化工原理第四章第四章 传热传热及传热设备及传热设备 第一节 概 述 一、传热在化工生产中的应用一、传热在化工生产中的应用 在物体内部或者物系间,只要存在温度差,就会自动发生从高温处向低温处的热量传递温度差就是传热过程的推动力在化学工业生产中传热应用极为广泛，传热过程所涉及的主要问题有三类： 1.物料的加热与冷却例如化工生产中的许多单元操作如蒸发、干燥、蒸馏等操作过程中,都需要供给一定热量,一般的化学反应也都伴随着热量的传递,而且都要求将温度控制在一定范围内,因此需要不断地输入和输出热量 2.热量与冷量的回收利用在能源短缺的今天,热量与冷量都是能量,有效回收利用热量与冷量以节约能源是非常重要的,也是降低生产成本的重要措施之一例如利用锅炉排出的烟道气的废热,预热燃料燃烧所需要的空气等 3.设备与管路的保温有许多设备与管路是在特定高温或低温下操作,为了减少热量与冷量的损失,总是在设备与管路的表面包上绝热材料的保温层,以尽量避免传热 由此可见,传热是化工生产中必不可少的基本操作,能量的充分利用是化工生产、尤其是大型生产中极为重要的课题。
第一节 概 述 二、传热的基本方式二、传热的基本方式 热量传递是由于物体内或系统内的两部分之间的温度差而引起的，热量传递方向总是由高温处自动地向低温处移动温度差越大，热能的传递越快，温度趋向一致，就停止传热所以传热过程的推动力是温度差 根据传热机理的不同，热量传递的基本方式有三种：即热传导、热对流和热辐射 1. .热传导：热传导：又称传导传热,简称导热，即在同一物体内或连接紧密的不同物体间,热量会自动地从高温向低温传递的方式本质上它是依靠物体内分子的热振动和自由电子的运动而进行热能的传递在热传导中物体中的分子不发生相对位移,如铁棒的传热等 固体、液体和气体都能以这种方式传热 2. .热对流：热对流：又称对流传热,是指流体中质点发生相对位移而引起的热量传递过程热对流可分为自然对流和强制对流，强制对流传热状况比自然对流好热对流这种传热方式仅发生在液体和气体中 第一节 概 述 3. .热辐射：热辐射：又称辐射传热,是物质由于本身温度的原因激发产生电磁波而被另一低温物体吸收后,又重新全部或部分地转变为热能的过程。
因此辐射传热,不仅是能量的传递，还同时伴随有能量形式的转化另外,辐射传热不需要任何介质作媒介,它可以在真空中传播这是热辐射与热传导及热对流的根本区别一般只有物体温度大于400℃时,才有明显的热辐射 实际上，以上三种传热方式很少单独存在，一般都是两种或三种方式同时出现在一般换热器内，辐射传热量很小，往往可以忽略不计，只需考虑热传导和热对流两种传热方式 第一节 概 述 三、工业生产上的换热方法三、工业生产上的换热方法 参与传热的流体称为载热体在传热过程中，温度较高而放出热能的载热体称为热载热体或加热剂；温度较低而得到热能的载热体称为冷载热体或冷却剂、冷凝剂 冷、热两种流体在换热器内进行热交换，实现热交换的方法有以下三种： 1.直接接触式换热直接接触式换热 其特点是冷、热两流体在换热器中直接接触，如图4-1所示，在混合过程中进行传热，故也称为混合式换热 混合式换热器适用于用水来冷凝水蒸汽等允许两股流体直接接触混合的场合常用于气体的冷却或水蒸气冷凝。
图4-1 直接接触式换热 第一节 概 述 2.蓄热式换热蓄热式换热 其特点是冷、热流体间的热交换是通过蓄热器的周期性加热和冷却来实现的该换热器是由热容量较大的蓄热室构成,室内装有耐火砖等固体填充物,如图4-2所示操作时冷、热流体交替的流过蓄热室,利用固体填充物来积蓄和释放热量而达到换热的目的 由于这类换热设备的操作是间歇交替进行的,并且难免在交替时发生两股流体的混合,所以这类设备在化工生产中使用的不太多图4-2 蓄热式换热器 第一节 概 述 3. .间壁式换热间壁式换热 其特点是冷、热流体被一固体壁面隔开,分别在壁面的两侧流动,不相混合传热时热流体将热量传给固体壁面,再由壁面传给冷流体这是生产中使用最广泛的一种形式适用于两股流体间需要进行热量交换而又不允许直接相混的场合,如锅炉烧水 化工生产中最常遇到的换热过程就是间壁式换热,常见换热器如图4-3、4-4及4-5所示图图4-3 套管式换热器套管式换热器图图4-4 单程列管式换热器单程列管式换热器图图4-5 双程列管式换热器双程列管式换热器 第一节 概 述 套管式换热器如图4-3所示,它是由直径不同的两根管子同心套在一起组成的。
冷、热流体分别流经内管和环隙,通过内管壁而进行热的交换 列管式换热器主要有壳体、管束、管板（花板）和封头等部件组成一种流体由封头处的进口管进入分配室空间（封头与管板之间的空间）分配至各管内（称为管程）,通过管束后,从另一封头的出口管流出换热器另一种流体则由壳体的进口管流入,在壳体与管束间的空隙流过（称为壳程）,从壳体的另一端出口管流出 图4-4所示为单管程列管式换热器，流体在换热器管束内只通过一次 图4-5所示为双管程列管式换热器,在换热器的分配室空间设置隔板,将管束的全部管子平均分成两组,流体每次只通过一组管子,然后折回进入另一组管子,如此反复,最后从封头处的出口管流出换热器 另外还有多管管程列管式换热器 第一节 概 述 四、稳定传热与不稳定传热四、稳定传热与不稳定传热 在传热系统中温度分布不随时间而改变的传热过程称为稳定传热连续生产过程中的传热多为稳定传热 若传热系统中温度分布随时间变化的传热过程称为不稳定传热工业生产上间歇操作的换热设备和连续生产时设备的启动和停车过程，都为不稳定的传热过程。
化工生产过程中的传热多为稳定传热，本章只讨论稳定传热 第二节 热 传 导 一、导热基本基本规律一、导热基本基本规律 1. .热传导方程热传导方程 在一个由固体物质组成的平壁如图4-6所示,面积为A,壁厚为δ,平壁两侧壁面温度分别为t1和t2,单位为K或℃热量以热传导方式沿着与壁面垂直的方向从一侧传递到另一侧实践证明：如果在与壁面垂直的方向上任取一传热厚度db,其对应温度降为dt，则单位时间内通过该壁面传递的热量Q有下列关系： (4-1) 负号表示传热方向与温度升高方向相反 式中Q称为导热速率,单位为W；dt/db为沿传热方向温度变化的强度,称为温度递度温度递度；λ称为热导率,又称导热系数 式（4-1）称为热传导基本方程，或称为傅里叶（Fourier）定律图4-6 平壁热传导 第二节 热 传 导 2. .热导率（导热系数）热导率（导热系数） 导热系数表征物质导热能力的强弱，为物质的物理性质之一，单位是W/（m·K）或 W/（m·℃)。
其值越大，则物质的导热能力越强当需要提高导热速率时，可选用导热系数大的材料；反之，应选用导热系数小的材料 各种物质的导热系数通常用实验方法测定，可在专用化工手册中查得导热系数数值的变化范围很大，一般来说，金属的导热系数最大，非金属固体次之，液体的较小，而气体的最小 温度对导热系数的影响较大，二者之间具有线性关系，即 有：λ=λ0 (1+at) , 式中a称为温度系数； 压强对物体的导热系数基本无影响只有气体在压力很高时（大于200MPa），其导热系数才随压强的增大而增大 第二节 热 传 导 二、平壁的热传导二、平壁的热传导 1.单层平壁的热传导单层平壁的热传导 按图4-6所示，利用傅立叶定律并分离变量积分，整理后有： （4-2） 式（4-2）即为单层平壁热传导速率的计算式。
现对该式变换有： （4-3） 本式与电学的欧姆定律相似，式中温度差(△t)是导热过程的推动力，而R导为单层平壁的导热热阻，即传热速率与推动力成正比,与热阻成反比,这符合我们前面讲过的过程速率通式另外λm为壁面两侧温度下导热系数的平均值 第二节 热 传 导 2. .多层平壁的热传导多层平壁的热传导 工业上常遇到由多种不同材料组成的平壁，称为多层平壁如锅炉墙壁是由耐火砖、保温砖和普通砖组成以三层壁为例，如图4-7所示因是稳定传热，则各层的传热速率相等，式(4-3)对于各层的传热速率均适用，那么有： (4-4) 式（4-4）表明：多层平壁稳定热传导,其推动力为内外壁面间的总温差,阻力为各层热阻总和,与电学中的串联电路相仿,该式即为多层平面壁的热传导方程式。
在多层平壁中,温差大的壁层热阻必然大 例题：参见教材P168例4-2 图4-7 多层平壁的热传导 第二节 热 传 导 三、圆筒壁的热传导三、圆筒壁的热传导 1. .单层圆筒壁的热传导单层圆筒壁的热传导 如图4-8所示,有一单层园筒壁的轴向长度为L,内外半径及温度分别为r1 、t1和r2 、t2现在半径r(r1≤r≤r2)处取园筒壁的一局部,即微元厚dr薄层,此微元薄层的传热面积则为A=2πrL,据傅立叶方程通式有：Q=-λ(2πrL)dt/dr，分离变量积分得： ，整理后有： （4-5） 这就是单层园筒壁热传导的计算公式 注意：当r2/r1 ≤2(即园筒壁很薄时)，可以近似把(r2-r1)当做壁厚b,2πL(r1+r2)/2当作传热面积A,按平面壁求算,其误差小于4％，化工计算是允许的。
图图4-8 单层圆筒壁壁的热传导单层圆筒壁壁的热传导 第二节 热 传 导 2 2. .多层圆筒壁的热传导多层圆筒壁的热传导 如图4-9所示为三层圆筒壁由不同材质构成的多层圆筒壁的热传导也可按多层平壁的热传导类似方法处理，依据单层园筒壁规律导出，即有： （4-6） 这就是多层园筒壁热传导的计算公式 例题：参见教材P170例4-3 图图4-9 多层圆筒壁壁的热传导多层圆筒壁壁的热传导 第三节 热 对 流 一、对流传热规律一、对流传热规律 1. .对流传热分析对流传热分析 对流传热实质上就是由于流体质点的宏观运动而引起的热量传递。
通常传热的冷热两个流体总是通过某金属壁面进行热量交换，其表现就是流体将热量传给壁面或者由壁面将热量传给流体的过程 在第一章中已知，流体沿固体壁面流动时，无论流动主体湍动的多么激烈，靠近管壁处总存在着一层层流内层由于在层流内层中不产生与固体壁面成垂直方向的流体对流混合，所以固体壁面与流体间进行传热时，热量只能以热传导方式通过层流内层虽然层流内层的厚度很薄，但导热的热阻值却很大，因此层流内层的热传导将产生较大的温度差另一方面，在湍流主体中，由于对流使流体质点混合剧烈，热量十分迅速的传递，因此湍流主体中的温度差极小，其传热就是典型的对流传热 由此可见：流体的对流传热实质上是耦合了层流内层的热传导和流体主体的热对流两个过程，其传热的主要阻力存在于近壁处的层流内层，该层的传热机理属于热传导 第三节 热 对 流 图4-10是表示对流传热的温度分布示意图,由于层流内层的导热热阻大,所需要的推动力温度差就比较大,温度曲线较陡,几乎成直线下降一般将流动流体中存在温度梯度的区域称为传热边界层该层由于有传热阻力,所以才存在传热速率Q,其速率计算应遵循傅立叶定律；在湍流主体,流体温度几乎为一恒定值，由于无传热阻力,即传热能瞬时完成,故无所谓传热速率之说法。
图图4-10 换热管壁两侧流体流动换热管壁两侧流体流动 状况及温度分布状况及温度分布 第三节 热 对 流 2. .对流传热方程对流传热方程 依据以上分析,如果我们以流体被加热为例（图4-10左侧）,设传热边界层厚度为b,固体壁面面积为A,由傅立叶方程有： （4-7） 又由于传热边界层厚度为b难以测定，令 ,称为对流传热系数,此时式（4-7）变为: (4-8a) 同理得流体被冷却速率关系式为 (4-8b) 式（4-8）称为对流传热方程，也称为牛顿冷却定律，它是对流传热的基本规律该规律以很简单的形式描述了复杂的对流传热过程的速率关系,其中的对流传热系数h包括了所有影响对流传热过程的复杂因素 对流传热系数的倒数称为对流传热过程的热阻,即 对于稳定传热有 ,即壁温总是比较接近壁温总是比较接近h值大的那值大的那一侧流体的温度。
一侧流体的温度这一结论对设计换热器是很重要的 第三节 热 对 流 二、对流传热系数二、对流传热系数 1. .影响对流传热系数的因素影响对流传热系数的因素 凡是影响边界层导热和边界层外对流的条件都和h有关,目前所能设计的实验表明，影响h的因素主要有： 流体的种类,如液体、气体和蒸汽； 流体的物理性质,如密度、黏度、导热系数和比热容等； 流体的相态变化,在传热过程中有相变发生时的h值远大于没有相变发生时的h值； 流体对流的状况,强制对流时的h值大于自然对流时的h值； 流体的运动状况,湍流时的h值大于层流时的h值； 传热壁面的形状、位置、大小、管或板、水平或垂直、直径、长度和高度等 综上所述,如何确定不同情况下的对流传热系数h是对流传热的中心问题,也是一项十分复杂的问题 第三节 热 对 流 2. .对流传热系数的确定原则对流传热系数的确定原则 由于影响对流传热系数的因素太多，要建立一个通式来求各种条件下的h值是十分困难的。
目前工程计算中只能采用理论分析与实验相结合的方法建立起经验关联式，即准数关联式常用的准数及物理意义列于表4-1中 准数关联式是一种经验公式，所以应用这种关联式求解时就不能超出实验条件的范围，使用时就必须注意它的适用条件具体说来，主要指下面三个方面： 一是应用范围：指关联式中Re 、Pr等准数可适用的数值范围 二是特征尺寸：指关联式中Nu、Re等准数中的特征尺寸L应如何取定 三是定性温度：指关联式中各准数中流体的物性应按什么温度查定 第三节 热 对 流表表4-1 各特征准数的名称、符号和含义（参见教材各特征准数的名称、符号和含义（参见教材P P177177表表4-1 ）） 关于对流传热系数前人进行了许多实验研究工作,对 于各种传热情况分别提出了进行计算的关联式,下面仅仅介绍常用对流传热系数的关联式来说明关联式的应用 第三节 热 对 流 3.3.常用对流传热系数的确定常用对流传热系数的确定（参见教材P180－196第四及第五节） 流体无相变且在圆形直管内作强制湍流时的对流传热系数流体无相变且在圆形直管内作强制湍流时的对流传热系数 对于低粘度流体（即气体或小于2倍常温水黏度的液体）有： 或 （4-9） （教材P180式4-27） 式中当流体被加热时， ；当流体被冷却时， . 应用范围： ，0.7＜ ＜120；管长与管径之比是 ；若 为短管，即 ，则需进行修正，可将（4-9）式求得h的值乘以大于1的短管修正系数 ，即h校＝ h；定型尺寸：di取管内径；定性温度：取流体进、出口温度的算术平均值。
对于高粘度液体有： （4-10） （教材P181式4-28） 应用范围： 104 ，0.7＜Pr ＜16700；管长与管径之比是L/di大于60；定型尺寸：di取管内径；定性温度：除 取壁温外，均取流体进、出口温度的算术平均值 第三节 热 对 流 流体无相变且在圆形直管内作强制层流时的对流传热系数流体无相变且在圆形直管内作强制层流时的对流传热系数 （4-11） （教材P182式4-29） 应用范围：Re＜2300； 0.6＜Pr＜6700；（RePrdi/L）大于100；定型尺寸：di取管内径；定性温度：除 取壁温外,均取流体进、出口温度的算术平均值。
流体无相变且在圆形直管内作过渡流时的对流传热系数流体无相变且在圆形直管内作过渡流时的对流传热系数 此种情况且当2300＜Re＜104时，其确定方法是先用湍流时的公式进行计算，然后把所得结果乘以校正系数，从而得到过渡流下的对流传热系数具体校正系数为 （教材P182式4-30）流体有相变化时的对流传热系数流体有相变化时的对流传热系数 流体在换热器内发生相变化的情况有冷凝和沸腾两种现分别将两种有相变化的传热及传热系数的确定进行介绍 蒸汽的冷凝传热：蒸汽的冷凝传热：当饱和蒸汽与温度低的固体壁面接触时,蒸汽将在壁面上冷凝成液体其冷凝分膜状冷凝和滴状冷凝两种方式,膜状冷凝时冷凝液容易润湿冷却面,滴状冷凝时冷凝液不容易润湿冷却面 第三节 热 对 流 在膜状冷凝过程中,壁面上形成一层完整的液膜,蒸汽的冷凝只能在液膜的表面进行而滴状冷凝过程,冷凝液在壁面上形成液滴,液滴自壁面滚转而滴落,蒸汽与重新露出的壁面直接接触,因而使滴状冷凝的传热系数比膜状冷凝的传热系数大得多,或者说膜状冷凝的热阻要远大于滴状冷凝 在工业用冷凝器中,即使采用了促进产生滴状冷凝的措施,也很难持久保持滴状冷凝,所以工业用冷凝器的设计都是按膜状冷凝来考虑,其计算也是以膜状冷凝为依据。
为此冷凝传热系数的计算如下： (1)若为垂直管外或板上的冷凝传热，其计算分膜层层流和湍流两种情况： 当膜层为层流时有： （教材P189式4-40）（4-12） 当膜层为湍流时有： （教材P190式4-43）（4-13） (2)水平管外的冷凝传热，其传热系数由下式计算： （教材P190式4-44）（4-14） 第三节 热 对 流 3.4.2 液体的沸腾传热液体的沸腾传热 高温加热面与沸腾液体间的传热在工业生产中是十分重要的由于液体沸腾的对流传热是一个复杂的过程，影响液体沸腾的因素很多,其中最重要的是传热壁与液体的温差。
现以常压下水沸腾的情况为例,说明对流传热的情况 图5-15所示是常压下水在铂电热丝表面上沸腾时 （h)与 的关系曲线当温差较小如5o C以下时,传热主要以自然对流方式进行,如图中AB线段所示, 随 的增大而略有增大此阶段称为自然对流区 当 逐渐升高越过B点时,在加热面上会产生更的多蒸气泡,由于这些蒸气泡的产生、脱离和上升导致液体受到剧烈的扰动,使 随 的增大而迅速增大,在C点处达到最大值此阶段称为核状沸腾C点的温度差称为临界温度差水的临界温度差约为25o C 第三节 热 对 流 当 超过C点继续增大时,加热面逐渐被气泡覆盖,此时由于传热过程中的热阻大， 开始减小，到达D点时为最小值此时，若在继续增加 ，加热面完全被蒸气泡层所覆盖，通过该蒸气泡层的热量传递是以导热和热辐射方式进行此阶段称为膜状沸腾 一般的传热设备通常总是控制在核状沸腾下操作由于液体沸腾时要产生气泡，所以一切影响气泡生成、长大和脱离壁面的因素对沸腾对流传热都有重要影响如此复杂的影响因素使液体沸腾的传热系数计算式至今都不能完善，难以较为准确定量表征。
但人们发现液体沸腾时的传热系数值一般都比流体不相变的值大，例如水沸腾时值一般在1500－30000 W/(m2·℃) 间如果与沸腾液体换热的另一股流体没有相变化,那么传热过程的阻力主要是无相变流体的热阻在这种情况下，沸腾传热系数的值就可以无需详细准确计算例如水的沸腾值常取5000 W/(m2·℃) 第三节 热 对 流 综上所述,由于影响对流传热系数α(h)的因素很多,所以α的数值范围也很大表5-7中介绍了常用流体α值的大致范围由此表可看出:流体在传热过程中有相变化时的α值大于无相变化时的值；在无相变化时,水的α值最大,油类次之,过热蒸气和气体最小 第四节 热 辐 射 如前所述,热辐射就是物质由于本身温度的原因激发产生电磁波而被另一低温物体吸收后,又重新全部或部分地转变为热能的过程当物体温度较高时,热辐射往往成为主要的传热方式在日常生活和工程技术中,辐射传热是常见现象，如各种工业用炉、辐射干燥、食品烤箱及太阳能热水器等最常见的辐射现象是太阳对大地的辐射近年来,人类对太阳能的利用促进了人们对辐射传热的研究。
本节简要介绍热辐射的基本概念与基本定律及应用 一、热辐射的基本概念一、热辐射的基本概念 1.热辐射的物理本质热辐射的物理本质 物体受热后由于体内原子复杂的激烈运动,即对外发射出热辐射线这种热射线以电磁波的形式向周围空间作直线传播,当与另一物体相遇时,则可被吸收、反射和透过,其中被吸收部分就转变为热能 理论上讲，凡是热力学温度在零度以上的物体都能发射出热辐射线，其波长可从零到无穷大范围但是其中能被物体吸收又能转变为热能的，也就是热效应显著的热射线波长范围为微米间热辐射线的传播不需要任何介质,在真空中依然能快速传播 这种仅与物体本身温度有关而引起的热射线传播过程称为热辐射热辐射 第四节 热 辐 射 2. 2.吸收率、反射率与透过率吸收率、反射率与透过率 当投射到物体表面上的辐射总能为Q,其中一部分能量QA被该物体吸收，一部分能量QR被该物体反射,余下的能量QD透过该物体依能量守恒定律有： QA+QR+QD=Q （4-15） 定义：QA/Q=A,称为该物体的吸收率；QR/Q=R，称为该物体的反射率；QD/Q=D，称为该物体的透过率,则有：A+R+D=1 （4-16） 3. 3.透热体、白体与黑体透热体、白体与黑体 透热体：指D=1的物体，即表示该物体对投射来的热辐射线既不吸收也不反射,而是全部透过的物体。
自然界只有近似的透热体,例如分子结构对称的双原子气体如O2、N2、和H2等可视为透热体白体：指R=1的物体，即表示对投射来的热射线能全部反射的物体，又称绝对白体实际物体中有接近于白体的物体，如表面磨光的金属,其反射率可达，所以白体又称镜体镜体 黑体：指A=1的物体，表示该物体能全部吸收投射来的各种波长的热射线,又称绝对黑体同样实际物体中也没有绝对的黑体，但无光泽的黑煤，其吸收率可达，接近于黑体 由此可见：透热体、白体与黑体都是一种理想化物体,在自然界是不存在的引入这些概念的目的是使实际物体热辐射的计算简化 第四节 热 辐 射 4.4.固体、液体与气体的热辐射特点固体、液体与气体的热辐射特点 固体与液体的热辐射特点 固体和液体不能透过热辐射线,其透过率D=0因此,其吸收率与反射率之和为1,即A+R=1 这表明热辐射线不能透过的物体,其反射能力越大,则其吸收能力就越小；反之,其反射能力越小,则其吸收能力就越大 固体和液体向外发射热辐射线以及吸收投射来的热辐射线都是在物体表面进行的,因此其表面情况对热辐射的影响较大。
气体的热辐射特点 气体的辐射和吸收是在整个气体容积内进行的因为投射到气体的热辐射能进入气体容积内部,沿途被气体分子逐渐吸收气体容积发射的热辐射能也是整个容积内气体分子发射的热辐射能的总和因此,气体所发射和吸收的热辐射能都是在整个气体容积内沿射线进程进行的 第四节 热 辐 射 二、物体的辐射能力与斯蒂芬－玻尔兹曼（二、物体的辐射能力与斯蒂芬－玻尔兹曼（Stefan-BoltzmannStefan-Boltzmann）定律）定律 在一定温度下,物体在单位时间内由单位面积所发射的全部波长的辐射能,称为该物体在该温度下的辐射能力,用E表示 1. 1.黑体的辐射能力与斯蒂芬－玻尔兹曼定律黑体的辐射能力与斯蒂芬－玻尔兹曼定律 理论研究证明,黑体的辐射能力与其表面的热力学温度的四次方成正比,该规律称为斯蒂芬－玻尔兹曼定律 可表示: (4-17） 式中 Eb为黑体的辐射能力； ＝5.67×10－8 W/(m2 K4),称为斯蒂芬－玻尔兹曼常数；Cb＝5.67 W/(m2 K4),称为黑体的辐射系数。
斯蒂芬－玻尔兹曼定律是热辐射的最基本定律,更是热辐射计算的基础 例题例题1 1：：试计算一黑体表面温度分别为20℃及600℃时辐射能力的变化 解解（1）黑体在20℃时的辐射能力Eb1= 418 W/m2 （2）黑体在600℃时的辐射能力Eb2= 32930 W/m2 Eb2 / Eb1 由此题可见,同一黑体温度变化600/20=30倍,而辐射能力为原辐射能力的倍,说明温度对辐射能力的影响在低温时较小,往往可以忽略,而高温时则可成为主要的传热方式 第四节 热 辐 射 2. 2.实际物体的辐射能力、黑度与灰体实际物体的辐射能力、黑度与灰体实际物体的辐射能力与黑度 工程上最重要的是确定实际物体的辐射能力在同一温度下,实际物体辐射能力E恒小于黑体的辐射能力Eb,也就是说黑体的辐射能力是最大的二者之比称为黑度,用表示 =E/Eb即黑度黑度就是定量表征物体的辐射能力接近于黑体的程度,其值恒小于1。
物体黑度越大,其辐射能力就越大,所以黑度又称物质的辐射率，或发射率 实验证明,物体的黑度只与自身状况有关（包括表面的材料、温度及表面状况）,较易确定常见材料表面的黑度值可查阅化工手册灰体 为了使工程计算热辐射问题得以简单化,引入灰体概念所谓灰体灰体就是对各种波长热辐射线具有相同吸收率的理想化物体一般工程计算中,都近似把实际物体视为灰体,此时其辐射能力E就可以用下式求算： （4-18） 式中C＝5.67 ,称为灰体（就是实际物体）的辐射系数 第四节 热 辐 射 三、克希霍夫三、克希霍夫 (Kirchhoff)(Kirchhoff)定律定律 本定律就是阐释物体表面的辐射能力与其吸收率之间的关系,以及物体表面的吸收率与其黑度的关系 1.1.辐射能力与吸收率的关系辐射能力与吸收率的关系 任何物体的辐射能力E与其吸收率A的比值恒为常数,且等于同温度下黑体的辐射能力Eb,此值仅与物体的温度有关,这就是克希霍夫定律的主要内容。
即物体的辐射能力与吸收率成正比,说明吸收率大的物体,其向外的辐射能力也大,反之吸收率小的物体,其辐射能力也小 2.2.吸收率与黑度（辐射率）的关系吸收率与黑度（辐射率）的关系 因 =E/Eb、E/A=Eb,所以得：E/Eb=A= (4-19) 式(4-19)说明:物体的吸收率与同温度下的黑度（辐射率）在数值上相等这样实际物体（灰体）难以确定的吸收率均可以用其易于确定的黑度（辐射率）值来代替 第四节 热 辐 射 四、两固体间的辐射传热四、两固体间的辐射传热 1. 1.辐射传热速率的计算辐射传热速率的计算 工业上常遇到的两固体间辐射传热,通常可视为灰体之间的辐射传热从高温物体1传给低温物体2的辐射传热速率一般用下式计算： （4-20） 式中Q1-2为净辐射传热速率；C1-2为总辐射系数；为角系数；A为辐射传热面积；T1和T2分别为热、冷流体的热力学温度 下面分常见三种辐射传热情况介绍式（4-20）各项数值的确定：两个面积为无限大（或者面积很大）且距离很近的平行平面壁,每个壁面所发射的辐射能全部投射到对方的壁面上，此情况下有A=A1=A2；角系数 =1；总辐射系数 。
两个面积大小有限且相等的平行壁面,每个壁面所发射的辐射能只有部分投射到对方的壁面上,此情况下有A=A1=A2；角系数 小于1,具体值可根据壁面形状以及尺寸与壁间距从专门化工手册查取；总辐射系数 第四节 热 辐 射 一物体被另一物体包围时的辐射传热,此情况下A取被包围物体的表面积A1；角系数 =1；总辐射系数 (4-21) 下面两种情况下可进行简化计算： 一是当A1/A2接近1时, 可按无限大平行平壁计算，详见方法； 二是当被包围物的表面积A1比包围物的A2很小时,取 ，即此时热辐射与包围物无关 在计算包围壁面辐射传热速率时,若T2大于T1,则Q1-2为负值,这表明净热量是从壁面2传给壁面1 例题例题2 2：：有一外径为的表面已被氧化的铸铁管,其温度为400℃,插入一截面为见方的耐火砖烟道中烟道内壁温度为1000℃试求管与耐火砖壁间每米管长热辐射的能量 解：解：每米铸铁管外表面积 每米耐火砖壁表面积 查黑度：铸铁管 ,耐火砖 ,铸铁管被烟道包围A=A12， 用式（4-21）计算得：C1-2=3.9 W/(m2.K4) 用式（4-20）计算辐射热传速率Q1-2=-29600W 答案中负号表示铸铁管(T1)从烟道耐火砖壁(T2)吸收热量。
第四节 热 辐 射 例题例题3 3 在高温气体的管道中心安装一只热电偶,测量高温气体的温度已知管道内表面温度为200℃,热电偶指示温度为400℃，高温气体对热电偶表面的对流传热系数h=50w/(m2.K),热电偶表面的黑度 试计算高温气体的真实温度 解解 已知热电偶温度t1=400℃,管道内表面温度t2=200℃,高温气体的真实温度以t表示 在稳态条件下,高温气体以对流传热方式向热电偶传递热量的同时,热电偶表面向管道的内表面辐射传热,二者的传热速率应相等 热电偶表面积以A表示，则有 对流传热 辐射传热 由于h=50w/(m2.K), =1, ,代入解得 t=470℃ 可见：由于热电偶向管道内壁的热辐射,导致其显示的温度总是低于气体的真实温度因此在高温时热电偶是难以测量物体的真实温度 第四节 热 辐 射 2.2.辐射传热的强化与消弱方法辐射传热的强化与消弱方法 工程上时常要强化与消弱物体之间的辐射传热速率，常有两种方法。
改变物体表面的黑度如为了增大物体的散热量（即强化热辐射）,可在其表面涂上黑度较大的油漆,常见的电器设备即如此；又如为了减少散热量（即消弱热辐射）,可在其表面上镀以黑度较小的银、铅等薄层，常见的保温瓶的瓶胆就采用此法实验研究证明,瓶胆夹层的玻璃（其黑度大）表面上不镀银的热损失是镀银时的88倍同时,瓶胆夹层中抽成真空，以减少导热与对流传热采用遮热板即为了消弱辐射传热,常在两个辐射传热表面之间插入薄板（遮热板）,以阻挡辐射传热 例题：参见补充题（电子版P90）及教材P204例4-8 第四节第四节 热热 辐辐 射射 五、辐射与对流的联合传热五、辐射与对流的联合传热 在化工生产中,设备的外壁温度总是高于周围大气温度,因此热量必然会同时以热辐射和热对流两种方式散失于周围环境中,即既会发生从设备表面向周围包围物的辐射传热,同时也会有设备表面与空气之间的对流传热 设备表面向周围空气的对流传热速率为：Qc=hA(T-t) 设备表面与周围包围物壁面间的辐射传热的速率为：QR=hRA(T-t) 式中hR为辐射系数,依据热辐射规律有： 总散热损失为:Q=Qc+QR=(h+hR)A(T-t)=hTA(Tt-t) (4-22) hT称为对流-辐射联合传热系数,对有保温层设备,可用下列方法估算： 1.空气自然对流时： (1)在平壁保温层外且T小于1500C时，hT(T-t)； (2)在管或圆筒壁保温层外，hT(T-t)。
2.空气强制对流时：hT=6.2+4.2u(u≤5m/s)；hT0.78 (u 5m/s) 由于辐射速率与两物体的温度的四次方之差成正比,因此在高温条件下,即使是两物体间的温差较小,也会产生很大的辐射传热速率另外如果t所代表的空气温度与周围包围物的壁温不同,则需要分开计算,再总和 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 一、传热总过程的分析一、传热总过程的分析 一般常用的间壁式换热器的总传热过程都是“热对流- 热传导-热对流”相结合的过程如图4-11所示为任意一间壁换热过程,其换热分为三步:第 ①步是热量Q由热流体在流动过程以对流传热方式传递给固体壁面1；第②步是热量Q在固体壁以热传导方式由壁1传给壁2；第③步是热量Q从壁2以对流传热方式传给流动中的冷流体,完成传热过程,达到换热目的 显然,一般的间壁换热过程总是上述三步的总和（注意：上述分析是在温度较低的情况下,忽略了热辐射)图图4-11 间壁两侧流体总传热过程间壁两侧流体总传热过程 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 二、总传热速率方程的建立二、总传热速率方程的建立 传热速率是指单位时间内通过传热面传递的热量，单位为W，它表征换热器传热的快慢。
设A1 、A2 和Am分别为壁1、壁2和固体壁平均面积；b为固体壁厚；λ为固体壁导热系数；h1和h2分别为热、冷流体对壁面的对流传热系数那么有： ①热流体<==>壁面1: 热对流 Q1=h1A1(T-t壁1) ②壁面1<==>壁面2: 热传导 Q2=λAm(t壁1-t壁2)b-1 ③壁面2<==>冷流体: 热对流 Q3=h2A2(t壁2-t) 对于稳定传热，Q1=Q2=Q3=Q ，以上三式变形联立得： （4-23） 令△t=T-t, (K称为总传热系数,其倒数称为总热阻) 即有：Q = K Am△t (4-25） 式（4-25）即为总传热速率方程通式式中总传热系数K、壁面积Am及总温差△t应区别不同情况具体求算,下面分别做具体讨论 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 三、总传热系数三、总传热系数K K的求算的求算 1.总传热系数总传热系数K K的计算的计算平壁传热面K值的计算：对于平壁传热面由于A1= A2= Am= A,式(4-24)变为: ，即有： （4-26a） (1)多层平壁：只需将式(4-26)分母项中进行叠加即可,即有： (4-26b) (2)若固体壁面为金属材料,由于固体金属的热导率大,即热阻小，当壁厚较薄时，分母中的b/λ项可略去不计,则式(4-26)可写为: (4-26c) (3)由式(4-26c)可知,K值必小于且接近于h1和h2中较小的一个,即接近于热阻较大流体的值。
也就是说：当两个流体对流传热系数值相差很悬殊时,则K值近似等于较小的值 (4)综上所述,对于平壁的传热速率通式(4-25)即为Q=KA△t 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 例题例题4 4 器壁一侧为沸腾液体h1为5000W／(m2·℃),器壁另一侧为热流体h2为50W／(m2·℃),壁厚为4mm,λ为40W／(m2·℃)求传热系数K值为了提高K值,在其他条件不变的情况下,设法提高对流传热系数,即①将h1提高一倍；②将h2提高一倍 解：解：依据式(4-26a)有： ①其他条件不变将h1提高一倍，即h1＝2×5000＝104W/(m2·℃)，代入计算式得K＝49.5 W/(m2·℃) ②其他条件不变将h2提高一倍，即h2＝2×50＝100W/(m2·℃),代入计算式得K＝97.1 W/(m2·℃) 计算结果说明计算结果说明：当两个h值相差较大时,提高h值大的流体的h值对传热系数K值的提高甚微；相反将h值小的流体的h值增大一倍时，K值几乎也增加了一倍可见传热系数K总是接近于h值小的流体的h值，或者说由最大热阻所控制。
因此，在传热过程中要提高因此，在传热过程中要提高K K值值, ,必须想法必须想法设法提高设法提高h h值小的流体的值小的流体的h h值（即降低阻力大的流体的阻力，该阻力称值（即降低阻力大的流体的阻力，该阻力称为控制热阻）为控制热阻）, ,才会有显著的效果才会有显著的效果 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 圆筒壁传热面K值的计算 当传热面为园筒壁时,因A1≠A2≠Am≠A，这时总传热系数K则随所取的传热面不同而异设K式中A1为换热管的A内, A2为换热管的A外，Am为换热管的A均，则随基准面的不同有下列三种形式： (1)当 以 外 表 面 为 基 准 面 时 ,即 A=A外= ,则 K计 算 式 (4-24)变 为 ： ,此时式(4-25)为 Q=KAm△t=K外A外△t (4-27a) (2)当 以 内 表 面 为 基 准 面 时 ,即 A=A内= ,则 K计 算 式 (4-24)变 为 ： ,此时式(4-25)为 Q=KAm△t=K内A内△t (4-27b) (3)当 以 均 表 面 为 基 准 面 时 ,即 A=A均= ,则 K计 算 式 (4-24)变 为 ： ,此时式(4-25)为 Q=KAm△t=K均A均△t (4-27c) (4-27)式中A均通常取圆筒壁内外直径的对数平均值所对应面积。
可见：对于圆筒壁换热器,其传热系数必须注明是以哪个传热面为基准通常在换热器系列化标准核算中,传热面积均是以换热管外表面积A外为标准由于计算圆筒壁公式复杂,故一般在管壁较薄时,即d外／d内<2时,可按平壁计算式(4-26)近似计算 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 2.总传热系数总传热系数K K的测定和经验估算的测定和经验估算 传热系数K值除了上述计算法外,还可以进行现场实测和经验估算 现场实测现场实测: :根据传热速率方程通式Q=KA△t可知,只需从现场测得换热器的传热面积A, 温度差△t及传热速率Q后，传热系数K就很容易计算出来其中传热面积A可由设备结构尺寸算出，△t可从现场测定两股流体的进出口温度及它们的流动方式而求得,传热速率Q可由现场测得流体的流量,由流体在换热器进出口的状态变化而求得 新制换热器,为了检验其传热性能,也需通过实验,测定其K值 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 2.2采用经验数据估算采用经验数据估算 在进行换热器的传热计算时,常需要先估计传热系数。
表5-2列出了常见的列管式换热器的传热系数经验值的大致范围 由表可见,传热系数K值的变化范围很大,化工技术人员应对不同类型流体间换热时的K值有一数量级概念 表5-2 列管式换热器中传热系数K的经验值 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 3.污垢热阻对传热系数的影响污垢热阻对传热系数的影响 实际生产中的换热设备，因长期使用在固体壁面上常有污垢积存，对传热产生附加热阻，使传热系数降低因此在设计换热器时，应预先考虑污垢热阻问题由于污垢层厚度及其导热系数难以测定，通常只能根据污垢热阻的经验值作为参考来计算传热系数某些常见流体的污垢热阻的经验值可查表5-8 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 若管壁内、外侧表面上的污垢热阻分别为R内和R外，根据串联热阻叠加原则，K式（4-26）可变为 （4-28） 式（4-28）表明，间壁两侧流体间传热总热阻等于两侧流体的对流传热热阻、污垢热阻及管壁热阻之和。
一般垢层的导热系数都比较小，即使是很薄的一层也会形成比较大的热阻在生产上应尽量防止和减少污垢的形成：如提高流体的流速，使所带悬浮物不致沉积下来；控制冷却水的加热程度，以防止有水垢析出；对有垢层形成的设备必须定期清洗除垢，以维持较高的传热系数 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 四、关于温度差的求算四、关于温度差的求算 如前所述及式（4-27）表明：在计算换热器传热速率时，传热系数和传热面积必须建立一一对应的关系除此之外，因传热面各部位的传热温度差也在随时间而变化,所以在计算传热速率时也必须算出平均传热温度差△t均来代替△t，此时即有Q＝KA△t均，而△t均的数值与流体流动情况有关,下面就各种情况分别作一讨论 1.恒温传热时的平均温度差恒温传热时的平均温度差 参与传热的冷、热两种流体在换热器内的任一位置、任一时间，都保持其各自的温度不变，此传热过程称为恒温传热例如用水蒸汽加热沸腾的液体，器壁两侧的冷、热流体因自身发生相变化而温度都不变，恒温传热时的平均温度差与流体的流动方向无关，其值如下： △t均＝T－t （4-29） 2 2. .变温传热时的平均温度差变温传热时的平均温度差 工业上最常见的是变温传热，即参与传热的两种流体（或其中之一）有温度变化。
在变温传热时，换热器各处的传热温度差随流体温度的变化而不同，计算时必须取其平均值△t均 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 单侧变温时的平均温度差单侧变温时的平均温度差 图4-12所示为一侧流体温度有变化，另一侧流体的温度无变化的传热图4-12a热流体恒温，而冷流体温度发生变化图4-12b冷流体恒温，而热流体的温度发生变化两种情况下的传热温度差都会变化的此时其温度差的平均值可取其进出口温度差的对数平均值，即按下式计算： （4-30） 在工程计算中，当 时，可近似地采用算术平均值代替对数平均值，其误差是小于4%的，工程计算是允许的。
图4-12 单侧变温时的温差变化 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 双侧变温时的平均温度差双侧变温时的平均温度差 工厂中常用的冷却器和预热器等，在换热过程中间壁的一侧为热流体，另一侧为冷流体，热流体沿间壁的一侧流动，温度逐渐下降，而冷流体沿间壁的另一侧流动，温度逐渐升高这种情况下，换热器各点的温度是不同的，属双侧变温传热在此种变温传热中，参与热交换的两种流体的流向大致有四种类型，如图4-13所示 两者平行而同向的流动，称为并流并流；两者平行而反向的流动，称为逆流逆流；垂直交叉的流动，称为错流错流；一流体只沿一个方向流动，而另一流体反复折流，称为折流折流变温传热时，其平均温度差的计算方法因流向的不同而异 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算图4-13 流体的流动类型示意图 第二节 传热计算 并流和逆流时的平均温度差 此两种流向的平均温差计算形式与式(4-30)完全一样,即依然是对数平均法通常取两端温度差大的作为 ,小的为 ,以方便计算。
如遇 ＜2时,仍可用算术平均值计算 不难看出,当两侧流体都变温时,因流向的不同,其温差也不相同,从而导致并流和逆流时的△t均是不相等的计算表明在两流体的进、出口温度分别相同的前提下,逆流比并流具有更大的平均温度差因而使逆流优于并流如下两点： (1)相同条件(如同流体及同进出口温度)下,逆流比并流有更大的△t均,因而交换相同的热量采用逆流操作可更节省换热器面积 （2）并流操作时,热流体出口处温度T2总是大于冷流体的出口温度t2,但逆流则不受此限制,因而交换相同的热量,所需要加热剂（热流体）或者冷却剂(冷流体)的用量逆流比并流就少(因为在此情况下△t热或者△t冷总有较大值) 正因为逆流有上述优点,工程上多采用逆流操作但是在某些工艺有特殊要求时,如要求冷流体被加热时不能超过某一温度，或热流体被冷却时不能低于某一温度，则宜采用并流操作易于控制 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 错流和折流时的平均温度差 对于错流或折流时平均温度差的计算由于其脱离了单纯的并流或逆流，因而较为复杂。
目前人们总是采用鲍曼（Bowman）法，即先按逆流计算对数平均温度差 ，再乘以温度差修正系数系 ，即： （4-31） 式（4-31）中的温度差修正系数，是由两个参数P和R值的大小，再依据各种换热器的流动情况来确定，现在还无法找寻出其函数关系式，目前只能采用相关数据图查取两个参数由下式决定： 修正系数关系图如图4-14由于 的值总小于1，故折流和错流时的平均温度差总小于逆流可见：工业上采用折流等其他复杂流动的目的是为了提高传热系数，但其代价却是使平均温度差相应减小综合利弊，一般在设计时最好应使 ＞0.9，至少也不应低于0.8，否则经济上是不合理的 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 图4-14 几种流动形式的△t均修正系数 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 例题例题5 5 在一单壳程、四管程的列管换热器中,用水冷却油。
冷水在壳程流动,进口温度为l5℃,出口温度为32℃油的进口温度为l00℃,出口温度为40℃试求两流体间的平均温度差 解解 此题为求简单折流时的平均温度差,先按逆流计算,即 热流体 100 40， 冷流体 32 15 ＝43℃； ； 查图4-14(a)得 ＝，所以△t均＝ △t逆＝0.9×43=38.7℃ 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 五、热负荷和载热体用量的计算五、热负荷和载热体用量的计算（教材P207内容的补充） 1 1. .热负荷的计算热负荷的计算 换热器在单位时间内交换的热量称为热负荷热负荷,用Q表示在换热无损失的情况下,单位时间内热流体放出的热量Q热就是换热器交换的热量Q（热负荷）,也就是冷流体得到的热量Q冷即Q热＝ Q冷＝Q，称为热量衡算式 热负荷就是对换热器的换热能力在工艺上的一个定量要求。
一个能满足生产换热任务要求的换热器，必须使其传热速率等于（或略大于）热负荷所以，我们通过计算热负荷，便可确定换热器的传热速率 必须注意，传热速率和热负荷虽然在数值上一般看作相等，但其含意却不同热负荷是由工艺条件决定的，是对换热器的要求；传热速率是换热器本身的换热能力，是设备的特征 热负荷的计算有以下三种方法： 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 焓差法：利用换热前后冷、热流体焓值的变化计算热负荷 或 （4-32） 式中 ——热负荷，W； ——热、冷流体的质量流量，kg/s； ——热流体进、出口的焓，J/kg； ——冷流体进、出口的焓，J/kg 焓的数值决定于流体的物态和温度。
通常取0℃为计算基准，规定液体和气体的焓在0℃均取为0 J/kg 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 显热法：此法用于流体在换热过程中无相变化的情况计算式如下 或 （4-33） 式中 为热、冷流体的平均定压比热容,J/(kg·℃)； 为热流体进、出口温度，℃； 为冷流体的进、出口温度，℃ 潜热法：此法用于流体在换热过程中仅发生相变化(如冷凝或气化)的场合 或 （4-34） 式中 为热、冷流体的相变潜热，J/kg 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 2 2. .载热体用量的计算载热体用量的计算 换热器中当物料需要冷却时,它所放出的热量由冷流体带走；当物料需要加热时,必须由热流体供给热量。
当确定了换热器的热负荷以后,载热体的流量可根据热量衡算确定 例题例题5 5 将0.5 kg／s，80℃的硝基苯通过换热器用冷却水将其冷却到40℃冷却水初温为30℃,终温不超过35℃已知水的比热容为kJ／(kg·℃),试求换热器的热负荷及冷却水用量 解解 查得硝基苯T定＝（８０＋４０）／２＝60℃时的比热容为kJ／(kg·℃) 由式(4-33)计算热负荷Q硝＝qm硝c硝(T1－T2)＝ 冷却水用量为qm水＝Ｑ水／c水(t2－t1) ＝Q硝／c水(t2－t1)= 1.51 kg／s 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 3 3. .载热体的选用载热体的选用 在化工生产中,若要加热一种冷流体,同时又要冷却另一种热流体,只要两者温度变化的要求能够达到要求,就应尽可能让这两股流体进行换热利用生产过程中流体自身的热交换,充分回收热能,对于降低生产成本和节约能源具有十分重要的意义但是当工艺换热条件不能满足要求时,就需要采用外来的载热体与工艺流体进行热交换。
载热体有许多种,应根据工艺流体温度的要求,选择一种合适的载热体载热体的选择可参考下列原则：①载体温度必须满足工艺要求；②载热体的温度调节应方便；③载热体应具有化学稳定性,不分解；④载热体的毒性小,对设备腐蚀性小；⑤载热体不易燃、不易爆；⑥载热体价廉易得 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 目前生产中使用广泛的载热体是饱和水蒸汽和水 （1）饱和水蒸汽: 由于其冷凝时放出大量的热,加热均匀,不易有局部过热的现象,依据饱和温度与蒸汽压力的对应关系,通过调节压力能很方便、准确的控制加热温度饱和水蒸汽加热的缺点是加热温度不太高,因为水蒸气的饱和蒸汽压随温度升高而增大,对锅炉、管路和设备的耐压、密闭要求也大大提高,带来许多困难所以一般水蒸气加热的温度范围在120-180℃,绝对压在200-1000kPa这一温度范围能满足大部分化工工业的需要,蒸发、干燥等单元操作大多也在此温度范围内进行 水蒸汽加热分为直接和间接两种直接法是将蒸汽用管子直接通入被加热的液体中,蒸汽所含热量可以完全利用,但液体被稀释,这往往是工艺条件不允许的间接法是在换热器中进行,加热时必须注意以下两点：一是要经常排除不凝性气体； 二是要不断排除冷凝水。
第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 （2）水:是广泛使用的冷却剂水的初温由气候条件所决定,一般为4~25℃,因此水的用量主要决定于经过换热器之后的出口温度；其次水中含有一定量的污垢杂质,当沉积在换热器壁面上时就会降低换热器的传热效果所以冷却水温的确定主要从温度和流速两个方面考虑： ①水与被冷却的流体之间一般应有5~35℃的温度差 ②冷却水的温度不能超过40-50℃,以避免溶解在水 中的各种盐类析出,在传热壁面上形成污垢m/s,否则在传热面上易产污垢 工业上如果需要把物料加热到180℃以上,就需要用其他的载热体,这类载热体工业上称为高温载热体；相反如果把物料冷却到5-10℃或更低的温度,就必须采用低温冷却剂现把工业上常用的载热体列于表5-1 第五节第五节 传热总过程的计算传热总过程的计算 第六节 换 热 器 换热器是制药、化工等其他许多工程领域中的通用设备，在生产中占有很重要的地位按照传热的用途可分为加热器、预热器、冷却器、冷凝器、再沸器和蒸发器等。
虽然换热器的名称不同，但设备的构造与形式却大多完全相同下面仅对具有代表性的间壁式换热器的特征和构造进行简略说明 一、常用间壁换热器一、常用间壁换热器 间壁式换热器主要有板式、管式和特殊形式三种类型 1.1.夹套式换热器夹套式换热器 该换热器是属于板式换热器，如图4-15所示它是在容器外壁安装夹套制成，夹套与器壁之间形成的空间为载热体的通道这种换热器主要用于反应过程的加热和冷却 在用蒸汽进行加热时，为了便于排除冷凝水，蒸汽由上部接管进入夹套，冷凝水由下部接管流出 第六节 换 热 器 在加热蒸汽进口处应安装压力表以便观察蒸汽的压力和温度,在夹套上方应留有不凝性气体排除口对于直径较大的夹套式换热器,加热蒸汽应从不同方向的几个入口引入,如果只从一个口进入,蒸汽易走短路,使传热不均匀,增多蒸汽入口,可提高传热效果作为冷却器时,当夹套内通入的是冷却介质(如冷却水、冷冻盐水),为了便于排除夹套中的空气以及使冷却剂充满夹套,通常入口在底部,而出口在夹套上方 夹套式换热器构造简单，内壁易搪瓷，在生产中常用作反应器、贮液槽和结晶器等，在化工生产中应用很广。
但其加热面受容器壁面的限制，且传热系数也不高为了提高传热系数，可在器内安装搅拌器，为了补充传热面的不足，也可在器内安装蛇管图4-15 夹套式换热器 第六节 换 热 器 2.2.蛇管式换热器蛇管式换热器 蛇管换热器又可分为沉浸式和喷淋式两种 蛇管式换热器的构造很简单,可以用管件将直管连接成排管形；也可根据容器的形状盘成各种不同的形状，如图4-16所示为防止蛇管变形，通常将蛇管固定在支架上在高压操作时，也可以将蛇管铸在或焊在容器壁上 图4-16 蛇管的形状 第六节 换 热 器 沉浸式换热器 如图4-17所示，是将蛇管沉浸在容器内，盘管内通入热流体，管外通过冷却水进行冷却或冷凝；或者用于加热或蒸发容器内的流体 沉浸式换热器的优点是结构简单，能承受高压，可用耐腐蚀材料制造，适用于传热量不太大的场合；其缺点是管外对流传热系数小为了提高其传热性能，可在容器内安装搅拌器，使器内液体作强制对流 图4-17 沉浸式换热器 第六节 换 热 器 喷淋式换热器 这种换热器一般作成排管状,如图4-18所示,整个排管固定在钢架上。
主要用作冷却器被冷却的流体自下而上在管内流动,冷却水由管子上方的喷淋装置中均匀淋下,喷洒在下层蛇管表面,并沿其两侧逐排流经下面的管子表面,冷却水最后汇集在底盘中该装置通常放置在室外空气流通处,冷却水在空气中气化时可带走部分热量,以提高冷却效率因此，和沉浸式相比,喷淋式换热器的传热效果要好得多同时它还具有便于检修和清洗等优点,其缺点是喷洒不易均匀,体积庞大,占地面积大图4-18 喷淋式蛇管换热器 第六节 换 热 器 3.3.套管式换热器套管式换热器 对于流体流量较小或高压流体的场合大多使用如图4-19所示的套管式换热器该换热器是一种流体在套管的内管中流动，另一种流体在外管与内管之间的环状通道中流动，从而进行热量交换的设备内管的壁面为传热面套管换热器以适宜长度（4~6m）的套管为单位，通过增减套管的连接数目能够改变传热面积套管内的冷、热流体可以同方向流动，即并流流动；但一般采用两流体相反方向的逆流流动流体中通常选择值较大的流体走套管环隙如果由于操作条件限制或其他的理由,必须使值较小的流体走套管环隙时，为了增大内管外侧的传热面积，也可使用如图4-20所示的翅片管作为传热管。
第六节 换 热 器 图图4-19 套管式换热器套管式换热器 图图4-20 翅片管翅片管 4.列管式换热器列管式换热器 又称管壳式换热器,是在圆形外壳内装入由许多根传热管组成的管束构成的设备其构造主要由管束、管板（花板）、壳体和封头三部分组成管束两端固定在管板上,管子在管板上的固定方法一般采用焊接法或胀管法两块管板分别焊于壳体的两端,封头与壳体用螺栓固定这样形成了管内和管外两个空间,封头与管板之间的分配室空间管束的表面积就是传热面积 冷、热两流体间进行热交换时,一种流体走管内,另一种流体在管束和壳体之间的空隙内流动由于列管换热器体积较小,造价较低,作为代表性的传热设备是目前应用最广泛的传热设备图4-21、图4-22、图4-23所示是三种不同结构的列管式换热器 第六节 换 热 器 第六节 换 热 器 固定管板式换热器: 如图4-21所示，是结构上最简单的换热设备。
所谓固定管板是将安装着管束的两块管板直接固定在外壳上,由于结构所致,壳方管的外表面不易清洗一般来说,传热管与壳体的材质不同,在换热过程中由于两流体的温度不同，使管束和壳体的温度也不同,因此它们的热膨胀程度也有差别若两流体的温度差较大,就可能由于过大的热应力而引起设备的变形,甚至弯曲或破裂因此,当两流体的温度差超过50℃时,就应采取热补偿的措施在固定管板式设备中，如图4-21所示在外壳的适当部位焊上一个补偿圈（或称膨胀节）,当外壳和管束热膨胀不同时,补偿圈发生弹性变形（拉伸或收缩）,以适应外壳和管束不同的热膨胀这种补偿方法简单,但不宜应用于两流体温度差较大和壳程压力较高的场合 第六节 换 热 器 图图4-21 固定管板式换热器固定管板式换热器 第六节 换 热 器 U型管式换热器：如图4-22所示,由于管子弯成U型,U型传热管的两端固定在一块管板上,因此每根管子都可以自由的伸缩而且整个管束可以拉出壳外进行清洗,但管内的清洗比较困难,只适用于洁净而不易结垢的流体,如高压气体的换热。
图图4-22 第六节 换 热 器 4.3 浮头式换热器: 图4-23是浮头式换热器,由于一端管板不与壳体固定,是浮头结构,当管子受热或冷却时,管束连同浮头可以自由伸缩而且管束还可以从壳体中抽出,不仅管外可以清洗,管内也可以清洗浮头式换热器的构造较为复杂,与其他形式的换热器相比造价较高,但目前仍是应用最广泛的换热器 图图 4-23 第六节 换 热 器 总之：列管的排列方式有如图4-24所示的各种方式一般多采用三角形排列三角形排列的特点是传热系数大，相同的壳径内可排列更多的管子其缺点是与正方形排列相比流动阻力较大，管外表面的清洗较困难 图图 4-24 管子的排列管子的排列 第六节 换 热 器 在图4-21换热器中壳内管束被分配室内设置的隔板分为上下两部分,管方流体在换热器内能通过两次隔板是为了提高管内流体的流速从而增大对流传热系数而设置的,这样将管束分为若干组,管内流体在换热器内往返数次进行流动,这种结构的换热器称为多程列管换热器。
为了提高壳方流体的流速,从而增大壳方对流传热系数,可以在壳体内与管束平行的插入挡板,把壳体隔成多程；或垂直与管束在壳体设置挡板图4-25所示为垂直与管束的挡板种类,其中以圆缺型挡板最为常用 列管换热器中一般管内空间容易清洗,故不清洁和易结垢的流体走管内,还有腐蚀性流体、高压流体和高温等流体走管内但是蒸汽、沸腾液体走壳方,对于这种场合壳方不需要挡板 第六节 换 热 器 图图 4-25 换热器的折流挡板换热器的折流挡板 第六节 换 热 器 5. .其他类型换热器其他类型换热器螺旋板式换热器：如图4-26所示,是由两张金属薄板卷成螺旋状而构成传热壁面,在其内部形成一对同心的螺旋形通道换热器中央设有隔板,将两个螺旋形通道隔开两板之间焊有定距柱以维持通道间距,在螺旋板两侧焊有盖板冷、热流体分别由两螺旋形通道流过,通过薄板进行换热 该换热器优点是总传热系数大；结构紧凑；传热推动力大；由于流速较高以及离心力的作用,易成湍流,使流体在器壁不宜结垢和堵塞。
其缺点为制造复杂,焊接质量要求高；因整个换热器焊成一体,一旦损坏不易修复；操作压力和温度不能太高,一般压力不超过2MPa，温度不超过300~400℃ 图4-26 螺旋板式换热器 第六节 换 热 器 5.2 翅片式换热器 在传热面上加装翅片的措施不仅增大了传热面积,而且增强了流体的扰动程度,从而使传热过程强化翅片式换热器有翅片管式换热器和板翅式换热器两类： 翅片管式换热器: 翅片管式换热器又称管翅式换热器，如图4-27所示其结构特点是在换热管的外表面或内表面装有许多翅片，常用的翅片有纵向和横向两类，图4-28所示是工业上广泛应用的几种翅片形式 图4-27 (a)翅片管式换热器； (b)翅片管断面 第六节 换 热 器 翅片管式换热器通常是用来加热空气或其他气体如在化工生产中，常采用气流干燥和沸腾干燥干燥物料干燥时使用的热空气多是用风机使空气通过翅片管式换热器用蒸汽加热得到 该换热器另一重要应用是空气冷却器(简称空冷器)，它是利用空气在翅管外流过时冷却或冷凝管内通过的流体。
近年来用翅片管制成的空冷器在工业生产中应用很广用空冷代替水冷,不仅在缺水地区适用,对水源充足的地方，采用空冷也可取得较大的经济效果 图4-28 常见的翅片形式 (a)纵向；(b)横向 第六节 换 热 器 板翅式换热器：该换热器是一种更为高效紧凑的换热器,板翅式换热器的结构形式很多,但其基本结构元件相同,即在两块平行的薄金属板之间,加入波纹状或其他形状的金属片,将两侧面封死,即成为一个换热基本元件将各基本元件进行不同的叠积和适当的排列,并用钎焊固定成常用的逆流或错流板翅式换热器的板束,如图4-29所示把板束焊在带有流体进、出口的集流箱（外壳）上,就成为板翅式换热器我国目前常用的翅片型式有光直型翅片、锯齿型翅片和多孔型翅片3种，如图4-30所示 第六节 换 热 器 板翅式换热器的结构高度紧凑，单位体积设备所提供的传热面高达2500-4370m2/m3所用翅片的形状可促进流体的湍动,故其传热系数也很高因翅片对隔板有支撑作用,板翅式换热器允许操作压力也比较高，可达5MPa。
其缺点是设备流道很小,容易产生堵塞并增大压力降,一旦结垢清洗很困难,因此只能处理清洁的物料另外对焊接要求质量高,发生内漏很难修复 图图4-294-29 图图4-304-30 第六节 换 热 器 5.3 热管换热器 热管是一种新型换热元件最简单的热管是在抽出不凝气体的金属管内充以某种工作液体，然后将两端封闭如图4-31所示，管子的内表面覆盖一层有毛细结构材料做成的芯网，由于毛细管力作用，液体可渗透到芯网中去当加热段受热时，工作液体受热沸腾，产生的蒸气流至冷却段时凝结放出潜热冷凝液沿着吸液芯网回流至加热段再次沸腾如此过程反复循环，热量则不断由热流体传入热管的蒸发段，再由冷凝段将热量传向冷流体 图 4-31 热 管 第六节 换 热 器 用热管制成的换热器，对强化壁两侧对流传热系数皆很小的气-气传热过程特别有效近年来,热管换热器广泛地应用于回收锅炉排除的废热以预热燃烧所需之空气，取得很大的经济效果 热管的材质可用不锈钢、铜、铝等，按操作温度要求，工作液体可选用液氮、液氨、甲醇、水和液态金属等,温度在—200~2000℃之间都可应用。
这种新型的换热装置传热能力大，构造简单，应用广泛 第六节 换 热 器 二、传热过程的强化途径二、传热过程的强化途径 所谓强化传热过程，就是指提高冷、热流体间的传热速率从传热方程 可以看出，提高 、、 中任何一个均可强化传热但究竟哪一个因素对提高传热速率起着决定作用，则需作具体分析 1. .增大传热面积增大传热面积 为了使热量能充分交换,应尽量增大换热器的面积,如各式各样的特制换热器即是如此,但换热器面积过大,设备费用就要提高,故要适中一般是要从设备的结构入手,提高单位体积的传热面积如当间壁两侧壁面相差很大时,增加小的那一侧的传热面积,会大大提高传热速率；又如采用小直径管,用螺旋管、波纹管代替光滑管,采用翅片式换热器等都是增大传热面积的有效方法对于直接接触的冷、热换热流体,可以分别增大其分散度，如使气体分散成小的气泡或使液体分散成小液滴,以增大他们接触的面积 第六节 换 热 器 2 2. .增大平均温度差增大平均温度差 传热温度差是传热过程的推动力。
平均温度差的大小主要取决于两流体的温度条件一般来说流体的温度为生产工艺条件所规定，可变动的范围是有限的当换热器中两侧流体都变温时，应尽可能从结构上采用逆流或接近逆流的流向以得到较大的传热温度差 3 3. .增大传热系数增大传热系数 增大K值是在强化传热过程中应该着重考虑的方面提高传热系数是提高传热效率的最有效途径已知传热系数的计算公式为: 第六节 换 热 器 由该式可知,欲提高K值，就必须减小对流传热热阻、污垢热阻和管壁热阻由于各项热阻所占比重不同,故应设法减小其中起控制作用的热阻即设法增加值较小的一方但当两个值相近时,应同时予以提高根据对对流传热过程分析,对流传热的热阻主要集中在靠近管壁的层流边界层上,减小层流边界层的厚度是减小对流传热热阻的主要途径,通常采用的措施有： （1）提高流速,流速增大Re随之增大,层流边界层随之减薄例如增加列管式换热器中的管程数和壳体中的挡板数,可提高流体在管程的流速,加大流体在壳程的扰动 第六节 换 热 器 （2）增强流体的人工扰动,强化流体的湍动程度如管内装有麻花铁、螺旋圈等添加物,它们能增大壁面附近流体的扰动程度,减小层流边界层的厚度,从而增大传热系数值。
（3）防止结垢和及时清除垢层,以减小污垢热阻例如增大流速可减轻垢层的形成和增厚；让易结垢的流体在管内流动,以便于清洗；采用机械或化学的方法清除垢层,也可采用可拆卸结构的换热器,以便于垢层的清除 总之，强化传热要权衡得失，综合考虑如通过提高流速，增加流体的湍动程度以强化传热的同时，都伴随着流体阻力的增加因此在采取强化传热措施的时候，要对设备结构、制造费用、动力消耗、检修操作等全面考虑，加以权衡，得到经济而合理的方案 第六节 换 热 器 三、列管式换热器设计与选择三、列管式换热器设计与选择 1 1．流体流经管程或壳程的选择原则．流体流经管程或壳程的选择原则 （1）不清洁或易结垢的流体，宜走容易清洗的一侧对于直管管束易走管程（管内）；对于U形管束宜走壳程（管间） （2）腐蚀性流体宜走管程，以免壳体和管束同时被腐蚀 （3）压力高的流体宜走管程，以避免制造耐高压的壳体 （4）饱和蒸汽宜走壳程，以便于排出冷凝液 （5）对流传热系数明显小的流体宜走管内，以便于提高流速，增大对流传热系数值。
（6）被冷却的流体宜走壳程，便于散热，增强冷却效果 （7）有毒流体宜走管程，使向环境泄漏机会减少 （8）黏度大的液体或流量小的流体宜走壳程,因有折流挡板的作用,流速和流向不断改变,在低Re（＜100）下即可达到湍流 （9）两流体温度差较大时,对于固定管板式换热器,宜将对流传热系数大的流体走壳程,以减小管壁与壳体的温度差,减小温度应力 第六节 换 热 器 2. .流体流速的选择流体流速的选择 流体流速的选择涉及到传热系数、流体阻力及换热器结构等方面增大流速,不仅对流传热系数增大,也可减少杂质沉淀或结垢,但流体阻力也相应增大故应选择适宜的流速,通常根据经验选取表4-2至表4-4列出工业上常用的流速范围选择流速时,应尽量避免在层流下流动 表4-2 列管换热器中常用的流速范围 第六节 换 热 器表4-3 列管换热器中不同黏度液体的常用流速表4-4 列管换热器中易燃、易爆液体的安全允许流速 第六节 换 热 器 3 3. .流体进、出口温度的确定流体进、出口温度的确定 换热器内两股流体进、出口温度，常由生产过程的工艺条件所决定，但在某些情况下则应在设计时加以确定。
如用冷却水冷却某种热流体，冷却水进口温度往往由水源及当地气温条件所决定的，但冷却水出口温度则需要在设计换热器时确定为了节约用水，可使水的出口温度高些，但所需传热面积加大；反之，为减小传热面积，则可增加水量，降低出口温度据一般的经验，冷却水的温度差可取5-10℃缺水地区可选用较大温度差，水源丰富地区可选用较小的温度差若用加热介质加热冷流体，可按同样的原则选择加热介质的出口温度 第六节 换 热 器 4 4. .提高管内膜系数的方法提高管内膜系数的方法————多程多程 当流体流量较小而所需传热面积较大,即管数多,管内流速较低时,为了提高流速,增大管程对流传热系数,可采用多程,即在换热器封头内装置隔板但程数多时,隔板占去了布管面积,使管板上能利用的面积减少,导致管程流体阻力增加,平均温度差下降设计时应综合考虑这些问题列管换热器系列标准中管程数有1、2、4、6四种采用多程时,通常应使每程的管子数相等 第六节 换 热 器 管程数 可按下式计算，即 （4-35） 式中 为管程内流体的适宜速度，m/s； 为单管程内流体的实际速度，m/s。
程数计算结果应圆整为整数，当程数是偶数时，管内流体的进、出口在同一封头，程数为奇数时，进、出口分别在两端的封头上就制造、检修、安装、清洗等方面来说，偶数程只要卸去一端封头即可，所以一般都采用偶数多程 第六节 换 热 器 5. .提高管外膜系数方法：装置挡板提高管外膜系数方法：装置挡板 安装挡板的目的是为了加大壳程流体的速度,使湍动程度加剧,提高壳程流体的对流传热系数常用的方式有下面两种 装置纵向挡板: 当温度差较正系数 ＞时,应采用壳方多程壳方多程可通过安装与管束平行的纵向隔板来实现流体在壳内经过的次数称壳程数但由于壳程纵向挡板在制造、安装和检修方面都很困难,故一般不宜采用常用的方法是将几个换热器串联使用,以代替壳方多程,如图4-32所示 图4-32 串联管壳式换热器 第六节 换 热 器 装置横向挡板 这是提高壳程流体对流传热系数最常用的方法,即在垂直与管束的方向上装置挡板挡板有弓形（圆缺形）、圆盘形（盘环形）等形式，挡板的形式和间距对壳程流体的流动和传热有重要影响。
其中以弓形挡板应用最多，弓形挡板的弓形缺口过大或过小都不利于传热，还会增加流体阻力通常切去的弓形高度为20~25%壳内径，板间距常在0.2~1倍壳内径左右图4-33表示挡板切口和板间距对流体影响总的说来，弓形过高及板间距过大，将起不到改善壳程流体对流传热的效果；弓形过低及板间距过小，壳程流体阻力将不合理的增加 第六节 换 热 器 图4-33 挡板切口和板间距对流动的影响 第六节 换 热 器 6. .管子的规格和管间距管子的规格和管间距 管子规格：其选择包括管长和管径管长的选择要考虑清洗方便和合理使用管材我国生产的标准钢管长度为6m，故系列标准中管长有、2、3和6m四种此外管长 和壳径 的比例应适当，一般 为4~6目前我国试用的管壳式换热器系列只采用 及 两种规格的换热管对于洁净的流体，可选择小管径；对于易结垢或不清洁的流体,可选择大管径 6.2 管间距：即管子的中心间的距离,用t表示。
管间距 随 管 束 与 管 板 的 连 接 方 法 而 不 同 通 常 胀 管 法 ,且相邻两管外壁间距不应小于6mm,即 焊接法 。