1、对流传热,在工业生产中，经常遇到两流体之间或流体与壁面之间的热交换问题，这类问题需用对流传热的理论予以解决。在对流传热过程中，除热的传递之外，还涉及到流体的运动，温度场与速度场将会发生相互作用。故欲解决对流传热问题，必须具备动量传递的基本知识。本知识点将以前面讨论的运动方程、连续性方程和能量方程为基础并结合量纲分析理论，解释对流传热的机理，探讨对流传热的基本规律。,在工程上，对流传热是指流体与固体壁面间的传热过程，即由热流体将热传给壁面，或由壁面将热传给冷流体。这种对流传热多是在流体流动的过程中发生的热量传递过程，所以与流体的流动状况密切相关,一、对流传热机理对流传热是指运动流体与固体壁面之间
2、的热量传递过程，故对流传热与流体的流动状况密切相关。对流传热包括强制对流（强制层流和强制湍流）、自然对流、蒸汽冷凝和液体沸腾等形式的传热过程。处于层流状态下的流体，在与流动方向相垂直的方向上进行热量传递时，由于不存在流体的旋涡运动与混合，故传递方式为热传导。,当湍流的流体流经固体壁面时，将形成湍流边界层（参见图5-6），若流体温度与壁面不同，则二者之间将进行热交换。假定壁面温度高于流体温度，热流便会由壁面流向运动的流体中。由流动边界层的知识可知，湍流边界层由靠近壁面处的层流内层、离开壁面一定距离处的缓冲层和湍流核心三部分组成，由于流体具有粘性，故紧贴壁面的一层流体，其速度为零。由此可知，固体壁
3、面处的热量首先以热传导方式通过静止的流体层进入层流内层，在层流内层中传热方式亦为热传导；,然后热流经层流内层进入缓冲层，在这层流体中，既有流体微团的层流流动，也存在一些使流体微团在热流方向上作旋涡运动的宏观运动，故在缓冲层内兼有热传导和涡流传热两种传热方式；热流最后由缓冲层进入湍流核心，在这里，流体剧烈湍动，由于涡流传热较分子传热强烈得多，故湍流核心的热量传递以旋涡运动引起的传热为主，而分子运动所引起的热传导可以忽略不计。就热阻而言，层流内层的热阻占总对流传热热阻的大部分，故该层流体虽然很薄，但热阻却很大，因之温度梯度也很大。湍流核心的温度则较为均匀，热阻很小。由流体主体至壁面的温度分布如图5
4、-7所示。,有相变的传热过程冷凝和沸腾传热的机理与一般强制对流传热有所不同，这主要是由于前两者有相的变化，界面不断扰动，故可大大加快传热速率。,对流传热速率方程,对流传热是一个复杂的过程，其影响因素很多。因此，对流传热的纯理论计算是相当困难的。为了计算方便起见，目前采用了一种简化处理的方法，即将对流传热时流体的全部热阻集中在厚度为的有效膜内，这样，就可以用比较简单的有效膜内导热来近似表示流体与壁面间的复杂对流传热。因此，对流传热速率可表示为：,或,由于有效膜的厚度难以测定，所以通常以代替上式中的,根据传递过程速率=系数推动力推动力是壁面和流体间的温度差。影响阻力的因素很多，有一点可以明确的是阻
5、力与壁面的表面积成反比。由于在换热器中，沿流体流动向上，流体和壁面温度一般是变化的，在换热器不同位置上的对流传热速率也不相同，所以对流传热速率方程应该用微分形式表示。热流体和壁面间的对流传热速率方程可表达为：该式也称作牛顿传热方程式或牛顿冷却定律,-局部传热膜系数 单位为W/K,在换热器中，局部对流传热系数随管长而变化，在工程计算中，常用平均对流传热系数（也用表示），些时牛顿传热方程式表示为：式中-平均对流传热系数，W/（K）A-总传热面积，t-流体与壁面间温度差的平均值，（K）1/A-对流传热热阻，/W 注：流体的平均温度一般是指流动横截面上的平均温度。,换热器的传热面积有不同的表示方法，要
6、以是管内侧或管外侧表面积。例如，若热流体在换热器的管内流动，冷流体在换热器的管间流动，则对流传热速率方程可分别表示为：Ai，A0-换热器的管内侧和外侧表面积，-换热器的管内侧和外侧流体对流传热系数，W/ t-换热器的任一截面上冷流体的平均温度， tw-换热器的任一截面与冷流体相接触一侧的壁温，由此可见，对流传热系数必然是和传热面积以及温度差相对应的。牛顿传热方程式表达了复杂的对流传热问题，实质上是将矛盾集中支对流传热系数，因此研究各种对流传热情况下的大小、影响因素及的计算式，成为研究对流传热的核心问题。,对流传热膜系数,的物理意义:单位时间内当壁面与流体主体的温度差为1K时,每一平方米固体壁面
7、与流体之间传递的热量。由此可见，对流传热膜系数在数值上等于单位温度差下、单位传热面积的对流传热速率，它反应了对流传热的快慢，愈大表示对流传热愈快。 注：对流传热膜系数与导热系数不同，它不是流体的物理性质，而是受诸多因素影响的一个参数，反映对流传热热阻的大小。,影响对流传热膜系数的因素：流体的流动形态及原因流体的物理性质传热温度流体传热时有无相变化壁面的情况（换热器的结构）。,影响对流传热系数的主要因素 影响对流传热系数的因素很多。实验证明，主要的影响因素有: (1)流体的状态:液体、气体、蒸气的对流传热系数值不同；流体在传热过程中是否有相变，其对流传热系数值也不同，有相变化时的对流传热系数比无
8、相变化时大得多； (2)流体的物理性质：影响较大的物理性质有比热，导热系数、密度和粘度； (3)流体的流动状态：层流、过渡流或湍流； (4)流体对流的状况：当设备中的流体因泵、风机或搅拌器等外力作用发生强制对流时, 质点互相掺混，对流传热系数一般较大；自然对流的对流传热系数较小，且与流体由于自然对流的作用而产生的浮力的大小有关，其中为体积膨胀系数，为壁面和流体间温差。 (5)传热表面的形状、位置及大小:如管、板、管束、管径、管长、管子排列方式、垂直放置或水平放置等。,综上所述，对流传热系数应为各影响因素的函数，表示为:,因次分析的应用,由于影响对流传热过程的因素太多，目前还不能从理论上导出对流
9、传热系数的计算式。为了减小实验的工作量，通常用因次分析的方法，将上式改写为一个无因次准数的关联式用以计算对流传热系数。这里介绍柏金汉（Buckingham）的 定理法。,对上述给热过程，有关的总变量数n=8，涉及的基本因次数m4，即长度L，质量M，时间，温度T；故准数个数i8-4=4。假定四个准数分别为 、 、 、 ，则给热过程的准数式为,准数 、 、 、 的表达式可由下述步骤得到,从上方程中选出n(本例n=4)个变量作为核心物理量，挑选的原则是：,(1)这n个变量应包含所涉及的全部因次； (2)这些物理量不应包括有待定物理量( )； (3)这n个物理量本身不能组成无因次数群。,本例可选 作为
10、核心物理量,2将剩下的in-m4个变量： 分别与上述m=4个核心物理量组成无因次准数，每个无因次准数由m+15个变量所构成，可得:,3.写出个物理量的因次式,定性长度，m L,密度，,粘度，,导热系数，,对流传热系数,流速，,定压比热,单位质量流体的浮力,4. 将各物理量的因次代入准数定义式:,=,因 为无因次数群，故上式中各基本因次的指数和应为零,即,解方程组，可得,称为努赛特（Nusselt）准数,同理可得,称为雷诺（Reynolds）准数,称为普朗特（Prandtl）准数,称为格拉斯霍夫（Grashof）准数,传热过程中的特征数,各准数中物理量的意义为,对流传热系数，W/(m2. oC)
11、； u流速，m/s； 流体的密度，kg/m3； l传热面的特性尺寸，可以是管径（内径、外径或平均直径）或平板长度等，m； 流体的导热系数，W/(m. oC)； 流体的粘度，Pa.s； CP流体的定压比热容，J/(kg.)； t流体与壁面间的温度差，； b流体的体积膨胀系数，1/ 或1/K； g重力加速度，m/s2。,对流传热系数的经验关联式,(1)流体在圆形直管内作强制湍流Nu=0.023Re0.8Prn 或 =0.023Re0.8Prn/d (流体被加热 n=0.4； 流体被冷却 n=0.3)(2)流体在圆形直管内作强制层流a. Gr100,b. Gr25000Nu=Nu0.8(1+0.01
12、5Gr1/3)总体来讲，综合各种因素，得出的层流公式有多种形式，误差较大。一般在换热器等设备中，为了提高，多呈湍流流动(3)流体在圆形直管的过渡区流动=1-（6105/Re1.8),液体被加热时，层流内层的温度比液体的平均温度高，由于液体的粘度随温度升高而下降，故层流内层中液体粘度降低，相应的，层流内层厚度减薄，增大；液体被冷却时，情况恰好相反。但由于Pr值是根据流体进出口平均温度计算得到的，只要流体进出口温度相同，则Pr值也相同。因此为了考虑热流方向对的影响，便将Pr的指数项取不同的数值。对于大多数液体 则故液体被加热时取n=0.4，得到的就大些；液体被冷却时取n=0.3，得到的就小些。,气
13、体粘度随温度变化趋势恰好与液体相反，温度升高时，气体粘度增大，因此，当气体被加热时，层流内层中气体的温度升高，粘度增大，致使层流内层厚度增大， 减小；气体被冷却时，情况相反。但因大多数气体的 ，则所以气体被加热时，仍取0.4，而气体被冷却时仍取0.3。,流体在非圆形管内作强制对流,此时，只要将管内径改为当量直径 ，则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内传热当量直径为式中 、 分别为套管换热器的外管内径和内管外径，m。,流体在管外作强制对流,流体在管束外作强制垂直流动 由流动边界层理论可知，流体在单根圆管外作强制垂直流动时，有可能发生边界
14、层的分离，此时，管子前半周和后半周的速度分布情况颇不相同，相应的，在圆周表面不同位置处的局部对流传热系数也就不同。但在一般换热器计算中，需要的是沿整个圆周的平均对流传热系数，且在换热器计算中，大量遇到的又是流体横向流过管束的换热器，此时，由于管束之间的相互影响，其流动与换热情况较流体垂直流过单根管外时的对流传热复杂得多，因而对流传热系数的计算大都借助于准数关联式。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,对于（a）、(d),对于 (b)、(c),应用范围：Re3000。 特性尺寸：管外径 。 流速：取流体通过每排管子中最狭窄通道处的速度。 定性温度：流体进出口温度的算术平
15、均值。 管束排数应为10，否则应乘以表5-3的系数。,流体有相变时的对流传热系数,蒸汽冷凝主要有膜状冷凝和珠状冷凝两种方式。若冷凝液体能润湿固体壁面，则会形成一层平滑的液膜，此种冷凝称为膜状冷凝；若凝液不润湿表面，则会在表面上杂乱无章地形成小液珠并沿壁面落下，此种冷凝称为珠状冷凝。,在膜状冷凝过程中，固体壁面被液膜所覆盖，此时蒸汽的冷凝只能在液膜的表面上进行，即蒸汽冷凝放出的潜热必须通过液膜后才能传给冷壁面。由于蒸汽冷凝时有相的变化，一般热阻很小，因此这层冷凝液膜往往成为膜状冷凝的主要热阻。冷凝液膜在重力作用下沿壁面向下流动时，其厚度不断增加，故壁面越高或水平放置的管径越大，则整个壁面的平均对
16、流传热系数也就越小。,所谓液体沸腾是指在液体的对流传热过程中，伴有由液相变为气相，即在液相内部产生气泡的过程。工业上的液体沸腾主要有两种：一是将加热表面浸入液体的自由表面之下，液体在壁面受热沸腾，此时，液体的运动仅缘于自然对流和气泡的扰动，称之为池内沸腾；二是液体在管内流动过程中于管内壁发生的沸腾，称为流动沸腾或强制对流沸腾，亦称为管内沸腾，此时液体的流速对传热速率有强烈的影响，而且在加热表面上产生的气泡不能自由上升并被迫与液体一起流动，从而出现复杂的气液两相流动状态，其传热机理要较池内沸腾复杂得多。,2液体沸腾,两流体通过简壁的传热计算,工程上冷、热两流体之间的热量交换通常是通过间壁式换热器
17、(简称换热器)来实现的，如套管换热器,是由直径不同的内管和外管组成同心套管。假定热流体在内管中流动，冷流体在内管与外管之间的环隙中流动。冷、热流体在换热器中经过换热，热流体放出热量，其温度由Tl降至T2，冷流体吸收热量，其温度由tl升至t2。在传热过程中，如两流体在传热面任一处的温度不随时间变化时，称为稳定传热；否则，为不稳定传热。工业上大多为稳定传热，故下面着重讨论稳定传热过程的分析和计算。,换热器的热负荷及热量衡算方程式,一、热负荷,在换热器中单位时间内，冷、热两流体之间所交换的热量，称为换热器的热负荷，以Q表示，单位为W。很显然，在不计换热器的热损失时，换热器的热负荷等于单位时间内热流体
18、放出的热量或冷流体吸收的热量。,(1)当流体无相变化时: 热流体放出的热量为,冷流体吸收的热量为,间壁式热交换的计算,问壁式热交换的计算,如图410，传热过程是热流体给热间壁导热冷流体给热的串联过程。,换热器内进行的大都是定态传热过程：,间壁式换热器的传热总方程，适用于传热面为等温面的间壁式热交换过程。说明定态传热总过程的推动力和阻力亦具加和性,令,则传热总方程为：,式中K传热系数称总传热系数，,2. 传热系数K,K是衡量换热器性能的重要指标之一。其大小主要取决于流体的物性、传热过程的操作条件及换热器的类型等。,下表化工中常见传热过程的K值范围,当换热器的间壁为单层平面壁时，因A1=A2=A，
19、则传热系数为：,若换热器的传热面为单层圆筒壁面时，若A1A2A，即传热系数与传热面积对应时：,若无特殊说明，均为基于管外表面积的K2，其计算式为：,若间壁为多层平面壁以及间壁两侧有污垢积存时，传热系数为：,分别表示壁面两侧污垢热阻系数， m2KW-1,式中,3传热过程的平均温度差,冷、热流体温度差沿换热器壁面的分布情况，决定了整个换热过程的温度差。,（1）定态恒温传热定态恒温传热是指换热器间壁两侧冷、热两流体温度在壁面的任何位置、任何时间都不变化，即两流体的温度差沿换热面处处相等，恒定不变。,（2）定态变温传热定态变温传热时，换热器间壁一侧流体或两侧流体的温度沿传热面的不同位置发生变化，两流体
20、间的温度差t沿换热器壁面位置也变化，且与两流体相对流向有关。,工业上冷、热流体在换热器内的相对流向主要有逆流和并流。,图分别为逆流和并流传热时t随换热器壁面位置的变化图,用算术平均值,当,例 41 硫酸生产中 SO2的转化系统，用转化气在外部列管换热器中预热 SO2气体。若转化气温度由440降至320，SO2气体由220被加热至280，试求流传热和逆流传热的平均温度差，并作比较，选定推动力较大的传热流向（设两气体进出口温度在并、逆流时相同）,解:,并流传热时,t1=T1-t1=220,t1 /t2 =5.52,t2=T2-t2=40,对数平均值,算术平均值,误差为,只能采用对数平均值,逆流传热
21、,t1=T1-t2=160,t2=T2-t1=100,t1 /t2 =1.62,对数平均值,算术平均值,误差为,计算结果表明:,在相同情况下，逆流传热的平均温度差大于并流传热的平均温度差，这意味着采用逆流传热要比并流传热相应减少传热面积或载热体使用量。,4热负荷及热量衡算,（1）热负荷,生产工艺对换热器换热能力的要求称为换热器的工艺热负荷L。通过热负荷的计算，可以确定换热器所应具有的传热速率，再依据此传热速率可计算换热器所需的传热面积等。,热负荷的计算根据工艺特点有两种情况： 流体在传热中只有相变的场合,式中 qm流体的质量流量，kgs-1；流体的相变热kJkg-1,流体在传热中仅有温度变化不
22、发生相变的场合,L=qmcp(t2-t1),式中cp流体的比定压热容，kJkg-1K-1；t1,t2流体传热前后的温度，K；,（2）热量衡算,若换热器中两种流体无相变化，且流体的比定压热容不随温度变化或可取平均温度下的比定压热容时：,式中L换热器的热负荷，kJs-1；,分别指热、冷流体的比定压热容，kJkg-1K-1；,分别指热流体的进、出口温度和冷流体的进、出口温度，K。,若换热器中的热流体有相变，如饱和水蒸气的冷凝时：,例42 在列管换热器中，水以0.8ms-1的流速流过内径为25mm，长为5m的管束。若管内壁面平均温度为50，水的进口温度为20，试求水的出口温度。设管壁对水的平均表面传热
23、系数为 1850 Wm-2K-1，热损失可以忽略。,解：设水的出口温度为t2，密度取=1000kgm-3，比定压热容取cp=4.187 kJkg-1K-1,换热器的一根管子传热面积Ai和流通面积Si；分别为：,根据热量衡算和对流热流量方程有：,由,即上二式相等，代入已知数据求解可得： 水的出口温度t230.9。,例4-3 有一套管换热器，由mm与mm的钢管组成。甲醇在内管流动，流量为kg/h，由60冷却到30，甲醇侧的对流传热系数W/( m2)。冷却水在环隙中流动，其入口温度为20，出口温度拟定为35。忽略热损失、管壁及污垢热阻，且已知甲醇的平均比热为2.6kJ/(kg)，在定性温度下水的粘度
24、为0.84cP、导热系数为0.61 W/( m2)、比热为4.174 kJ/(kg)。试求： （1）冷却水的用量； （2）所需套管长度； （3）若将套管换热器的内管改为483mm的钢管，其它条件不变，求此时所需的套管长度。,解：（1）冷却水的用量可由热量衡算式求得，由题给的与单位相同，不必换算，的单位必须由kg/h换算成kg/s，故有：kg/s,（2）题目没有指明用什么面积为基准，在这种情况下均当作是以传热管的外表面积为基准（以后的例题都按这个约定，不另行说明），对套管换热器而言就是以内管外表面积为基准，即A=,求必须先确定是逆流还是并流，题目没有明确说明流向，但由已知条件可知=35=30，只
25、有逆流才可能出现这种情况，故可断定本题必为逆流，于是,由于管壁及污垢热阻可略去，以传热管外表面积为基准的为,式中甲醇在内管侧的已知，冷却水在环隙侧的未知。求必须先求冷却水在环隙流动的，求要先求冷却水的流速。 环隙当量直径,m,冷却水在环隙的流速,m/s,为湍流,注意：求及时必须将 、 、 等物性数据化为SI制方可代入运算，本题 已知为SI制不必化， 、 不是SI制必须化。提醒读者在解题时要特别注意物理量的单位问题。则冷却水在环隙流动的对流传热系数为,=,W/(m2),W/(m2),=,W/(m2.),m,换热器的选择及传热过程的强化,1换热器的选择,换热器的选择，是在换热器系列化标准中确定合适
26、的换热器类型和规格的过程。,换热器的选择首先要考虑以下事项。,（1）了解换热任务，掌握基本数据及特点。,冷、热流体的流量、进出口温度、操作压力等；冷、热流体的物性参数；冷、热流体的工艺特点、腐蚀性、悬浮物含量等。,（2）确定选用换热器的型式，决定流体的流动空间。如选定列管换热器，对换热流体流动空间可按下列原则确定。,不洁流体或易结垢、沉淀、结晶的流体走管程； 需提高流速以增大对流传热系数的流体走管程； 腐蚀性流体走管程，以免腐蚀壳体和管束； 压力高的流体走管程，管子耐压性好；饱和蒸气宜走管程，便于排出冷凝液；粘度大或流量较小的流体宜走壳程，可在低 Re（Re100）达到湍流；需冷却的流体一般选
27、壳程，便于散热。,在换热器型式和规格确定中，计算的主要内容有：,流体定性温度，查取或计算定性温度下有关物性数据；由传热任务计算热负荷；作出适当选择，并计算对数平均温度差；选取总传热系数、估计换热面积，由此可试选适当型号的换热器；核算总传热系数；估算传热面积。,2传热过程的强化,传热过程的强化目的是充分利用热能，提高换热器单位面积的传热速率；力图以较小的传热面积或较小体积的换热器完成一定的传热任务。强化传热过程的主要途径有三条。,（1）增大传热面积A,增大间壁式换热器传热面积A，可提高过程的传热速率。但增大A，设备投资费用增大。改进传热面结构，采用螺纹管、波纹管代替光滑管，或采用新型换热器如翅片
28、管式换热器，可以实现单位体积的传热面积增大的效果,当工艺规定冷、热流体温度时，采用逆流换热可获得较大的tm，亦可改用严格逆流的套管换热器或螺旋板换热器实现tm的增大。,提高h和、降低都能使K值增大。提高K值的具体办法，可以从以下几个方面考虑。,（2）增大平均温度差tm,增大传热系数K是强化传热过程最有效的途径。,（3）增大传热系数K,提高、降低.a尽量选择较大的载热体；b换热器金属壁面一般较值大，热阻小；但污垢层热阻很大，应防止或减缓垢层形成并及时清除之。,增加湍流程度、减小对流传热的热阻、提高 值。,a提高流体流速、增加湍流程度、减小滞流底层厚度，可有效地提高无相变流体的h值。b改变流动条件。通过设计特殊传热壁面，使流体在流动过程中不断改变流动方向，提高湍流程度。,尽量选择h大的流体给热状态。例如，有相变的蒸气冷凝维持在滴状冷凝状态等。,提高K值的途径在具体实施时要综合考虑。,小 结,本章分析了化工生产中的传热过程，并以间壁式换热过程为主线，讲授了传热的基本概念、过程计算和优化、典型设备等内容，并有重点地对解决较复杂工程问题的思路及方法, 如对流传热过程的工程处理方法；对流传热准数关联式获取的思路和应用要点等）作了介绍。本章知识的框架结构及相互关系，可用下图来表示：,
