型式下，换热器能否满足要求： （1）两流体呈逆流流动； （2）两流体呈并流流动。 设换热器的总传热系数在两种情况下相同，为300 W/(m2·℃)；油的平均比热容为1.9 kJ/(kg·℃)，水的平均比热容为4.17kJ/(kg·℃)。热损失可忽略。
第五章 传热过程基础 1．用平板法测定固体的导热系数，在平板一侧用电热器加热，另一侧用冷却器冷却，同时在板两侧用热电偶测量其表面温度，若所测固体的表面积为0.02 m 2 ，厚度为0.02 m ，实验测得电流表读数为0.5 A ，伏特表读数为100 V ，两侧表面温度分别为200 ℃和50 ℃，试求该材料的导热系数。 解：传热达稳态后电热器的加热速率应与固体的散热（导热）速率相等，即 L t t S Q 2 1-=λ 式中 W 50W 1005.0=?==IV Q m 02.0C 50C 200m 02.0212=?=?==L t t S ，，， 将上述数据代入，可得 ()() ()()C m W 333.0C m W 5020002.002 .05021??=??-??=-= t t S QL λ 2．某平壁燃烧炉由一层400 mm 厚的耐火砖和一层200 mm 厚的绝缘砖砌成，操作稳定后，测得炉的内表面温度为1500 ℃，外表面温度为100 ℃，试求导热的热通量及两砖间的界面温度。设两砖接触良好，已知耐火砖的导热系数为10.80.0006t λ=+，绝缘砖的导热系数为 20.30.0003t λ=+，W /(m C)??。两式中的t 可分别取为各层材料的平均温度。 解：此为两层平壁的热传导问题，稳态导热时，通过各层平壁截面的传热速率相等，即 Q Q Q ==21 （5-32） 或 2 32212 11b t t S b t t S Q -=-=λλ （5-32a ） 式中 115000.80.00060.80.0006 1.250.00032t t t λ+=+=+?=+ 21000.30.00030.30.00030.3150.000152t t t λ+=+=+?=+ 代入λ1、λ2得 2.0100)00015.0315.0(4.01500)000 3.025.1(-+=-+t t t t 解之得 C 9772?==t t ())()C m W 543.1C m W 9770003.025.10003.025.11??=???+=+=t λ
换热器的传热计算 换热器的传热计算包括两类：一类是设计型计算，即根据工艺提出的条件，确定换热面积；另一类是校核型计算，即对已知换热面积的换热器，核算其传热量、流体的流量或温度。这两种计算均以热量衡算和总传热速率方程为基础。 换热器热负荷Q 值一般由工艺包提供，也可以由所需工艺要求求得。Q=W c p Δt ，若流体有相变，Q=c p r 。 热负荷确定后，可由总传热速率方程（Q=K S Δt ）求得换热面积，最后根据《化工设备标准系列》确定换热器的选型。 其中总传热系数K= 0011 h Rs kd bd d d Rs d h d o m i i i i ++++ （1） 在实际计算中，总传热系数通常采用推荐值，这些推荐值是从实践中积累或通过实验测定获得的，可以从有关手册中查得。在选用这些推荐值时，应注意以下几点： 1. 设计中管程和壳程的流体应与所选的管程和壳程的流体相一致。 2. 设计中流体的性质（粘度等）和状态（流速等）应与所选的流体性质和 状态相一致。 3. 设计中换热器的类型应与所选的换热器的类型相一致。 4. 总传热系数的推荐值一般范围很大，设计时可根据实际情况选取中间的 某一数值。若需降低设备费可选取较大的K 值；若需降低操作费用可取较小的K 值。 5. 为保证较好的换热效果，设计中一般流体采用逆流换热，若采用错流或 折流换热时，可通过安德伍德（Underwood ）和鲍曼（Bowman ）图算法对Δt 进行修正。 虽然这些推荐值给设计带来了很大便利，但是某些情况下，所选K 值与实际值出入很大，为避免盲目烦琐的试差计算，可根据式（1）对K 值估算。 式（1）可分为三部分，对流传热热阻、污垢热阻和管壁导热热阻，其中污垢热阻和管壁导热热阻可查相关手册求得。由此，K 值估算最关键的部分就是对流传热系数h 的估算。
第10章 传热过程分析与换热器的热计算 课堂讲解 课后作业 【10-3】一卧式冷凝器采用外径为25mm ，壁厚1.5mm 的黄铜管做成热表面。已知管外 冷凝侧的平均传热系数 )/(700520K m W h ?=，管内水侧平均的表面传热系数)/(30042K m W h i ?=。试计算下列两种情况下冷凝器按管子外表面面积计算的总传热系数 (1) 管子内外表面均是洁净的 (2) 管内为海水，流速大于1m/s ，结水垢，平均温度小于50℃，蒸汽侧有油。 【解】 【10-13】一台1-2型壳管式换热用来冷却11号润滑油。冷却水在管内流动，C t C t ?="?='502022，，流量为3kg/s ；热油入口温度为600C ，)/(3502K m W k ?=。试计算： (1) 油的流量； (2) 所传递的热量； (3) 所需的传热面积。 【10-17】在一逆流式水-水换热器中，管内为热水，进口温度100,=t ℃出口温度为 80,,=t ℃；管外流过冷水，进口温度20,2=t ℃，出口温度70,,2=t ℃；总换热量KW 350=Φ， 共有53根内径为16mm 、壁厚为1mm 的管子。管壁导热系数()k m w */40=λ，管外流体的表面传热系数()k m w h */15000=，管内流体为一个流程。假设管子内、外表面都是洁净的。试确定所需的管子长度。 【解】计算管内平均换热系数。 ()908010021=+=f t ℃ ()()95.1Pr ,*/68.0,*/109.3146==?=-k m w s m Kg u λ ()()()28.4330/60ln 701002080=---=?m t ℃， ,38.8,2dL n A m A π== 本题中冷热流体总温差为43.3℃，管外冷流体侧占68﹪，管内侧约占32﹪，故不必考虑温差的修正。 【10-22】欲采用套管式换热器使热水与冷水进行热交换，并给出s kg q C t s kg q C t m m /0233.0,35,/0144.0,2002211=?='=?='。取总传热系数为2225.0),/(980m A K m W k =?=，试确定采用顺流与逆流两种布置时换热器所交换的热量、冷却水出口温度及换热器的效能。 【10-27】一台逆流式换热器刚投入工作时在下列参数下运行：360,1=t ℃，300,, 1=t ℃，
换热器的传热计算.
换热器的传热计算 换热器的传热计算包括两类：一类是设计型计算，即根据工艺提出的条件，确定换热面积；另一类是校核型计算，即对已知换热面积的换热器，核算其传热量、流体的流量或温度。这两种计算均以热量衡算和总传热速率方程为基础。 换热器热负荷Q 值一般由工艺包提供，也可以由所需工艺要求求得。Q=W c p Δt ，若流体有相变，Q=c p r 。 热负荷确定后，可由总传热速率方程（Q=K S Δt ）求得换热面积，最后根据《化工设备标准系列》确定换热器的选型。 其中总传热系数K=0 0011h Rs kd bd d d Rs d h d o m i i i i ++++ （1） 在实际计算中，总传热系数通常采用推荐值，这些推荐值是从实践中积累或通过实验测定获得的，可以从有关手册中查得。在选用这些推荐值时，应注意以下几点： 1. 设计中管程和壳程的流体应与所选的管程和壳程的流体相一致。 2. 设计中流体的性质（粘度等）和状态（流速等）应与所选的流体性质和 状态相一致。 3. 设计中换热器的类型应与所选的换热器的类型相一致。 4. 总传热系数的推荐值一般范围很大，设计时可根据实际情况选取中间的 某一数值。若需降低设备费可选取较大的K 值；若需降低操作费用可取较小的K 值。 5. 为保证较好的换热效果，设计中一般流体采用逆流换热，若采用错流或 折流换热时，可通过安德伍德（Underwood ）和鲍曼（Bowman ）图算法对Δt 进行修正。 虽然这些推荐值给设计带来了很大便利，但是某些情况下，所选K 值与实际值出入很大，为避免盲目烦琐的试差计算，可根据式（1）对K 值估算。 式（1）可分为三部分，对流传热热阻、污垢热阻和管壁导热热阻，其中污垢热阻和管壁导热热阻可查相关手册求得。由此，K 值估算最关键的部分就是对流传热系数h 的估算。
第九章 传热过程分析和换热器计算 在这一章里讨论几种典型的传热过程，如通过平壁、圆筒壁和肋壁的传热过程通过分析 得出它们的计算公式。由于换热器是工程上常用的热交换设备，其中的热交换过程都是一些典型的传热过程。因此，在这里我们对一些简单的换热器进行热平衡分析，介绍它们的热计算方法，以此作为应用传热学知识的一个较为完整的实例。 9－1传热过程分析 在实际的工业过程和日常生活中存在着的大量的热量传递过程常常不是以单一的热量传递方式出现，而多是以复合的或综合的方式出现。在这些同时存在多种热量传递方式的热传递过程中，我们常常把传热过程和复合换热过程作为研究和讨论的重点。 对于前者，传热过程是定义为热流体通过固体壁面把热量传给冷流体的综合热量传递过程，在第一章中我们对通过大平壁的传热过程进行了简单的分析，并给出了计算传热量的公式 t kF Q ?=， 9－1 式中，Q 为冷热流体之间的传热热流量，W ；F 为传热面积，m 2；t ?为热流体与冷流体间的某个平均温差，o C ；k 为传热系数，W/(?2m o C)。在数值上，传热系数等于冷、热流体间温差t ?=1 o C 、传热面积A =1 m 2时的热流量值，是一个表征传热过程强烈程度的物理量。在这一章中我们除对通过平壁的传热过程进行较为详细的讨论之外，还要讨论通过圆筒壁的传热过程，通过肋壁的传热过程，以及在此基础上对一些简单的包含传热过程的换热器进行相应的热分析和热计算。 对于后者，复合换热是定义为在同一个换热表面上同时存在着两种以上的热量传递方式，如气体和固体壁面之间的热传递过程，就同时存在着固体壁面和气体之间的对流换热以及因气体为透明介质而发生的固体壁面和包围该固体壁面的物体之间的辐射换热，如果气体为有辐射性能的气体，那么还存在固体壁面和气体之间的辐射换热。这样，固体壁面和它所处的环境之间就存在着一个复合换热过程。下面我们来讨论一个典型的复合换热过程，即一个热表面在环境中的冷却过程，如图9－1所示。由热表面的热平衡可知，表面的散热热流应等于其与环境流体之间的对流换热热流加上它与包围壁面之间的辐射换热热流，即r c Q Q Q +=,式中 图9－1热表面冷却过程
第10章 传热过程分析与换热器的热计算 课堂讲解 课后作业 【10-3】一卧式冷凝器采用外径为25mm ，壁厚1.5mm 的黄铜管做成热表面。已知管外冷凝 侧的平均传热系数)/(700520K m W h ?=，管内水侧平均的表面传热系数 )/(30042K m W h i ?=。试计 (1)(2)【流动，t ?='202 (1)(2)(3)【80,,=℃； 根内径 为h 15000=度。 ?m t 的修正。 【10-22】欲采用套管式换热器使热水与冷水进行热交换，并给出s kg q C t s kg q C t m m /0233.0,35,/0144.0,2002211=?='=?='。取总传热系数为2225.0),/(980m A K m W k =?=，试确定采用顺流与逆流两种布置时换热器所交换的热量、冷却水出口温度及换热器的效能。 【10-27】一台逆流式换热器刚投入工作时在下列参数下运行：360,1=t ℃，300,,1=t ℃，30,2=t ℃，200,,2=t ℃，11c q m =2500W/K ，K=800() k m W ?2。运行一年后发现，在11c q m 、22c q m 、
及,1t 、, 2t 保持不变的情形下，冷流体只能被加热到162℃，而热流体的出口温度则高于300℃。试确定此情况下的污垢热阻及热流体的出口温度。 【解】不结垢时， ()2.210160/270ln 160270=-=?m t ℃，()2892.02.2108003003602500m t k A m =?-?=?Φ= K W c q c q m m /4.882170602500302003003601122==--=. 结垢后，()W t c q m 116471301624.882222=-?==Φδ。 又 1255030162,,,2,,211--t t q c q m ?m t k ,,1【r i 条件 即 由此得 【T ∞的气流 ε，∞=300K ， mc 解得T
第2章工艺计算 2.1设计原始数据 表2—1 名称设计压力设计温度介质流量容器类别设计规范单位Mpa ℃/ Kg/h / / 壳侧7.22 420/295 蒸汽、水III GB150 管侧28 310/330 水60000 GB150 2.2管壳式换热器传热设计基本步骤 （1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能 （2）由热平衡计算的传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。 （3）确定流体进入的空间 （4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 （5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核 （6）选取管径和管内流速 （7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核 （8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.15~1.25倍 （9）选取管长 l （10）计算管数 N T （11）校核管内流速，确定管程数 （12）画出排管图，确定壳径 D和壳程挡板形式及数量等 i （13）校核壳程对流传热系数 （14）校核平均温度差 （15）校核传热面积 （16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。
第2章工艺计算 2.3 确定物性数据 2.3.1定性温度 由《饱和水蒸气表》可知，蒸汽和水在p=7.22MPa、t>295℃情况下为蒸汽，所以在不考虑开工温度、压力不稳定的情况下，壳程物料应为蒸汽，故壳程不存在相变。 对于壳程不存在相变，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。其壳程混合气体的平均温度为： t=420295 357.5 2 + =℃（2-1） 管程流体的定性温度： T=310330 320 2 + =℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 2.3.2 物性参数 管程水在320℃下的有关物性数据如下：【参考物性数据无机表1.10.1】 表2—2 密度ρ i- =709.7 ㎏/m3 定压比热容c pi =5.495 kJ/㎏.K 热导率λ i =0.5507 W/m.℃ 粘度μ i =85.49μPa.s 普朗特数Pr=0.853 壳程蒸气在357.5下的物性数据[1]：【锅炉手册饱和水蒸气表】 表2—3
换热器热量及面积计算 一、热量计算 1、 一般式 Q=Wh（Hh,1- Hh,2）= Wc（Hc,2- Hc,1） 式中： Q为换热器的热负荷，kj/h或kw； W为流体的质量流量，kg/h； H为单位质量流体的焓，kj/kg； 下标c和h分别表示冷流体和热流体，下标1和2分别表示换热器的进口和出口。 2、无相变化 Q=Whcp,h(T1-T2)=Wccp,c(t2-t1) 式中 cp为流体平均定压比热容，kj/(kg.℃)； T为热流体的温度，℃； T为冷流体的温度，℃ 二、面积计算 1、总传热系数K 管壳式换热器中的K值如下表 冷流体热流体总传热系数K，w/(m2.℃） 水水850-1700 水气体17-280 水有机溶剂280-850
水轻油340-910水重油60-280 有机溶剂有机溶剂115-340水水蒸气冷凝1420-4250气体水蒸气冷凝30-300 水低沸点烃类冷凝455-1140水沸腾水蒸气冷凝2000-4250轻油沸腾水蒸气冷凝455-1020 注： 1w=1J/s=3.6kj/h=0.86kcal/h 1kcal=4.18kj 2、 温差 （1）逆流 热流体温度T：T1→T2 冷流体温度t：t2←t1 温差△t：△t1→△t2 △tm=（△t2-△t1）/㏑（△t2/△t1） （2）并流 热流体温度T：T1→T2 冷流体温度t：t1→t2 温差△t：△t2→△t1 △tm=（△t2-△t1）/㏑（△t2/△t1） 3、面积计算 S=Q/(K.△tm) 三、管壳式换热器面积计算
S=3.14ndL 其中，S为传热面积m2、n为管束的管数、d为管径，m；L为管长，m。 四、注意事项 冷凝段：潜热（根据汽化热计算） 冷却段：显热（根据比热容计算 【本文档内容可以自由复制内容或自由编辑修改内容期待 你的好评和关注，我们将会做得更好】
第4章传热过程及换热器 4.1 化工生产中的传热过程及常见换热器 1．化工生产中的传热过程 系统内温度的差异使热量从高温向低温转移的过程称之为热量传递过程，简称传热过程。 化工生产中的传热过程比比皆是，所有化学反应都要在一定温度下进行，为了满足工艺条件，必须适当地供给热量或移走热量；单元操作中的蒸发、精馏、干燥等过程也需要按一定速率供给热量或移走热量；许多设备和管道都在高温或低温下运行，应尽量减少它们与外界的传热，需要保温；为节约能源、降低成本，化工企业需要热量回收和综合利用等。可见，传热过程不但为化工生产过程提供了必要的温度条件，保证了过程的热量平衡，满足了生产的要求，而且也是化学工业提高经济效益、保护环境的重要措施。通常，传热设备在化工企业设备投资中占很大比例，有些可达40%左右，所以传热过程是化工生产十分重要的单元操作之一。 化工生产对传热的要求有两类，一是要求热量的传递速率要高，如上述的化学反应的加热或冷却，目的是增大设备的传热强度、提高生产能力或减小设备尺寸、降低生产费用；另一类则是要求尽量避免热量传递，如设备和管道的保温、保冷，需要采用隔热等方法减小传热速率。 传热过程也分为定态传热和非定态传热两种，换热器传热面上各点温度不随时间而改变的过程称为定态传热，反之，称为不定态传热。工业生产中的连续换热操作多属于前者，间歇操作或连续操作的换热器开工之时多属于非定态传热。定态传热时传热速率亦不随时间而变化，即传热速率为常量。 工业上的传热过程中，冷流体和热流体的接触有三种方式。 ①直接接触式在某些传热过程中，例如热气体的直接水冷却及热水的直接空气冷却等，采用冷、热流体直接接触进行换热。这种方式传热面积大，设备亦简单。典型的直接接触式换热设备是由塔型的外壳及若干促进冷、热流体密切接触的内件（如填料）等构成。 ②间壁式在大多数情况下，工艺上不允许冷、热流体直接混合，而往往是将冷、
换热器计算的设计型和操作型问题(5.5)-- 传热过程计算与换热器 日期:2005-12-28 18:04:55 来源:来自网络查看:[大中小] 作者：椴木杉热度：944 在工程应用上，对换热器的计算可分为两种类型：一类是设计型计算（或称为设计计算），即根据生产要求的传热速率和工艺条件，确定其所需换热器的传热面积及其他有关尺寸，进而设计或选用换热器；另一类是操作型计算（或称为校核计算），即根据给定换热器的结构参数及冷、热流体进入换热器的初始条件，通过计算判断一个换热器是否能满足生产要求或预测生产过程中某些参数（如流体的流量、初温等）的变化对换热器传热能力的影响。两类计算所依据的基本方程都是热量衡算方程和传热速率方程，计算方法有对数平均温差（LMTD）法和传热效率-传热单元数（e-NTU）法两种。 一、设计型计算 设计型计算一般是指根据给定的换热任务，通常已知冷、热流体的流量以及冷、热流体进出口端四个温度中的任意三个。当选定换热表面几何情况及流体的流动排布型式后计算传热面积，并进一步作结构设计，或者合理地选择换热器的型号。 对于设计型计算，既可以采用对数平均温差法，也可以采用传热效率- 传热单元数法，其计算一般步骤如表5-2所示。 表5-2 设计型计算的计算步骤 例5-4 一列管式换热器中，苯在换热器的管内流动，流量为1.25
kg/s，由80℃冷却至30℃；冷却水在管间与苯呈逆流流动，冷却水进口温度为20 ℃，出口温度不超过50℃。若已知换热器的传热系数为470 W/（m2·℃），苯的平均比热为1900 J/（kg·℃）。若忽略换热器的散热损失，试分别采用对数平均温差法和传热效率-传热单元数法计算所需要的传热面积。 解（1）对数平均温差法 由热量衡算方程，换热器的传热速率为 苯与冷却水之间的平均传热温差为 由传热速率方程，换热器的传热面积为 A = Q/KΔt m = 118.8x1000/(470X18.2) = 13.9 m3 （2）传热效率-传热单元数法 苯侧 (m C ph) = 1.25*1900 = 2375 W/℃ 冷却水侧 (m c C pc) =(m h C ph)(t h1-t h2)/(t c1-t c2) =2375*(80-30)/(50- 20)=3958.3 W/℃ 因此，(m C p)min=(m h C ph)=2375 W/℃ 由式（5-29），可得 Qmax = (m C p)min(t h1-t c1) = 2375*(80-20) = 142.5*10^3 W 由传热效率和热容流量比的定义式 e = Q/Qmax = 118.8/142.5 = 0.83 C Rh=(m h C ph)/(m c C pc)=2375/3958.3=0.6 由式（5-39） 0.83=(1-exp[(1-0.6)*NTU])/(0.6-exp[(1-0.6)*NTU]) 可求出传热单元数NTU=2.71 则换热器的传热面积为 A = (m C p)min/K *NTU = 2375/470 * 2.71 = 13.7 m^2 讨论：由计算结果可见：采用两种方法计算传热面积，由于计算原理相同，计算结果十分接近。而对数平均温差法较为简单。 二、操作型计算 对于换热器的操作型计算，其特点是换热器给定，计算类型主要有以下两种：1．对指定的换热任务，校核给定的换热器是否适用。一般给定换热器的传热面
换热器思考题 1. 什么叫顺流？什么叫逆流（P3）？ 2.热交换器设计计算的主要内容有那些（P6）？ 3. 传热基本公式中各量的物理意义是什么（P7）？ 4. 流体在热交换器内流动，以平行流为例分析其温度变化特征（P9）？ 5. 热交换器中流体在有横向混合、无横向混合、一次错流时的简化表示（P20）？ 6. 在换热器热计算中, 平均温差法和传热单元法各有什么特点（P25、26）? 什么是温度交叉，它有什么危害，如何避免（P38、76）？ 7．管壳式换热器的主要部件分类与代号（P42）？ 8．管壳式换热器中的折流板的作用是什么，折流板的间距过大或过小有什么不利之处（P49～ 50）？ 9管壳式换热器中管程与壳程中流体的速度有什么差异（P292）？ 10．板式换热器有什么优点（P125～127）？ 11．板翅式换热器的一次传热面、二次传热面、翅片效率、翅片壁面总效率（P146、147～150） 12．比较干式壳管式蒸发器和满液式壳管式蒸发器，各自的优点是什么？ 13．翅片管换热器中的翅片对传热与流体的影响有那些（P160～163）？ 14．热管换热器的工作原理有什么优点（P178～179）？ 15．热管换热器中的工质回流方式有那些（P180～181）？ 16．冷水塔的工作原理（P214～216）？ 17 .举例说明如何强化换热器的换热效率。 18. 举例说明制冷空调产品上强化传热采取的措施？ 19.强化传热系数的原则是什么? 20.什么是有源强化换热(主动式强化换热)和无源强化换热(被动式强化换热)? 21.怎样使用试验数据, 用威尔逊图解法求解传热过程分热阻? 换热器计算思考题及参考答案 1、对于q m1c 1≥q m2c 2，q m1c 1 传热过程与换热器 1．一外直径为20mm 的导线用橡胶做绝缘，橡胶绝缘层的厚度为10mm ，导热系数为0.15K) W/(m ?，它与外部空气间的表面传热系数为10K) W/(m 2?。试分析此情况下的橡胶绝缘层是否妨碍导线的散热。 解 本题导线外直径mm 201=d ，绝缘层厚度m m 10=δ，则绝缘层外直径mm 4010220212=?+=+=δd d 。临界绝缘直径c d 为 mm 30m 03.010 15.0222i c ==?==h d λ 显然，导线绝缘层外直径大于临界绝缘直径，即c 2d d >，此时的热阻比临界绝缘直径时的热阻要大，使得导线的散热量减少。因此从有利于导线的散热考虑，橡胶绝缘层厚度应取mm 52/)2030(2/)(1c =-=-d d 为宜。 2．已知热流体进口温度为80℃，出口温度为50℃，而冷流体进口温度为10℃，出口温度为30℃。试计算换热器为下列情况下的对数平均温压。(1) 纯顺流。(2) 纯逆流。(3) 1-2型壳管式。 解 根据题意，801 ='t ℃，501=''t ℃；102='t ℃，302=''t ℃，则 (1) 纯顺流时，70108021 =-='-'='?t t t ℃；20305021=-=''-''=''?t t t ℃，则 9.3920 70ln 2070)ln(m1=-=''?'?''?-'?=?t t t t t ℃ (2) 纯逆流时，50308021 =-=''-'='?t t t ℃；40105021=-='-''=''?t t t ℃，则 8.4440 50ln 4050)ln(m2=-=''?'?''?-'?=?t t t t t ℃ (3) 1-2型壳管式，因为不是纯顺流或纯逆流，因此需要先按纯逆流考虑，再进行修正即可。5.1103050802211=--='-''''-'=t t t t R ；284.010******** 22=--='-''-''=t t t t P ，查得1-2型壳管式换热器的修正函数ψ为 95.0)284.0,5.1(),(===f P R f ψ 换热器计算 换热器计算的设计型和操作型问题(5.5)--传热过程计算与 换热器 日期:2005-12-28 18:04:55 来源:来自网络查看:[大中小] 作者：椴木杉热度： 944 在工程应用上，对换热器的计算可分为两种类型：一类是设计型计算（或称为设计计算），即根据生产要求的传热速率和工艺条件，确定其所需换热器的传热面积及其他有关尺寸，进而设计或选用换热器；另一类是操作型计算（或称为校核计算），即根据给定换热器的结构参数及冷、热流体进入换热器的初始条件，通过计算判断一个换热器是否能满足生产要求或预测生产过程中某些参数（如流体的流量、初温等）的变化对换热器传热能力的影响。两类计算所依据的基本方程都是热量衡算方程和传热速率方程，计算方法有对数平均温差（LMTD）法和传热效率-传热单元数（e-NTU）法两种。 一、设计型计算 设计型计算一般是指根据给定的换热任务，通常已知冷、热流体的流量以及冷、热流体进出口端四个温度中的任意三个。当选定换热表面几何情况及流体的流动排布型式后计算传热面积，并进一步作结构设计，或者合理地选择换热器的型号。 对于设计型计算，既可以采用对数平均温差法，也可以采用传热效率-传热单元数法，其计算一般步骤如表5-2所示。 表5-2 设计型计算的计算步骤 例5-4 一列管式换热器中，苯在换热器的管内流动，流量为1.25 kg/s，由80℃冷却至 30℃；冷却水在管间与苯呈逆流流动，冷却水进口温度为20℃，出口温度不超过50℃。若已知换热器的传热系数为470 W/（m2·℃），苯的平均比热为1900 J/（kg·℃）。若忽略换热器的散热损失，试分别采用对数平均温差法和传热效率-传热单元数法计算所需要的传热面积。 解（1）对数平均温差法 由热量衡算方程，换热器的传热速率为 苯与冷却水之间的平均传热温差为 由传热速率方程，换热器的传热面积为 A = Q/KΔt m = 118.8x1000/(470X18.2) = 13.9 m3 （2）传热效率-传热单元数法 苯侧 (m C ph) = 1.25*1900 = 2375 W/℃ 冷却水侧 (m c C pc) =(m h C ph)(t h1-t h2)/(t c1-t c2) =2375*(80-30)/(50-20)=3958.3 W/℃因此， (m C p)min=(m h C ph)=2375 W/℃ 由式（5-29），可得 Qmax = (m C p)min(t h1-t c1) = 2375*(80-20) = 142.5*10^3 W 由传热效率和热容流量比的定义式 e = Q/Qmax = 118.8/142.5 = 0.83 C Rh=(m h C ph)/(m c C pc)=2375/3958.3=0.6 第 10 章 传热过程分析与换热器的热计 算 课堂讲解 课后作业 【10-3】一卧式冷凝器采用外径为25mm 壁厚1.5mm 的黄铜管做成热表面。已知管外 2 冷凝侧的平均传热系数 h o 5700W/(m K)，管内水侧平均的表面传热系数 2 h i 4300W/(m K) 。试计算下列两种情况下冷凝器按管子外表面面积计算的总传热系数 (1) 管子内外表面均是洁净的 (2) 管内为海水，流速大于1m/s ，结水垢，平均温度小于50E ，蒸汽侧有油。 【解】 【10-13 】一台 1-2 型壳管式换热用来冷却 11 号润滑油。冷却水在管内流动， 2 t 2 20 C ，t 2 50 C ，流量为3kg/s ;热油入口温度为60°C, k 350W/(m K)。试计算: (1) 油的流量； (2) 所传递的热量; (3) 所需的传热面积。 【10-17】在一逆流式水-水换热器中，管内为热水，进口温度t,100 C出口温度为 t” 80 C；管外流过冷水，进口温度t 2， 20 C,出口温度t2” 70 C；总换热量350KW， 共有53根内径为16mm壁厚为1mm勺管子。管壁导热系数40w/ m* k ,管外流体的表 面传热系数h o 1500w/m *k，管内流体为一个流程。假设管子内、外表面都是洁净的试确定所需的管 子长度。 【解】计算管内平均换热系数 t f - 100 80 90 f2 C u 314.9 10 6Kg / m* s , 0.68w/m*k,Pr 1.95 t m 80 20 100 70 ln 60/30 43.28 c A 8.38m2,A n dL, J ? 本题中冷热流体总温差为43.3 C,管外冷流体侧占68%，管内侧约占32%，故不必 考虑温差的修正 【10-22】欲采用套管式换热器使热水与冷水进行热交换，并给出 t1 200 C, q m1 0.0144kg/s, t2 35 C, q m2 0.0233kg/s。取总传热系数为 2 2 k 980W/(m K),A 0.25m，试确定采用顺流与逆流两种布置时换热器所交换的热量、冷却水出口温度及换热器的效能。 【10-27】一台逆流式换热器刚投入工作时在下列参数下运行：t 1, 360 C，t「 300 C， t 2 30 °C,t2” 200 C , q m1 C 1=2500W/K K=800 W m k 。运行一年后发现，在、 q m2 c 2、及t1,、t2,保持不变的情形 下，冷流体只能被加热到162C，而热流体的出口温度则高于300C。试确定此情况下的污垢热阻及热流体的出口温度。 【解】不结垢时,传热过程及换热器例题
换热器计算复习过程
传热过程分析与换热器的热计算杨世铭陶文栓传热学第四版答案
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