【正文】 如內(nèi)插入物管 、 螺旋管 、 T型翅片管等；
。 在一定條件下也可采用逆流代替并流 。 提高蒸汽壓強 ， 設(shè)備造價會隨之提高 。 可采用翅片或螺旋翅片管代替普通金屬管 。 ? 強化傳熱的目的：以最小的傳熱設(shè)備獲得最大的生產(chǎn)能力 。 kmwddddbKm??????????2212111/2422520100001204525011111???解： (a) 總傳熱系數(shù) 以管子內(nèi)表面積 S1為基準 (c)計算單位面積傳熱量 1882506558045011????? SQTT w ?℃ (d)管壁溫度 Q/S1=K1Δtm =242 271=65580W/ m2 T熱流體的平均溫度，取進、出口溫度的平均值 T=(500+400)/2=450 ℃ 管內(nèi)壁溫度 (b) 平均溫度差 在 p=981 kN/m2， 水的飽和溫度為 179℃ 2712 )179400()179500( ?????? mt℃ 管外壁溫度 mww SQbTt???21111/58 2065 580 mwddSQSSSQSQmmm????? ????wt℃ 由此題計算結(jié)果可知：由于水沸騰對流傳熱系數(shù)很大 ， 熱阻很小 ， 則壁溫接近于水的溫度 ， 即 壁溫總是接近對流傳熱系數(shù)較大一側(cè)流體的溫度 。 忽略管壁 、 污垢熱阻 ?！妫?水沸騰的對流傳熱系數(shù) a2=10000 W/ m2 管外為 p=981kN/m2壓力 （ 絕壓 ） 的水沸騰 。 Tw、 tw分別代表熱流體側(cè)和冷流體側(cè)的壁溫 α α2分別代表熱流體側(cè)和冷流體側(cè)的對流傳熱系數(shù) 整理上式可得 五、壁溫的計算 例 在一由 216。 試求： (1) 管內(nèi)油側(cè)對流傳熱系數(shù)； (2) 油的流速增加一倍，保持飽和蒸汽溫度及油入口溫度不變，假設(shè)油的物性不變，求油的出口溫度； (3) 油的流速增加一倍 ， 保持油進 、 出口溫度不變 ， 求飽和蒸汽的溫度 。 列管換熱器的管長為 4m， 內(nèi)有 Φ19mm 2mm的列管 25根 。 溫度為 160℃ 的飽和蒸汽在殼程冷凝為同溫度的水 。試計算： (1)換熱器第一管程出口空氣的溫度； (2)第一管程內(nèi)的傳熱量占總傳熱量的百分數(shù) 。 一般設(shè)計時 ， 要求 ε＞ ， 最小不低于 4 錯流和折流時的平均溫度差 例 : 在一雙管程列管換熱器中，殼方通入飽和水蒸氣加熱管內(nèi)的空氣。 —— 流動方向的選擇問題 Q=KSΔTm 總傳熱速率方程 方法： 先按純逆流的情況求得其對數(shù)平均溫度差 Δtm逆 ，然后再乘以校正系數(shù) ε,即： Δtm=ε 在換熱器的傳熱量 Q及總傳熱系數(shù) K值相同的條件下 ， 采用逆流操作 ， 可以 節(jié)省傳熱面積 ， 而且可以 節(jié)省加熱介質(zhì)或冷卻介質(zhì) 的 用量 。 試分別計算并流與逆流時的平均溫度差 。 1212lntttttm???????? 該式同樣適用于并流傳熱過程。 以逆流為例：熱量衡算微分方程為 dQ= Wh cphdT= Wc cpcdt 根據(jù)假定 ， 則有 3 逆流和并流時的平均溫度差 Q~T和 Q~t為直線關(guān)系 ， 即 T=aQ+c t=a?Q+c? Δt=Tt=(aa?)Q+(cc?) 溫度 T1 傳熱量 Q T2 t1 Δ t2 t2 Δ t1 0 122 tTt ???211 tTt ???逆流 從上式可以看出： Δt~Q關(guān)系呈直線 ， 其斜率為 由于 K為常量 ， 積分上式有 : ?? ???????? Stt dSQ ttt tdK 01221 )(1QttdQtd 21)( ?????122211tTttTt??????式中 將總傳熱速率微分方程 td SKdQ ?? 代入上式，則有 Qttt dSKtd 21)( ?????? dSQtttKtd 21 ???? ??）（SQ ttttK ??????? 1212ln1 mtKSttttKSQ ????????1212ln 式中 Δtm稱為 對數(shù)平均溫差 。 ? 總傳熱系數(shù)為常量 （ K不隨換熱器的管長而變化 ） 。 并流 1 2 逆流 1 2 錯流 2 1 折流 1 1 2 常量??? phh cWdTdQ 常量?? pcc cWdtdQ假設(shè)： ? 傳熱為穩(wěn)定操作過程 。 折流 ： 簡單折流和復(fù)雜折流 簡單折流 ：一側(cè)流體只沿一個方向流動，而另一側(cè)的流體作折流，使兩側(cè)流體間有并流與逆流的交替存在。 逆流 : 參與換熱的兩種流體在傳熱面兩側(cè)以 相對的方向 流動。 即 平均溫度差與兩種流體的流向有關(guān) 。 該過程又可分為下列兩種情況： (1) 間壁一側(cè)流體恒溫另一側(cè)流體變溫 ， 如用蒸汽加熱另一流體以及用熱流體來加熱另一種在較低溫度下進行沸騰的液體 。 三、傳熱平均溫度差的計算 按照參與熱交換的兩種流體在沿著換熱器壁面流動時各點溫度變化的情況，可將傳熱分為 恒溫傳熱 與 變溫傳熱 兩類。 如蒸發(fā)器中 ， 飽和蒸汽和沸騰液體間的傳熱 。K/W 以內(nèi) 、 外表面計時 ， 內(nèi) 、 外表面分別用下標 i、 o表示 。K 取 CO2側(cè)污垢熱阻 Rai= 103m2 試求總傳熱系數(shù) K， 分別用內(nèi)表面積 Ai，外表面積 Ao表示 。K ， CO2 側(cè)的對流傳熱系數(shù)為 40 W/m2CO2與冷卻水呈逆流流動 。 管內(nèi)為 CO2， 流量為 6000kg/h， 由 55℃ 冷卻到 30℃ 。 當管壁熱阻和污垢熱阻可忽略時 ， 則可簡化為 : oK ?11 ?若 αo αi， 則有 : 由上可知： oiok ??111 ??Ko o 例：一列管式換熱器 ， 由 216。 ?若兩側(cè)的 α相差不大時 ， 則必須同時提高兩側(cè)的 α， 才能提高 K值 。(Twtw)dSm 總傳熱系數(shù)的計算式 在穩(wěn)定傳熱條件下，從熱流體到冷流體的各分步傳熱速率。 ? K＝ f（流體的物性、操作條件、換熱器的類型等） ? K的來源： （ 1） 生產(chǎn)實際的經(jīng)驗數(shù)據(jù)（查手冊） （ 2） 實驗測定 （ 3） 分析計算 2 總傳熱系數(shù) 對于管式換熱器 ， 假定管內(nèi)作為加熱側(cè) ， 管外為冷卻側(cè) ，則通過任一微元面積 dS的傳熱由三步過程構(gòu)成 。 dQ=Ki(Tt)dSi=Ko(Tt)dSo=Km(Tt)dSm 式中 Ki、 Ko 、 Km— 基于管內(nèi)表面積、外表面積、外表面平均面積的總傳熱系數(shù)， w/（ m2℃ ） Ts—— 冷凝液的飽和溫度 ， ℃ 二、總傳熱速率方程 ? 通過換熱器中任一微元面積 dS的間壁兩側(cè)流體的傳熱速率方程（仿對流傳熱速率方程）為： 1 總傳熱速率微分方程 dQ=K(Tt)dS=KΔtdS 式中 K—— 局部總傳熱系數(shù)， w/（ m2 Q=Whcph(T1T2)=Wccpc(t2t1) 若換熱器中的熱流體 有相變 ，如 飽和蒸汽冷凝 時，則衡算式為： 當 冷凝液的溫度低于飽和溫度 時 ， 則有 式 中 Wh—— 飽和蒸汽（熱流體）的冷凝速率， kg/s r—— 飽和蒸汽的冷凝潛熱 ， J/kg Q=Whr=Wccpc(t2t1) 注 ：上式應(yīng)用條件是冷凝液在飽和溫度下離開換熱器 。 Q=Wh(Hh1Hh2)=Wc(Hc2Hc1) 一、熱量恒算 若 熱損失 QL不能忽略： Q=Wh(Hh1Hh2)=Wc(Hc2Hc1)+QL 若換熱器中兩流體 無相變 時 ， 且認為流體的比熱不隨溫度而變 ， 則衡算可寫為 : 式中 cp—— 流體的平均比熱， kJ/（ kg ? 校核計算 計算給定換熱器的傳熱量 、 流體的溫度或流量 。 對流傳熱系數(shù)小結(jié) 冷凝傳熱和沸騰傳熱機理、影響因素（重點）。 當流體的流動類型不能確定時 ， 采用試差法進行計算 ， 再進行驗證 。在應(yīng)用這些方程時應(yīng)注意以下幾點： 首先分析所處理的問題是屬于哪一類 ， 如：是強制對流或是自然對流 ， 是否有相變等 。一般認為： λ↑（導(dǎo)熱能力 ↑）或 ρ↑（自然對流 ↑） ? α↑ μ或 σ↓（氣泡易于脫離 ↑） ? α↑ 32 ~t?? ?④ 加熱表面 加熱壁面的材料和粗糙度對沸騰給熱有重要的影響。在相同的 △ t下， α和 q都提高。在 △ t ≤ △ tc 時， ， △ t↑， α↑。 ? 由于核狀沸騰傳熱系數(shù)較膜狀沸騰的大，因此工業(yè)生產(chǎn)中一般總是設(shè)法控制在核狀沸騰。 ? 臨界點△ tc和 qc ：從核狀沸騰變?yōu)槟罘序v的轉(zhuǎn)折點。 DE段 ：當達到 D點時，傳熱面幾乎全部為氣膜所覆蓋，形成穩(wěn)定的氣膜，隨△ t增大， α不變， q又上升（因為壁溫升高，輻射傳熱的影響增大。這樣汽泡在脫離表面前連接起來，開始形成一層不穩(wěn)定的汽膜，隨時可能破裂變?yōu)榇笃蓦x開加熱面。 BC段 ： 核狀沸騰 ： 當△ t升 高時，加熱表面的局部位置 產(chǎn)生氣泡，氣泡產(chǎn)生的速度 隨△ t上升而增加，由于氣泡 的生成、脫離和上升，使液體劇烈擾動，因此， α和 q 急劇增大。 液體沸騰曲線 大容積飽和液體沸騰的情況隨溫度差△ t（壁溫與液體飽和溫度之差）而變，出現(xiàn)不同的沸騰狀態(tài)。管內(nèi)沸騰時，管壁上所產(chǎn)生的汽泡被管內(nèi)液體裹挾與其一起流動，管內(nèi)造成了復(fù)雜的兩相流動。 大容積沸騰時 ， 液體中一方面存在著由溫差引起的 自然對流 ， 另一方面又因氣泡運動所導(dǎo)致的 液體運動 。包括 大容積沸騰、管內(nèi)沸騰 。 ⑥ 流體的物性 ： （汽化熱 r、密度 ρ、 λ） ↑， α↑； μ↓， α↑ 2 液體沸騰時的對流傳熱系數(shù) 液體沸騰的基本概念 液體的沸騰 :當液體被加熱時，液相內(nèi)部產(chǎn)生氣泡或氣膜的過程。 對于垂直管 : 尺寸 ↑， δ ↑ ， α↓。 ④ 冷凝壁面的影響 ： 如對于翅片管和螺旋管 δ↓， α↑；傳熱面積 S↑， α↑ ⑤ 冷凝管的方位 ： 對于水平管： 若冷凝液從上部各排管子流下，使下部排管液膜變厚， α↓；沿垂直方向排管數(shù)目 ↑， α↓。 工業(yè)上，大多數(shù)是膜狀冷凝，在冷凝器的設(shè)計中按膜狀冷凝設(shè)計。因此熱阻小得多。 蒸汽冷凝時的傳熱推動力是蒸汽的飽和溫度與壁面溫度之差 。 滴狀冷凝 ： 若冷凝液不能潤濕壁面 ， 由于表面張力的作用 ， 冷凝液在壁面上形成許多液滴 ， 并沿壁面落下 ， 此中冷凝稱為 。 在整個冷凝過程中 ， 冷凝液膜是其主要熱阻 。 式中的 c、 n值見表 3 自然對流 蒸汽冷凝有 膜狀冷凝 和 滴狀冷凝 兩種方式 。 定性溫度 : 除 μw取壁溫外，均為流體進、出口溫度的算術(shù)平均值。 流體在換熱器的管間流動 （ 2）凱恩法 Nu=（ μ/μw） 注意 ：若換熱器的管間無擋板 ， 管外流體沿管束平行流動 ，則仍用管內(nèi)強制對流的公式計算 ， 只須將公式中的管內(nèi)徑改為管間的當量直徑 。 2 流體在管外強制對流 流體在管束外強制垂直流動 換熱器內(nèi)裝有圓缺形擋板 （ 缺口面積為 25%的殼體內(nèi)截面積 ） 時 ， 殼方流體的對流傳熱系數(shù)的關(guān)聯(lián)式為： （ 1）多諾呼法 Nu=（ μ/μw） 應(yīng)用范圍 : Re=(2~3) 104 特性尺寸 : 取管外徑，流速取每排管子中最狹窄通道處的流速。 定性尺寸 ：取管外徑，流速取每排管子中最狹窄通道處的流速。 式中： d1為套管的內(nèi)管直徑， d2為套管的內(nèi)管直徑。 例如 套管環(huán)隙