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《化工原理》第四章 传热 在线阅读

作者:未知 来源:本站原创 发布时间:2019年10月07日 点击数:

第四章       

第一节       

41  传热过程在化工生产中的应用 

传热(heat transfer  heat transmission)过程即热量传递过程。在化工生产过程中,几乎所有的化学反应过程都需要控制在一定的温度下进行。为了达到和保持所要求的温度,反应物在进入反应器前常需加热或冷却到一定温度。在过程进行中,由于反应物需要吸收或放出一定的热量,故又要不断地导入或移出热量;有些单元操作,如蒸馏、蒸发、干燥和结晶等,都有一定的温度要求,所以也需要有热能的输入或输出,过程才能进行;此外,许多设备或管道在高温或低温下操作,若要保证管路中输送的流体能维持一定的温度以及减少热量损失,则需要保温(或隔热);近十多年来,随着能源价格的不断上涨,回收废热及节省能源已成为降低生产成本的重要措施之一。以上所讲到的情况,都与热量传递有关。可见,在化工生产中,传热过程具有相当重要的地位。 

化工生产中常遇到的传热问题,通常有以下两类:一类是要求热量传递情况好,亦即要求传热速率高,这样可使完成某一换热任务时所需的设备紧凑,从而降低设备费用;另一类是像高温设备及管道的保温,低温设备及管道的隔热等,则要求传热速率越低越好。我们学习传热的目的,主要是能够分析影响传热速率的因素,掌握控制热量传递速率的一般规律,以便能根据生产的要求来强化和削弱热量的传递,正确地选择适宜的传热设备和保温(隔热)方法。 

本章主要讨论热量从高温向低温稳定地自发进行传递的过程。 

  42  传热的基本方式 

热的传递是由于系统内或物体温度不同而引起的。当无外功输入时,根据热力学第二定律,热总是自动地从温度较高的部分传给温度较低的部分,或是从温度较高的物体传给温度较低的物体。根据传热机理不同,传热的基本方式有三种:传导(conduction)、对流(convection)和辐射(radiation) 

一、    热传导 

又称导热。当物体内部或两个直接接触的物体之间存在着温度差异时,物体中温度较高部分的分子因振动而与相邻的分子碰撞,并将能量的一部分传给后者,藉此,热能就从物体的温度较高部分传到温度较低部分。称这种传递热量的方式为热传导。在热传导过程中,没有物质的宏观位移。

二、    对流 

又称热对流、对流传热。在流体中,主要是由于流体质点的位移和混合,将热能由一处传至另一处的传递热量的方式为对流传热。对流传热过程中往往伴有热传导。工程中通常将流体和固体壁面之间的传热称为对流传热;若流体的运动是由于受到外力的作用(如风机、水泵或其它外界压力等)所引起,则称为强制对流(forced convection);若流体的运动是由于流体内部冷、热部分的密度不同而引起的,则称为自然对流(natural convection) 

三、 辐射 

辐射是一种通过电磁波传递能量的过程。任何物体,只要其绝对温度不为零度,都会以电磁波的形式向外界辐射能量。其热能不依靠任何介质而以电磁波形式在空间传播,当被另一物体部分或全部接受后,又重新转变为热能。这种传递热能的方式称为辐射或热辐射。

实际上上述三种传热方式很少单独存在,而往往是同时出现的。如化工生产中广泛应用的间壁式换热器,热量从热流体经间壁(如管壁)传向冷流体的过程,是以导热和对流两种方式进行。 

4-3        间壁式换热器中的传热过程 

工业生产中冷、热两种流体的热交换,大多数情况下不允许两种流体直接接触,要求用固体壁隔开,这种换热器称为间壁式换热器。图4-1所示的套管式换热器是其中的一种。它是由两根管子套在一起组成的。两种流体分别在内客与两根管的环隙中流动,进行热量交换。热流体的温度由T1降至T2;冷流体的温度由t1升至t2。间壁两侧流体的换热情况可用图4-2表示。由于热流体与冷流体之间有温度差Δtm,则热量通过间从热流体传给冷流体。单位时间内的传热量,即传热速率(heat transfer rate)Q,与传热面积A及两流体的温度差Δtm成正比,为 

                   Q=KAΔtm                                   (4-1)

式中      K----------比例系数,称为总传热系数(Overall heat transfer coefficient)W/m2·K(W/m2·℃) 

Q-----------传热速率,J/s(W)

A-----------传热面 积, m2

            Δtm-------两流体的平均温度差,K()

(4-1)称传热速率方程式或传热基本方程式,它是换热器设计最重要的方程式。当所要求的传热速率Q、温度差Δtm及总传热系数K已知时,可用传热速率方程式计算所需要的传热面积A 

如图4-2所示,热流体靠对流传热将热量传给管壁,在管壁中靠热传导将热量从一侧传到另一侧,再靠对流传热将热量从管壁传给冷流体。因此,要掌握传热过程的原理,首先要分别研究热传导和对流传热的基本原理。 

下面首先讨论热负荷计算,再在第二节与第三节分别讨论热传导与对流传热的基础上,在第四节讨论平均温度差与总传热系数的计算。 

 

4-4 换热器的热负荷计算 

热负荷是生产上要求流体温度变化而吸收或放出的热量。换热器中冷、热两流体进行热交换,若忽略热损失,则根据能量守恒原理,热流体放出的热量Q1必等于冷流体吸收的热量Q2Q1=Q2,称此为热量衡算式。热量衡算式与传热速率方程式为换热器传热计算的基础。设计换热器时,根据热负荷要求,用传热速率方程式计算所需传热面积。下面介绍热负荷计算。 

一、 无相变化时热负荷计算 

1.  比热法  当物质与外界交换热量时,物质不发生相变化而只有温度变化,这种热量称为显热。在恒压条件下,单位质量的物质升高1所需的热量,称为定压比热或定压热容。以符号cp表示,单位为kJ/kg·K(kJ/kg·℃) 

如图4-3所示,在换热器中用冷流体使质量为G1的热流体由温度T1降至T2,其热负荷可用下式计算 

  Q1=G1cp1(T1-T2)                               (4-2)

2.  热焓法  热焓也称为焓。当物系的内能变U,压力为P,体积为V时,焓的定义为 

I=U+PV                                                     (4-3)由于UPV为物系的状态函数,所以I也是状态函数,单位为kJ/kg。由热力学得知,在恒压条件下,物系与外界交换的热量与物系的始态与终态的焓差相等,即 

Q=G(I1-I2)                                           (4-4)         式中      I1-------物系始态的焓,kJ/kg 

          I2-------物系终态的焓,kJ/kg 

二、 有相变化时热负荷计算 

当流体与外界交换热量过程中发生相变化时,其热负荷用潜热法计算。例如,饱和蒸汽冷凝为同温度下的液体时放出的热量,或液体沸腾汽化为同温度下的饱和蒸汽时吸收的热量,可用下式计算

                 Q=Gr                                       (4-5)式中r为液体汽化(或蒸汽冷凝)潜热,单位为kJ/kg。潜热等于饱和蒸汽的焓与同温度下液体焓之差值。在传热过程中有时还会遇到象升华与凝结、熔融与凝固等,则r取相应过程的相变潜热计算。 

此外,在传热过程中还会遇到象有化学反应、吸收与解 、溶解与结晶等等有热效应的过程,在进行热负荷计算时还必须考虑到这部分热量。 

应当提起注意的是:热负荷是由工艺条件决定的,是对换热器换热能力的要求;而传热速率是换热器本身在一定操作投机倒把下的换热能力,是换热器本身的特性,可见两者不同。但对于一个能满足工艺要求的换热器而言,其传热速率值必须等于或略大于热负荷值。而在实际设计换热器时,通常将传热速率与热负荷在数值上视为相等,所以通过热负荷计算可确定换热器所应具有的传热速率,再依此传热速率计算换热器所需的传热面积。 

4-1  试计算压力为147.1kN/m2,流量为1500kg/h的饱和水蒸汽冷凝后并降温至50时所放出的热量。 

  此题可分成两步计算:一是饱和水蒸汽冷凝成水,放出潜热;二是水温降至50时所放出的显热。 

              蒸汽冷凝成水所放出的热量为Q1 

查水蒸汽表得:p=147.1N/下的水的饱和温度ts=110.7;汽化潜热r=2230.1kJ/kg

         Q1=G1r=1500/3600*2230.1

                =929kJ/s=929kW

              水由110.7℃降温至50℃时放出的热量Q2 

        平均温度   t=(110.7+50)/2 =80.4 

80.4℃时水的比热cp=4.195kJ/kg·℃ 

                 Q2=G1cp(ts-t1)

                    =1500/3600*4.195*(110.7-50)

                    =106kJ/s

                    =106kW

              共放出热量Q

                   Q=Q1+Q2=929+106=1035kW

              用焓差法计算 

查水蒸汽表得: p=147.1kN/m2下饱和水蒸汽的焓I=2694.43kJ/kg50℃水的焓i=209.34kJ/kg

饱和水蒸汽冷凝后并降温至50℃放出的热量 

Q=G1(I-i)

  =1500/3600*(2694.43-209.34)=1035.5kW

 

第二节  热传导 

4-5  傅立叶定律 

一、  温度场和温度梯度 

只要物体内部有温度差存在,就有热量从高温部分向低温部分传导。所以研究热传导必须涉及物体内部的温度分布(temperature profiletemperature distribution)。通常,物体的温度分布是空间坐标和时间的函数,即 

               t = f (xyzτ)                              (4-6)
式中         t--------温度; 

         xyz--------空间坐标; 

        τ-----时间。

某一瞬间空间中各点的温度分布,称为温度场(temperature field)。若温度场中温度只沿着一个坐标方向变化,则称为一维温度场。一维温度场的温度分布表达式为

               t = f (xτ)                                   (4-6a)

温度场内如果各点温度随时间而改变,则称为不稳定温度场;若温度不随时间而改变,则称为稳定温度场。 

温度场中同一时刻相同温度各点组成的面称为等温面。因为空间同一点不能同时具有两个不同的温度,所以不同的等温面彼此不能相交。 

对于一维温度场,当温度沿x方向变化,则某时刻的温度分布如图4-4所示。若等温面x(x+Δx)的温度分别为t(xτ)t(x+Δxτ),则两等温面之间的平均温度变化率为

因此,根据温度梯度(temperature gradient)的定义,有 

温度梯度    

温度梯度是向量,其方向垂直于等温面,并以温度增加的方向为正。

 

固体的导热系数 

常用的固体导热系数见表4-1。在所有固体中,金属是最好的导热体。纯金属的导热系数一般随温度升高而降低。而金属的纯度对导热系数影响很大,如含碳为1%的普通碳钢的导热系数为45W/m·K,不锈钢的导热系数仅为16 W/m·K 

非金属建筑材料和绝热材料的导热系数与温度、组成及结构的紧密程度有关。 

在工程计算中,经常遇到的是固体壁面两侧温度不同,在此情况下,选用导热系数时,常以壁面两侧温度的算术平均值下的导热系数计算。 

大多数均质的固体材料,其导热系数与温度近似成直线关系,可用下式表示 

                   λ0(1+at)                             (4-8)式中     λ------固体在温度为t℃时的导热系数,W/m·℃; 

     λ0------固体在0℃时的导热系数,W/m·℃; 

       a-----温度系数,对大多数金属材料为负值,而对大多数非金属为正值,1/℃。

4-1 常用固体材料的导热系数

 

固体 

温度,℃ 

导热系数,λ 

W/m·K

 

300

230

 

18

94

 

100

377

熟铁 

18

61

铸铁 

53

48

 

100

33

 

100

57

 

100

412

(1%C)

18

45

船舶用金属 

30

113

青铜 

  

189

不锈钢 

20

16

石墨 

0

151

石棉板 

50

0.17

石棉 

0~100

0.15

混凝土 

0~100

1.28

耐火砖 

  

1.04 

保温砖 

0~100

0.12~0.21

建筑砖 

20

0.69

绒毛毯 

0~100

0.047

棉毛 

30

0.050

玻璃 

30

1.09

云母 

50

0.43

硬橡皮 

0

0.15

锯屑 

20

0.052

软木 

30

0.043

玻璃毛 

--

0.041

85%氧化镁 

--

0.070

温度在800~1100

 

液体的导热系数

液体分成金属液体和非液体两类,前者导热系数较高,后者较低。在非金属液体中,水的导热系数最大,除去水和甘油外,绝大多数液体的导热系数随温度升高而略有减小。一般来说,溶液的导热系数低于纯液体的导热系数。表4-2和图4-6列出了几种液体的导热系数值。

4-2 液体的导热系数 

 

液体 

温度, 

导热系数,λ 

W/m·K

醋酸50%

20

0.35

丙酮 

30

0.17

苯胺 

0~20

0.17

 

30

0.16

氯化钙盐水30%

30

0.55

乙醇80%

20

0.24

甘油60%

20

0.38

甘油40%

20

0.45

正庚烷 

30

0.14

水银 

28

8.36

硫酸90%

30

0.36

硫酸60%

30

0.43

 

30

0.62

 

              气体的导热系数 

气体的导热系数随温度升高而增大。在通常的压力范围内,其导热系数随压力变化很小,只有在压力大于196200kN/m2,或压力小于2.67 kN/m2 (20mmHg)时,导热系数才随压力的增加而加大。故工程计算中常可忽略压力对气体导热系数的影响。 

气体的导热系数很小,故对导热不利,但对保温有利。 

常见的几种气体的导热系数值见表4-3 

4-3  气体的导热系数 

 

气体 

温度,℃ 

导热系数,λ 

W/m·K

 

0

0.17

二氧化碳 

0

0.015

空气 

0

0.024

空气 

100

0.031

甲烷 

0

0.029

水蒸汽 

100

0.025

 

0

0.024

乙烯 

0

0.017

 

0

0.024

乙烷 

0

0.018

 

 

4-7  平壁的稳定热传导 

一、单层平壁的稳定热传导 

下面讨论单层平壁稳定热传导的导热速率计算。 

4-7所示为一平壁。壁厚为b,壁的面积为A,假定壁的材质均匀,导热系数λ不随温度变化,视为常数,平壁的温度只沿着垂直于壁面的x轴方向变化,故等温面皆为垂直于x轴的平行平面。若平壁侧面的温度t1t2恒定,则当x=0时,t= t1x=b时,t= t2,根据傅立叶定律 

(4-9)可写为  

  

(4-10)Δt = t1-t2为导热的推动力(driving force),而R=b/λA则为导热的热阻(thermal resistance) 

4-2  现有一厚度为240mm的砖壁,内壁温度为600℃,外壁温度为150℃。试求通过每平方米砖壁的热量。已知该温度范围内砖壁的平均导热系数λ=0.6W/m·℃。

           Q=λA/b(t1-t2)

             Q/A =λ/b( t1-t2)

                 =0.60/0.24*(600-150)

                 =1125W/m2

 

一、多层平壁的稳定热传导 

今以图4-8所示的三层平壁为例,讨论多层平壁的稳定热传导问题。假定各层壁的厚度分别为b1b2b3,各层材质均匀,导热系数分别为λ1λ2λ3,皆视为常数,层与层之间接触良好,相互接触的表面上温度相等,各等温面亦皆为垂直于x轴的平行平面。壁的面积为A,在稳定导热过程中,穿过各层的热量必相等。与单层平壁同样处理,可得下列方程。

第一层                       

同理,第二层              

第三层                     

对于稳定导热过程:          

因此                               (4-11)

(4-11)亦可写成下面形式

     

 同理,对具有n层的平壁,穿过各层热量的一般公式为

      

式中i为n层平壁的壁层序号。

 

4-3  有一燃烧炉,炉壁由三种材料组成,如附图所示。最内层是耐火砖,中间为保温砖,最外层为建筑砖。已知

耐火砖    b1=150mm

            λ1=1.06 W/m·℃

保温砖    b2=310mm

λ2=0.15W/m·℃ 

建筑砖    b3=240mm

λ3=0.69W/m·℃

今测得炉的内壁温度为1000℃,耐火砖与保温砖之间界面处的温度为946℃。试求:

(a)    单位面积的热损失; 

(b)    保温砖与建筑砖之间界面的温度; 

(c)    建筑砖外侧温度。 

  用下标1表示耐火砖,2表示保温砖,3表示建筑砖。t3为保温砖与建筑砖的界面温度,t4为建筑砖的外侧温度。

(a)    热损失q

q=Q/A=λ1/ b1 (t1-t2)

     =1.06/0.15(1000-946)

     =381.6W/m2

(b)    保温砖与建筑砖的界面温度t3 

因系稳定热传导,所以  q1=q2=q3=q

q=λ2/ b2 (t2- t3)

381.6=0.15/0.31*(946- t3)

解得                  t3=157.3℃

(c)    建筑砖外侧温度t4 

同理                  q=λ33 (t3- t4)

381.6=0.69/0.24*(157.3- t4)

解得                  t4=24.6℃

现将本题中各层温度差与热阻的数值列表如下。 

 

  

温度差,℃ 

热阻b /λA,℃/W

耐火砖 

Δt1=1000-946=54 

0.142

保温砖 

Δt2=946-157.3=788.7 

2.07

建筑砖 

Δt3=157.3-24.6=132.7

0.348

由表可见,热阻大的保温层,分配于该层的温度差亦大,即温度差与热阻成正比。

一、        4-8  圆筒壁的稳定热传导 

一、在化工生产中,所用设备、管道及换热器管子多为圆筒形,所以通过圆筒的热传导非常普遍。 

一、单层圆筒壁的稳定热传导 

一、如图4-9所示,设圆筒的内半径为r1,内壁温度为t1,外半径为r2,外壁温度为t2。温度只沿半径方向变化,等温面为同心圆柱面。圆筒壁与平壁不同点是其面随半径而变化。在半径r处取一厚度为dr的薄层,若圆筒的长度为L,则半径为r处的传热面积为A=2πrL。根据傅立叶定律,对此薄圆筒层可写出传导的热量为

                          

分离变量得                     

假定导热系数λ为常数,在圆筒壁的内半径r1和外半径r2间进行积分           

 

          

移项,得                                    (4-14)              为了便于理解,将式(4-14)改写成式(4-10)的形式。为此,进行下面的转换

 式中     b------圆筒壁的厚度,b= r2- r1m; 

          Am------称为对数平均面积(logarithmic mean area), 。当A2/A1<2时,可用算术平均值(arithmetic mean value) 近似计算。

 

多层圆筒壁的稳定热传导 

热由多层圆筒壁的最内壁传导到最外壁,要依次经过各层,所以多层圆筒壁的导热过程可视为是各单层圆筒壁串联进行的导热过程。对稳定导热过程,单位时间内由多层壁所传导的热量,亦即经过各单层壁所传导的热量。 

如图4-10所示,以三层圆筒壁为例。假定各层壁厚分别为b1= r2- r1b2=r3- r2b3=r4- r3;各层材料的导热系数λ1λ2λ3皆视为常数,层与层之间接触良好,相互接触的表面温度相等,各等温面皆为同心圆柱面。多层圆筒壁的热传导计算,可参照多层平壁。由式(4-14)得 

第一层      

第二层    

第三层    

根据各层温度差之和等于总温度差的原则,整理上三式可得 

同理,对于n层圆筒壁,穿过各层热量的一般公式为 

式中i为n层圆筒壁的壁层序号。 

(4-15)亦可写成与多层平壁计算公式相仿的形式,在此不另述。 

从多层平壁或多层圆筒壁热传导的公式可见,多层壁的总热阻等于串联的各层热阻之和。这个结论可适用于各种传热速率正比于总温度差推动力,反比于总热阻,即 

         传热速率 = 总温差推动力/总热阻 

此关系与电学中的串联电阻的欧姆定律相似。 

4-4  在一ø60*3.5mm的钢管外层包有两层绝热材料,里层为40mm的氧化镁粉,平均导热系数λ=0.07W/m·℃,外层为20mm的石棉层,其平均导热系数λ=0.157W/m·℃。现用热电偶测得管内壁温度为500℃,最外层表面温度为80℃,管壁的导热系数λ=45W/m·℃。试求每米管长的热损失及两层保温层界面的温度。

  (a)每米管长的热损失

   

此处,    r1=0.053/2=0.0265m

          r2=0.0265+0.0035=0.03

          r3=0.03+0.04=0.07

          r4 =0.07+0.02=0.09

     

(b)保温层界面温度t3 

解得            t3=131.2℃ 

第三节   对流传热

4-9      对流传热的基本概念

对流传热是在流体流动进程中发生的热量传递现象,它是依靠流体质点的移动进行热量传递的,帮与流体的流动情况密切相关。工业上遇到的对流传热,常指间壁式换热器中两侧流体与固体壁面之间的热交换,变化即流体将热量传给固体壁面或者由壁面将热量传给流体的过程称之为对流传热(或称对流给热、放热)。

在第一章流体流动中已指出,流体产生流动的原因可以是流体以外力(如泵、鼓风机等)作用下而造成的强制对流,亦可是由流体内部的温度差而引起流体的密度差产生的自然对流。俚流体的流动类型只有层流与湍流两种。当流体作层流流动时,各层流体平等流动,在垂直于流体流动方向上的热量传递,主要民热传导(亦有较弱的自然对流)的方式进行。而当液体为湍流流动时,无论流体主体的湍动程度多大,紧邻壁面处总胡一薄层流体顺着壁面作层流流动(即层流底层),同理,此层内在垂直于流体流动方向上的热量传递,仍是以热传导方式为主进行。由于大多数流体的导热系数较小,帮热阻主要集中在层流底层中,因此,温度差也主要集中在该层中。在层流底层与湍流主体之间存在着一个过渡区,过渡区内的热量传递是传导与对流的共同作用。而在油流全体中,由于流体的质点剧烈混合,可以认为无传热阻力,即温度梯度已消失。在处理上,将有温度梯度存在的区域称为传热边界层(thermal boundary layer)或温度边界层,当然,传热的主要热阻即在此层中。图4-11中表示对流传热时A-A截面上的温度分布情况。

由上述分析可见,对流传热与流体的流动情况及流体的性质等有关,其影响因素很多。目前是采用一种简化的方法,即将流体的全部温度差集中在厚度为δt的有效膜内,见图4-11。此有效膜的厚度δt又难以测定,所以在处理上,以α代替λ/δt而用下式描述对流传热的基本关系 

                                    4-16)

式(4-16)称为牛顿冷却定律。

式中    Q——对流传热速率, W

        A——传热面积,m2

        Δt——对流传热温度差,  Δt= T-TWΔt= t-tW℃;

        T——热流体平均温度,℃;

        TW——与热流体接触的壁面温度,℃; 

        t——冷流体的平均温度,℃; 

        tW——与冷流体接触的壁面温度,℃; 

        a——对流传热系数(heat transfer confficient),W/m2·K(或W/m2·℃)。 

牛顿冷却定律并非理论推导的结果,而是一种推论,即假设单位面积传热量与温度差Δt成正比。该公式的形式虽然简单,但它并未提示对传热过程的本质,并未减少计算的困难,只不过将所有的复杂的因素都转移到对流传热系数a中。所以如何确定在各种具体条件下的对流传热系数的计算公式,是对流传热的中心问题。

 

4-9           影响对流传热系数的主要因素

实验表明,影响对流传热系数的主要因素有:

1、流体的状态:液体、气体、蒸汽及在传热过程中是否胡相变化。胡相变化时对流传热系数比无相变化时大的多;

2、流体的物理性质:影响较大的物性胡密度р、比热Cp、导热系数λ、粘度μ等;

3、流体的运动状况:层流、过渡流或湍流;

4、流体对流的状况:自然对流,强制对流;

5、传热表面的形状、位置及大小:如管、板、管束、管径、管长、管子排列方式、垂直放置或水平放置等。

由上述分析可见,影响对流传热的因素很多,故对流传热系数的确定是一个极为复杂的问题。在一般情况下,对流传热系数沿不能推导出理论计算式,而只能通过实验测定。为减少实验工作量,实验前用因次分析方法将影响对流传热系数的因素组成元因次数群,进行待求函数的无因次化,再借助实验方法来确定这些准数在不同情况下之间的关系,即得到不同情况下计算a的关联式。

 

    4-10        流体无相变时对流传热系数的经验关联式

式(4-20)是属通常情况,在解决实际问题时,应根据具体传热情况加以简化,如:强制对流湍流时,代表自然对流影响的Gr准数可以忽略,即

Nu=fRePr

而在自然对流时,上升力的影响较大,此时Re准数的影响可以忽略,即

Nu=fPrGr

工业生产中常遇到的流体无相变时的对流传热情况,有强制对流传热和自然对流传热两类。下面介绍几种具体情况对流传热系数的计算方法。

 

一、流体在圆形直管内强制对流时的对流传热系数

1、圆形直管内强制湍流时的对流传热系数

在此情况下对流传热系数的经验关联式为

Nu=0.023Re0.8Prk                        (4-21)

                                   

式(4-21)、(4-22)使用范围为:Re>1040.7<Pr<160;管长与管径之比l/d>50。当l/d=30~40时,a增加2~7%,因管子入口处拢动较大,所以a较高;式(4-21)适用于低粘度的液体(通常适用于粘度不大于常温水粘度两倍的液体)和气体。用式(4-21)还应注意下列问题: 

1)特性尺寸用管内径d; 

2)定性温度取流体进,出口温度的算术平均值;

3)流体被加热时,k=0.4;流体被冷却时,k=0.3。这是考虑到层流底层中温度对流体粘度和导热系数的影响。对液体而言,其粘度随着温度的升高而降低,从而使底层厚度变薄,而液体的导热系数一般皆随着温度的升高而降低,但其变化不显著,所以总的结果是对流传热系数增大;对气体情况则不同,气体的粘度是随着温度的升高而增大,显然底层厚度增厚,同时气体温度升高导热系数增大,但其影响不及前者大,所以总的效果是对流传热系数变小。液体被冷却时,情况与上述相反。又由于大多数液体的Pr>1,故Pr0.4>Pr0.3,而大多数气体的Pr<1,其结果必是Pr0.4<Pr0.3 

4)对高粘度液体,因近管壁处的液体粘度与管中心处的粘度相差较大,所以计算对流传热系数时应考虑壁温对粘度的影响,引入一无因次的粘度比后,方能与实验结果相符。 

                                                       

式中除μw取壁温下的流体粘度外,其它物理量的定性温度及特性尺寸均与前式相同。由于壁温通常较难确定,在壁温未知的情况下,用下式近似计算亦可满足工程计算的需要。 

当液体被加热时      

当液体被冷却时       公式 

对于气体,不管是加热或冷却,皆取1。

 

 4-5  常压下,空气以15m/s的流速在长为4m,φ60×3.5mm的钢管中流动,温度由150℃升到250℃。试求管壁对空气的对流传热系数。 

解:此题为空气在圆形直管内作强制对流 

定性温度              t=(150+250)/2=200℃ 

200℃时空气的物性数据(风附录)如下 

Cp=1.026×103J/kg.  

λ=0.03928W/m. ℃ 

μ=26.0×10-6N.s/m2 

ρ=0.746kg/m3 

特性尺寸      d=0.060-2×0.0035=0.053m

l/d=4/0.053=75.5>50

算式 

故可用式(4-21)计算a,本题中空气被加热,k=0.4代入 

Nu=0.023Re0.8Pr0.4 

  =0.023×(22800)0.8×(0.68)0.4 

  =60.4

算式 

1、流体在圆形直管内过渡流时的对流传热系数 

流体在过渡流区范围内,即当Re=2300~10000之间时,在用湍流公式(4-21)及式(4-22)计算出a值后再乘以校正系数f。F可按下式求得 

                  4-24)                                          

4-6  一套管换热器,套管为φ89×3.5mm钢管,内管为φ25×2.5mm钢管。环隙中为p=100kPa的饱和水蒸气冷凝,冷却水在内管中渡过,进口温度为15℃,出口为85℃。冷却水流速为0.4m/s,试求管壁对水的对流传热系数。 

解:此题为水在圆形直管内流动 

     定性温度       t=(15+35)/2=25℃ 

25℃时水的物性数据(见附录)如下 

Cp=4.179×103J/kg.  

λ=0.608W/m. ℃ 

μ=90.27×10-3N.s/m2 

ρ=997kg/m3 

算式         (2300~10000之间,过渡流区)

a可按式(4-21)计算,水被加热,k=0.4。 

校正系数 f

 

第四节 传热计算 

4-15  传热平均温度差的计算 

按照参与热交换的两种流体在沿着换热器壁面流动时各点温度变化的情况,可将传热分为恒温传热与变温传热两类。而变温传热又可分为一侧流体变温与两侧流体变温两种情况。 

恒温传热 

两种流体进行热交换时,在沿传热壁面的不同位置上,在任何时间两种流体的温度皆不变化,这种传热称为稳定的恒温传热。如蒸发器中,间壁的一侧是饱和水蒸汽在一定温度下冷凝,另一侧是液体在一定温度下沸腾,两侧流体温度沿传热面无变化,两流体的温度差亦处处相等,可表示为 

                 Δtm=T-t 

式中    T-----热流体的温度℃; 

        t-----冷流体的温度℃。 

变温传热 

在传热过程中,间壁一侧或两侧的流体沿着传热壁面,在不同位置时温度不同,但各点的温度皆不随时间而变化,即为稳定的变温传热过程。该过程又可分为下列两种情况: 

间壁一侧流体恒温另一侧流体变温,如用蒸汽加热另一流体。蒸汽冷凝放出潜热,冷凝温度T不变,另一流体被加热,由t1升温至t2,如图4-18(a)所示。又如用热流体来加热另一种在较低温度下进行沸腾的液体,液体的沸腾温度保持在沸点t,如图4-18(b)所示。 

间壁两侧流体皆发生温度变化,这时参与换热的两种流体沿着传热两侧流动,其流动方式不同,平均温度差亦不同。即平均温度差与两种流体的流向有关。生产上换热器内流体流动方向大致可分为下列四种情况。图4-19为换热器中流体流动方向的意图。 

并流  如图4-19(a)所示,参与换热的两种流体在传热面的两侧分别以相同的方向流动。 

  

逆流  如图4-19(b)所示,参与换热的两种流体在传热面的两侧分别以相对的方向流动。 

  

错流  如图4-19(c)所示,参与换热的两种流体在传热面的两侧彼此呈垂直方向流动。 

  

折流  如图4-19(d)所示,参与换热的两种流体在传热面的两侧,其中一侧流体只沿一个方向流动,而另一侧的流体则先沿一个方向流动,然后折回以相反方向流动,如此反复地作折流,使两侧流体间有并流与逆流的交替存在。此种情况称为简单折流。若参与热交换的双方流体均作折流,则称为复杂折流。 

  

在上述四种流向中,以并流与逆流应用较为普遍,两种流体的温度沿传热面的变化情况如图4-20所示。

由图4-20可见,无论是哪一种情况,壁面两侧冷、热流体的温度均沿着传热面而变化,其相应各点的温
度差显然也是变化的,故存在着如何求取传热过程平均温度差ΔTm的计算式。图4-21表示逆流时流体的温度随着传热量Q的变化情况。 

设热流体的质量流量为G1,比热为cp1,进口温度为T1,出口温度为T2,冷流体的质量流量为G2,比热为cp2,进口温度为t1,出口温度为t2。在稳定传热条件下,G1G2是常数,cp1cp2取流体平均温度下的数值,也视作常数。换热器的传热面积为A。今在换热器中取一微元段为研究对象,其传热面积为dA,在dA内热流体因放热而温度下降dT,冷流体因受热而温度上升dt,而传热量dQ。列出dA段内热量衡算的微分式得 

         dQ= G1 cp1dT= G2 cp2dt                                (4-38)
由式(4-38)可得, G1 cp1=常数,Q与热流体的温度成直线关系;
同理可得 G2 cp2=常数,Q与冷流体的温度也呈直线关系。如图4-21所示,显然Q与冷、热流体之间的温度差Δt=T-t必然也呈直线关系,该直线的斜率为

  

这里,Δt1=T1-t2Δt2=T2-t1。传热基本方程式的微分式为dQ=KδtdA,将此式代入 中得 

 

    

如将换热器内传热系数K值视为常数(K值不随位置变化),将上式积分,即 

     

移项  

将上式与传热基本方程式Q=KAΔtm比较,可见变温传热的平均温度差为

  

其值为换热器进、出口处两种流体温度差的对数平均值,故称为对数平均温度差(logarithmic mean temperature) 

Δt1/Δt2<2时,可用算术平均值Δtm = (Δt1+Δt2)/2代替对数平均值。 

(4-39)虽然根据两侧流体变温且在逆流操作情况下推导出来,但对各种变温传热都适用。当一侧变温另一侧流体恒温时,不论并流或逆流,两种情况的平均温度差相等;当两侧流体变温传热时,并流和逆流时的平均温度差则不同。在计算时需注意,常取两端温度差中大者作为Δt1,小者作为Δt2,以使式(4-39)中分子与分母都是正数。 

4-11  现用一列管式换热器加热原油,原油在管外流动,进口温度为100℃,出口温度为160℃;某反应物在管内流动,进口温度为250℃,出口温度为180℃。试分别计算并流与逆流时的平均温度差。

   见附图

     并流    


    逆流   
                            

  

     逆流操作时,因Δt1/Δt2=90/80<2,故可以用算术平均值, 

     Δtm = (Δt1+Δt2)/2=(90+80)/2=85℃ 

  

由上例可见,当两种流体的进、出口温度皆已确定时,逆流时的平均温度差比并流时大。 

  

计算错流或折流时的平均温度差,通常采用的方法是先按纯逆流的情况求得其对数平均温度差Δtm逆,然后再乘以校正系数εΔt,即 

          ΔtmΔt·Δtm逆                                  (4-40) 

校正系数εΔt与冷、热两种流体的温度变化有关,是R和P的函数,即 

                      εΔt=f(R·P) 

式中           R=(T1-T2)/(t2-t1) = 热流体的温降/冷流体的温升 

P=(t2-t1)/ (T1- t1) = 冷流体的温升/两流体的最初温差 

根据冷、热流体进、出口的温度,依上式求出R和P值后,校正系数εΔt值可根据R和P两参数从相应的图中查得(参见附录)。 

对于其它流向情况的换热器,其εΔt值详见有关化工手册或传热学等书籍。 

由于校正系数εΔt恒小于1,故错流和折流时的平均温度差总小于逆流。但εΔt值不宜小于0.8,否则一方面经济上不合理,另一方面这种情况下若操作温度略有变动,εΔt值可能急剧降低,将影响操作的稳定性,所以当计算的εΔt <0.8时,则应改变流动方式后重新进行计算。 

4-16     流体流动方向的选择 

 在间壁式换热器中,对纯逆流和并流两种情况发,确定传热壁面两侧流体的流动方向,可从以下两方面考虑。 

  流体流动方向对传热平均温度差的影响 

  对间壁两侧流体皆为恒温及一侧流体恒温另一侧流体变温的传热过程,并流或逆流操作时的平均温度差相同,这时流体流动方向的选择,主要应考虑换热器的构造及操作上的方便。当间壁两侧流体皆变温且两种流体的进、出口温度一定时,由于逆流操作的平均温度差较并流时大,在传递同样热量的条件下,逆流所需的传热面积较小。 

  流体流动方向对载热体用量的影响 

 对间壁两侧流体恒温传热,及一侧流体恒温另一侧流体变温的传热过程,并、逆流时载热体用量均相同。而当间壁两侧流体皆为变温传热时,则流体的流动方向对流体的最终温度有很大影响。如图4-22所示。加热时,即工艺将冷流体由t1 加热至t2 ,若采用并流,加热介质的最低极限出口温度为冷流体的出口温度t2;而若采用逆流,如图中虚线所示,加热介质的最低极限出口温度可为冷流体的进口温度t1(t1<t2)。如果换热的目的仅是为了加热流体,则逆流操作时由于和T2逆可能小于T2并,所以加热介质的用量可能较并流时小;如果换热的目的是为了回收热量,则逆流操作加热介质的出口温度可较并流操作时低,即回收的热量可多些。 

  由上述分析可知,在相同传热面条件下,逆流操作时加热剂(冷却剂)用量较并流小;反之,在加热剂(冷却剂)用量相同条件下,逆流的换热器传热面积较并流的小。 

 

还应指出的是:流体的始、终温不仅影响到载热体用量,同时还影响到传热平均温度差Δtm。在操作中,当载热体的用量减少到一定程度时,可使逆流操作的平均温度差小于并流操作的平均温度差,这时,对完成同样的传热量Q而言,逆流操作所需的传热面积会比并流操作所需的传热面积大(在传热系数K相同条件下)。这种情况下,选用哪一种流向进行操作,需由经济核算而定,即核算增加传热面积所需的投资费用与减少载热体用量而节约的操作费用哪一种操作更经济些。一般来说,传热面积而增加的设备费用,较减少载热体用量而节省的长期操作费用为少,故逆流操作优于并流。此外,逆流操作还有冷、热流体间的温度差较均匀的优点。 

  并流操作的优点是较容易控制温度,故对某些热敏性物料的加热,并流操作可控制出口温度,从而可避免出口温度过高而影响产品质量。此外,还应考虑物料的性质,如加热粘性物料时,若采用并流操作,可使物料迅速升温,降低粘度,提高传热系数。

4-17 总传热系数 

     在传热基本方程式Q=KAΔtm中,传热量Q是生产任务所规定的,温度差Δtm之值由冷、热流体进、出换热器的始、终温度决定,也是由工艺要求给出的条件,则传热面积A之值与总传热系数K值密切相关,因此,如何合理地确定K值,是设计换热器中的一个重要问题。

目前,总传热系数K值有三个来源:一是选取经验值,即目前生产设备中所用的经过实践证实并总结出来的生产实践数据;二是实验测定K值;三是计算。

在传热计算中,如何合理地确定K值,是设计换热器中的一个重要问题。而在设计中往往参照在工艺条件相仿、类似设备上所得较为成熟的生产数据作为设计依据。工业生产用列管式换热器中总传热系数值的大致范围见表4-10

4-10 列管式换热器中K值大致范围

 

热流体 

冷流体 

总传热系数,K

W/m2·K

 

 

850~1700

轻油 

 

340~910

重油 

 

60~280

气体 

 

17~280

水蒸汽冷凝 

 

1420~4250

水蒸汽冷凝 

气体 

30~300

低沸点烃类蒸汽冷凝(常压)

 

455~1140

高沸点烃类蒸汽冷凝(减压)

 

60~170

水蒸汽冷凝 

水沸腾 

2000~4250

水蒸汽冷凝 

轻油沸腾 

455~1020

水蒸汽冷凝 

重油沸腾 

140~425

 

 

三、总传热系数的计算 

前述确定K值的方法虽然简单,但往往会因具体条件不完全符合所设计的情况,而影响到设计的可靠性。所以,还必须对传热过程进行理论上的分析,以了解各种因素对传热过程的影响,从而建立起计算总传热系数K的定量式。这样可将理论计算值与生产过程的经验值或现场测定值互相核对、互相补充,最后得出一个比较符合客观实际的K值,以用来进行生产设备的设计。

如图4-23所示,两流体通过金属壁的传热包括以下过程:

(1)    热流体以对流传热的方式将热量传给管壁一侧; 

(2)    通过管壁的热传导; 

(3)    由管壁另一侧以对流传热的方式将热量传给冷流体。 

上述过程可表示如下 

热流体一侧的对流传热量 

 

通过管壁传导的热量 

冷流体一侧的对流传热量 

对于稳定传热过程 

Q1=Q2=Q3=Q

式中      a1a2-----分别为热、冷流体的对流传热系数,W/m2·℃;

          T、 t-----分别为热、冷流体的温度,℃;

      Twtw-----分别为热、冷流体侧的壁面温度,℃;

      A1A2-----分别为热、冷流体侧的传热面积,m2 

         Am-----金属壁的对数平均面积,m2 

         λ-----传热壁的导热系数,W/m·℃;

          b-----传热壁厚度,m。

整理式(4-41)、(4-41a) 、(4-41b)并相加可得

(4-42)与传热基本方程式Q=KAΔtm比较得

  

当传热面为圆筒壁时,A1≠A2≠Am,这时总传热系数K则随所取的传热面不同而异。若发传热面A=A1,则式(4-43)可写成

  

式中K1称为以传热面A1为基准的总传热系数。

同理,总传热系数亦可以传热面A=A2,则式(4-43)可写为

  

式中K2称为以传热面A2为基准的总传热系数。

若传热面A= Am,相应的计算式为

式中Km称为以传热面Am为基准的总传热系数。

由式(4-43a)、(4-43b)、(4-43c)可见,由于取的传热面不同而K值亦不同,即K1≠K2≠Km,但K1A1=K2A2=KmAm,而

       Q= K1A1Δtm 

= K2A2Δtm

= KmAmΔtm 

对圆管     

        

式中L为管长,m。

当传热面为平壁时,A1=A2=Am=A,则式(4-43)为

 

  

当壁阻b/λ较1/a11/a2小得多时,则b/λ可忽略,这时总传热系数可简化成下式

  

对以下几种情况可以简化 

(1)              管壁较薄或管径较大者,即对d/d<2者,可近似取A1=A2=Am,则圆筒壁可近似当成平壁计算。

(2)              a1<<a2,且壁阻亦可忽略不计时,则

                       Q= K1A1Δtm= a1A2Δtm 

同理,当a2<<a1,壁阻可忽略不计时,则

Q= K2A2Δtm= a2AΔtm   

 

4-18污垢热阻

换热器操作一段时间后,其传热表面常有污垢积存,使传热减少。此层虽不厚,但热阻大。在计算总传热系数K植时,污垢热阻一般不可忽视。由于污垢层的厚度及其导热系数不易估计,工程计算时,通常是根据经验选用污垢热阻(fouling resistance)。如传热面两侧污垢热阻分别用Ra1及Ra2表示,对传热面为平壁而言,其总的热阻为

4-46 

常见流体在传热表面形成的污垢热阻,大致数值可参考表4-11。

4-11  常用流体的污垢热阻

 

流体 

污垢热阻 

m2·K/kW

(速度<1m/s,t<47℃)

  

蒸馏水 

0.09

海水 

0.09

清净的河水 

0.21

未处理的凉水塔用水 

0.58

已处理的凉水塔用水 

0.26

已处理的锅炉用水 

0.26

  硬水、井水 

0.58

水蒸汽 

  

  优质—不含油 

0.052

  劣质—不含油 

0.09

  往复机排出 

0.176

液体 

  

  处理过的盐水 

0.264

  有机物 

0.176

  燃料油 

1.056

  焦油 

1.76

气体 

  

  空气 

0.26~0.53

  溶剂蒸汽 

0.14

4-11中只是介绍垢阻的大致范围。对易结垢的流体同,故换热使用过久,污垢层很厚时,污垢热阻会超过表4-11中之值,结果必使传热速率严重下降,故换热器要根据具体工作条件,定期清洗。

 

4-13  一列管式换热器,由Ø25*2.5mm的钢管组成。管内为CO2,流量为6000kg/h,由55℃冷却到30℃。管外为冷却水,流量为2700kg/h,进口温度为20℃。CO2与冷却水旦逆流流动。已知水侧的对流传热系数为3000W/m2·K,CO2 侧的对流传热系数为40 W/m2·K 。试求总传热系数K,分别用内表面积A1,外表面积A2表示。

  查钢的导热系数λ=45W/m·K

    CO2侧污垢热阻Ra1=0.53*10-3m2·K/W

取水侧污垢热阻Ra2=0.21*10-3m2·K/W

以内表面计,内表面用下标1表示

以外表面计,外表面用下标2表示

  

         

-19  壁温的计算 

用传热基本方程式Q=KAΔtm进行传热过程计算时,可避开壁温(因壁温往往未知),直接根据冷、热流体的始、终温度进行传热计算。而当计算自然对流、强制对流的层流、冷凝、沸腾时的对流传热系数,及选用换热器类型和管材时都需要知道壁温。

根据导热方程及对流传热方程皆可计算壁温。从这些式子可分别求得壁温为 

壁温总是接近于对流传热系数较大一边的流体的温度。 

4-14  在一由Ø25*2.5mm钢管构成的废热锅炉中,管内通入高温气体,进口500℃,出口400℃。管外为p=981kN/m2压力的水沸腾。已知高温气体对流传热系数a1=250W/ m2·℃,水沸腾的对流传热系数a2=10000 W/ m2·℃。忽略管壁、污垢热阻。试求管内壁平均温度Tw及管外壁平均tw

(a) 总传热系数

以管子内表面积A1为基准

  (b) 平均温度差

  p=981 kN/m2,水的饱和温度为179℃

                   

(c)计算单位面积传热量                    

Q/A1=K1Δtm 

    =242*271=65580W/ m2                                  

(d)管壁温度                               

  T----热流体的平均温度,取进、出口温度的平均值

T=(500+400)/2=450℃

管内壁温度 

 

管外壁温度 

式中  

    

由此题计算结果可知:由于水沸腾对流传热系数很大,热阻很小,则壁温接近于水的温度,即壁温总是接近对流传热系数较大一侧流体的温度。又因管壁热阻很小,所以管壁两的温度比较接近。

 

 

4-16  某车间有一台运转中的单程列管式换热器,热空气走管程,由120℃降至80℃,其对流传热系数a1=50W/ m2·℃。壳程的水被加热,水进口温度为15 ℃,出口升至90 ℃,其对流传热系数a2=2000 W/ m2·℃。管壁热阻及污垢热阻皆可不计,换热器系逆流操作。试计算水量增加增加一倍时,水和空气的出口温度t2’和T2’为若干。

  根据水量增加之前的条件计算传热面积

        Q=G1cp1(T1-T2)

         = G1cp1(120-80)=40 G1cp1 

  

下面计算水量增加一倍时,水与空气的出口温度t2’和T2’。热量衡算式为

         G1cp1( T1-T2)= 2G2cp2(t2-t1)

            t2-t1= G1cp1/2G2cp2 ( T1-T2)                       (b)

根据水量增加之前的条件计算 

          G1cp1/ G2cp2 = t2-t1/ T1-T2=(90-15)/(120-80)=1.88

将此值代入(b)式,得

t2- t1=(1.88/2)( T1-T2)=0.94* (T1-T2)             (c)

传热基本方程式 

              

 

将式(a)、式(c)及K’值代入式(d)中,得

  

           

          

由式(a)与(e)解得

t2=59.8℃,  T2=72.3℃

4-16  某车间有一台运转中的单程列管式换热器,热空气走管程,由120℃降至80℃,其对流传热系数a1=50W/ m2·℃。壳程的水被加热,水进口温度为15 ℃,出口升至90 ℃,其对流传热系数a2=2000 W/ m2·℃。管壁热阻及污垢热阻皆可不计,换热器系逆流操作。试计算水量增加增加一倍时,水和空气的出口温度t2’和T2’为若干。

  根据水量增加之前的条件计算传热面积

        Q=G1cp1(T1-T2)

         = G1cp1(120-80)=40 G1cp1

   

下面计算水量增加一倍时,水与空气的出口温度t2’和T2’。热量衡算式为

         G1cp1( T1-T2)= 2G2cp2(t2-t1)

            t2-t1= G1cp1/2G2cp2 ( T1-T2)                       (b)

根据水量增加之前的条件计算 

          G1cp1/ G2cp2 = t2-t1/ T1-T2=(90-15)/(120-80)=1.88

将此值代入(b)式,得

t2- t1=(1.88/2)( T1-T2)=0.94* (T1-T2)             (c)

传热基本方程式 

  

              

 

将式(a)、式(c)及K’值代入式(d)中,得

           

          

由式(a)与(e)解得

t2=59.8℃,  T2=72.3℃

 

4-26  间壁式换热器 

在化工生产中,大多数情况下,冷、热两种流体在换热过程中不允许混合,故间壁式换热器在化工生产中被广泛使用。下面就常用的换热器作一简要介绍。 

一.夹套式换热器 

如图4-28所示,这种换热器结构简单,主要用于反应器的加热或冷却。夹套要装在容器外部,在夹套和器壁间形成密闭的空间,成为一种流体的通道。当用蒸汽进行加热时,蒸汽由上部接管进入夹套,冷凝水由下部接管中排出。冷却时,则冷却水由下部进入,由上部流出。由于夹套内部清洗困难,故一般用不易产生垢层的水蒸汽、冷却水等作为载热体。 

因夹套式换热器时传热面积受到限制,所以当需及时移走较大热量时,则应在容器内部加设蛇管(或列管)冷却器,管内通入冷却水,及时取走热量以保持器内一定的温度。当夹套内通冷却水时,为提高其对流传热系数可在夹套内加设挡板,这样既可使冷却水流向一定,又可提高流速,从而增大总传热系数。 

.套管式换热器 

将两种直径大小不同的标准管装成同心套管。根据换热要求,可将几段套管连接起来组成换热器。每一段套管称为一程,每程的内管依次与下一程的内管用U形管连接,面外管之间也由管子连接如图4-29所示。换热器的程数可以按照传热面大小而增减,亦可几排并列,每排与总管相连。换热时一种流体在内管中流动,另一种流体在套管的环隙中流动,两种流体可始终保持逆流流动。由于两个管径都可以适当选择,以使内管与环隙间的流体呈湍流状态,故一般具有较高的总传热系数,同时也减少垢层的形成。这种换热器的优点是:结构简单、能耐高压、制造方便、应用灵便、传热面易于增减。其缺点是单位传热面的金属消耗量很大,占地较大,故一般适用于流量不大、所需传热面亦不大及高压的场合。 

.蛇管式换热器 

蛇管式换热器可分为沉浸式和喷淋式两种。 

沉浸式蛇管换热器 

蛇管多以金属管子弯绕而成,或制成适应容器需要的形状,沉浸在容器中,两种流体分别在管内、外进行换热,如图4-30中所示。此种换热器和主要优点是结构简单、便于制造、便于防腐、且能承受高压。其主要缺点是管外液体的对流传热系数较小,从而总传热系数亦小,如增设搅拌装置,则可提高传热效果。 

喷淋蛇管式换热器 

如图4-31所示,冷水由最上面管子的喷淋装置中淋下,沿管表面下流,而被冷却的流体自最下面管子流入,由最上面管子中流出,与外面的冷流体进行热交换,所以传热效果较沉浸式为好。与沉浸式相比,该换热器便于检修和清洗。其缺点是占地较大,水滴溅洒到周围环境,且喷淋不易均匀。 

.板式换热器 

板式换热器主要由一组长方形的薄金属板平行排列构成。用框架将板片夹紧组装于支架上,如图4-32、图4-33所示。两相邻板片的边缘衬以垫片(橡胶或压缩石棉等)压紧,达到密封的目的。板片四角有圆孔,形成液体的通道。冷、热流体交替地在板片两侧流过,通过板片进行换热。板片通常被压制成各种槽形或波纹形的表面,这样增强了刚度,不致受压变形,同时也增强液体的湍动程度,增大传热面积,亦利于流体的均匀分布。 

板片尺寸常见宽度为200~1000mm,高度最大可过2m。板间距通常为4~6mm。板片材料有不锈钢,亦可用其它耐腐蚀合金材料。 

板式换热器的主要优点是:总传热系数高,因板式换热器中,板面被压制成波纹或沟槽,可在低流速下(如Re=200左右)即可达到湍流,故总传热系数高,而液体阻力却增加不大,污垢热阻亦较小。对低粘度液体的传热,K值可高达7000W/m2·K;结构紧凑,单位体积设备提供的传热面积大;操作灵活性大,可以根据需要调节板片数目以增减传热面积或以调节流道的办法,适应冷、热流体流量和温度变化的要求;加工制造容易、检修清洗方便、热损失小。 

主要缺点是:允许操作压力较低,最高不超过1961kPa,否则容易渗漏;操作温度不能太高,因受垫片耐热性能的限制,如对合成橡胶垫圈不130℃,对压缩石棉垫圈也应低于250℃;处理量不大,因板间距小,流道截面较小,流速亦不能过大。 

 

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