14 第四节 传热.docx

第1页：第五章传热

第五章传热

TeatTransfer第一节概述Generalization5—1传热的基本概念TheBasicConceptsofHeatTransfer传热(heattransfer或heattransmission)过程即热量传递过程。在化工生产过程中，几乎所有的化学反应过程都需要控制在一定的温度下进行。为了达到和保持所要求的温度，反应物在进入反应器前常需加热或冷却到一定温度。在过程进行中，由于反应物需要吸收或放出一定的热量，故又要不断地导入或移出热量；有些单元操作，如蒸馏、蒸发、干燥和结晶等，都有一定的温度要求，所以也需要有热能的输入或输出，过程才能进行；此外，许多设备或管道在高温或低温下操作，若要保证管路中输送的流体能维持一定的温度以及减少热量损失，则需要保温（或隔热）；近十多年来，随着能源价格的不断上涨，回收废热及节省能源已成为降低生产成本的重要措施之一。以上所讲到的情况，都与热量传递有关。可见，在化工生产中，传热过程具有相当重要的地位。ThereareTwoKindsofProblemencounteredinpracticeofchemicalengineeringproduction.化工生产中常遇到的传热问题，通常有以下两类：1

第2页：一类是要求热量传递情况好

HigherrateofHeattransferrequired一类是要求热量传递情况好，亦即要求传热速率高，这样可使完成某一换热任务时所需的设备紧凑，从而降低设备费用；InsulationofHeat另一类是像高温设备及管道的保温，低温设备及管道的隔热等，则要求传热速率越低越好。我们学习传热的目的，主要是能够分析影响传热速率的因素，掌握控制热量传递速率的一般规律，以便能根据生产的要求来强化和削弱热量的传递，正确地选择适宜的传热设备和保温（隔热）方法。本章主要讨论热量从高温向低温稳定地自发进行传递的过程。1、传热基本方式TheBasicModesofHeatTransfer热的传递是由于系统内或物体温度不同而引起的。当无外功输入时，根据热力学第二定律，热总是自动地从温度较高的部分传给温度较低的部分，或是从温度较高的物体传给温度较低的物体。根据传热机理不同，传热的基本方式有三种：传导(conduction)、对流(convection)和辐射(radiation)。2热传导ConductiveHeatTransfer

第3页：一类是要求热量传递情况好（续）

定义：当物体内部或两个直接接触的物体之间存在着温度差异时，物体中温度较高部分的分子因振动而与相邻的分子碰撞，并将能量的一部分传给后者，藉此，热能就从物体的温度较高部分传到温度较低部分。称这种传递热量的方式为热传导。又称导热。特点：在热传导过程中，没有物质的宏观位移。Characteristics:Thereisnomacrodisplacementduringtheheattransfer.3对流传热ConvectiveHeatTransfer定义（definition）：流体质点的位移和混合，将热能从一处传到另一处。特点：质点位移举例：工程中通常将流体和固体壁面之间的传热称为对流。分类：①强制对流（forcedconvection）流体的运动是由于受到外力的作用（风机、泵等）所引起TheMovementofthefluidiscausedbyfanandpumps.

第4页：一类是要求热量传递情况好（续）

②自然对流（naturalconvection）流体内部冷、热部分的密度不同而引起。Itiscausedbythedensitydifferencebetweenthepartofhotfluidandpartofthecoldfluid.（1）辐射传热RadiativeHeatTransfer定义（definition）：theradiationisaprocessthattheheattransferisbymeansoftheelectromagneticwave.辐射是一种通过电磁波传递能量的过程。任何物体，只要其绝对温度不为零度，都会以电磁波的形式向外界辐射能量。其热能不依靠任何介质而以电磁波形式在空间传播，当被另一物体部分或全部接受后，又重新转变为热能。这种传递热能的方式称为辐4射或热辐射。特点：没有媒介Thecharacteristicsradiationisthatthereisnomedium.oftheheat实际上上述三种传热方式很少单独存在，而往往是同时出现的。如化工生产中广泛应用的间壁式换热器，热量从热流体经间壁(如管壁)传向冷流体的过程，是以导热和对流两种方式进行。Inpractice,noneofthesethreemodesofheattransferexistsindependently.

第5页：稳态传热和非稳态传热

、稳态传热和非稳态传热SteadyandUnsteadyHeatTransfer非稳态传热：T=f(x,y,z,t)Thetemperatureofeachpointinthesystemvarieswithbothit’spositionandtime传热系统中各点的温度既随位置又随时间而变的传热过程。稳态传热：T=f(x,y,z)Thetemperatureofeachpointinthesystemvariesonlywithbothit’sposition.在传热系统中各点的温度分布不随时间而改变的传热过程；稳态传热时各点的热流量不随时间而变，连续生产过程中的传热多为稳态传热。3、热流量和热阻RateofHeatFlowandHeatResistance热流量：thequantityofheattransferredperunittime单位时间的传热量。Φ=dt5dQ（5—1）Φ—热流量，W（J/s）Q—热量，Jt—时间，s。

第6页：稳态传热和非稳态传热（续）

q—热流密度：单位时间单位面积的传热量。Js-1m-2A×dtdQq=（5—2）A—传热面积，m2热阻：同其他传递过程一样，传热过程的速率与推动力成正比，与热阻成反比。即：传热速率=传热推动力=Δt传热阻力R6（5—3）It’ssimilartoOhm’sLawinElectronics4、换热器的热负荷计算TheHeat LoadCalculationoftheheatExchanger热负荷是生产上要求流体温度变化而吸收或放出的热量HeatLoadisthequantityofheatwhichisabsorbedinorgivenout forrequiredtemperature variationinproduction.换热器中冷、热两流体进行热交换，则根据能量守恒原理，热流体放出的热量Φ1必等于冷流体吸收的热量Φ2与热损失ΦL之和，即：Φ1=Φ2+ΦL，（5—4）若忽略热损失，Φ=Φ，称此为热量衡算式。热量衡算式与传12热速率方程式为换热器传热计算的基础。设计换热器时，根据热负荷

第7页：稳态传热和非稳态传热（续）

要求，用传热速率方程式计算所需传热面积。下面介绍热负荷计算。（1）无相变化时热负荷计算HeatLoadcalculationinthecaseofnon-phase-change①．比热法(methodofspecificheat)当物质与外界交换热量时，物质不发生相变化而只有温度变化，这种热量称为显热。在恒压条件下，单位质量的物质升高1℃所需的热量，称为定压比热或定压热容。以符号cp表示，单位为kJ/kg·K(或kJ/kg·℃)。如图4-3所示，在换热器中用冷流体使质量为G1的热流体由温度T1降至T2，其热负荷可用下式计算7（5—5）Φ=Gc(T-T)11p112Cp—比热容（SpecificHeat）J/（kg.K）。对于纯物质可查表或用经验公式计算。对于食品混和物：可用下述经验公式计算：cp=1.424wc+1.549wp+1.675wf+0.837wa+4.187ww（5—6）Themeaningofthesuffixesintheformulaeaboveareasfollows:c—carbohydrate;p—protein;f—fat;a—ash;w—water

第8页：稳态传热和非稳态传热（续）

Formeatproductswithmoistureintherangeof26%to100%andmoisturecontentandfruitjuiceswithmoisturecontentgreatthan50%,thefollowingempiricalformulacanbeusedtoevaluatethespecificheat.8Cp=1.657+0.025wJ/(kg.K)（5—7）②热焓法（Methodofenthalpy）热焓也称为焓。当物系的内能为U，压力为P，体积为V时，焓的定义为I=U+PV由于U、P及V为物系的状态函数，所以I也是状态函数，单位为kJ/kg。由热力学得知，在恒压条件下，物系与外界交换的热量与物系的始态与终态的焓差相等，即Φ=G(I-I)12式中I1-------物系始态的焓，kJ/kg；I2-------物系终态的焓，kJ/kg。（2）有相变化时热负荷计算HeatLoadCalculationinthecaseofphasechange当流体与外界交换热量过程中发生相变化时，其热负荷用潜热法计算。例如，饱和蒸汽冷凝为同温度下的液体时放出的热量，或液体沸腾汽化为同温度下的饱和蒸汽时吸收的热量，可用下式计算Φ=G×r式中r为液体汽化(或蒸汽冷凝)潜热，单位为kJ/kg。潜热等于

第9页：饱和蒸汽的焓与同温度下液体焓之差值

饱和蒸汽的焓与同温度下液体焓之差值

在传热过程中有时还会遇到象升华与凝结、熔融与凝固等，则r取相应过程的相变潜热计算。此外，在传热过程中还会遇到象有化学反应、吸收与解、溶解与结晶等等有热效应的过程，在进行热负荷计算时还必须考虑到这部分热量。应当提起注意的是：热负荷是由工艺条件决定的，是对换热器换热能力的要求；而传热速率是换热器本身在一定操作条件下的换热能力，是换热器本身的特性，可见两者不同。但对于一个能满足工艺要求的换热器而言，其传热速率值必须等于或略大于热负荷值。而在实际设计换热器时，通常将传热速率与热负荷在数值上视为相等，所以通过热负荷计算可确定换热器所应具有的传热速率，再依此传热速率计算换热器所需的传热面积。例5-1试计算压力为147.1kN/m2，流量为1500kg/h的饱和水蒸汽冷凝后并降温至50℃时所放出的热量。解此题可分成两步计算：一是饱和水蒸汽冷凝成水，放出潜热；二是水温降至50℃时所放出的显热。蒸汽冷凝成水所放出的热量为Φ1查水蒸汽表得：p=147.1N/下的水的饱和温度ts=110.7℃；汽化潜热r=2230.1kJ/kgΦ=G×r=1500/3600*2230.111=929kJ/s=929kW水由110.7℃降温至50℃时放出的热量Q29

第10页：平均温度t=

平均温度t=

(110.7+50)/2=80.4℃80.4℃时水的比热cp=4.195kJ/kg·℃Φ=Gc(t-t)21ps1=1500/3600*4.195*(110.7-50)=106kJ/s=106kW共放出热量ΦΦ=Φ+Φ=929+106=1035kW12用焓差法计算查水蒸汽表得：p=147.1kN/m2下饱和水蒸汽的焓I=2694.43kJ/kg；50℃水的焓i=209.34kJ/kg饱和水蒸汽冷凝后并降温至50℃放出的热量Φ=G(I-i)1=1500/3600*(2694.43-209.34)=1035.5kW10

第11页：第二节热传导

第二节热传导

HeatConduction5—2傅里叶定律Furrier’sLaw5.2A温度场和温度梯度temperaturefieldandTemperatureGradient只要物体内部有温度差存在，就有热量从高温部分向低温部分传导。所以研究热传导必须涉及物体内部的温度分布(temperatureprofile或temperaturedistribution)。通常，物体的温度分布是空间坐标和时间的函数，即1T=f(x，y，z，t)式中T—温度；x，y，z—空间坐标；t—时间。(4-8)某一瞬间空间中各点的温度分布，称为温度场(temperaturefield)。若温度场中温度只沿着一个坐标方向变化，则称为一维温度场。（ONEDIMENSIONTEMPERATUREFIELD）一维温度场的温度分布表达式为T=f(x，t)ForOneDimensionSteadyTemperaturefieldT=f(x)(4-9)温度场内如果各点温度随时间而改变，则称为不稳定温度场；若温度

第12页：第二节热传导（续）

不随时间而改变，则称为稳定温度场(Steady Temperature Field)。温度场中同一时刻相同温度各点组成的面称为等温面。因为空间同一点不能同时具有两个不同的温度，所以不同的等温面彼此不能相交。对于一维温度场，当温度沿x方向变化，则某时刻的温度分布如图4-4所示。若等温面x及(x+Δx)的温度分别为T(x，t)及T(x+Δx，t)，则两等温面之间的平均温度变化率为因此，根据温度梯度(temperaturegradient)的定义，有温度梯度Δx→0gradT=lim=T(x+Δx，τ)-T(x，τ)∂TΔx∂x(5—10)温度梯度是向量，其方向垂直于等温面，并以温度增加的方向为正。5.2B傅里叶定律Furrier’sLaw单位时间内传导的热量与温度梯度及垂直与热流方向的导热面积成正比.Thequantityofheattransferredperunittimeisproportiontothetemperaturegradientandtheareawhichisperpendiculartothedirectionofheatflow.Theproportionalcoefficientisλwhichiscalledthermalconductivity.dx2Φ=-λ×A×dT在温度场中，热流密度与温度梯度成正比。其比例系数为

第13页：第二节热传导（续）

AdxΦdT即：q==-λ（5—11）式中λ—导热系数（thermalconductivity），w/(m.℃)A—导热面积，m2dT—温度梯度（TemperatureGradient），3dx负号表示热流方向与温度梯度方向相反。λ值可查手册中的图、表。也可用经验公式估算。ForFruitandVegetableswithwatercontentgreatthan60%,-1-1λ=0.148+0.00493ww（WmK）（5—12）ForMeat,temperature0—60℃,watercontent(60—80)%,-1-1λ=0.080+0.0052ww（WmK）（5—13）Generalequationforevaluatingthethermalconductivity.-1-1λ=0.25wc+0.155wp+0.16wf+0.135wa+0.58ww（WmK）（5—14）Formosthomogeneoussolidmaterials,theirthermalconductivitiesarepositivelyproportiontothetemperature.λ=λ0（1+bT）λ0—Thethermalconductivityat0℃,W/(m.K)b—temperaturecoefficient,（℃）-1;T—temperature,℃.气体GenerallySpeaking,λ>λ>λ固体液体

第14页：常用固体材料的导热系数

常用固体材料在指定温度下的导热系数见表5-1。

源文件表格以“数值—数值—名称”顺序粘连，本表按该顺序还原；温度缺失处以“—”表示，使用时应核对原书数据。

液体分为金属液体与非金属液体两类，前者导热系数较高；非金属液体中水的导热系数最大，除水和甘油外，绝大多数液体的导热系数随温度升高而略有减小。

第15页：液体的导热系数

几种液体的导热系数值见表5-2。

源文件表格以“数值—数值—名称”顺序粘连，本表按该顺序还原。

气体的导热系数随温度升高而增大，在通常压力范围内受压力影响很小，工程计算中常可忽略。

第16页：气体的导热系数

常见气体的导热系数值见表5-3。

源文件表格以“数值—数值—名称”顺序粘连，本表按该顺序还原；气体导热系数很小，对导热不利但对保温有利。

第17页：气体的导热系数（续）

图所示为一平壁。壁厚为b，壁的面积为A，假定壁的材质均匀，导热系数λ不随温度变化，视为常数，平壁的温度只沿着垂直于壁面的x轴方向变化，故等温面皆为垂直于x轴的平行平面。若平壁侧面的温度T1及T2恒定，则当x=0时，T=T1；x=b时，T=T2，根据傅立叶定律(5--15)∫∫×Φλ×Adt=-分离变量后积分：FortheStaedyHeatTransfer,Φisaconstant.bTdxdxΦ=-λ×A×dT02T1式(4-9)可写为Ab=T-TΔTRbλq=Φ=λ×(T-T)=1221(5-16)FortheslabthathasaareaofA,Φ=q×A=ΔTbλA式(4-10)中ΔT=T1-T2为导热的推动力(drivingforce)，而（5—17）λA7bR=则为导热的热阻(thermalresistance)。例4-2现有一厚度为240mm的砖壁，内壁温度为600℃，外壁温度为150℃。试求通过每平方米砖壁的热量。已知该温度范围内砖

第18页：壁的平均导热系数λ=

壁的平均导热系数λ=

0.6W/m·℃。解12=0.60/0.24×(600-150)=1125W/m2q=ΦA=λb(T-T)5.3B多层平壁的稳定热传导TheSteadyHeatTransferthroughcompositeslab今以图所示的三层平壁为例，讨论多层平壁的稳定热传导问题。假定各层壁的厚度分别为b1，b2，b3，各层材质均匀，导热系数分别为λ1，λ2，λ3，皆视为常数，层与层之间接触良好，相互接触的表面上温度相等，各等温面亦皆为垂直于x轴的平行平面。壁的面积为A，在稳定导热过程中，穿过各层的热量必相等。与单层平壁同样处理，可得下列方程。8

第19页：壁的平均导热系数λ=（续）

第一层1121111b-t=Δt1=tbΦ=λAt1-t2Φ1λA同理，第二层22bΦ2=Δt2λA第三层33bΦ3=Δt3λA对于稳定导热过程：Φ=Φ=Φ=Φ（5—18）123312(123)[bbb]Φ(1+2+3)=Δt+Δt+Δt(λAλAλA)此应用合比定理（mergeproportionlaw），式(5-18)亦可写成下面形式R+R+R123Φ=Δt1+Δt2+Δt3=t1-t4R+R+R123（5—19）同理，对具有n层的平壁，穿过各层热量的一般公式为A9q=Φ=t1-tn+1bin1λi（5-20）式中i为n层平壁的壁层序号。

第20页：有一燃烧炉

nbi1λiAΦ=qA=t1-tn+1（W）（5—21）OverallHeatResistanceisasfollows:nR=1λiAbi（5—22）例4-3有一燃烧炉，炉壁由三种材料组成，如附图所示。最内层是耐火砖，中间为保温砖，最外层为建筑砖。已知耐火砖b1=150mmλ1=1.06W/m·℃保温砖b2=310mm10

第21页：有一燃烧炉（续）

λ2=0.15W/m·℃建筑砖b3=240mmλ3=0.69W/m·℃今测得炉的内壁温度为1000℃，耐火砖与保温砖之间界面处的温度为946℃。试求：(a)单位面积的热损失；(b)保温砖与建筑砖之间界面的温度；(c)建筑砖外侧温度。解用下标1表示耐火砖，2表示保温砖，3表示建筑砖。T3为保温砖与建筑砖的界面温度，T4为建筑砖的外侧温度。(a)热损失qq=Φ/A=λ1/b1(t1-t2)=1.06/0.15(1000-946)=381.6W/m2(b)保温砖与建筑砖的界面温度T3因系稳定热传导，所以q1=q2=q3=qq=λ2/b2(t2-t3)381.6=0.15/0.31*(946-t3)11

第22页：有一燃烧炉（续）

解得t3=157.3℃(c)建筑砖外侧温度t4同理q=λ3/b3(t3-t4)381.6=0.69/0.24*(157.3-t4)解得t4=24.6℃12现将本题中各层温度差与热阻的数值列表如下。热阻b/(λA)，℃/W温度差，℃0.142Δt1=1000-946=54耐火砖2.07Δt2=946-157.3=788.7保温砖0.348Δt3=157.3-24.6=132.7建筑砖由表可见，热阻大的保温层，分配于该层的温度差亦大，即温度差与热阻成正比。5—4通过圆筒壁的稳定热传导TheSteadyHeatTransferthroughCylindricalTube在化工生产中，所用设备、管道及换热器管子多为圆筒形，所以通过圆筒的热传导非常普遍。

第23页：有一燃烧炉（续）

.4A单层圆筒壁的稳定热传导TheSteadyHeatTransferthroughSingleLayerCylindricalTube如图所示，设圆筒的内半径为r1，内壁温度为t1，外半径为r2，外壁温度为t2。温度只沿半径方向变化，等温面为同心圆柱面。圆筒壁与平壁不同点是其面随半径而变化。在半径r处取一厚度为dr的薄层，若圆筒的长度为L，则半径为r处的传热面积为A=2πrL。根据傅立叶定律，对此薄圆筒层可写出传导的热量为Φ=-λAdt=-λ2πrLdtdrdr分离变量得byseparatingvariables,itresultsformulaintheformasfollows.r13Φdr=-2πLλdt假定导热系数λ为常数，在圆筒壁的内半径r1和外半径r2间进行积分（ForthesteadyheatTransfer,Theφisaconstant.）∫∫Φ22r1rtt1=-2πLλdtrdr

第24页：有一燃烧炉（续）

rΦlnr2=2πLλ(t-t)移项，得Φ=2πLλt1-t2lnr1r2此时，热阻为：(5-23)2πLλlnr2r1R=（5—24）为了便于理解，将式(5-23)改写成式(5-17)的形式。为此，进行下面的转换Φ=2πl(r2-r1)λ(t1-t2)1142211221=(A2-A1)λ(t1-t2)2πrl(r-r)ln2πrlA(r-r)lnA令：A1ln2AAA-A=21m（5—25）（称为对数平均面积），b=r2-r1（5—26）Here,（5—27）Am=2πrmL

第25页：有一燃烧炉（续）

ln2r1r=r2-r1rm（5—28）则上式简化为：Itcanbesimplifiedasfollows.m15mλAbΦ=λA(t1-t2)=(t1-t2)b（5-29）式（5—29）的形式与平壁的热量计算公式（5—17）的形式完全一致，容易记忆。式中b------圆筒壁的厚度，b=r2-r1，m；Am------称为对数平均面积(logarithmicmeanarea)。当A2/A1<2时，可用算术平均值(arithmeticmeanvalue)代替对数平均值近似计算即：A2A+A=21。m5.4B多层圆筒壁的稳定热传导SteadyHeatConductionthroughCompositeCylindricalTube热由多层圆筒壁的最内壁传导到最外壁，要依次经过各层，所以多层圆筒壁的导热过程可视为是各单层圆筒壁串联进行的导热过程。

第26页：有一燃烧炉（续）

对稳定导热过程，单位时间内由多层壁所传导的热量，亦即经过各单层壁所传导的热量。如图所示，以三层圆筒壁为例。假定各层壁厚分别为b1=r2-r1，b2=r3-r2，b3=r4-r3；各层材料的导热系数λ1，λ2，λ3皆视为常数，层与层之间接触良好，相互接触的表面温度相等，各等温面皆为同心圆柱面。多层圆筒壁的热传导计算，可参照多层平壁。由式(4-14)得Thequantityofheattransferredthroughfirstlayer第一层11216ln21r2πLλ(t-t)r1Thequantityofheattransferredthroughfirstlayer第二层Φ=

第27页：有一燃烧炉（续）

ln32r2πLλ(t-t)r2Thequantityofheattransferredthroughfirstlayer第三层Φ=334ln43r(t-t)2πLλr3ForthecaseofSteadyheattransfer,φ=φ1=φ2=φ3（5—30）根据各层温度差之和等于总温度差的原则，整理上三式可得Φ=2πL(t-t)14λ1r1λ2r2λ3r31lnr2+1lnr3+1lnr4Φ=（5—31）同理，对于n层圆筒壁，穿过各层热量的一般公式为1lnri+1nΦ=2πL(t1-tn+1)1λiri式中i为n层圆筒壁的壁层序号。（5—32）ln17rr1mm若按前述方法：A=2πLr=2πLr2-r1（5—33）则:式（5—32）可简化为：

第28页：有一燃烧炉（续）

Φ=(t1-tn+1)n1λiAmi1（5—34）Itisthesameinformasthecaseinslab从多层平壁或多层圆筒壁热传导的公式可见，多层壁的总热阻等于串联的各层热阻之和。这个结论可适用于各种传热速率正比于总温度差推动力，反比于总热阻，即传热速率=总温差推动力/总热阻此关系与电学中的串联电阻的欧姆定律相似。例5-4在一ø60x3.5mm的钢管外层包有两层绝热材料，里层为40mm的氧化镁粉，平均导热系数λ=0.07W/m·℃，外层为20mm的石棉层，其平均导热系数λ=0.157W/m·℃。现用热电偶测得管内壁温度为500℃，最外层表面温度为80℃，管壁的导热系数λ=45W/m·℃。试求每米管长的热损失及两层保温层界面的温度。解(a)每米管长的热损失318322111lnr2rλrλrλ+1lnr3+1lnr42π(t-t)14lΦ=

第29页：有一燃烧炉（续）

.02650.070.030.150.07=191.4W/m0.031ln0.07+1ln0.091ln+此处，r1=0.053/2=0.0265mr2=0.0265+0.0035=0.03r3=0.03+0.04=0.07r4=0.07+0.02=0.09Φ=2×3.14×(500-80)l(b)保温层界面温度t3Φ=2π(t1-t3)0.031ln0.0719450.02650.070.0322111ln+191.4=32×3.14×(500-t)1lnr2+1lnr3rλrlλ解得t3=131.2℃

第30页：第三节对流传热

第三节对流传热

HeatConvection5—5对流传热的基本原理TheBasicPrinciplesofHeatConvection5.5A牛顿冷却定律Newton’sCoolingLaw对流传热是在流体流动进程中发生的热量传递现象，它是依靠流体质点的移动进行热量传递的，与流体的流动情况密切相关。工业上遇到的对流传热，常指间壁式换热器中两侧流体与固体壁面之间的热交换，即:流体将热量传给固体壁面或者由壁面将热量传给流体的过程称之为对流传热（或称对流给热、放热）。在第一章流体流动中已指出，流体产生流动的原因可以是流体以外力（如泵、鼓风机等）作用下而造成的强制对流，亦可是由流体内部的温度差而引起流体的密度差产生的自然对流。流体的流动类型只有层流与湍流两种。当流体作层流流动时，各层流体平行流动，在垂直于流体流动方向上的热量传递，主要以热传导（亦有较弱的自然对流）的方式进行。而当液体为湍流流动时，无论流体主体的湍动程度多大，紧邻壁面处总有一薄层流体顺着壁面作层流流动（即层流底层），同理，此层内在垂直于流体流动方向上的热量传递，仍是以热传导方式为主进行。由于大多数流体的导热系数较小，其热阻主要集中在层流底层中，因此，温度差也主要集中在该层中。在层流底层与湍流主体之间存在着一个过渡区，过渡区内的热量传递是传导与对流1

第31页：第三节对流传热（续）

的共同作用。而在湍流主体，由于流体的质点剧烈混合，可以认为无传热阻力，即温度梯度已消失。在处理上，将有温度梯度存在的区域称为传热边界层（thermalboundarylayer）或温度边界层，当然，传热的主要热阻即在此层中。图中表示对流传热时A-A截面上的温度分布情况。由上述分析可见，对流传热与流体的流动情况及流体的性质等有关，其影响因素很多。目前是采用一种简化的方法，即将流体的全部温度差集中在厚度为δt的有效膜内，见图4-11。此有效膜的厚度δt又难以测定，所以在处理上，以α代替λ/δt而用下式描述对流传热的基本关系N=f(R,P,G)uerrRΦ=T-Tw=ΔT1αA（5-35）式（5-35）称为牛顿冷却定律。式中Φ—对流传热速率，W；A—传热面积，m2；Δt—对流传热温度差，Δt=T-TW或Δt=t-tW，℃；2

第32页：T—热流体平均温度

T—热流体平均温度

℃；TW—与热流体接触的壁面温度，℃；t—冷流体的平均温度，℃；tW—与冷流体接触的壁面温度，℃；α—对流传热系数（heattransfercoefficient），W/m2·K（或W/m2·℃）。牛顿冷却定律（Newton’sCoolingLaw）并非理论推导的结果，而是一种推论（Deduction），即假设单位面积传热量与温度差Δt成正比。该公式的形式虽然简单，但它并未提示对传热过程的本质，并未减少计算的困难，只不过将所有的复杂的因素都转移到对流传热系数a中。所以如何确定在各种具体条件下的对流传热系数的计算公式，是对流传热的中心问题（CentralPoint）。35.5B对流传热的机理TheMechanismoftheconvectiveheattransfer1.热边界层Heatboundarylayer流体在平壁上流过时，流体和壁面间将进行换热，引起壁面法向方向上温度分布的变化，形成一定的温度梯度，近壁处，流体温度发

第33页：T—热流体平均温度（续）

生显著变化的区域，称为热边界层或温度边界层。·热边界层的厚度：处与壁面的垂直距离。·热边界层内：·热边界层外：(等温区)☆湍流流动热边界层与流动边界层关系：·湍流区：质点相互混合交换热量，小。·缓冲层：质点混合，分子运动共同作用,温度变化平缓。·层流内层：导热为主，热阻大，温差大。(a)流体被平壁加热(b)流体被平壁冷却4

第34页：T—热流体平均温度（续）

.响对流传热系数的主要因素TheMainfactorsthataffectthecoefficientofconvectiveheattransfer◇流动状态的影响InfluenceofFlowPattern层流底层薄，动力消耗大。◇强制对流和自然对流的影响InfluenceofNaturalconvectionandforcedconvection强制对流：外部机械作功,一般u较大，故较大。自然对流：依靠流体自身密度差造成的循环过程,一般u较小，也较小。◇流体物性的影响InfluenceofLiquidproperties的影响：的影响：的影响：单位体积流体的热容量大，则较大的影响:定性温度：各种表面传热系数所用数据的特征温度。◇传热面条件的影响Influenceoftheareaconditionsonwhichtheheatistransferred.不同的壁面形状、尺寸影响流型；会造成边界层分离，产生旋涡，增加湍动，使增大。5

第35页：T—热流体平均温度（续）

定型尺寸：对表面传热系数有决定性影响的特征尺寸。◇相变化的影响InfluenceofPhaseChange一般情况下，有相变化时表面传热系数较大，机理各不相同，复杂。☆对流传热的分类：ClassificationofHeatTransfer6无相变化传热（HeatConvectionwithoutPhaseChange）:强制对流（ForcedConvection）自然对流（NaturalConvection）有相变传热（HeatConvectionwithPhaseChange）:蒸汽冷凝（VapourCondensation）液体沸腾（LiquidBoiling）由上述分析可见，影响对流传热的因素很多，故对流传热系数的确定是一个极为复杂的问题。在一般情况下，对流传热系数沿不能推导出理论计算式，而只能通过实验测定。为减少实验工作量，实验前用因次分析方法将影响对流传热系数的因素组成无因次数群，进行待求函数的无因次化，再借助实验方法来确定这些准数在不同情况下之间的关系，即得到不同情况下计算a的关联式。

第36页：T—热流体平均温度（续）

.5C对流传热的量纲分析DimensionAnalysisofHeatConvection什么是量纲分析（WhatisDimensionAnalysis）？其作用是什么？Whataboutitsfunction?由于影响表面传热系数的因素较多，除个别情况可以从理论求解外，一般常用因次分析法(Dimensionanalysis)，将众多的影响因素（物理量）整理合并成若干个特征数，将变量数减少，然后通过实验确定这些特征数之间的关系，得出求取表面传热系数的经验关联式。7依据：2.量纲一致性原则(Theprpleofdimensioncogruity)(πtheorem)∈1.π定理π定理：设影响该现象的物理量为n个，这些物理量的基本量纲数为m个，则该物理现象可用N=(n-m)个独立的量纲为1的关系式表示。这些量纲为1的数群称为准数。量纲一致性原则：物无理方程式的两边不仅数值相等，而且量纲也必须相等。根据前面的分析可知单相流体在一定类型的传热面下的表面传热系数α与下列各因素有关：设备的定型尺寸l，流速u，流体的密度ρ，粘度μ，比热容cp，热导率λ及升浮力ρgβΔt（其中β为体积膨胀系数）。可将表面传热系数表示为：α=f(u,l,μ,λ,ρ,c,ρgβΔt)p（5—36）在一定范围内，此函数可以用一个简单的指数函数表示：

第37页：T—热流体平均温度（续）

α=Kualbμcλdρecf(ρgβΔt)kp8（5—37）式中各物理量可以用4个基本因次，即长度L,质量M,时间T,和温度θ表示，即：α—表面传热系数Mθ-1T-3u--流速LT-1l—设备的定型尺寸Lμ—粘度ML-1T-1λ—热导率MLT-3θ-1ρ—密度ML-3cp—定压比热容ρgβΔt--升浮力L2T-2θ-1ML2T-2将上式写成因次等式：Mθ-1T-3=K(LT-1)a(L)b(ML-1T-1)c(MLT-3θ-1)d(ML-3)e(L2T-2θ-1)f(ML-2T-2)k根据因次一致性原则，等式两边因次相同，所以：M:1=c+d+e+kT:-1=-d-fQ:-3=-a-c-3d-2f-2kL:0=a+b-c+d-3e+2f-2k上述四个方程中，有七个未知数，可以选择三个作为已知量，用他们来表示其他四个未知数。这种选择有任意性，选择的是否恰当，对推导出明确意义的特征数方程有很大影响。这里选a,f,k为已知

第38页：T—热流体平均温度（续）

量，可解得：b=a+3k-1c=f-a-2kd=1-fe=a+k代入上式得:将指数相同的物理量归并在一起，得：（5—38）上式为具有四个特征数的关系式，即将原来含有8个变量之间的关系式减少为4个特征数的关系式，可使实验研究大为简便。各特征数的名称和涵义见表特征数的符号意义符号涵义表示表面传热系数的特征数Nu特征数式αlλluρμ特征数名称努塞尔数(Nusselt)雷诺数(Reynolds)Re表示流动状态影响的特征数cpμλ普朗特数(Prandtl)Pr表示物性影响的特征数l3ρ2gβΔtμ2格拉晓夫数(Grashof)Gr表示自然对流影响的特征数而上式可表示成9N=K×Ra×Pf×Gkuerr（5—39）

第39页：T—热流体平均温度（续）

或Nu=f(Re,Pr,Gr)公式中的a,f,k的值由实验确定，应用上述公式时，应注意三个问题：1.应用范围（ApplicationRange）：公式给出的限制条件。2.定性温度（Governingtemperature）：Tf,Tm主体温度（Bulktemperature）Tm:换热器进、出口温度的算术平均值膜温（Filmtemperature）Tf:与流体接触的壁面温度与流体主体温度的算术平均值3.特性尺寸（CharacteristicSize）：管径de，管或板长L5—6无相变的对流传热ConvectiveHeatTransferwithPhaseChange5.6A自然对流传热NaturalHeatConvection自然对流：温度差导致质量力分布不均，引起的流动。分类：大空间自然对流传热,边界层发展不受限制和干扰。有限空间自然对流传热。特点：自然对流，边界层内速度，温度分布均不同于强制对流。表面传热系数依经验式计算：10mN=a(P×G)urr（5—40）ThevaluesofaandmintheEq.（5—40）canbechecked

第40页：应用范围

inthetextbookTable5onthepageNo.161应用范围：大空间Forlargespace定性温度：膜温2=tw+t2tm特性尺寸（CharacteristicSize）：FortheVerticalPlatesandcharacteristicSizeisLength.竖板，竖管，LPipes,theFortheHorizontalPipes,theCharacteristicSizeisexternaldiameter.水平管，外径5.6B强制对流传热ForcedHeatConvection1.管内层流LaminarFlowintubes)(（1）([P×R×d)]<100lre]0.14([))([(w)×(b)ree×R×rl)1+0.045(P×R×)uN=3.66+ld]0.085(Pd]0.60(μ)[μ（5—41）（2）)(()l[P×R×d]>100re]0.1411([(w)(b)re=1.86(P×R×)l)μd]0.33[μuN（5—42）应用范围（RangeofApplication）：Re&lt;2000定性温度（GoverningTemperature）：膜温（FilmTemperature）

第41页：应用范围（续）

=tw+ttm特性尺寸（CharacteristicSize）：竖板，竖管，L水平管，外径2.管内湍流TurbulentFlowintubes（1）圆管（Cylindricaltube）0.330.8]0.14()(w)berdμ[μλα=0.023R×P（5—43）应用范围：各种圆管，湍流。长管（即：L/d＞60）定性温度：主体温度2=t1+t2tm特性尺寸：外径d0（2）非圆管Forthenon-circularduct,theequivalentdiameterisusedinordertousetheformulaeofcircularduct.wettedperimeter124×freeareaed=Intheformulaeforcircularpipethediameterofdisreplacedbytheequivalentdiameterde3.管外对流HeatConvectionoutsideoftube

第42页：应用范围（续）

（1）单管SingleTubeR=10～103e0.380.5]0.25()(rw)ruerP[PN=0.5R×P（5—44a）35Re=10～2x100.380.6]0.25()(rw)ruerP[PN=0.25R×P（5—44b）（2）管束Tubebeam0.33]0.25()(rw)rneruP[PN=cεR×P或：0.33]0.25()(rw)rnerP[Plλα=c×ε××R×P（5—45a）应用范围（ApplicationRange）：水平管束定性温度（Governingtemperature）：主体温度（Bulktemperature）2=t1+t2tm特性尺寸（CharacteristicSize）：外径externaldiameterofthepipe0整个管束的平均传热膜系数αm为（Themeanconvectiveheattransfercoefficientαmfortheintegrityofpipebeam）：i13A=αiAimα

第43页：应用范围（续）

式中：下标i为管束的排的序号（）。Ai为第i排管的面积。(a)直列,c=0.28,n=0.65(b)错列,c=0.41,n=0.614管束排数ε109876543211.000.990.980.980.940.920.900.870.800.64顺排1.000.990.980.970.950.920.890.830.750.68错排4.波纹板壁间对流HeatConvectionbetweenwallsofwaveplates0.25(rw)(r)(P)0.43[P]N=f(R)×Puer（5—46）

第44页：有相变的对流传热

有相变的对流传热

HeatConvectionWithPhaseChange5.7A沸腾传热HeatTransferbyLiquidboilingα=0.560×p0.15q0.7（Wm-2K-1）（5—47）α=0.145×p0.5(ΔT)2.33（Wm-2K-1）（5—48）应用范围：核状沸腾NuclearBoilingp=20～104kPa5.7B蒸汽冷凝传热HeatTransferbyVapourcondensation1.垂直管或板（VerticaltubeandPlate）()LμΔT[Δh×gρ2λ3]14α=0.943×(r)（5—49）2.水平管（HorizontalTube）)15)((n23dμΔT[Δh×gρ2λ3]14α=0.725×(r)（5—50）式中：ΔT=Ts-Tw应用范围（ApplicationRange）：Apipelinebeamofhorizontal定性温度（GoverningTemperature）：膜温（filmtemperature）

第45页：有相变的对流传热（续）

=tw+ttm特性尺寸（CharacteristicSize）：竖板，竖管（Verticalplateandtube）:高度L水平管（Horizontaltube）：外径16

第46页：第四节热交换

第四节热交换

HeatExchanging5—9换热器HeatExchanger5.9A换热器分类ClassificationofHeatExchanger5.9B管壳式换热器ShellandTubeHeatExchanger1.结构形式FormsofStructure（1）固定管板式Fixed-tube-sheetheatexchanger列管式换热器必须从结构上考虑热膨胀的影响，采取各种补偿的办法，消除或减小热应力。结构简单,成本低；advantages:itissimpleinstructure;壳程不易机械清洗,可能产生较大的热应力；Disadvantages:itisdifficulttowashtheoutsidejacketandmayproduceheatstress.使用场合:壳程流体不易结垢或容易化学清洗,壳体与传热管壁温度之差小于50℃否则加膨胀节(低于60～70℃,压力低于7kg/cm)（2）U型管式换热器U-bendHeatExchanger特点两者兼顾.（3）浮头式换热器FloatingHeadHeatExchanger结构较为复杂,成本高,消除了温差应力，应用广泛.1

第47页：管程结构

Itiscomparablycomplicatedinstructure.Thecostishigher;buttheheatstressiseliminated,anditiswidelyused.2．管程结构Structureofpipeline1管子（Tube）:常用管：φ19x2mm,φ25x2.5mm,φ38x2.5mm无缝钢管。标准长度为：1.5,2,3,6m.均为6的倍数。2管板Plateforfixingthetubes:将管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开。3封头和分程Closeerandpipelineguider:控制和分配管程流体。Controllinganddistributingliquidflowinginpipeline.3．壳程结构StructureofShell1壳体Shell2挡板baffle5.9C板式换热器PlateHeatExchanger1.片式换热器SheetHeatExchangerAdvantages:Heatefficiencyishigher.Compactinstructure.Adaptabilityisextensive.Suitablefordealingwithheatsensitivematerials.Easytobewashed,safetobeoperatedandassembledand.disassembledandeasytorealizeCIP.2

第48页：螺旋板式换热器

Easytorealizeautomaticcontrol.Disadvantages:Thegasketeasytobedamagedandcausetoleakage.(e.g.extension,aged,breakage)Aapplicationexampleofplateheatexchanger2.螺旋板式换热器HelixplateHeatExchangerAdvantages:CompactinstructureEfficiencyofheattransferishigherAsheattransferareaislarger,theKislarger.lessoccurrenceofblockage.Disadvantages:ThepressureandthetemperatureofoperationdoesnotAllowtobehigh.TheflowresistanceishighDifficulttoexamineandrepair5.9DOthertypesofHeatExchanger1.JackedPan2.HeatingCoilImmersedinfluid3.Double–tubeheatexchanger3

第49页：稳态换热计算

稳态换热计算

• Calculationforsteadyheattransfer5.10A换热基本方程式Thebasicequationofheatexchanging如图所示，两流体通过金属壁的传热包括以下过程：
• (1)热流体以对流传热的方式将热量传给管壁一侧（Thehotliquidtransferstheheattothewallofpipeorplateinthewayofheatconvection）；
• (2)通过管壁的热传导（HeatConductionthroughwallofpipelineorplate）；
• (3)由管壁另一侧以对流传热的方式将热量传给冷流体（Thewallofpipelineorplatetransferstheheattocoldliquidinthewayofheatconvection）。上述过程可表示如下Calculatingtheheattransferredinthethreestepsaboverespectively.热流体一侧的对流传热量Thequantityofheattransferredonthesideofhotfluid.4

第50页：稳态换热计算（续）

• Φ=αA(T-T)=111wα1A1通过管壁传导的热量Heatconductionthroughwallofpipeline1Δt1λAmwwbb2)=Δt2Φ=λAm(T-t冷流体一侧的对流传热量Heattransferredonsideofthecoldfluidα2A2对于稳定传热过程FortheSteadyHeattransferProcess,thequantityofheatpassesthrougheachstepshouldbethesame.Φ1=Φ2=Φ3=Φ322wΦ=αA(t-t)=1Δt3α2A25Δt1=Δt21bα1A1λAm1Δt3=Φ=式中2a
• 1、a2-----分别为热、冷流体的对流传热系数，W/m·℃；T、t-----分别为热、冷流体的温度，℃；Tw、tw-----分别为热、冷流体侧的壁面温度，℃；A
• 1、A2-----分别为热、冷流体侧的传热面积，m2；Am-----金属壁的对数平均面积，m2；λ-----传热壁的导热系数，W/m·℃；b-----传热壁厚度，m。整理以上三式并应用合比定理整理得（mergeandproportion）：

第51页：总热阻++

总热阻++

《食品工程原理》讲稿CH5-§4Φ=T-t=(T-t)=总推动力1b11α1A1λAmα2A2KA式(4-42)与传热基本方程式Ф=KAΔtm比较得11b1KAα1A1λAmα2A2=++（5—56a）对于平壁：A1=A2=Am故：161αλα2++1b1K=(5-56)Φ=K×A×(T-t)（5—57）该式称为总传热速率方程（Overallheattransferequation）。A为传热面积，可以是内外或平均面积，K与A是相对应的。ΔT=T-tΦ=K×A×ΔT（5—58）若温度差沿壁面变化，取整个壁面的平均温度差Φ=K×A×Δtm（5—59）K—OverallHeatTransferCoefficient（Wm-2K-1）A—Area,(m2)Δtm—Logarithmicmeantemperaturedifference（℃orK）

第52页：总热阻++（续）

本页含表格，源文件数据存在粘连，未自动还原为真表格，建议对照原课件图片补充。

.10B总传热系数及其计算OverallHeatTransferCoefficientandItsCalculation在传热基本方程式Ф=K.A.Δtm中，传热量Ф是生产任务所规定的，温度差Δtm之值由冷、热流体进、出换热器的始、终温度决定，也是由工艺要求给出的条件，则传热面积A之值与总传热系数K值密切相关，因此，如何合理地确定K值，是设计换热器中的一个重要问题。总传热系数K值有三个来源（Threesourcesofoverallheattransfercoefficient）：一是选取经验值Choosingfromempiricalvalue，即目前生产设备中所用的经过实践证实并总结出来的生产实践数据；二是实验测定K值Fromexperiment；三是计算Fromcalculation。在传热计算中，如何合理地确定K值，是设计换热器中的一个重要问题InaDesign,Howtoreasonablyselecttheoverallheattransfercoefficientisaveryimportantproblem。而在设计中往往参照在工艺条件相仿、类似设备上所得较为成熟的生产数据作为设计依据。工业生产用列管式换热器中总传热系数值的大致范围见表4-10表4-10列管式换热器中K值大致范围7

第53页：总热阻++（续）

总传热系数，KW/m2·K冷流体热流体850～1700水水340～910水轻油60～280水重油17～280水气体1420～4250水水蒸汽冷凝30～300气体水蒸汽冷凝455～1140水低沸点烃类蒸汽冷凝(常压)60～170水高沸点烃类蒸汽冷凝(减压)2000～4250水沸腾水蒸汽冷凝455～1020轻油沸腾水蒸汽冷凝140～425重油沸腾水蒸汽冷凝8总传热系数的计算TheCalculationofOverallHeatTransfercoefficient前述确定K值的方法虽然简单，但往往会因具体条件不完全符合所设计的情况，而影响到设计的可靠性。所以，还必须对传热过程进行理论上的分析，以了解各种因素对传热过程的影响，从而建立起计算总传热系数K的定量式。这样可将理论计算值与生产过程的经验值或现场测定值互相核对、互相补充，最后得出一个比较符合客观实际的K值，以用来进行生产设备的设计。

第54页：总热阻++（续）

当传热面为圆筒壁时，A1≠A2≠Am，这时总传热系数K则随所取的传热面不同而异。若以传热面积A=A1，则式(4-43)可写成+b×A1+1×A1K1α1λAmα2A21=1（5-62a）式中K1称为以传热面A1为基准的总传热系数。同理，总传热系数亦可以传热面A=A2，则式(4-43)可写为1+1=1×A2+b×A2K2α1A1λAmα2（4-62b）式中K2称为以传热面A2为基准的总传热系数。若传热面A=Am，相应的计算式为=1×Am+b+1×AmKmα1A1λα2A21(5-62c)式中Km称为以传热面Am为基准的总传热系数。Bearinginmind,theoverallheattransfercoefficientisbasedontheareachosenforcalculation.由式(4-43a)、(4-43b)、(4-43c)可见，由于取的传热面不同而K值亦不同，即K1≠K2≠Km，但K1A1=K2A2=KmAm，而Ф=K1A1Δtm=K2A2Δtm=KmAmΔtm对圆管ForcylindricaltubeA2πd2Ld2A1=πd1L=d1Am=πdmL=dmA1πd1Ld19

第55页：式中L为管长

• ln2d1dmmA=πdL=πLd2-d1式中L为管长，m。当传热面为平壁时Whentheareafortransferringheatisaplane，thenA1=A2=Am=A，则式(5—56a)变为+b+1Kα1λα21=1或α1λα2+b+111K=(5-60a)当壁阻b/λ较1/a
• 1、1/a2小得多时，则b/λ可忽略，这时总传热系数可简化成下式α1α2α1+α2101+1K=1=α1α2对以下几种情况可以简化Thecasesthatcanbesimplified.
• (1)管壁较薄或管径较大者，即对d外/d内&lt;2者，可近似取A1=A2=Am，则圆筒壁可近似当成平壁计算。
• (2)当a1&lt;&lt;a2,且壁阻亦可忽略不计时，则Ф=K1A1Δtm=a1A2Δtm同理，当a2&lt;&lt;a1，壁阻可忽略不计时，则Ф=K2A2Δtm=a2AΔtmTheKisalwaysclosetotheminimumoneoftheα1andα2.Thisisaveryimportantregulation.Shouldbearinyourmind!!(5-60)

第56页：式中L为管长（续）

.10C传热平均温度差Averagetemperaturedifferenceforheattransfer按照参与热交换的两种流体在沿着换热器壁面流动时各点温度变化的情况，可将传热分为恒温传热与变温传热两类。而变温传热又可分为一侧流体变温与两侧流体变温两种情况。恒温（差）传热Constancy-temperaturedifferenceheattransfer两种流体进行热交换时，在沿传热壁面的不同位置上，在任何时间两种流体的温度皆不变化，这种传热称为稳定的恒温传热。如蒸发器中，间壁的一侧是饱和水蒸汽在一定温度下冷凝，另一侧是液体在一定温度下沸腾，两侧流体温度沿传热面无变化，两流体的温度差亦处处相等，可表示为Δtm=T-t式中T--热流体的温度℃；t--冷流体的温度℃。变温传热HeatTransferforthecaseofvariabletemperaturedifference在传热过程中，间壁一侧或两侧的流体沿着传热壁面，在不同位置时温度不同，但各点的温度皆不随时间而变化，即为稳定的变温传热过程。该过程又可分为下列两种情况：间壁一侧流体恒温另一侧流体变温，如用蒸汽加热另一流体。蒸汽冷凝放出潜热，冷凝温度T不变，另一流体被加热，由t1升温至11

第57页：式中L为管长（续）

t2，又如用热流体来加热另一种在较低温度下进行沸腾的液体，液体的沸腾温度保持在沸点t。间壁两侧流体皆发生温度变化，这时参与换热的两种流体沿着传热两侧流动，其流动方式不同，平均温度差亦不同。即平均温度差与两种流体的流向有关。生产上换热器内流体流动方向大致可分为下列四种情况。图5-28为换热器中流体流动方向的意图。并流如图5-28(a)所示，参与换热的两种流体在传热面的两侧分别以相同的方向流动。逆流如图5-28(b)所示，参与换热的两种流体在传热面的两侧分别以相对的方向流动。12

第58页：式中L为管长（续）

错流Crossingflow如图5-28(c)所示，参与换热的两种流体在传热面的两侧彼此呈垂直方向流动。折流（flexflow）如图4-28(d)所示，参与换热的两种流体在传热面的两侧，其中一侧流体只沿一个方向流动，而另一侧的流体则先沿一个方向流动，然后折回以相反方向流动，如此反复地作折流，使两侧流体间有并流与逆流的交替存在。此种情况称为简单折流。若参与热交换的双方流体均作折流，则称为复杂折流。在上述四种流向中，以并流与逆流应用较为普遍，两种流体的温度沿传热面的变化情况如图5-28所示。由图5-28可见，无论是哪一种情况，壁面两侧冷、热流体的温度均沿着传热面而变化，其相应各点的温度差显然也是变化的，故存在着如何求取传热过程平均温度差ΔTm的计算式。图5-29表示逆流时流体的温度随着传热量Ф的变化情况。13

第59页：设热流体的质量流量为

设热流体的质量流量为

• G1，比热为cp1，进口温度为T1，出口温度为T2，冷流体的质量流量为G2，比热为cp2，进口温度为t1，出口温度为t2。在稳定传热条件下，G
• 1、G2是常数，cp
• 1、cp2取流体平均温度下的数值，也视作常数。换热器的传热面积为A。今在换热器中取一微元段为研究对象，其传热面积为dA，在dA内热流体因放热而温度下降dT，冷流体因受热而温度上升dt，而传热量dФ。列出dA段内热量衡算的微分式得dФ=G1cp1dT=G2cp2dt(5-67)1p1dT由式(4-38)可得，∂Φ=Gc=常数，Ф与热流体的温度成直线关系；2p2dt同理可得∂Φ=Gc=常数，Ф与冷流体的温度也呈直线关系。如图所示，显然Ф与冷、热流体之间的温度差Δt=T-t必然也呈直线关系，该直线的斜率为dΔt=Δt1-Δt2dΦΦ这里，Δt1=T1-t2，Δt2=T2-t1。传热基本方程式的微分式为14

第60页：设热流体的质量流量为（续）

dΦdФ=KΔtdA，将此式代入dΔt中得或d(Δt)=Δt1-Δt2d(Δt)=Δt1-Δt2dAKΔtdAΦKΔtΦ如将换热器内传热系数K值视为常数(K值不随位置变化)，将上式积分，即∫∫=ΔtΔt-ΔtAdA0121dΔtΔt21()KΔtΦ得1lnΔt1=Δt1-Δt2AKΔt2Φ移项，ln1Δt=Δt1-Δt2Δt2将上式与传热基本方程式Ф=KAΔtm比较，可见变温传热的平均温度差为mΔtln115Δt=Δt1-Δt2Δt2其值为换热器进、出口处两种流体温度差的对数平均值，故称为对数平均温度差(logarithmicmeantemperaturedifference)。当Δt1/Δt2&lt;2时，可用算术平均值Δtm= (Δt1+Δt2)/2代替对数平均值。式(5-68)虽然根据两侧流体变温且在逆流操作情况下推导出来，但对各种变温传热都适用。当一侧变温另一侧流体恒温时，不论并流或逆流，两种情况的平均温度差相等；当两侧流体变温传热时，并流和逆流时的平均温度差则不同。在计算时需注意，常取两端温度差中mΔt（5—68）

第61页：设热流体的质量流量为（续）

大者作为Δt1，小者作为Δt2，以使式(5-68)中分子与分母都是正数。例5-11现用一列管式换热器加热原油，原油在管外流动，进口温度为100℃,出口温度为160℃；某反应物在管内流动，进口温度为250℃，出口温度为180℃。试分别计算并流与逆流时的平均温度差。解见附图并流lnΔt2Δt1=Δt1-Δt2mΔt=(250-100)-(180-160)=150-20=65ln250-100ln150180-16020逆流lnΔt2Δt1=Δt1-Δt2mΔt=(250-160)-(180-100)=90-80=84.7ln250-160ln90180-10080逆流操作时，因Δt1/Δt2=90/80&lt;2，故可以用算术平均值，Δtm= (Δt1+Δt2)/2=(90+80)/2=85℃由上例可见，当两种流体的进、出口温度皆已确定时，逆流时的平均温度差比并流时大。计算错流或折流时的平均温度差，通常采用的方法是先按纯逆流的情况求得其对数平均温度差Δtm逆，然后再乘以校正系数εΔt,即:Δtm=εΔt·Δt逆16

第62页：设热流体的质量流量为（续）

（Modifyingcoefficient）校正系数εΔt与冷、热两种流体的温度变化有关，可查阅有关手册。5.10D换热器的传热强化途径Approachesforintensifyingheattransferforaheatexchanger如欲强化现有传热设备，开发新型高效的传热设备，以便在较小的设备上获得更大的生产能力和效益，成为现代工业发展的一个重要问题。依总传热速率方程：Φ=K×A×Δtm强化方法（Intensifymethod）：提高K↑、A↑、Δtm↑均可强化传热。◎提高传热系数（Increasingoverallheattransfercoefficient）K↑0170+1αKαd1=1d0+bd0+Rm+Rd0λdiid0ii热阻主要集中于α较小的一侧，提高α小的一侧有效。◆降低污垢热阻↓Decreasingfoulingheatresistance◆提高传热膜系数Increasingconvectiveheattransferfilmcoefficient提高α的方法：无相变化传热：

第63页：加大流速

加大流速

Increasingvelocityoffluid；2人工粗造表面Artificiallyincreasetheroughnessofheatexchangingarea；3扰流元件（Disturbingelements）。有相变化传热Theheattransfercasewithphasechange：蒸气冷凝（Watervaporcondensation）：1）滴状冷凝（dropletcondensation），2）不凝气体排放（drainingofuncondensedgases），3）气液流向一致Thedirectionofgasandliquidshouldbeconsistencewitheachother.4合理布置冷凝面（Reasonablylayingthesurfaceforcondensation），5利用表面张力（takinguseofsurfacetensilefoce）（沟槽groove，金属丝metalwire）液体沸腾Liquidboiling：1保持核状沸腾Sustainnuclearboiling，2制造人工表面，增加汽化核心数Makingartificialsurfacetoincreasethenumberofvaporizationnucleus。◎提高传热推动力（IncreasingDrivingForce）Δtm↑Byincreasingpressureofheatingvapor,thetemperaturecanbeincreased.加热蒸汽P↑，Δtm↑18

第64页：加大流速（续）

◎改变传热面积（Changingareaofthesurfaceofheattransfer）A关于传热面积A的改变，不以增加换热器台数，改变换热器的尺寸来加大传热面积A，而是通过对传热面的改造，如开槽及加翅片、以不同异形管代替光滑圆管等措施来加大传热面积以强化传热过程。19

第65页：第五节辐射传热

第五节辐射传热

HeatRadiation5—12辐射的基本概念和定律Thebasicconceptsandthelawsforheatradiation5.12A辐射的基本概念Thebasicconceptsforheatradiation1.辐射传热radiativeheattransfer又称为热辐射Heatradiation，是指由本身温度引起的能量辐射，在一定波长范围内(0.4～40μm之间,主要是可见光visiblelight和红外光infrared)，表现为热能。特点（Characteristics）：传播方式以电磁波的形式，不需要任何介质进行传递。HeattransferinawayofelectromagneticwaveandnoneedanymediumC=μλ光速等于频率和波长乘积（波动性）（5—81）E=hμ量子的能量与辐射频率成正比（粒子性）（5—82）式中：h—Plankconstant;h=6.626X10-34Js2.吸收率和黑体Absorptivityandblackbody1热辐射和可见光一样，具有反射（Reflection）、折射（refraction）和吸收（absorption）的特性，服从光的反射和折

第66页：第五节辐射传热（续）

射定律（obeythelawoflightreflectingandrefracting），能在均一介质中作直线传播。如图所示，假设投射到某一物体上的总辐射能为Q，一部分能量QA被吸收，一部分能量QR被反射，余下的能量QD透过物体。根据能量守恒定律可得（Energybalance）：Q=QR+QA+QDQ定义：吸收率（Absorptivity）α=QAQ反射率（Reflectivity）ρ=QRQ2透射率（Transmissivity）τ=QD则：α+ρ+τ=1（２）黑体、镜体、透热体和灰体Blackbody,Specularbody,diathermicbodyandgraybody

第67页：第五节辐射传热（续）

黑体（Blackbody）：能全部吸收辐射能的物体α=1；镜体（绝对白体）（Specularbody）：能全部反射辐射能的物体ρ=1；透热体（Diathermicbody）：能全部透过辐射能的物体τ=1。灰体（Graybody）：能以相同的吸收率A吸收全部波长辐射能的物体。工业上遇到的多数物体，能部分吸收所有波长的辐射能，但A不相同，相差不多，可近似视为灰体（GrayBody）。3.辐能流率（辐射能力Radiantcapability）物体在单位时间发射出的辐射能，称为辐射功率radiantpower。用P表示。dtP=dQ（W）（5—84）物体单位表面积上产生的辐射能，称为辐能流（radiativeheatflux），以ψ表示。A3=Q（J/m2）（5—85）单位时间发射出的辐能流，称为辐能流率rateofheatflux。以φ表示。dtφ=dψ（W/m2）（5—86）波长一定的辐射的辐能流率，称单色辐能流率rateofradiative

第68页：第五节辐射传热（续）

heatflux formonochroicheat radiation。以φλ表示。Δλ=limφλ-φ(λ+Δλ)λΔt→0φ（5—87）5.12B辐射基本定律TheBasicLawsofHeatRadiation1.普朗克定律Plank’sLawThePlank’slawdescribestherelationshipbetweenmonochromicemissioncapabilityandwavelengthaswellastemperatureofblackbody.普朗克定律表明了黑体的单色发射能力与波长及温度之间的关系。某一温度下，黑体的φbλ按波长分布关系：-1=1c2eλTcλ-5bλφ（5—88）式中：T--黑体的热力学温度，K；λ—波长μm；该关系式称为普朗克定律，其中：,黑体的φbλ～λ的关系：4

第69页：第五节辐射传热（续）

.斯蒂芬-波尔茨蔓定律Stefann-Boltzmanlaw（1）辐能流率（发射能力）（rateofradiativeheatflux）辐能流率:物体的辐能流率（或称辐射能力）是指物体在一定的温度下，单位时间，单位表面积所能发射出的全部波长的总能量,称为物体的发射能力φ(W/m2)。单色辐能流率（单色发射能力）：单位时间，单位表面积发射的某一波长的总能量，以(φλw/m2)表示。则物体的辐能流率为：∞φ=∫φλdλ05

第70页：第五节辐射传热（续）

黑体的发射能力：∞φb=∫φbλdλ0φbλ为黑体的单色辐射能力。41-1b0eλTdλ=σT∫c2黑体的发射能力：∞cλ-5φ=]4(100)[T或φb=c0()式中：σ=5.669×10-8W/(m2×K4)为黑体的发射系数，c0=5.669w/(m×k)24灰体的发射能力：]4(100)[Tφ=c()c为灰体的发射系数c=f(物质性质，温度，表面情况)c总小于同温度下的c0。黑度（发射率）blackness（oremissivity）灰体的发射能力小于同温度下黑体的发射能力，两者之比称为黑度（发射率）。Theblacknessdescribesthedegreetheabodyapproachesblackbodyφbε=φ灰体的发射能力：]460(100)[T=εσT4=εc()bφ=εφ

第71页：常用工业材料的黑度值黑度温度

Theblacknessvaluesforcommonlyusedmaterialsinindustryshownintable常用工业材料的黑度值黑度温度t/℃材料0.9320红砖0.8～0.9-耐火砖0.8200～600钢板(氧化的)0.55～0.61940～1100钢板(磨光的)0.64～0.78200～600铸铁(氧化的)0.57～0.87200～600铜(氧化的)0.03-铜(磨光的)0.11～0.19200～600铝(氧化的)0.039～0.057225～575铝(磨光的)3.克希霍夫定律Kirtchhoff’sLaw克希霍夫定律表明了物体的发射能力和吸收率之间的关系。如图所示，设有两个无穷大间隔一定距离的壁面，一个壁面的发射能可以全部落到另一个壁面上。设壁面1为灰体，壁面2为黑体。7

第72页：壁面1的发射能力和吸收率分别为φ和α

壁面1的发射能力和吸收率分别为φ和α

• 1；壁面2的发射能力和吸收率分别为φb和α2；当两壁面间的辐射传热达到平衡时，壁面1发射和吸收的能量必相等，即：或bφ=α×φbαφ=φφ为发射能力，α为吸收率。上式称为克希霍夫定律（Kirchhoff’sLaw），表明对任何物体，其发射能力和吸收率的比值为常数，且等于同温度下，黑体的发射能力。（
• ①Foranybodyitkeepsaconstantratiobetweenemissioncapabilityanditsabsorptivity;andisequaltotheemissioncapabilityofblackbodyatthesametemperature.）φb上式可写为α=φ=ε（黑度）（Blackness）即吸收率等于物体的黑度。（
• ②Aborptivityofanybodyisequaltoitsblackness）8

第73页：两固体间的辐射换热

两固体间的辐射换热

Radiative heattransferbetweentwoobjects化工生产中常遇到两固体壁面之间的辐射传热，这些固体壁面可按灰体（graybody）处理。当平行壁面间距离与壁面面积相比不是很小时，从一个壁面所发射的辐射能只有一部分到达另一壁面上，则更普遍的形式：为角系数(总能量被拦截分率)(shapefactor)。（形状，大小，相对位置，距离）角系数与总发射系数计算式总发射系数C1-2角系数φ面积A辐射情况序号1A1或A2极大的两平行面1&lt;1*A1面积有限的两相等平行面21A1很大的物体2包住物体131A1物体2恰好包住物体1A2≈A149

第74页：两种情况之间5

A1在3、4两种情况之间5*此处φ由下图查得例题5—13计算遮热板的作用。某车间内有一高和宽各为3m的铸铁炉门，表面温度为450℃，室温为27℃。为了减少热损失，在距炉门50mm处放置一块与炉门大小相同的铝制遮热板，试求放置铝板前后因辐射而损失的热量。已知铸铁的黑度为0.75，铝的黑度为0.15。解：（1）放置铝质遮热板前，炉门为四壁所包围，故φ=1，因式（4.5.20）得：（equivalenttosituation3:theasmallbodyissurroundedbyalargeone,thesmalloneisaluminumplateandthelargeroneisroom.）10

第75页：两种情况之间5（续）

又因此炉门损失的热流量为（Heattransferthroughradiationfromaluminumtoroomwall）：(2)放置遮热板3后，由于炉门1与遮热板3的距离很小，两者之间的辐射传热可视为两个无限大平行面间的相互辐射，即φ=1。设铝板的温度为，则遮热板3与屋子四周墙壁2的辐射传热的热流量为稳定的情况下，，整理后可求得：，即336℃所以放置铝质遮热板后，炉门的辐射散热量为：=9891W放置铝板后炉门的辐射热损失减少的百分率为：11

第76页：两种情况之间5（续）

由以上计算结果可见，设置遮热板是减少辐射散热的有效方法。遮热板材料的黑度愈低，遮热板的板数愈多，则热损失愈少。12

第77页：

第78页：复合传热和对流-辐射联合传热系数αT1.

复合传热和对流-辐射联合传热系数αT1.

复合传热在化工生产中，许多设备的外壁温度常高于周围环境的温度，因此，热量将由壁面以对流和辐射两种形式散失到周围环境之中。设备损失的热量等于对流传热QC和辐射传热QR两部分之和，即总散热量为：Q=Qc+QRccwwQ=αA(t-t)[T〈[TQ=cφA{(w)-()}RwwwwA(t-t)w(t-t)[T〈[T=αA(t-t)cφ{(w)-()}]4〉]4=]4〉]4R1-2w{(100)(100)}1-2{(100)(100)}c14w(t-t)[T〈[T]4〉]41-2{(100)(100)}φ{(w)-()}∴αR=(角系数为1)Q=Qc+QR=(αc+αR)Aw(tw-t)αT=αc+αR式中：αT-对流辐射联合表面传热系数，W/（m2.K）

第79页：上述对流和辐射联合传热属于复合传热

上述对流和辐射联合传热属于复合传热

复合传热

：在物体的同一表面上同时存在着导热、对流传热和辐射传热三种传热方式中两种以上的综合传热

可用下列近似公式

：◎空气自然对流时：平壁保温层外：αT=9.8+0.07(tw-t)圆管保温层外：αT=9.4+0.052(tw-t)上两式适用于tW&lt;150℃◎空气沿粗糙

表面强制对流时

：空气流速u≤5m/sαT=6.2+4.2u空气流速u&gt;5m/sαT=7.8u0.7815