传热过程

nullnullnull4.1 化工生产中的传热过程及常见换热器 4.2 传导传热4.3 对流传热4.4 间壁式热交换的计算4.5 换热器的选择及传热过程的强化null4.1 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 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；设备和管道在高温或低温下运行，尽量减少它们与外界的传热，就需要保温；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。系统内由于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。null 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，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，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。换热器的外形和管束如下图所示.null换热器的外形null换热器的管束null 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，热气体的直接水冷却及热水的直接空气冷却等。这种方式传热面积大，设备亦简单。 ②间壁式 冷、热流体用间壁隔开来，通过间壁进行换热，其型式很多。 ③蓄热式 使热流体流过换热器，将器内固体填充物加热，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，如此周而复始，达到冷、热流体之间的传热目的。null2．传热基本方式 ①传导传热 系统温度较高部分的粒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。其特点是，粒子只是在平衡位置附近振动而不发生宏观位移。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。②对流传热 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。 因流体内部各处温度不同造成密度差异所引起的粒子宏观位移，称为自然对流；另一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。null ③辐射传热 是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。 其特点是不需要任何传热介质，可在真空中传递。 实际生产中的传热过程很少是以一种方式进行，而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。null3．间壁式换热器 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。即给热一导热一给热的串联过程。 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。null图4－1为简单的套管换热器 把流体流经管束称为管程，该流体称为管程流体；把流体流经管间环隙称为壳程，该流体称为壳程流体。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。 null 图4—2为单程列管式换热器。null 图4—3为双程列管式换热器。4.2 传导传热 4.2 传导传热 1.热传导基本方程——傅里叶定律 当均匀物体两侧有温度差(t1一t2)时，热量以传导的方式, 由高温向低温传递。单位时间物体的导热量dQ／dτ与导热面积A和温度梯度dt／dδ呈正比。写为等式： 如图4－4所示，null上式称为傅里叶（Fourier）定律。定态传热时： = dt／dδ——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； A—导热面积，m2； λ—比例系数，热导率，也称为导热系数，W·m-1·K-1。 热导率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。金属的热导率大，非金属固体 材料 关于××同志的政审材料调查表环保先进个人材料国家普通话测试材料农民专业合作社注销四查四问剖析材料 的热导率小，液体的热导率更小，气体的热导率最小。null2．间壁式换热器壁面的热传导 平面壁指间壁几何结构为平面的传热面，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，传热面的温度沿垂直于壁面的热量传递方向变化、但不随时间变化。 （1）平面壁的定态热传导nullΦ=Q/τ=-λA/δ 热流量也可写为：=Δt/R = = 式中δ/λA──称为热阻，记作R, K·W-1 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。 （2）圆筒壁的定态热传导null如图所示，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，由博里叶定律得： Φ=-λAdt／dδ=-λ2πrl 分离变量并积分： 整理得：null又可改写为：＝ 式中 为圆筒壁厚， 为半径的对数平均值， 圆筒壁面的半径较大且其厚度较薄时， 可以用算术平均值取代对数平均值计算圆筒壁的rm和Am。 null如图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：第一层（3）多层壁面的定态热传导null第二层第三层因A1=A2=A3=A, 定态热传导时, 上三式加和后得null 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，传热推动力和传热阻力具有加和性。 由过程分析还可得到： 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。null多层圆筒壁的热流量式为： 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。 或null各层交界面上的温度求取： 或或null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t2=806.8℃求保温砖与石棉板的交界面温度t3=806.8℃ null例4－1 硫酸生产中SO2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t1为900℃，外壁面温度t5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？已知：耐火砖 ，保温砖 石棉砖 ,钢壳 null保温砖与石棉板的交界面温度t3 =317.5℃ 石棉板与钢壳的交界面温度t4 =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。 null 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()，粘附内壁的污垢层厚lmm()，釜夹套中通入0.12MPa饱和水蒸气(t1＝105℃)进行加热，釜垢层内壁面温度t3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： =7579W·m-2 无污垢层时：=48 000 W·m-2 计算结果表明，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。 null4.3 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. 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。 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，故主要热阻及温度差都集中在滞流底层。null 如图为热流体与壁面对流传热及壁面与冷流体的对流传热， 工程 路基工程安全技术交底工程项目施工成本控制工程量增项单年度零星工程技术标正投影法基本原理 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，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。传热边界层以外，温度是一致的、没有热阻.null式中λ——流体的热导率， δt——传热边界层厚度，m； ΔT——对流传热温度差， 或 实际上对流传热过程： 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 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，用热传导基本方程来描述对流传热过程null2.对流传热系数的影响因素及其求取 影响h的因素很多，主要有以下几个方面： 影响h的主要因素可用下式表示：①流体的种类和性质 液体、气体、蒸气，其密度、比热容、粘度等不同。 ②流体的流动形态 滞流、过渡流或湍流时h各不相同。④传热壁面的形状、排列方式和尺寸③流体的对流状态 强制对流较自然对流时h为大。null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，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。（1）流体无相变过程表面传热系数的求取描述对流传热过程的特征数关系为：各特征数的含义如下表4-1所示nullnull当流体被加热时，m＝0.4；当流体被冷却时，m＝0.3。长径比 L／d＞50，适用于低粘度流体,且过程中无相变化。适用范围：化工生产中液体在间壁式换热器圆形管内进行对流换热时，h的关联式为null例4-4 在一单程换热器中用120℃的蒸汽将常压空气从20℃加热到80℃,管束为φ38mm×3mm,蒸汽走壳程,空气走管程,其流速为14m·s-1.求管壁对空气的表面传热系数.解: 空气的定性温度为t定=(20+80)/2=50℃查50℃下空气的物性数据Cp=1017J·kg-1·K-1μ=1.96×10-5Pa·sρ=1093kg·m-3λ=2.83×10-2W·m-1·K-1d=0.032mu=14m·s-1得计算结果表明:空气在管内流动Re>10000, 160>Pr>0.6, 必然符合下式的条件null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温度tw与液体饱和温度ts之间的差值而变化，图 4—9为水的沸腾曲线：（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null图4-9 水的沸腾曲线null 当温差较小时，加热面上的液体仅产生自然对流在液体表面蒸发，如图中AB段曲线；当Δt逐渐增高时，由于气泡的产生、脱离和上升对液体剧烈扰动，此段情况称为泡核沸腾；工业生产中, 总是设法维持在泡状沸腾下操作。 继续增大Δt时，产生的气泡大大增多且产生的速度大于脱离加热表面的速度，形成一层不稳定的水蒸气膜，气膜的附加热阻使q和h均急剧下降，传热面几乎全部被气膜覆盖称为膜状沸腾。null 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。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，冷凝液在壁面形成一层完整的液膜，称为膜状冷凝。②水蒸气冷凝 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，故工业中遇到的大多是膜状冷凝。null表4—2 常见流体的表面传热系数大致范围null4.4 问壁式热交换的计算 1．传热总方程 如图4—10，传热过程是热流体给热→间壁导热→冷流体给热的串联过程。 换热器内进行的大都是定态传热过程： 或null 间壁式换热器的传热总方程，适用于传热面为等温面的间壁式热交换过程。 说明定态传热总过程的推动力和阻力亦具加和性令，则传热总方程为： 式中K—传热系数称总传热系数， null2. 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。表4—3化工中常见传热过程的K值范围null 当换热器的间壁为单层平面壁时，因A1=A2=A，则传热系数为： 若换热器的传热面为单层圆筒壁面时，若A1≠A2≠A，即传热系数与传热面积对应时： null 若无特殊说明，均为基于管外表面积的K2，其计算式为： 若间壁为多层平面壁以及间壁两侧有污垢积存时，传热系数为： 式中分别表示壁面两侧污垢热阻系数， m2•K•W-1 null 例4—5 某有机物生产中使用的搅拌式全混流反应釜，内径为1.0m，釜壁铜板厚8mm（λ=50W·m-1·K-1）若釜内壁面结有垢层厚2mm（Rh1=0.002 W-1·m2·K）夹套中用115℃的饱和水蒸气进行加热（h1＝9000 W·m-2·K-1），釜内有机物温度为80℃（h2＝250 W·m-2·K-1）。试求该条件下的面积热流量和各热阻的百分率。null解：因反应釜内径1.0 m与外径1.16 m相差不大，可近似地当作平面壁来处理.取传热面积为时： 求得 代入式（4－22）计算，得 K=159 W-1·m2·K W-1·m2·K W-1·m2·K W-1·m2·K W-1·m2·K 传热总阻力为： W-1·K 反应釜的面积热流为 kW·m-2 计算结果表明，主要热阻在垢层和有机物这一侧，其中垢层热阻占总热阻的31.9%,有机物热阻占63.8%；而蒸汽冷凝及金属釜壁的热阻只占总热阻的1.75%和2.55%。 null例4－6 某列管换热器的管束由Φ25mmX2.5mm的钢管（λ=45 W·m-1·K-1）组成，热空气流经管程，冷却水在管外和空气逆流流动。已知管内空气侧的 h1为 50 W·m-2·K-1，管外水侧的 h2为 1000 W·m-2·K-1，试求基于管外表面的传热系数 K2和基于内表面的传热系数K1，并比较K2A2和K1A1。 解：按圆管公式计算时代入已知数据计算 得null 计算结果表明，选取不同的传热表面，计算所得K值不同。 若以内表面为参考 得对一根管取单位长度有：null 表明，K值接近热阻大一侧的h值，K受h小的一侧流体所控制。欲提高K值，应从h小的一侧入手。 例4-7 在上例中，如果管壁热阻可忽略。为提高传热系数，在其它条件不变前提下，将h1、h2提高一倍的效果如何？解: (1)将h1提高一倍(2)将h2提高一倍增加92.7%增加1.56%null3．传热过程的平均温度差 冷、热流体温度差沿换热器壁面的分布情况，决定了整个换热过程的温度差。 （1）定态恒温传热 定态恒温传热是指换热器间壁两侧冷、热两流体温度在壁面的任何位置、任何时间都不变化，即两流体的温度差沿换热面处处相等，恒定不变。（2）定态变温传热 定态变温传热时，换热器间壁一侧流体或两侧流体的温度沿传热面的不同位置发生变化，两流体间的温度差Δt沿换热器壁面位置也变化，且与两流体相对流向有关。null 图分别为逆流和并流传热时Δt随换热器壁面位置的变化图 工业上冷、热流体在换热器内的相对流向主要有逆流和并流。当用算术平均值null 例 4—8 硫酸生产中 SO2的转化系统，用转化气在外部列管换热器中预热 SO2气体。若转化气温度由440℃降至320℃，SO2气体由220℃被加热至280℃，试求流传热和逆流传热的平均温度差，并作比较，选定推动力较大的传热流向（设两气体进出口温度在并、逆流时相同） 解:Δt1=T1-t1=220℃Δt2=T2-t2=40℃Δt1 /Δt2 =5.5>2并流传热时null对数平均值算术平均值只能采用对数平均值逆流传热误差为Δt1=T1-t2=160℃Δt2=T2-t1=100℃Δt1 /Δt2 =1.6<2对数平均值算术平均值误差为采用对数平均值和算术平均值均可null在相同情况下，逆流传热的平均温度差大于并流传热的平均温度差，这意味着采用逆流传热要比并流传热相应减少传热面积或载热体使用量。 4．热负荷及热量衡算 生产工艺对换热器换热能力的要求称为换热器的工艺热负荷ΦL。 通过热负荷的计算，可以确定换热器所应具有的传热速率，再依据此传热速率可计算换热器所需的传热面积等。 计算结果表明:（1）热负荷null热负荷的计算根据工艺特点有两种情况： ①流体在传热中只有相变的场合 式中 qm——流体的质量流量，kg·s-1； L——流体的相变热kJ·kg-1②流体在传热中仅有温度变化不发生相变的场合ΦL=qm·cp(t2-t1)式中cp——流体的比定压热容，kJ·kg-1·K-1； 　t1,t2——流体传热前后的温度，K；null若换热器中两种流体无相变化，且流体的比定压热容不随温度变化或可取平均温度下的比定压热容时：式中ΦL—换热器的热负荷，kJ·s-1；—分别指热、冷流体的比定压热容，kJ·kg-1·K-1； —分别指热流体的进、出口温度和冷流体的进、出口温度，K。 若换热器中的热流体有相变，如饱和水蒸气的冷凝时： （2）热量衡算null例4—9 　在列管换热器中，水以0.8m·s-1的流速流过内径为25mm，长为5m的管束。若管内壁面平均温度为50℃，水的进口温度为20℃，试求水的出口温度。设管壁对水的平均表面传热系数为 1850 W·m-2·K-1，热损失可以忽略。 解：设水的出口温度为t2，密度取ρ=1000kg·m-3，比定压热容取cp=4.187 kJ·kg-1·K-1换热器的一根管子传热面积Ai和流通面积Si；分别为：null根据热量衡算和对流热流量方程有：由 ，即上二式相等，代入已知数据求解可得：水的出口温度t2＝30.9℃。 null4.5 换热器的选择及传热过程的强化1．换热器的选择 ①冷、热流体的流量、进出口温度、操作压力等； ②冷、热流体的物性参数； ③冷、热流体的工艺特点、腐蚀性、悬浮物含量等。 换热器的选择，是在换热器系列化 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 中确定合适的换热器类型和规格的过程。换热器的选择首先要考虑以下事项。（1）了解换热任务，掌握基本数据及特点。null （2）确定选用换热器的型式，决定流体的流动空间。如选定列管换热器，对换热流体流动空间可按下列原则确定。 ①不洁流体或易结垢、沉淀、结晶的流体走管程； ②需提高流速以增大对流传热系数的流体走管程； ③腐蚀性流体走管程，以免腐蚀壳体和管束； ④压力高的流体走管程，管子耐压性好； ⑤饱和蒸气宜走管程，便于排出冷凝液； ⑥粘度大或流量较小的流体宜走壳程，可在低 Re（Re＞100）达到湍流； ⑦需冷却的流体一般选壳程，便于散热。null ①流体定性温度，查取或计算定性温度下有关物性数据； ②由传热任务计算热负荷； ③作出适当选择，并计算对数平均温度差； ④选取总传热系数、估计换热面积，由此可试选适当型号的换热器； ⑤核算总传热系数； ⑥估算传热面积。在换热器型式和规格确定中，计算的主要 内容 财务内部控制制度的内容财务内部控制制度的内容人员招聘与配置的内容项目成本控制的内容消防安全演练内容 有：null2．传热过程的强化 传热过程的强化目的是充分利用热能，提高换热器单位面积的传热速率；力图以较小的传热面积或较小体积的换热器完成一定的传热任务。 强化传热过程的主要途径有三条。 （1）增大传热面积A 增大间壁式换热器传热面积A，可提高过程的传热速率。但增大A，设备投资费用增大。改进传热面结构，采用螺纹管、波纹管代替光滑管，或采用新型换热器如翅片管式换热器，可以实现单位体积的传热面积增大的效果null 当工艺规定冷、热流体温度时，采用逆流换热可获得较大的Δtm，亦可改用严格逆流的套管换热器或螺旋板换热器实现Δtm的增大。 提高h和λ、降低δ都能使K值增大。提高K值的具体办法，可以从以下几个方面考虑。 （2）增大平均温度差Δtm 增大传热系数K是强化传热过程最有效的途径。（3）增大传热系数Knull③提高λ、降低δ. a．尽量选择λ较大的载热体； b．换热器金属壁面一般较λ值大，热阻小；但污垢层热阻很大，应防止或减缓垢层形成并及时清除之。①增加湍流程度、减小对流传热的热阻、提高h值。a．提高流体流速、增加湍流程度、减小滞流底层厚度，可有效地提高无相变流体的h值。 b．改变流动条件。通过 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 特殊传热壁面，使流体在流动过程中不断改变流动方向，提高湍流程度。②尽量选择h大的流体给热状态。例如，有相变的蒸气冷凝维持在滴状冷凝状态等。提高K值的途径在具体实施时要综合考虑。null小 结 本章分析了化工生产中的传热过程，并以间壁式换热过程为主线，讲授了传热的基本概念、过程计算和优化、典型设备等内容，并有重点地对解决较复杂工程问题的思路及方法, 如对流传热过程的工程处理方法；对流传热准数关联式获取的思路和应用要点等）作了介绍。本章知识的框架结构及相互关系，可用下图来表示： null