换热器的传热计算.docx
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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根底换热器热负荷Q值一般由工艺包提供，也可以由所需工艺要求求得°Q=W Cp△t,假设流体有相变,Q=cp ro热负荷确定后，可由总传热速率方程〔Q=K SAt〕求得换热面积，最后根据?其中总传热系数 K=1〕化工设备标准系列?确定换热器的选型d 口 d bd 口 1h d i d kd o hi i i m 0在实际计算中，总传热系数通常采用推荐值，这些推荐值是从实践中积累或 通过实验测定获得的，可以从有关手册中查得在选用这些推荐值时，应注意以 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围很大，设计时可根据实际情况选取中间的某 一数值假设需降低设备费可选取较大的K值；假设需降低操作费用可 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，假设采用错流 或折流换热时，可通过安德伍德〔Underwood〕和鲍曼〔Bowman〕图 算法对At进展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，为防止盲目烦琐的试差计算，可根据式〔1〕对 K 值估算式〔1〕可分为三局部，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 值估算最关键的局部就是对 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一样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，滞流层的厚度减薄，故h就增大而 当流体呈滞流时，流体在热流方向上根本没有混杂流动，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部存在温度差，因而各局部的流体密度不同，引起流体质点的相对位移。
设分别代表温度为t1和t2两点的密度，那么流体因密 度差而产生的升力为〔0^02〕g假设流体的体积膨胀系数为卩，单位为1/°C, 并以代表At温度差〔t2- t1],那么可得p1=p2 [1+pAt],于是每单位体积的流体所产生的升力为：Cp1-p2] g=[p2〔1+卩At〕-p2]g=p2卩gAt 或〔p1-p2] /g=pAt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〔 Buckingham Method〕， 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1、 流体密度p、粘度4 定压质量热容Cp、导热系数k及流速u等物理量，可用h=f 〔1，P、M、cp、k、u〕表示，式中涉及到的根本量纲只有四个。
最后可得强制 对流〔无相变〕传热时的无量纲数群关系式Nu=^〔Re，Pr]o◊ 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=^〔Gr，PC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〔Nusselt nu mber〕Nuhl~k表示对流传热系数的准数文档.表示惯性力与粘性力之比，是表征流动状态的准数雷诺数〔Re yn olds nu mber〕Relup普兰德数〔Pra ndtl nu mber〕Prc P -p—k格拉斯霍夫数〔Grashof nu mber〕Gr13 p2gPAtP 2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表示由于温度差引起的浮力与粘性力之比各准数中的物理量的意义为：h —对流传热系数，W/〔m2°C〕u —流速，m/s；p—流体的密度，kg/m3；l — 传热面特性尺寸，可以是管径〔径、外径或平均直径〕或平板长度， m；k 流体的导热系数，W/〔 m2 C〕;M 流体的粘度，Pa s；Cp 流体的定压比容，J/〔kg C〕；△t—流体与壁面间的温度差，°C;卩一流体的体积膨胀系数，1°C/或1/K；g — 重力加速度， m/s2。
上述关系式仅为Nu与Re、Pr或Gr、Pr的原那么关系式，而各种不同情况 下的具体关系式那么需通过实验确定在使用由实验数据整理得到的关系式时， 应注意：① 应用围 关系式中Re、Pr等准数的数值围等；② 特性尺寸 Nu、Re等准数中的l应如何确定；文档.③ 定性温度 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. 流体在管做强制对流1) 流体在光滑圆形直管做强制湍流a) 低粘度流体k (du p)0.8(―i~b 丿可应用迪特斯〔Dittus〕-贝尔特〔Boelter］关联式，即:2〕h = 0.023d (卩i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应用围：Re>10000, 0.7
IL丿特性尺寸：管径 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德尔〔Siede门-泰特〔Tate〕关联式，即:k (du p)0.8(―i_b 丿1/ 3 0.14h = 0.027 — d (卩i3〕文档.0.14式中也是考虑热流方向的校正项，卩为壁面温度下流体的粘度w应用围：Re>10000, 0.7
定性温度：除卩 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，当管子极长时那么不再适用，因为此时求得 的 h 趋于零，与实际不符当参数Nu、匕、k2和n时，选用以下关联式结果较为准确: OO I 2k (Re- Pr・ d / L)Nu 二 Nu + 1 i s 1 + k (Re- Pr- d / L) n 2iNu—不同条件下努塞尔数的平均值或局部值；Nu —热边界层在管中心集合后的努塞尔数；Ok「k2> n—常数，其值可由2表查得；L —管长，m；di—管径，m表 2 式〔5〕中的各常数值壁面情况速度侧形PrNuNuOOk1k2恒壁温抛物线任意平均3.660.06680.042/3恒壁温正在开展0.7平均3.660.1040.0160.8恒壁热通量抛物线任意局部4.360.0230.00121.0恒壁热通量正在开展0.7局部4.360.0360.00111.0文档.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，应尽量防止在强制层流条件下进展换热3) 流体在光滑圆形管呈过渡流当Re=2300~10000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甲0 = 1 - 6 x 105 Re-1.84） 流体在弯管作强制对流流体在弯管流动时，由于受离心力的作用，增大了流体的湍动程度，使对流 传热系数较直管的大，此时可用下式计算对流传热系数，即：（ d \h '二 hl +1.77 — 〔6〕I R丿h'—弯管中的对流传热系数，W/〔 m2 C〕;h 直管中的对流传热系数，W/〔 m2 C〕；d —管径， m ；iR—管子的弯曲半径，m。
5） 流体在非圆形管作强制对流此时，只要将管径改为当量直径de,那么仍可采用上述各关联式但有些 资料中规定某些关联式采用传热当量直径例如，在套管换热器环形截面传热当 量直径为：兀4 x -(di2 -吟 d 2 _ d 2 d' = = —i 2-e 兀d d22—套管换热器的外管径，m；d2—套管换热器的管外径，m传热计算中，终究采用哪个当量直径，由具体的关联式决定但无论采用哪 个当量直径均为一种近似的算法，而最好采用专用的关联式，例如在套管环隙中用水和空气进展对流传热实验，可得 h 的关联式：kh = 0.02——d (dd )—i-0.53Re 0.8 Pr1/ 38〕应用围：Re=12000~220000, d1/d2=1.65~17o特性尺寸：当量直径 de定性温度：流体进出口温度的算术平均值 此式亦可用于计算其他流体在套管环隙中作强制湍流时的传热系数2. 流体在管外作强制对流1) 流体在管束外作强制垂直流动 通常管子的排列有正三角形、转角正三角形、正方形及转角正方形四种。
