给热系数α的物理意义是：单位时间内，单位传热面积上，温度差为1K时，以给热方式所传递的热量。
　　单位:W/(㎡/℃)
　　实验证明，影响给热系数的因素有：
　　①流体流动的速度：传热边界层中的导热是对流传热的主要矛盾。显然，增大流速可以使传热边界层减薄，从而使
　　α增大，使对流传热过程得以强化。
　　②流体的对流状况：是采用自然对流抑或采用强制对流。显然，强制对流时流体的流速较自然对流为高。
　　③流体的种类；液体、气体、蒸气。
　　④流体的性质：影响较大的有流体的比热、导热系数、密度、粘度等。如导热系数大的流体，传热边界层的热阻就小，给热
　　系数较大。粘度大的流体，在同等流速下，Re数小，传热边界层相应较厚，给热系数便小。
　　⑤传热面的形状、位置和大小：不同形状的传热面，如圆管或平板或管束；是在管内还是管外；是垂直放置还是水
　　平放置；以及不同的管径和长度都对α有影响。
　　概括以上影响因素，可把给热系数α写成如下的未定方程式。
　　α＝f (u ，d ，ρ ，μ ，t ，cp ，……) (3—20)
　　各种给热过程的情况差异很大，影响α的因素也不完全相同，常见的给热过程分为两大类；
　　1．流体无相变化时的给热过程
　　(1)流体强制对流给热
　　(2)流体自然对流给热
　　2.流体发生相变时的给热过程
　　(1)蒸气冷凝给热
　　(2)液体沸腾给热
　　无相变的对流给热系数的经验关联式
　　圆形直管内强制湍流的给热系数
　　α＝0.023 * λ/d * (ρdu/μ)~0.8 * (cμ/λ)~b
　　当流体被加热时 b=0.4,当流体被冷却时b=0.3
　　(Re&1&Pr&160 , 流体是低粘度的, l/d&30~40)
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第二章传热过程与传热设备2.1概述2.2热传导2.3对流传热2.4辐射传热2.5热交换过程的传热计算习题指导傅立叶定律:一、通过单层平壁的稳定热传导推广至n层：各层平壁的温差降与该层的热阻成正比。一、通过单层圆筒壁的稳定热传导对于n层圆筒壁：例题：2-4，p112第二章传热过程与传热设备2.1概述2.2热传导2.3对流传热2.4辐射传热2.5热交换过程的传热系数习题指导2.3对流传热2.3.1基本概念及牛顿冷却定律2.3.2流体的给热系数α2.3.3影响对流传热系数的因素2.3.4大空间自然对流传热2.3.5保温层的临界直径对流传热是指流体各部分发生相对位移而将热量从一处带到另一处所引起的传热现象。化工生产中所遇到的对流传热过程往往是指固体壁面与流体直接接触时的热量传递。若流体的温度高于固体壁面的温度，热量由流体传到固体壁面，称为流体放热（给热）。若流体的温度低于固体壁面的温度，热量由固体壁面传到流体，称为壁面放热（给热）。2.3.1对流传热基本概念2.3.1对流传热基本概念套管式换热器中，壁面与两侧流体之间的传热均为对流传热。根据流体在其与壁面之间的传热过程中所处的状态，传热可分为两类：1、流体无相变：根据引起对流的原因，将流体的流动分为强制对流和自然对流。2、流体有相变：蒸汽冷凝和液体沸腾2.3.1对流传热基本概念A.自然对流右下图为一容器，容器内盛有液体，容器底部有一加热板，加热板的温度恒定为T。加热过程中，加热板附近的液体a的温度必定高于远离加热板b处液体的温度，此温度差为ΔT。β为液体的体积膨胀系数因为Ta&Tb,则ρa&ρb,这样，受热的分子不断上升，冷流体分子不断下降。造成了液体内质点的相对运动，热量从一处传到另一处。我们将这种由于流体本身各点的温度不同，引起密度差异形成流体质点的运动（传热过程中因流体冷热部分密度不同而引起的流动称为自然对流）自然对流的强弱与加热板的位置有密切的关系。加热板水平放置时，加热板的上部将产生较大的自然对流，在加热板的下部则不能产生自然对流。冷却板的下部则能产生自然对流，而上部则不能产生自然对流。因此，冬季采暖，为了在一定的时间内获得较为均匀的加热，加热板应放置于该空间的下部，反之，夏天为了在一定的时间内获得较为均匀的的冷却，冷却器应放置与于该空间的上部。自然对流的缺点：传热速度非常慢。B.强制对流通常我们在容器内安装一搅拌器，这样流体在外力作用下产生宏观流动，称为强制对流。1、层流底层，靠近壁面的流体，由于流体粘度作用，形成一薄层作层流流动膜，称为层流底层，热量传递在此层内以热传导的方式进行，层流底层具有很大的热阻，形成很大的温度梯度。2、过渡区，在层流底层与湍流主体之间存在着一个过渡区，该区的流体由于漩涡运动，而造成流体质点产生相对运动，热量传递除了热传导方式以外，还有对流方式，故温度梯度逐渐变小。3、湍流主体，流体质点的剧烈碰撞与混合，热量传递以对流方式为主，可以认为无热阻，温度梯度为零，各处的温度相等。对流传热分析对流传热是层流底层的导热和层流底层以外的以流体质点作相运动和混合为主的传热的总称。为了便于处理，一般把对流传热看作相当于通过厚度为δt的传热边界层的导热。对流传热分析2.3.2对流传热速率方程——牛顿给热定律式中：?──对流传热速率，W；?──给热系数，W/(m2·K)；tw，Tw──冷，热流体侧壁温度，K；t，T──冷，热流体温度，K；A──传热面积，m2。壁面向冷流体传热：热流体向壁面传热：影响对流传热系数?的主要因素1.引起流动的原因自然对流：由于流体内部密度差而引起流体的流动。强制对流：由于外力和压差而引起的流动。?强&?自α不是物性参数，与很多因素有关，其大小取决于流体物性、壁面情况、流动原因、流动状况、流体是否有相变等2.流体的物性?，?，?，cpv流体的密度r或比热容cp越大，流体与壁面间的传热速率越大v导热系数l越大，热量传递越迅速；v流体的粘度m越大，越不利于流动，会削弱与壁面的传热。3.流动形态层流、湍流?湍&?层影响对流传热系数?的主要因素流体对流方式（并流、逆流、错流）5.是否发生相变蒸汽冷凝、液体沸腾?相变&?无相变4.传热面的形状，大小和位置形状：如管、板、管束等；大小：如管径和管长等；位置：如管子的排列方式（管束有正四方形和三角形排列）；管或板是垂直放置还是水平放置。影响对流传热系数?的主要因素2.3.2无相变时流体的给热系数?的经验关联式一、量纲分析法式中L——特性尺寸；u——特征流速。基本量纲：长度L，时间T，质量M，温度T物理量总数：8个由?定律（8-4）=4，可知有4个特征数方程式。?＝f(u，L，?，?，cp，?，g??t)Nusselt，器壁几何尺寸对传热的影响Reynolds，流动型态对对流传
正在加载中，请稍后...一、工艺设计1、作出流程简图。2、按生产任务计算换热器的换热量Q。3、选定载热体，求出载热体的流量。4、确定冷、热流体的流动途径。5、计算定性温度，确定流体的物性数据（密度、比热、导热系数等）。6、初算平均传热温度差。7、按经验或现场数据选取或估算Ｋ值，初算出所需传热面积。8、根据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。包括管径、管长、管子数、管程数、管子排列方式、壳体内径（需进行圆整）等。9、核算Ｋ。10、校核平均温度差D 。11、校核传热量，要求有15－25％的裕度。12、管程和壳程压力降的计算。二、机械设计1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。2、换热器封头选择。3、换热器法兰选择。4、管板尺寸确定。5、管子拉脱力计算。6、折流板的选择与计算。7、温差应力的计算。8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。9、绘制主要零部件图。三、编制计算结果汇总表四、绘制换热器装配图五、提出技术要求六、编写设计说明书一、换热终温的确定换热终温对换热器的传热效率和传热强度有很大的影响。在逆流换热时，当流体出口终温与热流体入口初温接近时，热利用率高，但传热强度最小，需要的传热面积最大。为合理确定介质温度和换热终温，可参考以下数据：1、热端温差（大温差）不小于20℃。2、冷端温差（小温差）不小于5℃。3、在冷却器或冷凝器中，冷却剂的初温应高于被冷却流体的凝固点；对于含有不凝气体的冷凝，冷却剂的终温要求低于被冷凝气体的露点以下5℃。二、平均温差的计算设计时初算平均温差Dtｍ，均将换热过程先看做逆流过程计算。1、对于逆流或并流换热过程，其平均温差可按式（2－1）进行计算：（2―1）式中， 、 分别为大端温差与小端温差。当 时，可用算术平均值 。2、对于错流或折流的换热过程，若无相变化，则要进行温差校正，即用公式（2－2）进行计算。（2－2）式中 是按逆流计算的平均温差，校正系数 可根据换热器不同情况由化工原理教材有关插图查出。一般要求 ＞0.8，否则应改用多壳程或者将多台换热器串联使用。三、传热总系数Ｋ的确定计算Ｋ值的基准面积，习惯上常用管子的外表面积 。当设计对象的基准条件（设备型式、雷诺准数Re、流体物性等）与某已知Ｋ值的生产设备相同或相近时，则可采用已知设备Ｋ值的经验数据作为自己设计的Ｋ值。表2－1为常见列管式换热器Ｋ值的大致范围。由表2－1选取大致Ｋ值，表2-1列管式换热器中的总传热系数K的经验值
&td width=&120&&冷流体&/td&&td width=&152&&热流体&/td&&td width=&184&&总传热系数W/m2.℃&/td&&/tr&&td width=&120&&水&/td&&td width=&152&&水&/td&&td width=&184&&850-1700&/td&&/tr&&td width=&120&&水&/td&&td width=&152&&气体&/td&&td width=&184&&17-280&/td&&/tr&&td width=&120&&水&/td&&td width=&152&&有机溶剂&/td&&td width=&184&&280-850&/td&&/tr&&td width=&120&&水&/td&&td width=&152&&轻油&/td&&td width=&184&&340-910&/td&&/tr&&td width=&120&&水&/td&&td width=&152&&重油&/td&&td width=&184&&60-280&/td&&/tr&&td width=&120&&有机溶剂&/td&&td width=&152&&有机溶剂&/td&&td width=&184&&115-340&/td&&/tr&&td width=&120&&水&/td&&td width=&152&&水蒸汽冷凝&/td&&td width=&184&&&/td&&/tr&&td width=&120&&气体&/td&&td width=&152&&水蒸汽冷凝&/td&&td width=&184&&30-300&/td&&/tr&&td width=&120&&水&/td&&td width=&152&&低沸点烃类冷凝&/td&&td width=&184&&455-1140&/td&&/tr&&td width=&120&&水沸腾&/td&&td width=&152&&水蒸蒸汽冷凝&/td&&td width=&184&&&/td&&/tr&&td width=&120&&轻油沸腾&/td&&td width=&152&&水蒸汽&/td&&td width=&184&&455-1020&/td&&/tr&&/table&用式（2－3）进行Ｋ值核算。（2－3）式中：a－给热系数，W/m2.℃；R－污垢热阻，m2.℃／W；δ－管壁厚度，mm；λ－管壁导热系数，W/m.℃；下标ｉ、ｏ、ｍ分别表示管内、管外和平均。当 时近似按平壁计算，即：在用式（2－3）计算Ｋ值时，污垢热阻 、 通常采用经验值，常用的污垢热阻大致范围可查《化工原理》相关内容。式中的给热系数a，在列管式换热器设计中常采用有关的经验值公式计算给热系数a，工程上常用的一些计算a的经验关联式在《化工原理》已作了介绍，设计时从中选用。四、传热面积A的确定工程上常将列管式换热器中管束所有管子的外表面积之和视为传热面积，由式（2－4）和式（2－5）进行计算。（2－4）（2－5）式中： － 基于外表面 的传热系数，W/m2.℃－管子外径，ｍ；L－每根管子的有效长度，ｍ； n－管子的总数管子的有效长度是指管子的实际长度减去管板、挡板所占据的部分。管子总数是指圆整后的管子数减去拉杆数。五、主要工艺尺寸的确定当确定了传热面积 后，设计工作进入换热器尺寸初步设计阶段，包括以下内容：1、管子的选用。选用较小直径的管子，可以提高流体的对流给热系数，并使单位体积设备中的传热面积增大，设备较紧凑，单位传热面积的金属耗量少，但制造麻烦，小管子易结垢，不易清洗，可用于较清洁流体。大管径的管子用于粘性较大或易结垢的流体。我国列管式换热器常采用无缝钢管，规格
为外径×壁厚，常用的换热管的规格：φ19×2，φ25×2.5，φ38×3。管子的选择要考虑清洗工作的方便及合理使用管材，同时还应考虑管长与管径的配合。国内管材生产规格，长度一般为：1.5，2，2.5，3，4.5，5，6，7.5，9，12ｍ等。换热器的换热管长度与壳径之比一般在6－10，对于立式换热器，其比值以4－6为宜。壳程和壳程压力降，流体在换热器内的压降大小主要决定于系统的运行压力，而系统的运行压力是靠输送设备提供的。换热器内流体阻力损失（压力降）越大，要求输送设备的功率就越大，能耗就越高。对于无相变的换热，流体流速越高，换热强度越大，可使换热面积减小，设备紧凑，制作费低，而且有利于抑制污垢的生成，但流速过高，也有不利的一面，压力降增大，泵功率增加，对传热管的冲蚀加剧。因此，在换热器的设计中有个适宜流速的选取和合理压力降的控制问题。一般经验，对于液体，在压力降控制在0.01～0.1MPa之间，对于气体，控制在0.001～0.01MPa之间。表2－2列出了换热器不同操作条件压力下合理压降的经验数据，供设计参考。表2－2列管换热器合理压降的选取&td rowspan=&2& width=&88&&&/td&&td rowspan=&2& width=&64&&&/td&&td colspan=&2& width=&176&&&/td&&td rowspan=&2& width=&112&&&/td&&td rowspan=&2& width=&104&&&/td&&/tr&&td width=&88&&&/td&&td width=&88&&&/td&&/tr&&td width=&88&&&/td&&td width=&64&&&/td&&td width=&88&&&/td&&td width=&88&&&/td&&td width=&112&&&/td&&td width=&104&&&/td&&/tr&&td width=&88&&&/td&&td width=&64&&&/td&&td width=&88&&&/td&&td width=&88&&&/td&&td width=&112&&&/td&&td width=&104&&&/td&&/tr&&/table&2、管子总数n的确定。对于已定的传热面积，当选定管径和管长后便可求所需管子数ｎ，由式（2－6）进行计算。（2－6）式中 －传热面积， ；－管子外径，m；L－每根管子的有效长度，m； 计算所得的管子n进行圆整 3、管程数m的确定。根据管子数n可算出流体在管内的流速 ，由式（2－7）计算。（2－7）式中 &i&s&/i&－管程流体体积流量， －管子内径，m；n－管子数。若流速 与要求的适宜流速相比甚小时，便需采用多管程，管程数ｍ可按式（2－8）进行计算。ｍ＝u／ （2－8)式中 ―用管子数n求出的管内流速，ｍ／ｓ；u－要求的适宜流速，ｍ／ｓ；式（2－8）中的适宜流速u要根据列管换热器中常用的流速范围进行选定，参见《化工原理》相关内容，一般要求在湍流下工作（高粘度流体除外），与此相对应的Re值，对液体为5×103，气体则为 - 。分程时，应使每程的管子数大致相等，生产中常用的管程数为1、2、4、6、四
种。4、管子的排列方式及管间距的确定。管子在管板上排列的原则是：管子在整个换热器的截面上均匀分布，排列紧凑，结构设计合理，方便制造并适合流体的特性。其排列方式通常为等边三角形与正方形两种，也有采用同心圆排列法和组合排列法。在一些多程的列管换热器中，一般在程内为正三角形排列，但程与程之间常用正方形排列，这对于隔板的安装是很有利的，此时，整个管板上的排列称为组合排列。对于多管程的换热器，分程的纵向隔板占据了管板上的一部分面积，实际排管数比理论要少，设计时实际管数应通过管板布置图而得。在排列管子时，应先决定好管间距。决定管间距时应先考虑管板的强度和清理管子外表时所需的方法，其大小还与管子在管板上的固定方式有关。大量的实践证实，最小管间距的经验值为：焊接法胀接法，一般取(1.3～1.5) 管束最外层管子中心距壳体内表面距离不小于 。5、壳体的计算。列管换热器壳体的内径应等于或稍大于（对于浮头式换热器）管板的直径，可由式（2－9）进行计算。Di＝a（b－1）＋2L（2－9）式中Di－壳体内径，mm；a－管间距，mm；b－最外层六边形对角线上的管子数；L－最外层管子中心到壳体内壁的距离，一般取L=(1～1.5) ，mm；若对管子分程则Di＝f＋2Lf值的确定方法：可查表求取，也可用作图法。当已知管子数n和管间距a后开始按正三角形排列，直至排好ｎ根为止，再统计对角线上的管数。计算出的壳径Di要圆整到容器的标准尺寸系列内。在化工企业中列管式换热器的类型很多，如板式，套管式，蜗壳式，列管式。其中列管式换热器虽在热效率、紧凑性、金属消耗量等方面均不如板式换热器，但它却具有结构坚固、可靠程度高、适应性强、材料范围广等特点，因此成为石油、化工生产中，尤其是高温、高压和大型换热器的主要结构形式。列管式换热器主要有固定管板式换热器、浮头式换热器、填函式换热器和U型管式换热器，而其中固定管板式换热器由于结构简单，造价低，因此应用最普遍。列管式换热器机械设计包括：1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。2、换热器封头选择。3、压力容器法兰选择。4、管板尺寸确定。5、管子拉脱力的计算。6、折流板的选择与计算。7、温差应力的计算。8、接管、接管法兰选择及开孔补强等。9绘制主要零部件图和装配图。下面分述如下：一、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。1、已知条件：由工艺设计知管程和壳程介质种类、温度、压力、壳与壁温差、以及换热面积。2