梭式窑高温空气燃烧系统高效换热器的换热性能计算

窑炉综合换热系数计算公式在窑炉的设计和运行过程中，换热系数是一个非常重要的参数。

换热系数反映了热量在传递过程中的效率，直接影响到窑炉的能耗和生产效率。

因此，准确计算窑炉的综合换热系数对于窑炉的设计和运行至关重要。

窑炉的综合换热系数是由多个因素共同决定的，包括燃料的燃烧特性、燃烧空气的流速和温度、窑炉壁面的材料和厚度等。

为了计算窑炉的综合换热系数，我们需要考虑这些因素，并将它们综合起来。

窑炉的综合换热系数计算公式可以表示为：U = 1 / (1 / h1 + δ1 / λ1 + δ2 / λ2 + ... + 1 / hn + δn / λn)。

其中，U表示窑炉的综合换热系数，h1, h2, ..., hn表示各个换热界面的换热系数，δ1, δ2, ..., δn表示各个换热界面的壁厚，λ1, λ2, ..., λn表示各个换热界面的热传导系数。

在这个公式中，每个换热界面的换热系数、壁厚和热传导系数都是需要通过实验或计算得到的。

换热系数反映了热量传递的效率，壁厚和热传导系数则反映了热量传递的难易程度。

通过将这些因素综合起来，我们可以得到窑炉的综合换热系数。

在实际计算中，我们需要对窑炉的各个换热界面进行分析，并确定各个参数的数值。

这可能需要进行一系列的实验和测量，以确保得到准确的数据。

一旦得到了各个参数的数值，我们就可以将它们代入公式中，计算出窑炉的综合换热系数。

窑炉的综合换热系数对于窑炉的设计和运行都有着重要的影响。

在窑炉的设计阶段，我们可以通过计算综合换热系数来确定窑炉的换热效率，并据此对窑炉的结构和材料进行优化。

在窑炉的运行阶段，我们可以通过监测综合换热系数来评估窑炉的运行状态，并据此调整窑炉的操作参数。

总之，窑炉的综合换热系数是一个非常重要的参数，它直接影响到窑炉的能耗和生产效率。

通过准确计算窑炉的综合换热系数，我们可以更好地设计和运行窑炉，提高窑炉的能效和生产效率。

换热器最简单计算方法换热器的计算听起来挺高大上的，就像要解开宇宙的密码一样。

其实啊，没那么复杂，就像是玩搭积木，只要知道几块关键的“积木”怎么摆就好啦。

你可以把换热器想象成一个超级大的“热量交换市场”。

一边是热的家伙，带着好多热量，就像个暴发户似的；另一边是冷的家伙，穷得叮当响，没多少热量。

它们凑到一起，那热的就得给冷的分点热量。

首先呢，咱们得知道热流体和冷流体进来的时候温度是多少。

这就好比你要知道两个人进商店的时候口袋里各有多少钱。

热流体进来时的温度就像是热家伙的初始财富，冷流体进来的温度就是冷家伙的初始财产。

然后啊，还有个重要的东西叫比热容。

这比热容就像是每个人花钱或者赚钱的速度。

热流体的比热容大呢，就意味着它传热的时候就像个大手大脚的土豪，能给出去好多热量；冷流体的比热容要是大，那它接收热量就像个大胃王，能吞好多。

热交换量的计算，简单说就像是算这一热一冷两个家伙最后财富的差值。

我们用公式Q = m×c×ΔT来计算。

这里的m就像人的体重一样，是流体的质量。

质量越大，能传递的热量就可能越多。

就好比一个大胖子和一个小瘦子，肯定是大胖子能拿得出更多的东西来交换。

还有啊，换热器的传热系数K，这个就像是市场里的交易效率。

传热系数大，热量交换就快得像闪电一样，冷的和热的很快就能达到一个新的平衡；传热系数小呢，就像两个蜗牛在做交易，慢得要命。

有时候，我们还得考虑换热器的面积。

这面积就像是市场的大小。

面积越大，能同时进行的热量交易就越多。

要是面积小了，就像个小地摊，能交换的热量就很有限啦。

你看，这么一说，换热器的计算是不是就像小孩子过家家一样简单？只要把这些概念像拼图一样拼在一起，就能算出个大概啦。

不用把它想得那么神秘，就当是在管理一个特别的热量小世界，这里面的热和冷就像两个调皮的小鬼，按照我们算出来的规则在交换热量呢。

换热器热量及面积计算一、热量计算1、一般式Q=Q c=Q hQ=W h（H h,1- H h,2）= W c（H c,2- H c,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=W h c p,h(T1-T2)=W c c p,c(t2-t1)式中：c p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，℃。

3、有相变化a.冷凝液在饱和温度下离开换热器，Q=W h r = W c c p,c(t2-t1)式中：W h为饱和蒸汽（即热流体）冷凝速率（即质量流量）（kg/s）r为饱和蒸汽的冷凝潜热（J/kg）b.冷凝液的温度低于饱和温度，则热流体释放热量为潜热加显热Q=W h[r+c p,h（T s-T w）] = W c c p,c(t2-t1)式中：c p,h为冷凝液的比热容（J/（kg/℃））；T s为饱和液体的温度（℃）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：注：1 w = 1 J/s = 3.6 kj/h = 0.86 kcal/h1 kcal = 4.18 kj2、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△t m=（△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△t m=（△t2-△t1）/㏑（△t2/△t1）对数平均温差，两种流体在热交换器中传热过程温差的积分的平均值。

( 恒温传热时△t=T-t，例如：饱和蒸汽和沸腾液体间的传热。

) 对数平均温差因为在冷凝器板换一系列的换热器中温度是变化的为了我们更好的选型计算所以出来一个相对准确的数值,当△T1/△T2>1.7时用公式：△Tm=（△T1-△T2）/㏑（△T1/△T2）.如果△T1/△T2≤1.7时，△Tm=（△T1+△T2）/2二种流体在热交换器中传热过程温差的积分的平均值。

换热器热量及面积计算一、热量计算1、一般式Q=Q c=Q hQ=W h（H h,1- H h,2）= W c（H c,2- H c,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=W h c p,h(T1-T2)=W c c p,c(t2-t1)式中：c p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，℃。

3、有相变化a.冷凝液在饱和温度下离开换热器，Q=W h r = W c c p,c(t2-t1)式中：W h为饱和蒸汽（即热流体）冷凝速率（即质量流量）（kg/s）r为饱和蒸汽的冷凝潜热（J/kg）b.冷凝液的温度低于饱和温度，则热流体释放热量为潜热加显热Q=W h[r+c p,h（T s-T w）] = W c c p,c(t2-t1)式中：c p,h为冷凝液的比热容（J/（kg/℃））；T s为饱和液体的温度（℃）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：注：1 w = 1 J/s = 3.6 kj/h = 0.86 kcal/h1 kcal = 4.18 kj2、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△t m=（△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△t m=（△t2-△t1）/㏑（△t2/△t1）对数平均温差，两种流体在热交换器中传热过程温差的积分的平均值。

( 恒温传热时△t=T-t，例如：饱和蒸汽和沸腾液体间的传热。

) 对数平均温差因为在冷凝器板换一系列的换热器中温度是变化的为了我们更好的选型计算所以出来一个相对准确的数值,当△T1/△T2>1.7时用公式：△Tm=（△T1-△T2）/㏑（△T1/△T2）.如果△T1/△T2≤1.7时，△Tm=（△T1+△T2）/2二种流体在热交换器中传热过程温差的积分的平均值。

换热器的计算举例条件:1.空气量4100m3/h2.空气预热温度t空=300 0C (冷空气为20 0C)3.烟气量V＇＇烟＝6500m3/h (烟气温度为7000C)4.烟气成分（体积％）CO2 H2o O2N219.4 7.5 2.1 71.05.换热器的型式及材质型式：直管形平滑钢管换热器材质：换热管采用Ф 60*3.5毫米无缝钢管材质16Mn钢最高使用温度小于4500C计算举例：一. 主要热之参数的确定１.入换热器空气的温度t＇空=200C出换热器空气的温度t＇＇空=3000C2.入换热器空气量取换热器本身的漏损及管道漏损 3%则V真实=1.03 V＇空=1.03×4100=4223m/h或 V空=1.03V＇空/3600=4223/3600=1.17m/s3.入换热器烟气的温度考虑16Mn铜的最高温度不大于450℃。

初步确定入换热器的烟气温度t′烟=550℃，稀释导数确定如下：烟气700℃的比热为：C烟（700）=0.01（0.501×19.4+0.392×7.5+0.342×2.1+0.325×71）=0.365KJ／m3℃烟气在550℃的比热为：C烟（500）=0.01(0.484×19.4+0.383×7.5+0.337×2.1+0.321×71)=0.358 KJ／m3℃20℃空气的比热为0.311 KJ／m3℃则φ=（i1-i2）/(i2-i0）=(0.365×700-0.385×550)／（0.358×550-0.311×20）=0.3094.入换热器的烟气量V烟=（1+φ）V′烟=（1+0.309）×6500=8508.5m3／h或V烟=8508.5／3600=2.36m3／s5.烟气成分（%）V CO2= V′CO2（V′烟/V烟）=19.4×6500/8508.5=14.82V H20=V′H2O（V′烟/V烟）=7.5×6500/8508.5=5.73V O2=（V′O2+21φ）V′烟/V烟=（2.1+21×0.309）×6500/8508.5=6.56V N2=（V′N2+79φ）V′烟/V烟=（71+79×0.309）×6500/8508.5=72.89Σ=1006.计算换热气的烟气温度取换热气绝热效率η换=0.90.先假定烟气出口温度为400℃。

1前言随着“中国制造2025”的号角吹响，工业化4.0叠加智能化、数字化在陶瓷窑炉行业掀起浪潮。

传统陶瓷窑炉能耗大、污染强、烧成差的劣势一方面掣肘企业无力发展，也倒逼窑炉研发领域不断创新，持续改良。

梭式窑是一种对产品适应性强且满足个性化需求的小型热工设备，相对于隧道窑、辊道窑，梭式窑体积小，结构紧凑，在较小的烧成空间要根据陶瓷的烧成温度迅速升温至1000℃左右，再急冷到500℃至600℃，前后温差变化很大，故对梭式窑的燃烧控制系统和冷却通风系统要求较高。

传统的梭式窑采用自吸式烧嘴，自动化程度低，在陶瓷烧制过程中窑工通过手动调节燃气管道阀门和排烟挡板控制窑温度，费时费力且产品质量得不到保障，应用而生的现代全自动梭式窑补上其短板，一是采用动力式烧嘴交错布置，控制烧成温度；二是采用流体仿真技术模拟不同工况从而确定合理参数范围，优化窑炉结构；三是采用PLC 对梭式窑窑内温度、气氛、压力控制调节，达到针对不同产品的不同烧制要求。

2传统梭式窑李昊奇,汪和平,陆琳,宫小龙,汤宇（景德镇陶瓷大学材料科学与工程学院，景德镇333001）日用瓷等小型陶瓷的非连续性窑炉。

结构紧凑、产品适应性强的传统梭式窑和控制精准、烧成确定性强的全自动梭式窑在控制方式、热能利用方面存在诸多差异。

本文利用PLC 控制、流体动力仿真学，研究对比传统梭式窑与全自动梭式窑在温度控制、能耗大小。

为不同需求，不同应用条件下使用梭式窑的企业、个人提供理论指导。

PLC 控制；温度控制；能耗,男,甘肃白银人,1997年生,硕士研究生,主要从事热工设备及理论研究,Email :****************;,男,1971年生,硕士,教授。

Email :***************机械与设备Machine &Equipments Reserved.传统梭式窑是典型的间歇式倒焰窑炉。

通俗讲，是一种烧制陶瓷过程不连续、燃烧火焰在窑内流动过程是向上至拱顶后又向下流动的热工设备，大体结构分为：窑室，窑车、燃烧系统、排烟系统。

换热器热量及面积计算一、热量计算1、一般式Q=Q c=Q hQ=W h（H h,1- H h,2）= W c（H c,2- H c,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=W h c p,h(T1-T2)=W c c p,c(t2-t1)式中：c p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，℃。

3、有相变化a.冷凝液在饱和温度下离开换热器，Q=W h r = W c c p,c(t2-t1)式中：W h为饱和蒸汽（即热流体）冷凝速率（即质量流量）（kg/s）r为饱和蒸汽的冷凝潜热（J/kg）b.冷凝液的温度低于饱和温度，则热流体释放热量为潜热加显热Q=W h[r+c p,h（T s-T w）] = W c c p,c(t2-t1)式中：c p,h为冷凝液的比热容（J/（kg/℃））；T s为饱和液体的温度（℃）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：注：1 w = 1 J/s = 3.6 kj/h = 0.86 kcal/h1 kcal = 4.18 kj2、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△t m=（△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△t m=（△t2-△t1）/㏑（△t2/△t1）对数平均温差，两种流体在热交换器中传热过程温差的积分的平均值。

( 恒温传热时△t=T-t，例如：饱和蒸汽和沸腾液体间的传热。

) 对数平均温差因为在冷凝器板换一系列的换热器中温度是变化的为了我们更好的选型计算所以出来一个相对准确的数值,当△T1/△T2>1.7时用公式：△Tm=（△T1-△T2）/㏑（△T1/△T2）.如果△T1/△T2≤1.7时，△Tm=（△T1+△T2）/2二种流体在热交换器中传热过程温差的积分的平均值。

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=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。

影响对流传热系数的因素主要有：1.流体的种类和相变化的情况液体、气体和蒸气的对流传热系数都不相同。

牛顿型和非牛顿型流体的也有区别，这里只讨论牛顿型对流传热系数。

换热器热量及面积计算一、热量计算1、一般式Q=Q c=Q hQ=W h（H h,1- H h,2）= W c（H c,2- H c,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=W h c p,h(T1-T2)=W c c p,c(t2-t1)式中：c p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，℃。

3、有相变化a.冷凝液在饱和温度下离开换热器，Q=W h r = W c c p,c(t2-t1)式中：W h为饱和蒸汽（即热流体）冷凝速率（即质量流量）（kg/s）r为饱和蒸汽的冷凝潜热（J/kg）b.冷凝液的温度低于饱和温度，则热流体释放热量为潜热加显热Q=W h[r+c p,h（T s-T w）] = W c c p,c(t2-t1)式中：c p,h为冷凝液的比热容（J/（kg/℃））；T s为饱和液体的温度（℃）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：注：1 w = 1 J/s = 3.6 kj/h = 0.86 kcal/h1 kcal = 4.18 kj2、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△t m=（△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△t m=（△t2-△t1）/㏑（△t2/△t1）对数平均温差，两种流体在热交换器中传热过程温差的积分的平均值。

( 恒温传热时△t=T-t，例如：饱和蒸汽和沸腾液体间的传热。

) 对数平均温差因为在冷凝器板换一系列的换热器中温度是变化的为了我们更好的选型计算所以出来一个相对准确的数值,当△T1/△T2>1.7时用公式：△Tm=（△T1-△T2）/㏑（△T1/△T2）.如果△T1/△T2≤1.7时，△Tm=（△T1+△T2）/2二种流体在热交换器中传热过程温差的积分的平均值。