换热器的传热计算

1、换热器的传热计算换热器的传热计算包括两类：一类是设计型计算，即根据工艺提出的条件，确定换热面积；另一类是校核型计算，即对已知换热面积的换热器，核算其传热量、流体的流量或温度。这两种计算均以热量衡算和总传热速率方程为基础。换热器热负荷Q值一般由工艺包提供，也可以由所需工艺要求求得。Q=WcpAt,若流体有相变，Q=cpr。(D热负荷确定后，可由总传热速率方程（Q=KSAt）求得换热面积，最后根据化工设备标准系列确定换热器的选型。其中总传热系数K=金dbdoRsR%gdikdm这些推荐值是从实践中积累或在选用这些推荐值时，应注意以在实际计算中，总传热系数通常采用推荐值,通过实验测定获得的，可以从有

2、关手册中查得。下几点：1 .设计中管程和壳程的流体应与所选的管程和壳程的流体相一致。2 .设计中流体的性质（粘度等）和状态（流速等）应与所选的流体性质和状态相一致。3 .设计中换热器的类型应与所选的换热器的类型相一致。4 .总传热系数的推荐值一般范围很大，设计时可根据实际情况选取中间的某一数值。若需降低设备费可选取较大的K值；若需降低操作费用可取较小的K值。5 .为保证较好的换热效果，设计中一般流体采用逆流换热，若采用错流或折流换热时，可通过安彳惠伍彳惠（Underwood）和鲍曼（Bowman）图算法对At进行修正。虽然这些推荐值给设计带来了很大便利，但是某些情况下，所选K值与实际值出入很大

3、，为避免盲目烦琐的试差计算，可根据式（1）对K值估算。式（1）可分为三部分，对流传热热阻、污垢热阻和管壁导热热阻，其中污垢热阻和管壁导热热阻可查相关手册求得。由此，K值估算最关键的部分就是对流传热系数h的估算。影响对流传热系数的因素主要有:1. 流体的种类和相变化的情况液体、气体和蒸气的对流传热系数都不相同。牛顿型和非牛顿型流体的也有区别，这里只讨论牛顿型对流传热系数。流体有无相变化，对传热有不同的影响。2. 流体的性质对h影响较大的流体物性有比热、导热系数、密度和粘度等。对同一种流体，这些物性又是温度的函数，而其中某些物性还和压强有关。3. 流体的流动状态当流体呈湍流时，随着Re数的增加，滞

4、流内层的厚度减薄，故h就增大。而当流体呈滞流时，流体在热流方向上基本没有混杂流动，故h就较湍流时为小。4. 流体流动的原因自然对流是由于流体内部存在温度差，因而各部分的流体密度不同，引起流体质点的相对位移。设P1和p2分别代表温度为tl和t2两点的密度，则流体因密度差而产生的升力为(P1-P2)g0若流体的体积膨胀系数为B,单位为1/C,并以代表At温度差(t2-t1),则可得P1=p2(1+pAt),于是每单位体积的流体所产生的升力为：(P1-p2)g=P2(1+BAt)-P2g=P2BgAt或(p1-p2)/g=BAt强制对流是由于外力的作用，如泵、搅拌器等迫使流体的流动。5. 传热面的形

5、状、位置和大小传热管、板、管束等不同的传热面的形状；管子的排列方式，水平或垂直放置；管径、管长或板的高度等，都影响h值。目前解决对流传热问题的方法主要有量纲分析法和类比法。常用的量纲分析法有雷莱法和伯金汉法(BuckinghamMethod),前者适合于变量数目较少的场合，而当变量数目较多时，后者较为简便，由于对流传热过程的影响因素较多，故需采用伯金汉法。强制对流(无相变)传热过程根据理论分析及实验研究，对流传热系数h的影响因素有传热设备的尺寸l、流体密度P、粘度以、定压质量热容5、导热系数k及流速u等物理量，可用h=f(l,p、cccp、k、u)表示，式中涉及到的基本量纲只有四个。最后可得强

6、制对流(无相变)传热时的无量纲数群关系式Nu=i>(Re,Pr)。自然对流传热过程同样可得，自然对流传热时准数关系式为Nu=小(Gr,Pr)。各准数名称、名称和含义列于表1。表1准数的名称、符号和含义准数名称符号准数式含义努塞尔数(Nusseltnumber)Nuhlk表示对流传热系数的准数雷诺数(Reynoldsnumber)Relu表示惯性力与粘性力之比，是表征流动状态的准数普兰德数(Prandtlnumber)Prcpk表示速度边界层和热边界层相对厚度的一个参数，反映与传热有关的流体物性格拉斯霍夫数(Grashofnumber)Gr,32lgt2表示由于温度差引起的浮力与粘性力之比

7、各准数中的物理量的意义为：h一对流传热系数，W/(m2C);u流速，m/s；p一流体的密度，kg/m3；l一传热面特性尺寸，可以是管径(内径、外径或平均直径)或平板长度，m；k流体的导热系数，W/(m2C)；L流体的粘度，Pas；cp流体的定压比容，J/(kgC)；At一流体与壁面间的温度差，C;B流体的体积膨胀系数，1/或1依；g重力加速度，m/s°上述关系式仅为Nu与Re、Pr或Gr、Pr的原则关系式，而各种不同情况下的具体关系式则需通过实验确定在使用由实验数据整理得到的关系式时，应注应用范围关系式中Re、Pr等准数的数值范围等；特性尺寸Nu、Re等准数中的l应如何确定；定性温度

8、各准数中的流体物性应按什么温度查取。总之，对流传热系数是流体主体中的对流和层流内层的热传导的复合现象。任何影响流体流动的因素（引起流动的原因、流动状态和有无相变化等）都必然影响对流传热系数。以下分流体无相变和有相变两种情况来讨论对流传热系数的关系式，其中前者包括强制对流和自然对流，后者包括蒸汽冷凝和液体沸腾。?流体无相变时的强制对流传热1.流体在管内做强制对流1）流体在光滑圆形直管内做强制湍流a）低粘度流体可应用迪特斯（Dittus）-贝尔特（Boelter）关联式,即:k0.023didiUb0.8ncpk(2)式中n值视热流方向而定，当流体被加热时，n=0.4,当流体被冷却时，n=0.3应

9、用范围：Re>10000,0.7<Pr<120,>60（L为管长）。若上<60,需考didi0.7虑传热进口段对h的影响，此时可将求得的h值乘以1包进行校正。L特性尺寸：管内径di。定性温度：流体进出口温度的算术平均值。b）高粘度流体可应用西彳惠尔（Sieder）-泰特（Tata关联式，即:0.81/30.14w为壁面温度下流体的粘度。(3)kdiubCph0.027dikw0.14式中一也是考虑热流方向的校正项,w应用范围：Re>10000,0.7<Pr<1700,L>60(L为管长)。di特性尺寸：管内径di。定性温度：除w取壁温外，均

10、取流体进出口温度的算术平均值。一般而言，由于壁温未知，计算时往往要用试差法，很不方便，为此可取近0.140.14似值。液体被加热时，取一=1.05,液体被冷却时，取一=0.95;对ww0.14气体，则不论加热或冷却，均取一=1.0。w2）流体在光滑圆形直管内作强制层流流体在管内作强制层流时，一般流速较低，故应考虑自然对流的影响，此时由于在热流方向上同时存在自然对流和强制对流而使问题变得复杂化，因此，强制层流时的对流传热系数关联式其误差要比湍流的大。当管径较小，流体壁面间的温度差也较小且流体的小值较大时，可忽略自然对流对强制层流传热的影响，此时可应用西彳惠尔（Sieder）-泰特（Tate）关联

11、式，即：1/30.14kdi/,、h1.86RePr（4）diLw应用范围：Re<2300,0.7<Pr<6700,RePrd>10（L为管长）特性尺寸：管内径di。定性温度：除w取壁温外，均取流体进出口温度的算术平均值。上式适用于管长较小时的情况，当管子极长时则不再适用，因为此时求得的h趋于零，与实际不符。当参数Nu-k1、k2和n已知时，选用下列关联式结果较为准确：NuNuk1(RePrdj/L)1k2(RePrdi/L)n(5)Nu一不同条件下努塞尔数的平均值或局部值;Nu-热边界层在管中心汇合后的努塞尔数；k1、k2、n一常数，其值可由2表查得;L一管长，m；d

12、i管内径，m表2式(5)中的各常数值壁间情况速度侧形PrNuNu-k1k2n包壁温抛物线任意平均3.660.06680.042/3包壁温正在发展0.7平均3.660.1040.0160.8恒壁热通量抛物线任意JOS4.360.0230.00121.0恒壁热通量正在发展0.7JOS4.360.0360.00111.0各物理量的定性温度为管子进出口流体主体温度的算术平均值。除表2所述情况外，一般采用式(4)计算ho应当指出，由于强制对流时对流传热系数很低，故在换热器设计中，应尽量避免在强制层流条件下进行换热。3)流体在光滑圆形管内呈过渡流当Re=230010000时，对流传热系数可先用湍流时的公式计算，然后把算得结果乘以校正系数小16105Re1.8(5)4)流体在弯管内作强制对流流体在弯管内流动时，由于受离心力的作用，增大了流体的湍动程度，使