熱量傳遞級設備

化工原理第四章

熱量傳遞及設備當前第1頁\共有96頁\編于星期四\4點第一節(jié)

概述一、傳熱在化工生產中的應用在物體內部或者物系間,只要存在溫度差,就會自動發(fā)生從高溫處向低溫處的熱量傳遞。溫度差就是傳熱過程的推動力。在化學工業(yè)生產中傳熱應用極為廣泛，傳熱過程所涉及的主要問題有三類：

1.物料的加熱與冷卻。例如化工生產中的許多單元操作如蒸發(fā)、干燥、蒸餾等操作過程中,都需要供給一定熱量,一般的化學反應也都伴隨著熱量的傳遞,而且都要求將溫度控制在一定范圍內,因此需要不斷地輸入和輸出熱量。

2.熱量與冷量的回收利用。在能源短缺的今天,熱量與冷量都是能量,有效回收利用熱量與冷量以節(jié)約能源是非常重要的,也是降低生產成本的重要措施之一。例如利用鍋爐排出的煙道氣的廢熱,預熱燃料燃燒所需要的空氣等。

3.設備與管路的保溫。有許多設備與管路是在特定高溫或低溫下操作,為了減少熱量與冷量的損失,總是在設備與管路的表面包上絕熱材料的保溫層,以盡量避免傳熱。由此可見,傳熱是化工生產中必不可少的基本操作，能量的充分利用是化工生產、尤其是大型生產中極為重要的課題。當前第2頁\共有96頁\編于星期四\4點第一節(jié)

概述

二、工業(yè)生產上的換熱方法參與傳熱的流體稱為載熱體。在傳熱過程中，溫度較高而放出熱能的載熱體稱為熱載熱體或加熱劑；溫度較低而得到熱能的載熱體稱為冷載熱體或冷卻劑、冷凝劑。冷、熱兩種流體在換熱器內進行熱交換，實現熱交換的方法有以下三種：

1.直接接觸式換熱其特點是冷、熱兩流體在換熱器中直接接觸，如圖4-1所示，在混合過程中進行傳熱，故也稱為混合式換熱。混合式換熱器適用于用水來冷凝水蒸汽等允許兩股流體直接接觸混合的場合。常用于氣體的冷卻或水蒸氣冷凝。

圖4-1直接接觸式換熱當前第3頁\共有96頁\編于星期四\4點第一節(jié)

概述

2.蓄熱式換熱其特點是冷、熱流體間的熱交換是通過蓄熱器的周期性加熱和冷卻來實現的。該換熱器是由熱容量較大的蓄熱室構成,室內裝有耐火磚等固體填充物,如圖4-2所示。操作時冷、熱流體交替的流過蓄熱室,利用固體填充物來積蓄和釋放熱量而達到換熱的目的。由于這類換熱設備的操作是間歇交替進行的,并且難免在交替時發(fā)生兩股流體的混合,所以這類設備在化工生產中使用的不太多。圖4-2蓄熱式換熱器

當前第4頁\共有96頁\編于星期四\4點第一節(jié)

概述

3.間壁式換熱其特點是冷、熱流體被一固體壁面隔開,分別在壁面的兩側流動,不相混合。傳熱時熱流體將熱量傳給固體壁面,再由壁面?zhèn)鹘o冷流體。這是生產中使用最廣泛的一種形式。適用于兩股流體間需要進行熱量交換而又不允許直接相混的場合,如鍋爐燒水。化工生產中最常遇到的換熱過程就是間壁式換熱,常見換熱器如圖4-3、4-4及4-5所示。圖4-3套管式換熱器圖4-4單程列管式換熱器圖4-5雙程列管式換熱器當前第5頁\共有96頁\編于星期四\4點第一節(jié)

概述

套管式換熱器如圖4-3所示,它是由直徑不同的兩根管子同心套在一起組成的。冷、熱流體分別流經內管和環(huán)隙,通過內管壁而進行熱的交換。列管式換熱器主要有殼體、管束、管板（花板）和封頭等部件組成。一種流體由封頭處的進口管進入分配室空間（封頭與管板之間的空間）分配至各管內（稱為管程）,通過管束后,從另一封頭的出口管流出換熱器。另一種流體則由殼體的進口管流入,在殼體與管束間的空隙流過（稱為殼程）,從殼體的另一端出口管流出。

圖4-4所示為單管程列管式換熱器，流體在換熱器管束內只通過一次。圖4-5所示為雙管程列管式換熱器,在換熱器的分配室空間設置隔板,將管束的全部管子平均分成兩組,流體每次只通過一組管子,然后折回進入另一組管子,如此反復,最后從封頭處的出口管流出換熱器。另外還有多管管程列管式換熱器。當前第6頁\共有96頁\編于星期四\4點第一節(jié)

概述

三、傳熱的基本方式熱量傳遞是由于物體內或系統(tǒng)內的兩部分之間的溫度差而引起的，熱量傳遞方向總是由高溫處自動地向低溫處移動。溫度差越大，熱能的傳遞越快，溫度趨向一致，就停止傳熱。所以傳熱過程的推動力是溫度差。根據傳熱機理的不同，熱量傳遞的基本方式有三種：即熱傳導、熱對流和熱輻射。

1.熱傳導：又稱傳導傳熱,簡稱導熱，即在同一物體內或連接緊密的不同物體間,熱量會自動地從高溫向低溫傳遞的方式。本質上它是依靠物體內分子的熱振動和自由電子的運動而進行熱能的傳遞。在熱傳導中物體中的分子不發(fā)生相對位移,如鐵棒的傳熱等

。固體、液體和氣體都能以這種方式傳熱。

2.熱對流：又稱對流傳熱,是指流體中質點發(fā)生相對位移而引起的熱量傳遞過程。熱對流可分為自然對流和強制對流，強制對流傳熱狀況比自然對流好。熱對流這種傳熱方式僅發(fā)生在液體和氣體中。當前第7頁\共有96頁\編于星期四\4點第一節(jié)

概述

3.熱輻射：又稱輻射傳熱,是物質由于本身溫度的原因激發(fā)產生電磁波而被另一低溫物體吸收后,又重新全部或部分地轉變?yōu)闊崮艿倪^程。因此輻射傳熱,不僅是能量的傳遞，還同時伴隨有能量形式的轉化。另外,輻射傳熱不需要任何介質作媒介,它可以在真空中傳播。這是熱輻射與熱傳導及熱對流的根本區(qū)別。一般只有物體溫度大于400℃時,才有明顯的熱輻射。實際上，以上三種傳熱方式很少單獨存在，一般都是兩種或三種方式同時出現。在一般換熱器內，輻射傳熱量很小，往往可以忽略不計，只需考慮熱傳導和熱對流兩種傳熱方式。四、穩(wěn)定傳熱與不穩(wěn)定傳熱在傳熱系統(tǒng)中溫度分布不隨時間而改變的傳熱過程稱為穩(wěn)定傳熱。連續(xù)生產過程中的傳熱多為穩(wěn)定傳熱。若傳熱系統(tǒng)中溫度分布隨時間變化的傳熱過程稱為不穩(wěn)定傳熱。工業(yè)生產上間歇操作的換熱設備和連續(xù)生產時設備的啟動和停車過程，都為不穩(wěn)定的傳熱過程?；どa過程中的傳熱多為穩(wěn)定傳熱，本章只討論穩(wěn)定傳熱。當前第8頁\共有96頁\編于星期四\4點第二節(jié)

熱傳導

一、導熱基本規(guī)律1.熱傳導方程在一個由固體物質組成的壁面如圖4-6所示,面積為S,壁厚為δ,兩側壁面溫度分別為t1和t2,單位為K或℃。熱量以熱傳導方式沿著與壁面垂直的方向從一側傳遞到另一側。實踐證明：如果在與壁面垂直的方向上任取一傳熱厚度db,其對應溫度降為dt，則單位時間內通過該壁面?zhèn)鬟f的熱量Q有下列關系：

(4-1)

負號表示傳熱方向與溫度升高方向相反。式中Q稱為導熱速率,單位為W；dt/db為沿傳熱方向溫度變化的強度,稱為溫度遞度；λ稱為熱導率,又稱導熱系數。式（4-1）稱為熱傳導基本方程，或稱為傅里葉（Fourier）定律。圖4-6平壁熱傳導當前第9頁\共有96頁\編于星期四\4點第二節(jié)

熱傳導

2.熱導率（導熱系數）導熱系數表征物質導熱能力的強弱，為物質的物理性質之一，單位是W/（m·K）或

W/（m·℃)。其值越大，則物質的導熱能力越強。當需要提高導熱速率時，可選用導熱系數大的材料；反之，應選用導熱系數小的材料。各種物質的導熱系數通常用實驗方法測定，可在專用化工手冊中查得。導熱系數數值的變化范圍很大，一般來說，金屬的導熱系數最大，非金屬固體次之，液體的較小，而氣體的最小。溫度對導熱系數的影響較大，二者之間具有線性關系，即有：λ=λ0(1+at)

,式中a稱為溫度系數；壓強對物體的導熱系數基本無影響。只有氣體在壓力很高時（大于200MPa），其導熱系數才隨壓強的增大而增大。當前第10頁\共有96頁\編于星期四\4點第二節(jié)

熱傳導

二、平壁的熱傳導

1.單層平壁的熱傳導按圖4-6所示，利用傅立葉定律并分離變量積分，整理后有：（4-2）式（4-2）即為單層平壁熱傳導速率的計算式?，F對該式變形有：（4-3）

本式與電學的歐姆定律相似，式中溫度差(△t)是導熱過程的推動力，而R導為單層平壁的導熱熱阻，即傳熱速率與推動力成正比,與熱阻成反比,這符合我們前面講過的過程速率通式。另外λm為壁面兩側溫度下導熱系數的平均值。當前第11頁\共有96頁\編于星期四\4點第二節(jié)

熱傳導

2.多層平壁的熱傳導

工業(yè)上常遇到由多種不同材料組成的平壁，稱為多層平壁。如鍋爐墻壁是由耐火磚、保溫磚和普通磚組成。以三層壁為例，如圖4-7所示。因是穩(wěn)定傳熱，則各層的傳熱速率相等，式(4-3)對于各層的傳熱速率均適用，那么有：

(4-4)

式（4-4）表明：多層平壁穩(wěn)定熱傳導,其推動力為內外壁面間的總溫差,阻力為各層熱阻總和,與電學中的串聯電路相仿,該式即為多層平面壁的熱傳導方程式。在多層平壁中,溫差大的壁層熱阻必然大。

例題：參見教材P174例4-1

圖4-7多層平壁的熱傳導當前第12頁\共有96頁\編于星期四\4點第二節(jié)

熱傳導

三、圓筒壁的熱傳導1.單層圓筒壁的熱傳導如圖4-8所示,有一單層園筒壁的軸向長度為L,內外半徑及溫度分別為r1

、t1和r2

、t2?，F在半徑r(r1≤r≤r2)處取園筒壁的一局部,即微元厚dr薄層,此微元薄層的傳熱面積則為S=2πrL,據傅立葉方程通式有：Q=-λ(2πrL)dt/dr，分離變量積分得：

，整理后有：

（4-5）

式（4-5）就是單層園筒壁熱傳導的計算公式。注意：當r2/r1≤2(即園筒壁很薄時)，可以近似把(r2-r1)當做壁厚b,2πL(r1+r2)/2當作傳熱面積A,按平面壁求算,其誤差小于4％，化工計算是允許的。

圖4-8單層圓筒壁壁的熱傳導當前第13頁\共有96頁\編于星期四\4點第二節(jié)

熱傳導

2.多層圓筒壁的熱傳導如圖4-9所示為三層圓筒壁。由不同材質構成的多層圓筒壁的熱傳導也可按多層平壁的熱傳導類似方法處理，依據單層園筒壁規(guī)律導出，即有：

（4-6）

式（4-6）就是多層園筒壁熱傳導的計算公式。圖4-9多層圓筒壁壁的熱傳導當前第14頁\共有96頁\編于星期四\4點

第二節(jié)

熱傳導

四、球殼的穩(wěn)定熱傳導由于球形在結構上均勻對稱，假若熱源在球心處，那么球殼的溫度和傳熱面積只沿球徑方向變化。設球殼的內外半徑分別為r1和r2，內外壁溫度分別為t1和t2，材料的導熱系數為λ。現在球面半徑為r(r1≤r≤r2)處取一局部，即微元厚dr薄層,此微元薄層的導熱面積則為S=4πr2,對應該厚度層的球殼的溫度變化為dt。據傅立葉方程通式有：分離變量積分得：整理得：（4-7）

式（4-7）即為球殼穩(wěn)定熱傳導速率的計算式。當前第15頁\共有96頁\編于星期四\4點

第二節(jié)

熱傳導

五、具有內熱源的圓筒體穩(wěn)定熱傳導假如有一軸向長度為L的圓筒體，若其內部存放一個放熱強度為q/（稱為熱流強度，表征單位體積的固體壁面的放熱速率，w/m3）的熱源。設該圓筒體的內半徑為ri，內壁溫度為tw，圓筒體材料的導熱系數為λ?，F在圓筒體半徑為r(ri≤r)處取一局部，即微元厚dr薄層,那么此微元薄層的導熱面積則為S=2πrL,該層對應的圓筒體壁的溫度變化為dt。據傅立葉方程通式有：

針對該微元層，利用其放熱強度又有：對于穩(wěn)定熱傳導，因為Q1=Q2，聯立上述二式并經分離變量積分有：

整理得：（4-8）

式（4-8）即為具有恒定內熱源的圓筒體內任一點溫度t與半徑r間的函數關系式，該式定量的表征了圓筒體壁溫在徑向上的分布狀況，它是一根拋物線。當前第16頁\共有96頁\編于星期四\4點第三節(jié)熱對流

一、對流傳熱規(guī)律

1.對流傳熱分析對流傳熱實質上就是由于流體質點的宏觀運動而引起的熱量傳遞。通常傳熱的冷熱兩個流體總是通過某金屬壁面進行熱量交換，其表現就是流體將熱量傳給壁面或者由壁面將熱量傳給流體的過程。

在第一章中已知，流體沿固體壁面流動時，無論流動主體湍動的多么激烈，靠近管壁處總存在著一層層流內層。由于在層流內層中不產生與固體壁面成垂直方向的流體對流混合，所以固體壁面與流體間進行傳熱時，熱量只能以熱傳導方式通過層流內層。雖然層流內層的厚度很薄，但導熱的熱阻值卻很大，因此層流內層的熱傳導將產生較大的溫度差。另一方面，在湍流主體中，由于對流使流體質點混合劇烈，熱量十分迅速的傳遞，因此湍流主體中的溫度差極小，其傳熱就是典型的對流傳熱。

由此可見：流體的對流傳熱實質上是耦合了層流內層的熱傳導和流體主體的熱對流兩個過程，其傳熱的主要阻力存在于近壁處的層流內層，該層的傳熱機理屬于熱傳導。當前第17頁\共有96頁\編于星期四\4點第三節(jié)熱對流

圖4-10是表示對流傳熱的溫度分布示意圖,由于層流內層的導熱熱阻大,所需要的推動力溫度差就比較大,溫度曲線較陡,幾乎成直線下降。一般將流動流體中存在溫度梯度的區(qū)域稱為傳熱邊界層。該層由于有傳熱阻力,所以才存在傳熱速率Q,其速率計算應遵循傅立葉定律；在湍流主體,流體溫度幾乎為一恒定值，由于無傳熱阻力,即傳熱能瞬時完成,故無所謂傳熱速率之說法。圖4-10換熱管壁兩側流體流動狀況及溫度分布當前第18頁\共有96頁\編于星期四\4點第三節(jié)熱對流

2.對流傳熱方程

依據以上分析,如果我們以流體被加熱為例（圖4-10右側）,設傳熱邊界層厚度為b,固體壁面面積為A,由傅立葉方程有：（4-8）

又由于傳熱邊界層厚度為b難以測定，令,稱為對流傳熱系數,此時式（4-8）變?yōu)?(4-9a)

同理得流體被冷卻速率關系式為(4-9b)

式（4-9）稱為對流傳熱方程，也稱為牛頓冷卻定律，它是對流傳熱的基本規(guī)律。該規(guī)律以很簡單的形式描述了復雜的對流傳熱過程的速率關系,其中的對流傳熱系數包括了所有影響對流傳熱過程的復雜因素。對流傳熱系數的倒數稱為對流傳熱過程的熱阻,即。對于穩(wěn)定傳熱有,即壁溫總是比較接近值大的那一側流體的溫度。這一結論對設計換熱器是很重要的。當前第19頁\共有96頁\編于星期四\4點第三節(jié)熱對流

二、對流傳熱系數1.影響對流傳熱系數的因素凡是影響邊界層導熱和邊界層外對流的條件都和有關,目前所能設計的實驗表明，影響的因素主要有：

1.1流體的種類,如液體、氣體和蒸汽；

1.2流體的物理性質,如密度、黏度、導熱系數和比熱容等；

1.3流體的相態(tài)變化,在傳熱過程中有相變發(fā)生時的值遠大于沒有相變發(fā)生時的

值；

1.4流體對流的狀況,強制對流時的

值大于自然對流時的值；

1.5流體的運動狀況,湍流時的

值大于層流時的

值；

1.6傳熱壁面的形狀、位置、大小、管或板、水平或垂直、直徑、長度和高度等。綜上所述,如何確定不同情況下的對流傳熱系數

是對流傳熱的中心問題,也是一項十分復雜的問題。

當前第20頁\共有96頁\編于星期四\4點第三節(jié)熱對流

2.對流傳熱系數的確定原則

由于影響對流傳熱系數的因素太多，要建立一個通式來求各種條件下的h值是十分困難的。目前工程計算中只能采用理論分析與實驗相結合的方法建立起經驗關聯式，即準數關聯式。常用的準數及物理意義列于表4-1中。準數關聯式是一種經驗公式，所以應用這種關聯式求解時就不能超出實驗條件的范圍，使用時就必須注意它的適用條件。具體說來，主要指下面三個方面：

一是應用范圍：指關聯式中Re

、Pr等準數可適用的數值范圍。二是特征尺寸：指關聯式中Nu、Re等準數中的特征尺寸L應如何取定。

三是定性溫度：指關聯式中各準數中流體的物性應按什么溫度查定。當前第21頁\共有96頁\編于星期四\4點第三節(jié)熱對流表4-1各特征準數的名稱、符號和含義

關于對流傳熱系數前人進行了許多實驗研究工作,對于各種傳熱情況分別提出了進行計算的關聯式,下面僅僅介紹常用對流傳熱系數的關聯式來說明關聯式的應用。當前第22頁\共有96頁\編于星期四\4點第三節(jié)熱對流

3.常用對流傳熱系數的確定

3.1流體無相變且在圓形直管內作強制湍流時的對流傳熱系數

對于低粘度流體（即氣體或小于2倍常溫水黏度的液體）有：或（4-9）

（教材P187式4-46）式中當流體被加熱時，；當流體被冷卻時，.應用范圍：，0.7＜＜120；管長與管徑之比是；若為短管，即，則需進行修正；定型尺寸：di取管內徑；定性溫度：取流體進、出口溫度的算術平均值。對于高粘度液體有：

（4-10）

（教材P188式4-47）應用范圍：104，0.7＜Pr＜16700；管長與管徑之比是L/di大于60；定型尺寸：di取管內徑；定性溫度：除取壁溫外，均取流體進、出口溫度的算術平均值。

當前第23頁\共有96頁\編于星期四\4點第三節(jié)熱對流

3.2流體無相變且在圓形直管內作強制層流時的對流傳熱系數

（4-11）（教材P191式4-52）應用范圍：Re＜2300；RePrdi/L的值大于10；定型尺寸：di取管內徑；定性溫度：除取壁溫外,均取流體進、出口溫度的算術平均值。3.3流體無相變且在圓形直管內作過渡流時的對流傳熱系數

此種情況且當2300＜Re＜104時，其確定方法是先用湍流時的公式進行計算，然后把所得結果乘以校正系數，從而得到過渡流下的對流傳熱系數。具體校正系數為（教材P189式4-48）。3.4流體有相變化時的對流傳熱系數

流體在換熱器內發(fā)生相變化的情況有冷凝和沸騰兩種。現分別將兩種有相變化的傳熱及傳熱系數的確定進行介紹。

蒸汽的冷凝傳熱：當飽和蒸汽與溫度低的固體壁面接觸時,蒸汽將在壁面上冷凝成液體。其冷凝分膜狀冷凝和滴狀冷凝兩種方式,膜狀冷凝時冷凝液容易潤濕冷卻面,滴狀冷凝時冷凝液不容易潤濕冷卻面。當前第24頁\共有96頁\編于星期四\4點第三節(jié)熱對流

在膜狀冷凝過程中,壁面上形成一層完整的液膜,蒸汽的冷凝只能在液膜的表面進行。而滴狀冷凝過程,冷凝液在壁面上形成液滴,液滴自壁面滾轉而滴落,蒸汽與重新露出的壁面直接接觸,因而使滴狀冷凝的傳熱系數比膜狀冷凝的傳熱系數大得多,或者說膜狀冷凝的熱阻要遠大于滴狀冷凝。在工業(yè)用冷凝器中,即使采用了促進產生滴狀冷凝的措施,也很難持久保持滴狀冷凝,所以工業(yè)用冷凝器的設計都是按膜狀冷凝來考慮,其計算也是以膜狀冷凝為依據。為此冷凝傳熱系數的計算如下：

(1)若為垂直管外或板上的冷凝傳熱，其計算分膜層層流和湍流兩種情況：當膜層為層流時有：（教材P199式4-71）（4-12）

當膜層為湍流時有：（教材P199式4-73）（4-13）

(2)水平管束外的冷凝傳熱，其傳熱系數由下式計算：

（教材P200式4-78）（4-14）當前第25頁\共有96頁\編于星期四\4點第三節(jié)熱對流

3.4.2液體的沸騰傳熱

高溫加熱面與沸騰液體間的傳熱在工業(yè)生產中是十分重要的。由于液體沸騰的對流傳熱是一個復雜的過程，影響液體沸騰的因素很多,其中最重要的是傳熱壁與液體的溫差?，F以常壓下水沸騰的情況為例,說明對流傳熱的情況。

圖5-15所示是常壓下水在鉑電熱絲表面上沸騰時與的關系曲線。當溫差較小如5oC以下時,傳熱主要以自然對流方式進行,如圖中AB線段所示,隨的增大而略有增大。此階段稱為自然對流區(qū)。當逐漸升高越過B點時,在加熱面上會產生更多蒸氣泡,由于這些蒸氣泡的產生、脫離和上升導致液體受到劇烈的擾動,使隨的增大而迅速增大,在C點處達到最大值。此階段稱為核狀沸騰。C點的溫度差稱為臨界溫度差。水臨界溫度差約為25oC。當前第26頁\共有96頁\編于星期四\4點第三節(jié)熱對流當超過C點繼續(xù)增大時,加熱面逐漸被氣泡覆蓋,此時由于傳熱過程中的熱阻大，開始減小，到達D點時為最小值。此時，若在繼續(xù)增加，加熱面完全被蒸氣泡層所覆蓋，通過該蒸氣泡層的熱量傳遞是以導熱和熱輻射方式進行。此階段稱為膜狀沸騰。一般的傳熱設備通?？偸强刂圃诤藸罘序v下操作。由于液體沸騰時要產生氣泡，所以一切影響氣泡生成、長大和脫離壁面的因素對沸騰對流傳熱都有重要影響。如此復雜的影響因素使液體沸騰的傳熱系數計算式至今都不能完善，難以較為準確定量表征。但人們發(fā)現液體沸騰時的傳熱系數值一般都比流體不相變的值大，例如水沸騰時值一般在1500－30000W/(m2·℃)間。如果與沸騰液體換熱的另一股流體沒有相變化,那么傳熱過程的阻力主要是無相變流體的熱阻。在這種情況下，沸騰傳熱系數的值就可以無需詳細準確計算。例如水的沸騰值常取5000W/(m2·℃)。當前第27頁\共有96頁\編于星期四\4點第三節(jié)熱對流

綜上所述,由于影響對流傳熱系數α的因素很多,所以α的數值范圍也很大。表5-7中介紹了常用流體α值的大致范圍。由此表可看出:流體在傳熱過程中有相變化時的α值大于無相變化時的值；在無相變化時,水的α值最大,油類次之,過熱蒸氣和氣體最小。當前第28頁\共有96頁\編于星期四\4點

第四節(jié)熱輻射

如前所述,熱輻射就是物質由于本身溫度的原因激發(fā)產生電磁波而被另一低溫物體吸收后,又重新全部或部分地轉變?yōu)闊崮艿倪^程。當物體溫度較高時,熱輻射往往成為主要的傳熱方式。在日常生活和工程技術中,輻射傳熱是常見現象，如各種工業(yè)用爐、輻射干燥、食品烤箱及太陽能熱水器等。最常見的輻射現象是太陽對大地的輻射。近年來,人類對太陽能的利用促進了人們對輻射傳熱的研究。本節(jié)簡要介紹熱輻射的基本概念與基本定律及應用。一、熱輻射的基本概念

1.熱輻射的物理本質物體受熱后由于體內原子復雜的激烈運動,即對外發(fā)射出熱輻射線。這種熱射線以電磁波的形式向周圍空間作直線傳播,當與另一物體相遇時,則可被吸收、反射和透過,其中被吸收部分就轉變?yōu)闊崮?。理論上講，凡是熱力學溫度在零度以上的物體都能發(fā)射出熱輻射線，其波長可從零到無窮大范圍。但是其中能被物體吸收又能轉變?yōu)闊崮艿?，也就是熱效應顯著的熱射線波長范圍為0.4-20微米間。熱輻射線的傳播不需要任何介質,在真空中依然能快速傳播。

這種僅與物體本身溫度有關而引起的熱射線傳播過程稱為熱輻射。當前第29頁\共有96頁\編于星期四\4點

第四節(jié)熱輻射2.吸收率、反射率與透過率當投射到物體表面上的輻射總能為Q,其中一部分能量QA被該物體吸收，一部分能量QR被該物體反射,余下的能量QD透過該物體。依能量守恒定律有：QA+QR+QD=Q（4-15）定義：QA/Q=A,稱為該物體的吸收率；QR/Q=R，稱為該物體的反射率；QD/Q=D，稱為該物體的透過率,則有：A+R+D=1

（4-16）3.透熱體、白體與黑體

3.1透熱體：指D=1的物體，即表示該物體對投射來的熱輻射線既不吸收也不反射,而是全部透過的物體。自然界只有近似的透熱體,例如分子結構對稱的雙原子氣體如O2、N2、和H2等可視為透熱體。3.2白體：指R=1的物體，即表示對投射來的熱射線能全部反射的物體，又稱絕對白體。實際物體中有接近于白體的物體，如表面磨光的金屬,其反射率可達0.97，所以白體又稱鏡體。

3.3黑體：指A=1的物體，表示該物體能全部吸收投射來的各種波長的熱射線,又稱絕對黑體。同樣實際物體中也沒有絕對的黑體，但無光澤的黑煤，其吸收率可達0.97，接近于黑體。由此可見：透熱體、白體與黑體都是一種理想化物體,在自然界是不存在的。引入這些概念的目的是使實際物體熱輻射的計算簡化。當前第30頁\共有96頁\編于星期四\4點

第四節(jié)熱輻射

4.固體、液體與氣體的熱輻射特點

4.1固體與液體的熱輻射特點固體和液體不能透過熱輻射線,其透過率D=0。因此,其吸收率與反射率之和為1,即A+R=1。這表明熱輻射線不能透過的物體,其反射能力越大,則其吸收能力就越??；反之,其反射能力越小,則其吸收能力就越大。

固體和液體向外發(fā)射熱輻射線以及吸收投射來的熱輻射線都是在物體表面進行的,因此其表面情況對熱輻射的影響較大。

4.2氣體的熱輻射特點氣體的輻射和吸收是在整個氣體容積內進行的。因為投射到氣體的熱輻射能進入氣體容積內部,沿途被氣體分子逐漸吸收。氣體容積發(fā)射的熱輻射能也是整個容積內氣體分子發(fā)射的熱輻射能的總和。因此,氣體所發(fā)射和吸收的熱輻射能都是在整個氣體容積內沿射線進程進行的。當前第31頁\共有96頁\編于星期四\4點

第四節(jié)熱輻射

二、物體的輻射能力與斯蒂芬－玻爾茲曼（Stefan-Boltzmann）定律在一定溫度下,物體在單位時間內由單位面積所發(fā)射的全部波長的輻射能,稱為該物體在該溫度下的輻射能力,用E表示。1.黑體的輻射能力與斯蒂芬－玻爾茲曼定律理論研究證明,黑體的輻射能力與其表面的熱力學溫度的四次方成正比,該規(guī)律稱為斯蒂芬－玻爾茲曼定律?？杀硎?(4-17）

式中Eb為黑體的輻射能力；＝5.67×10－8W/(m2K4),稱為斯蒂芬－玻爾茲曼常數；Co＝5.67W/(m2K4),稱為黑體的輻射系數。斯蒂芬－玻爾茲曼定律是熱輻射的最基本定律,更是熱輻射計算的基礎。例題1：試計算一黑體表面溫度分別為20℃及600℃時輻射能力的變化。解（1）黑體在20℃時的輻射能力Eb1=418W/m2（2）黑體在600℃時的輻射能力Eb2=32930W/m2Eb2/Eb1=78.8由此題可見,同一黑體溫度變化600/20=30倍,而輻射能力為原輻射能力的78.8倍,說明溫度對輻射能力的影響在低溫時較小,往往可以忽略,而高溫時則可成為主要的傳熱方式。當前第32頁\共有96頁\編于星期四\4點

第四節(jié)熱輻射2.實際物體的輻射能力、黑度與灰體2.1實際物體的輻射能力與黑度工程上最重要的是確定實際物體的輻射能力。在同一溫度下,實際物體輻射能力E恒小于黑體的輻射能力Eb,也就是說黑體的輻射能力是最大的。二者之比稱為黑度,用表示=E/Eb。即黑度就是定量表征實際物體的輻射能力接近于黑體的程度,其值恒小于1。物體黑度越大,其輻射能力就越大,所以黑度又稱物質的輻射率，或發(fā)射率。實驗證明,物體的黑度只與自身狀況有關（包括表面的材料、溫度及表面狀況）,較易確定。常見材料表面的黑度值可查閱化工手冊。2.2灰體為了使工程計算熱輻射問題得以簡單化,引入灰體概念。所謂灰體就是對各種波長熱輻射線具有相同吸收率的理想化物體。一般工程計算中,都近似把實際物體視為灰體,此時其輻射能力E就可以用下式求算：

（4-18）式中C＝5.67,稱為灰體（就是實際物體）的輻射系數。當前第33頁\共有96頁\編于星期四\4點

第四節(jié)熱輻射三、克?；舴?Kirchhoff)定律本定律就是闡釋物體表面的輻射能力與其吸收率之間的關系,以及物體表面的吸收率與其黑度的關系。

1.輻射能力與吸收率的關系

任何物體的輻射能力E與其吸收率A的比值恒為常數,且等于同溫度下黑體的輻射能力Eb,此值僅與物體的溫度有關,這就是克希霍夫定律的主要內容。即物體的輻射能力與吸收率成正比,說明吸收率大的物體,其向外的輻射能力也大,反之吸收率小的物體,其輻射能力也小。

2.吸收率與黑度（輻射率）的關系因=E/Eb、E/A=Eb,所以得：E/Eb=A=(4-19)

式(4-19)說明:物體的吸收率與同溫度下的黑度（輻射率）在數值上相等。這樣實際物體（灰體）難以確定的吸收率均可以用其易于確定的黑度（輻射率）值來代替。當前第34頁\共有96頁\編于星期四\4點

第四節(jié)熱輻射四、兩固體間的輻射傳熱1.輻射傳熱速率的計算工業(yè)上常遇到的兩固體間輻射傳熱,通?？梢暈榛殷w之間的輻射傳熱。從高溫物體1傳給低溫物體2的輻射傳熱速率一般用下式計算：(參見教材P212式4-97)（4-20）式中Q1-2為凈輻射傳熱速率；C1-2為總輻射系數；為角系數；S為輻射傳熱面積；T1和T2分別為熱、冷流體的熱力學溫度。下面分常見三種輻射傳熱情況介紹式（4-20）各項數值的確定：1.1兩個面積為無限大（或者面積很大）且距離很近的平行平面壁,每個壁面所發(fā)射的輻射能全部投射到對方的壁面上，此情況下有S=S1=S2；角系數=1；總輻射系數。1.2兩個面積大小有限且相等的平行壁面,每個壁面所發(fā)射的輻射能只有部分投射到對方的壁面上,此情況下有S=S1=S2；角系數小于1,具體值可根據壁面形狀以及尺寸與壁間距從專門化工手冊查取；總輻射系數當前第35頁\共有96頁\編于星期四\4點

第四節(jié)熱輻射

1.3一物體被另一物體包圍時的輻射傳熱,此情況下S取被包圍物體的表面積S1；角系數=1；總輻射系數(4-21)

下面兩種情況下可進行簡化計算：一是當A1/A2接近1時,可按無限大平行平壁計算，詳見1.1方法；二是當被包圍物的表面積A1比包圍物的A2很小時,取，即此時熱輻射與包圍物無關。在計算包圍壁面輻射傳熱速率時,若T2大于T1,則Q1-2為負值,這表明凈熱量是從壁面2傳給壁面1。例題2：有一外徑為0.1m的表面已被氧化的鑄鐵管,其溫度為400℃,插入一截面為0.2m見方的耐火磚煙道中。煙道內壁溫度為1000℃。試求管與耐火磚壁間每米管長熱輻射的能量。解：每米鑄鐵管外表面積每米耐火磚壁表面積查黑度：鑄鐵管,耐火磚,鑄鐵管被煙道包圍A=A1=0.314m2，用式（4-21）計算得：C1-2=3.9W/(m2.K4)用式（4-20）計算輻射熱傳速率Q1-2=-29600W答案中負號表示鑄鐵管(T1)從煙道耐火磚壁(T2)吸收熱量。當前第36頁\共有96頁\編于星期四\4點第四節(jié)熱輻射例題3在高溫氣體的管道中心安裝一只熱電偶,測量高溫氣體的溫度。已知管道內表面溫度為200℃,熱電偶指示溫度為400℃，高溫氣體對熱電偶表面的對流傳熱系數=50w/(m2.K),熱電偶表面的黑度。試計算高溫氣體的真實溫度解已知熱電偶溫度t1=400℃,管道內表面溫度t2=200℃,高溫氣體的真實溫度以t表示。在穩(wěn)態(tài)條件下,高溫氣體以對流傳熱方式向熱電偶傳遞熱量的同時,熱電偶表面向管道的內表面輻射傳熱,二者的傳熱速率應相等。熱電偶表面積以S表示，則有對流傳熱輻射傳熱

由于=50w/(m2.K),=1,,代入解得t=470℃?？梢姡河捎跓犭娕枷蚬艿纼缺诘臒彷椛?導致其顯示的溫度總是低于氣體的真實溫度。因此在高溫時熱電偶是難以測量物體的真實溫度。當前第37頁\共有96頁\編于星期四\4點

第四節(jié)熱輻射

2.輻射傳熱的強化與消弱方法工程上時常要強化與消弱物體之間的輻射傳熱速率，常有兩種方法。2.1改變物體表面的黑度。如為了增大物體的散熱量（即強化熱輻射）,可在其表面涂上黑度較大的油漆,常見的電器設備即如此；又如為了減少散熱量（即消弱熱輻射）,可在其表面上鍍以黑度較小的銀、鉛等薄層，常見的保溫瓶的瓶膽就采用此法。實驗研究證明,瓶膽夾層的玻璃（其黑度大）表面上不鍍銀的熱損失是鍍銀時的88倍。同時,瓶膽夾層中抽成真空，以減少導熱與對流傳熱。2.2采用遮熱板。即為了消弱輻射傳熱,常在兩個輻射傳熱表面之間插入薄板（遮熱板）,以阻擋輻射傳熱。

例題：參見補充題（電子版）及教材P214例4-9。當前第38頁\共有96頁\編于星期四\4點

第四節(jié)熱輻射

五、輻射與對流的聯合傳熱在化工生產中,設備的外壁溫度總是高于周圍大氣溫度,因此熱量必然會同時以熱輻射和熱對流兩種方式散失于周圍環(huán)境中,即既會發(fā)生從設備表面向周圍包圍物的輻射傳熱,同時也會有設備表面與空氣之間的對流傳熱。設備表面向周圍空氣的對流傳熱速率為：設備表面與周圍包圍物壁面間的輻射傳熱以對流傳熱速率的形式寫出為：式中此時總散熱損失速率為:

稱為對流-輻射聯合傳熱系數,對有保溫層設備,可用下列方法估算：

1.空氣自然對流時：

(1)在平壁保溫層外且T壁小于1500C時，=9.8+0.07(T壁-T)；

(2)在圓管或圓筒壁保溫層外，=9.4+0.052(T壁-T)。2.空氣強制對流時：=6.2+4.2u(u≤5m/s)；=7.8u0.78(u5m/s)由于輻射速率與兩物體的溫度的四次方之差成正比,因此在高溫條件下,即使是兩物體間的溫差較小,也會產生很大的輻射傳熱速率。另外如果T所代表的空氣溫度與周圍包圍物的壁溫不同,則需要分開計算,再總和。當前第39頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

一、傳熱總過程的分析一般常用的間壁式換熱器的總傳熱過程都是“熱對流-熱傳導-熱對流”相結合的過程。如圖4-11所示為任意一間壁換熱過程,其換熱分為三步:第①步是熱量Q由熱流體在流動過程以對流傳熱方式傳遞給固體壁面1；第②步是熱量Q在固體壁以熱傳導方式由壁1傳給壁2；第③步是熱量Q從壁2以對流傳熱方式傳給流動中的冷流體,完成傳熱過程,達到換熱目的。顯然,一般的間壁換熱過程總是上述三步的總和（注意：上述分析是在溫度較低的情況下,忽略了熱輻射)。圖4-11間壁兩側流體總傳熱過程當前第40頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

二、總傳熱速率方程的建立傳熱速率是指單位時間內通過傳熱面?zhèn)鬟f的熱量，單位為W，它表征換熱器傳熱的快慢。設S1

、S2

和Sm分別為壁1、壁2和固體壁平均面積；b為固體壁厚；λ為固體壁導熱系數；

1和

2分別為熱、冷流體對壁面的對流傳熱系數。那么有：①熱流體<==>壁面1:熱對流Q1=1S1(T-t壁1)②壁面1<==>壁面2:熱傳導Q2=λSm(t壁1-t壁2)b-1

③壁面2<==>冷流體:熱對流Q3=2S2(t壁2-t)對于穩(wěn)定傳熱，Q1=Q2=Q3=Q，以上三式變形聯立得：

（4-23）令△t=T-t,

(K稱為總傳熱系數,其倒數稱為總熱阻)即有：Q=KSm△t(4-25）

式（4-25）即為總傳熱速率方程通式。式中總傳熱系數K、壁面積Sm及總溫差△t應區(qū)別不同情況具體求算,下面分別做具體討論。當前第41頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

三、總傳熱系數K的求算

1.總傳熱系數K的計算1.1平壁傳熱面K值的計算：對于平壁傳熱面由于S1=S2=Sm=S,式(4-24)變?yōu)?，即有：

（4-26a）(1)多層平壁：只需將式(4-26)分母項中進行疊加即可,即有：

(4-26b)(2)若固體壁面為金屬材料,由于固體金屬的熱導率大,即熱阻小，當壁厚較薄時，分母中的b/λ項可略去不計,則式(4-26)可寫為:

(4-26c)(3)由式(4-26c)可知,K值必小于且接近于

1和

2中較小的一個,即接近于熱阻較大流體的值。也就是說：當兩個流體對流傳熱系數值相差很懸殊時,則K值近似等于較小的值。

(4)綜上所述,對于平壁的傳熱速率通式(4-25)即為Q=KS△t。

當前第42頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

例題4器壁一側為沸騰液體

1為5000W／(m2·℃),器壁另一側為熱流體

2為50W／(m2·℃),壁厚為4mm,λ為40W／(m2·℃)。求傳熱系數K值。為了提高K值,在其他條件不變的情況下,設法提高對流傳熱系數,即①將

1提高一倍；②將

2提高一倍。解：依據式(4-26a)有：①其他條件不變將

1提高一倍，即

1＝2×5000＝104W/(m2·℃)，代入計算式得K＝49.5W/(m2·℃)。②其他條件不變將

2提高一倍，即

2＝2×50＝100W/(m2·℃),代入計算式得K＝97.1W/(m2·℃)。計算結果說明：當兩個

值相差較大時,提高

值大的流體的

值對傳熱系數K值的提高甚微；相反將

值小的流體的

值增大一倍時，K值幾乎也增加了一倍?？梢妭鳠嵯禂礙總是接近于

值小的流體的

值，或者說由最大熱阻所控制。因此，在傳熱過程中要提高K值,必須想法設法提高

值小的流體的

值（即降低阻力大的流體的阻力，該阻力稱為控制熱阻）,才會有顯著的效果。當前第43頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

1.2圓筒壁傳熱面K值的計算當傳熱面為園筒壁時,因S1≠S2≠Sm≠S,這時總傳熱系數K則隨所取的傳熱面不同而異。設K式中S1為換熱管的S內,S2為換熱管的S外，Sm為換熱管的S均，則隨基準面的不同有下列三種形式：

(1)當以外表面為基準面時,即S=S外=,則K計算式(4-24)變?yōu)椋?此時式(4-25)為Q=KSm△t=K外S外△t

(4-27a)

(2)當以內表面為基準面時,即S=S內=,則K計算式(4-24)變?yōu)椋?此時式(4-25)為Q=KSm△t=K內S內△t

(4-27b)

(3)當以均表面為基準面時,即A=A均=,則K計算式(4-24)變?yōu)椋?此時式(4-25)為Q=KSm△t=K均S均△t(4-27c)(4-27)式中S均通常取圓筒壁內外直徑的對數平均值所對應面積?？梢姡簩τ趫A筒壁換熱器,其傳熱系數必須注明是以哪個傳熱面為基準。通常我國在換熱器系列化標準核算中,傳熱面積均是以換熱管外表面積S外為標準。由于計算圓筒壁公式復雜,故一般在管壁較薄時,即d外／d內<2時,可按平壁計算式(4-26)近似計算。當前第44頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

2.總傳熱系數K的測定和經驗估算傳熱系數K值除了上述計算法外,還可以進行現場實測和經驗估算。

2.1現場實測:根據傳熱速率方程通式Q=KS△t可知,只需從現場測得換熱器的傳熱面積S,溫度差△t及傳熱速率Q后，傳熱系數K就很容易計算出來。其中傳熱面積S可由設備結構尺寸算出，△t可從現場測定兩股流體的進出口溫度及它們的流動方式而求得,傳熱速率Q可由現場測得流體的流量,由流體在換熱器進出口的狀態(tài)變化而求得。新制換熱器,為了檢驗其傳熱性能,也需通過實驗,測定其K值。當前第45頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

2.2采用經驗數據估算在進行換熱器的傳熱計算時,常需要先估計傳熱系數。表5-2列出了常見的列管式換熱器的傳熱系數經驗值的大致范圍。

由表可見,傳熱系數K值的變化范圍很大,化工技術人員應對不同類型流體間換熱時的K值有一數量級概念。

表5-2列管式換熱器中傳熱系數K的經驗值

當前第46頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

3.污垢熱阻對傳熱系數的影響

實際生產中的換熱設備，因長期使用在固體壁面上常有污垢積存，對傳熱產生附加熱阻，使傳熱系數降低。因此在設計換熱器時，應預先考慮污垢熱阻問題。由于污垢層厚度及其導熱系數難以測定，通常只能根據污垢熱阻的經驗值作為參考來計算傳熱系數。某些常見流體的污垢熱阻的經驗值可查表5-8。當前第47頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算若管壁內、外側表面上的污垢熱阻分別為R內和R外，根據串聯熱阻疊加原則，K式（4-26）可變?yōu)?/p>

（4-28）

式（4-28）表明，間壁兩側流體間傳熱總熱阻等于兩側流體的對流傳熱熱阻、污垢熱阻及管壁熱阻之和。

一般垢層的導熱系數都比較小，即使是很薄的一層也會形成比較大的熱阻。在生產上應盡量防止和減少污垢的形成：如提高流體的流速，使所帶懸浮物不致沉積下來；控制冷卻水的加熱程度，以防止有水垢析出；對有垢層形成的設備必須定期清洗除垢，以維持較高的傳熱系數。當前第48頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

四、關于溫度差的求算如前所述及式（4-27）表明：在計算換熱器傳熱速率時，傳熱系數和傳熱面積必須建立一一對應的關系。除此之外，因傳熱面各部位的傳熱溫度差也在隨時間而變化,所以在計算傳熱速率時也必須算出平均傳熱溫度差△t均來代替△t，此時即有Q＝KS△t均，而△t均的數值與流體流動情況有關,下面就各種情況分別作一討論。

1.恒溫傳熱時的平均溫度差參與傳熱的冷、熱兩種流體在換熱器內的任一位置、任一時間，都保持其各自的溫度不變，此傳熱過程稱為恒溫傳熱。例如用水蒸汽加熱沸騰的液體，器壁兩側的冷、熱流體因自身發(fā)生相變化而溫度都不變，恒溫傳熱時的平均溫度差與流體的流動方向無關，其值如下：

△t均＝T－t（4-29）

2.變溫傳熱時的平均溫度差工業(yè)上最常見的是變溫傳熱，即參與傳熱的兩種流體（或其中之一）有溫度變化。在變溫傳熱時，換熱器各處的傳熱溫度差隨流體溫度的變化而不同，計算時必須取其平均值△t均。

當前第49頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

2.1單側變溫時的平均溫度差圖4-12所示為一側流體溫度有變化，另一側流體的溫度無變化的傳熱。圖4-12a熱流體恒溫，而冷流體溫度發(fā)生變化。圖4-12b冷流體恒溫，而熱流體的溫度發(fā)生變化。兩種情況下的傳熱溫度差都會變化的。此時其溫度差的平均值可取其進出口溫度差的對數平均值，即按下式計算：（4-30）

在工程計算中，當時，可近似地采用算術平均值代替對數平均值，其誤差是小于4%的，工程計算是允許的。圖4-12單側變溫時的溫差變化當前第50頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

2.2雙側變溫時的平均溫度差

工廠中常用的冷卻器和預熱器等，在換熱過程中間壁的一側為熱流體，另一側為冷流體，熱流體沿間壁的一側流動，溫度逐漸下降，而冷流體沿間壁的另一側流動，溫度逐漸升高。這種情況下，換熱器各點的溫度是不同的，屬雙側變溫傳熱。在此種變溫傳熱中，參與熱交換的兩種流體的流向大致有四種類型，如圖4-13所示。兩者平行而同向的流動，稱為并流；兩者平行而反向的流動，稱為逆流；垂直交叉的流動，稱為錯流；一流體只沿一個方向流動，而另一流體反復折流，稱為折流。變溫傳熱時，其平均溫度差的計算方法因流向的不同而異。當前第51頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算圖4-13流體的流動類型示意圖當前第52頁\共有96頁\編于星期四\4點第二節(jié)

傳熱計算

并流和逆流時的平均溫度差此兩種流向的平均溫差計算形式與式(4-30)完全一樣,即依然是對數平均法。通常取兩端溫度差大的作為,小的為,以方便計算。如遇＜2時,仍可用算術平均值計算。不難看出,當兩側流體都變溫時,因流向的不同,其溫差也不相同,從而導致并流和逆流時的△t均是不相等的。計算表明在兩流體的進、出口溫度分別相同的前提下,逆流比并流具有更大的平均溫度差。因而使逆流優(yōu)于并流如下兩點：

（1）相同條件(如同流體及同進出口溫度)下,因逆流比并流有更大的△t均,因而交換相同的熱量采用逆流操作可更節(jié)省換熱器面積。（2）并流操作時,熱流體出口處溫度T2總是大于冷流體的出口溫度t2,但逆流則不受此限制,因而交換相同的熱量,所需要加熱劑（熱流體）或者冷卻劑(冷流體)的用量逆流比并流就少(因為在此情況下△t熱或者△t冷總有較大值)。正因為逆流有上述優(yōu)點,工程上多采用逆流操作。但是在某些工藝有特殊要求時,如要求冷流體被加熱時不能超過某一溫度，或熱流體被冷卻時不能低于某一溫度，則宜采用并流操作易于控制。

當前第53頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

錯流和折流時的平均溫度差對于錯流或折流時平均溫度差的計算由于其脫離了單純的并流或逆流，因而較為復雜。目前人們總是采用鮑曼（Bowman）法，即先按逆流計算對數平均溫度差，再乘以溫度差修正系數系，即：

（4-31）式（4-31）中的溫度差修正系數，是由兩個參數P和R值的大小，再依據各種換熱器的流動情況來確定，現在還無法找尋出其函數關系式，目前只能采用相關數據圖查取。兩個參數由下式決定：

修正系數關系圖如圖4-14。由于的值總小于1，故折流和錯流時的平均溫度差總小于逆流?？梢姡汗I(yè)上采用折流等其他復雜流動的目的是為了提高傳熱系數，但其代價卻是使平均溫度差相應減小。綜合利弊，一般在設計時最好應使＞0.9，至少也不應低于0.8，否則經濟上是不合理的。當前第54頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

當前第55頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

圖4-14幾種流動形式的△t均修正系數當前第56頁\共有96頁\編于星期四\4點第五節(jié)傳熱總過程的計算

例題

在一單殼程、四管程的列管換熱器中,用水折流冷卻油。冷水在殼程流動,進口溫度為l5℃,出口溫度為32℃。油的進口溫度為l00℃,出口溫度為40℃。試求兩流體間的平均溫度差。

解此題為求簡單折流時的平均溫度差,先按逆流計算,即熱流體10040，冷流體3215＝43℃；；

查圖4-14(a)得＝0.9，所以△t均＝△t逆＝0.9×43=38.7℃當前第57頁\共有96頁\編