国标吊篮GB19155-2003文字版

武汉理工大学化学工程学院 刘晓芳 sdjclxf@sina.com 第三章 传 热 第一节概述 传热：由于温度差而引起的能量转移。 在一种介质内部或两种介质之间，只要存在温度差，就必然 会出现传热过程。 1.1 传热过程在化工生产中的应用 传热是自然界和工程领域中较为普遍的一种传递过程，通常 来说有温度差的 存在就有热的传递，也就是说温差的存在是实现 传热的 前提条件或者说是推动力，在化工中很多过程都直接或间 接的与传热有关。但是进行传热的目的不外乎是以下三种： （1）加热或冷却换热 （2）换热：强化传热过程 （3）保温：削弱传热过程 1.2 传热的三种基本方式 （1）热传导 热量从物体内温度较高的部分传递到温度较低的部分， 或传递到与之接触的另一物体的过程称为热传导。 特点：没有物质的宏观位移。 气体:分子做不规则热运动时相互碰撞的结果 固体:导电体：自由电子在晶格间的运动 非导电体：通过晶格结构的振动来实现的 液体:机理复杂，主要靠原子、分子在平衡位置上的热运动。 （2）对流 流体内部质点发生相对位移的热量传递过程。 自然对流 强制对流 （3）热辐射 物体因热的原因发出辐射能的过程称为热辐射。 能量转移、能量形式的转化 不需要任何物质作媒介 特点 第二节热传导 2.1 热传导方程 （1）傅立叶（Fourier）定律 dT Q A dx   dT q dx  或 Q：导热速率（J·s-1或W）； q：热流密度（J·m-2·s-1或W·m-2）； A：导热面积（m2）； λ：导热系数（W·m-1·K-1） dT dx ：热流方向商的温度梯度（K·m -1）；负号：热能沿温度降低 的方向传递。 上式为导热的基本定律，即傅立叶定律。 （2）热导率（导热系数） λ在数值上等于单位温度梯度下的热通量。 λ是分子微观运 动的宏观表现，它表示物质导热能力的强弱。 Q dT A dx    λ=f(结构,组成,密度,温度,压力) 物理含义：代表单位温度梯度下的热通量大小，故物质的 越大，导热性能越好。 在一定温度范围内： λ=λ0(1+at) 式中λ0，λ：0℃, t℃时的导热系数，W/(m·K)； a ：温度系数，1/℃；对大多数金属材料：a < 0 ，t↑，λ↓。 对大多数非金属材料a > 0，t↑，λ↑。 规律： （a）一般地， 导电固体> 非导电固体， 液体> 气体 t， 气体， 水，其它液体的  。 （b）液体：金属液体λ较高，非金属液体λ低，水的λ最大。 一般来说，纯液体的大于溶液 t↑，λ↓（除水和甘油）。 （c）气体：t↑，λ↑、气体不利用导热，但可用来保温或隔热。 工程上通常根据导热系数的数值来选择合适的导热材料。 例如：需要提高导热速率的场合选用导热系数大的材料，反 之，需要减小导热速率的场合选用导热系数小的材料。 部分材料的导热系数可从工具书中查阅。 2.2 传导传热计算 （1）单层平壁的定态热传导 假设：材料均匀； 温度仅沿x变化，且不随时间变化。 dT Q A dx  将 积分，得：  2 1 1 2t t t t tQ A bb R A         推动力：Δt=(t1-t2) b R A 热阻： （2）多层平壁的稳定热传导 假设：(a) 材料均匀； (b)温度仅沿x变化，且不随时间变化； (c)各层接触良好，接触面两侧温度相同。 1 2 3 1 4 31 21 2 3 1 2 3 t t t t t Q bb bR R R A A A             各层平壁得温度降与该层得热阻成正比。 （3）单层圆筒壁的稳定热传导 根据傅立叶定律： 2 dT dT Q A rL dr dr        积分，得：    1 2 1 2 2 2 1 1 2 2 ln ln L T T L T T Q r d r d         可改写为： 1 2 1 2 2 1 m m T T T T Q A A b r r        其中，Am：圆筒壁内外表面的对数平均面积。  2 1 2 1 2 2 ln m m L r r A r L r r      式中，rm：圆筒壁的对数平均半径，即： 2 1 2 1 ln m r r r r r   （4）多层圆筒壁的稳定热传导 工业上经常遇到多层圆筒壁的导热，如：在 蒸汽管道外包裹绝热层；在换热管的内、外侧表 面上生成垢层，从而构成多层圆筒壁。参照多层 平壁的处理方法，可得：  1 4 32 4 1 1 2 2 3 3 2 1 1 1 ln ln ln l T T Q dd d d d d         2 2 1 1 1 ln 2 dQ T T l d    如果需计算多层圆筒壁交界面上的温度，可用下式： 4 3 4 3 3 ln 2 dQ T T l d    第三节对流传热 3.1 对流传热过程分析 对流是三种基本传热方式之一，指由于流体的宏观 运动而引起的热量传递，或者说由于流体质点的相对位 移，而引起的热量传递。 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。 当流体作层流时，由于各层流体质点平行流动，在垂直于 流体流动方向上的热量传递,主要以导热（也有较弱的自然对流） 的方式进行。当流体在管道内作湍流流动时，热量传递不完全 是以导热的方式进行的，但是无论湍度多大，紧邻壁面处 总有一薄层流底层存在，层流底层内的热量传递也是导热的方 式进行的。 由于大多数流体的导热系数较小，致使层流底层中的导热 热阻就很大，因此温差也较大。在湍流主体中，由于流体质点 的剧烈混合，使湍流主体中的温度基本上相同。 图示为流体在壁面两侧的流动情况及与流体 流动方向垂直的某一截面A-A上的温度分布情况。 从图中可见，对流传热的热阻主要集中在层 流底层中，因此该层所需要的传热推动力(即温度 差)就比较大。故减薄层流底层的厚度，是强化对 流传热的重要途径。 3.2 对流传热速率方程式 由以上分析可知，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δt 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： 由于有效膜的厚度难以测定，所以通常以α代替上式中的λ/δt，则： 上式是对流传热速率方程式，又称牛顿冷却定律。同样，此式 可表示成： 式中，R为对流传热热阻。 上式表明了对流传热速率等于对流传热推动力与对流传热热阻之比。 或 或 牛顿冷却定律并非理论推导的结果，而是一种推论，即 对流传热速率与对流传热面积大小、流体与壁面之间的平均 温度差成正比。大量实践证明，这一推论是正确的。但该定 律并未揭示对流传热过程的机理和本质，只是把影响对流传 热的复杂因素都集中在对流传热系数α中了。 因此，如何确定各种具体情况下的对流传热系数α的值， 是对流传热计算的关键。 3.3 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α值 不同；流体在传热过程中是否有相变，其对流传热系数α 值也不同，有相变化时的对流传热系数比无相变化时大得 多； (2) 流体的物理性质：影响较大的物理性质有比热CF， 导热系数λ、密度ρ和粘度μ； (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βgΔt的大小有关，其中β 为体积膨胀系数，Δt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α应为各影响因素的函数，表 示为： 3.4 对流传热系数的经验关联式 各准数的名称和涵义列于下表。 准数名称 符号 准数式 涵义 努塞特准数 Nu 包含对流传热系数的准数，亦 名对流传热准数 雷诺准数 Re 确定流体流动型态的准数，亦 名流型准数 普兰特准数 Pr 表示物理性质影响的准数，亦 名物性准数 格拉斯霍夫 准数 Gr 表示自然对流影响的准数，亦 名升力准数 由于实验是在一定的条件下进行的，因此由实验所 得到的经验关联式就要受到实验条件的制约，那么在应 用经验关联式时应注意以下三点： (a) 应用范围主要指Re、Pr和Gr等准数的范围。 (b) 特征尺寸就是关联式中的各准数Nu、Re和Gr中所规 定的尺寸，即其中的l如何取。 (c) 定性温度指确定准数中流体的物理性质如Cp、λ、 μ、ρ等所依据的温度。 第四节辐射传热 4.1 基本概念 （1）热辐射的特性 辐射是用电磁波传递能量的过程，传递的能量，称为 辐射能。目前已发现了波长小于10-7μm的宇宙射线和波长 长达20km的无线电波。如下表所示。 其中波长在0.38-1000μm范围内的电磁波（即红外线 和可见光）能被物体吸收而使物体发热，因而这部分射线 称为热射线。实验表明，自然界中大部分物体，只要温度 超过0K即向外界发射热射线。物体发射的热射线在空中 的传播过程，称为热辐射。 物体之间通过热辐射进行辐射换热时，两物体不必直 接接触，只要处在相互可见的位置，辐射过程就可以进行。 即使在真空状态下，热射线也能传递，这是热辐射的一个 很重要的特点。 热射线和可见光一样，同样具有 反射、折射和吸收的特性；服从光的 反射和折射定律，在均一介质中作直 线传播；在真空和透明气体中可以完 全透过。 如右图所示，投射在物体表面上 的总辐射能为Q，其中有一部分能量 Qα被吸收，一部分能量Qρ被反射，另 一部分能量Qη则透过物体。 由能量守恒得： 即： 定义： 称为物体的吸收率； 称为物体的反射率； 称为物体的透过率。 故： 能全部吸收外界投入辐射能的表面，叫黑表面，具有黑表面 的物体，称为绝对黑体，简称黑体。 自然界中并没有黑体，可以用人工的方法制造出十分接近于黑 体的模型。黑体模型为一开有小孔的空腔，腔的内壁涂有一层吸 收率很高的炭黑，或者内壁构造多个隔板。当热射线经小孔进入 空腔时，在空腔内要经历多次地吸收和反射，每吸收一次，辐射 能量就减弱一次，最终离开小孔的能量就微乎其微了。就辐射特 点而言，小孔就好像一个黑表面一样。当小孔的面积与空腔内壁 的总面积之比越小，模型就越接近于黑体。 黑体的吸收率为1，实验表明，黑体的辐射能力最大。 ρ＝1的物体，称为全反射体（绝对白体或镜体）。同黑 体一样，自然界中并不存在绝对白体，但有些物体接近于全 反射体如表面磨光的金属镜面反射率ρ为0.95～0.97；对于气 体，它的界面反射热射线非常少，可以忽略不计，即气体反 射率ρ一般均可看成为0。 η＝1的物体，称为透明体。对空气、双原子或单原子构 成的气体（例如H2，O2，N2，He）一般可看成是透明体。 值得注意的是，多原子气体（例如H2O、CO2、O3）能有选 择地吸收和发射某些波段范围的辐射能，这些气体不能看成 透明体。η＝0的物体（α+ρ=1)为不透明体，从热辐射的角度 来讲，所有固体均可看成是不透明体。 α，ρ，η并不完全由物体本身的性质所决定，不但和 物体温度、表面状况有关，而且与投入来的辐射射线波 长有关，例如玻璃，对投入来的波长在0.4～0.8μm的可 见光，η＝0.9左右，可近似看成透明体；而对投入射线 为0.8～1000μm的红外线，α＝0.9左右，基本上不透过。 以上讨论了极端情况下的一些特例，自然界中既没 有α=1的绝对黑体，也没有ρ=1的全反射体，如后文所描 述的那样，一般的物体多为灰体。 4.2 斯蒂芬-波尔兹曼（Stefan-Boltzmann）定律 工程上，人们往往关心的是物体的总辐射能力，斯蒂芬-波尔 兹曼根据普朗克定律积分， 得到黑体的辐射能力与温度T之间的关系： 这里的ζ0为黑体的辐射常数（或Stefan-Boltzmann常数），其 值为5.67×10-8W/m2·K4，C0为5.67。 表面温度升高一倍时，表面向外辐射的能量增加16倍。由于 物体的辐射能力与温度的4次方成正比，因此在高温时，就不能像 低温时那样忽略辐射传热了。 4.3 固体的热辐射 （1）实际固体的辐射能力及黑度、单色黑度、灰体 实际固体的辐射能力与它的表面温度、辐射方向、辐 射线的波长以及表面状况有关。但是，实际固体的单色辐 射能力随波长和温度的变化不服从普朗克定律；它的辐射 能力不服从斯蒂芬—波尔兹曼定律。上一节已叙述了黑体 辐射的各种规律，并知道自然界一切物体的辐射能力均小 于同温度下黑体的辐射能力。为了表示实际物体辐射能力 的大小，可以采用辐射率或黑度来表示，即实际物体的辐 射能力与同温度下黑体的辐射能力之比值。 用符号ε表示： 常见物体的黑度见教材。 物体的单色黑度（单色发射率）ελ：实际物体的单色辐射能力 Eλ与相同温度下黑体单色辐射能力E0λ的比值，即： 假如某种物体的单色辐射能力Eλ与同一温度下绝对黑体的单色 辐射能力E0λ之比等于常数，即在所有波长下，物体的单色黑度ελ＝ 常数，这种物体叫作灰体。许多工程材料都可以近似地看作灰体。 （2）固体的单色黑度和单色吸收率的关系－克希霍夫(Kirchhoff)定律 克希霍夫(Kirchhoff)定律：物体表面的单色黑度等于它的单色吸收 率。用数学表达式表示如下： ελ＝αλ 对于灰体 ελ＝αλ＝ε＝α 注意：灰体的吸收不能任意推广到对太阳辐射的吸收，因为太 阳辐射中可见光占整个辐射的46％左右，在高温下，物体表面的 颜色对可见光的吸收呈现强烈的选择性；而在常温下，物体的颜 色对可见光的吸收则没有什么差别。例如，白色对于从太阳来的 高温（6000K）辐射，白色颜料的吸收率约为0.12~0.26；而对于 低温下的热辐射，白色颜料的吸收率却为0.9左右。 第五节传热计算 在实际生产中，需要冷热两种流体进行热交换， 但不允许它们混合，为此需要采用间壁式的换热器。 此时，冷、热两流体分别处在间壁两侧，两流体间 的热交换包括了固体壁面的导热和流体与固体壁面 间的对流传热。关于导热和对流传热在前面已介绍 过，本节主要在此基础上进一步讨论间壁式换热器 的传热计算。 总传热速率方程式 ф=KATm 上式称为传热速率方程式或传热基本方程式，其中K为 总传热系数。该式是换热器设计最重要的方程式。 T1 热流体 T2 t1冷流体t2 A dA T t T+dT t+dt 冷、热流体的进、出 口温度分别为T1′、T2′，T1、 T2，冷、热流体的质量流 量为qm,c、qm,h。设换热器 绝热良好，热损失可以忽 略，则两流体流经换热器 时，单位时间内热流体放 出热等于冷流体吸收热。 5.1 换热器的热负荷计算 （1）无相变 )TT(q)(q 12c,pc,m21h,ph,mL  cTTc （2）有相变 若热流体有相变化，如饱和蒸汽冷凝，如下式所示： hh,m1L rq,  若液体沸腾气化为同温度的饱和蒸汽吸收的热量： cc,m2,L rq 热负荷是由生产工艺条件决定的，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，二者是不相同的。 对于一个能满足工艺要求的换热器，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， 通常将传热速率和热负荷数值上认为相等，通过热负荷 可确定换热器应具有的传热速率，再依据传热速率来计 算换热器所需的传热面积。因此，传热过程计算的基础 是传热速率方程和热量衡算式。 5.2 传热过程推动力——平均温度差 前已述及，在沿管长方向的不同部分，冷、热流体 温度差不同，本节讨论如何计算其平均值tm，就冷、热 流体的相互流动方向而言，可以有不同的流动型式，传 热平均温差tm的计算方法因流动型式而异。按照参与热 交换的冷热流体在沿换热器传热面流动时，各点温度变 化情况，可分为恒温差传热和变温差传热。 （1）定态恒温传热温度差 恒温差传热：两侧流体均发生相变，且温度不变，则 冷热流体温差处处相等，不随换热器位置而变的情况。 如间壁的一侧液体保持恒定的沸腾温度T′下蒸发； 而间壁的另一侧，饱和蒸汽在温度T下冷凝过程，此时传 热面两侧的温度差保持均一不变，称为恒温差传热。 TT  T （2）定态变温传热温度差 变温差传热是指传热温度随换热器位置而变的情况。 当间壁传热过程中一侧或两侧的流体。沿着传热壁面在不 同位置点温度不同，因此传热温度差也必随换热器位置而 变化，该过程可分为单侧变温和双侧变温两种情况。 （a）单侧变温 如用蒸汽加热一冷流体，蒸汽冷凝放出潜热，冷凝温 度T不变，而冷流体的温度由T1′上升到T2′。或者热流体温度 从T1下降T2，放出显热去加热另一较低温度T′下沸腾的液体， 后者温度始终保持在沸点T′。 （b）双侧变温 此时平均温度差Tm与换热器内冷热流体流动方向有关， 下面先来介绍工业上常见的几种流动型式。 逆流 并流 错流 折流 ① 逆流和并流 并流：参与换热的两种流体沿传热面平行而同向的流动。 逆流：参与换热的两种流体沿传热面平行而反向的流体。 沿传热面的局部温度差（T-T′）是变化的，所以在计 算传热速率时必须用积分的方法求出整个传热面上的平均 温度差Tm。 2 1 21 T T ln TT T     m 当T1/T2<2，则可用算术平均值代替 2/)TT(T 21  m （误差<4%，工程计算可接受） T1、T2为换热器两端的冷热流体的温度差。 并流 T1=T1-T1′ T2= T2-T2′ 逆流 T1=T1-T2′ T2= T2-T1′ 在大多数的列管换热器中，两流体并非简单的逆流或 并流，因为传热的好坏，除考虑温度差的大小外，还要考 虑到影响传热系数的多种因素以及换热器的结构是否紧凑 合理等。所以实际上两流体的流向，是比较复杂的多程流 动，或是相互垂直的交叉流动。 ②错流：两种流体的流向垂直交叉。 ③折流：一流体只沿一个方向流动，另一流体反复来回 折流；或者两流体都反复折回。 ④复杂流：几种流动型式的组合。 对于这些情况，先按逆流计算对数平均温差Tm逆， 再乘以校正系数ε△T 即： Tm=ε△TTm逆 5.3 传热过程阻力与总传热系数 间壁两侧流体的热交换过程包括如下三个串联的传热过 程，热量从热流体传至管壁一侧，通过间壁再传至另一侧的 冷流体。 （1）热流体一侧传热速率 11 1 1W111 A 1 T T-TA     ）（ ， （2）通过管壁的导热速率 m 2 2,W1,W m 2 A T )TT( A       （3）冷流体一侧传热速率 22 3 w,2223 A 1 T T-TA     ）（ 对于定态传热过程，   321 11 1,W A TT    m 2,W1,W A TT    22 2,W A TT    以上三式相加，得：     ) A 1 AA 1 (TT 22m11  22m11 A 1 AA 1 TT        对于间壁较薄，或为平面壁时，A1=A2=Am=A 21 11 TT A       则： 与总传热基本方程式 mTKA 比较，得： 21 11 K 1     对于壁面由多层材质构成，或间壁两侧附有垢层，则有： 2 n 1i i i 1 11 K 1       当传热面为圆筒壁时，两侧的传热面积不等，如以外表 面为基准（在换热器系列化标准中常如此），则有： 2 1 2 1 11 111 d d d d K m     以内表面为基准： 2 2 1 2 12 111     md d d d K 以壁表面为基准： 2211 111 d d d d K mm m     第六节热交换器 热交换方式：蓄热、直接和间接式三种。 换热器：蓄热式、直接混合式和间壁式换热器三大类。 （1）间壁式换热器 热流体通过间壁将热量传递给冷流体。化工中应用极为广 泛。有夹套式热交换器；蛇形式热交换器；套管式热交换器； 列管式热交换器；板式热交换器。如图所示。 间壁式换热器——列管换热器 （2）混合式换热器 冷热流体直接接触。例如：老式 澡堂中水池的水，是将水蒸汽直接通 人冷水中，使冷水加热，此即直接混 合式。 （3）蓄热式换热器 先将热流体的热量储存在热载体 上，然后由热载体将热量传递给冷流 体、此即蓄热式换热器。如图所示。 炼焦炉中煤气燃烧系统就是采用蓄热 式换热。 蓄热式示意图 （1）夹套式换热器 夹套空间是加热介质和冷却介质的通路。这种换 热器主要用于反应过程的加热或冷却。当用蒸汽进行 加热时，蒸汽上部接管进入夹套，冷凝水由下部接管 流出。作为冷却器时，冷却介质（如冷却水）由夹套 下部接管进入，由上部接管流出。夹套式换热器结构 简单，但由于其加热面受容器壁面限制，传热面较小， 且传热系数不高。 （2）蛇管换热器 6.1 间壁式换热器 夹套式换热器 蛇管的形状 1－容器 2－夹套 （3）喷淋式换热器 喷淋式换热器的结构如下图所示。这种换热器多用作冷却器。热流体 在管内自下而上流动，冷水由最上面的淋水管流出，均匀地分布在蛇管上， 并沿其表面呈膜状自上而下流下，最后流入水槽排出。喷淋式换热器常置 于室外空气流通处。冷却水在空气中汽化亦可带走部分热量，增强冷却效 果。其优点是便于检修，传热效果较好。缺点是喷淋不易均匀。 喷淋式换热器 1－弯管 2－循环泵 3－控制阀 （4）套管式换热器 套管式换热器的基本部件由直径不同的直管按同轴线相套组合而 成。内管用180°的回弯管连接，外管亦需连接。每一段套管为一程， 每程有效长度为4～6m。若管子太长，管中间会向下弯曲，使环隙中 的流体分布不均匀。套管换热器的优点是构造简单，内管能耐高压， 传热面积可根据需要增减。其缺点是管间接头较多，接头处易泄漏， 单位换热器体积具有的传热面积较小。故适用于流量不大、传热面积 要求不大但压强要求较高的场合。 （5）列管式换热器 列管式换热器主要由壳体、管束、折流板、管板和封头等部件组成。 外壳 管板 封头 挡板(折流板) 封头 管壳式换热器 (a) 固定管板式 结构见模型。管子两端与管板的连接方式可用焊接法或胀 接法固定。壳体则同管板焊接。从而管束、管板与壳体成为一 个不可拆的整体。固定管板式列管换热器常用“膨胀节”结构 进行热补偿。即在壳体上焊接一个横断面带圆弧型的钢环。该 膨胀节在受到换热器轴向应力时会发生形变，使壳体伸缩，从 而减小热应力。但这种补偿方式仍不适用于热、冷流体温差较 大（大于70℃）的场合，且因膨胀节是承压薄弱处，壳程流体 压强不宜超过6atm。 (b) 浮头式 结构见模型。其特点是有一端管板不与外壳相连，可以 沿轴向自由伸缩。这种结构不但完全消除了热应力，而且由 于固定端的管板用法兰与壳体连接，整个管束可以从壳体中 抽出，便于清洗和检修。浮头式换热式应用较为普遍，但结 构复杂，造价较高。 (c) U型管式 U型管式换热器每根管子都弯成U型，管子的进出口均 安装在同一管板上。封头内用隔板分成两室。这样，管子可 以自由伸缩，与壳体无关。这种换热器结构适用于高温和高 压场合，其主要不足之处是管内清洗不易，制造困难。 固定管板式 U型管换热器 浮头式换热器 6.2 平板式换热器 板式换热器主要由一组长方形的薄金属传热板片构 成，用框架将板片夹紧组装于支架上。两相邻板片的边缘 衬以橡胶或石棉垫片。板片四角有圆孔，形成流体通道。 冷、热流体相间地在板片两侧流过，通过板片传热。板片 一般压制成各种槽形或波纹形，既提高了板片的刚度，增 强流体的扰流，也增加了传热面积和使流体在传热面上分 布均匀。 板式换热器的组装流程如图（a）所示。由图可见， 引入的流体可并联流入一组板间通道，而组与组间又为串 联机构。换热板的结构如图（b）所示。板上的凹凸波纹 可增大流体的湍流程度，亦可增加板的刚性。波纹的形式 有多种，图（b）所示的是人字形波纹板。 板式换热器的优点是： ① 传热系数高：因板面上有波纹，在低雷诺数（Re=200左右） 下即可达到湍流，而且板片厚度又小，故传热系数大。 ②结构紧凑：一般板间距为4～6mm，单位体积设备可提供的传 热面积为250～1000m2/m3（列管换热器只有40～150m2/m3）。 ③具有可拆结构：可根据需要，用调节板片数目的方法增减传热 面积。故检修、清洗都比较方便。 板式换热器的主要缺点是： ①操作压强和温度不太高：压强过高容易泄漏，操作压强不宜超 过20atm。操作温度受垫片材料耐热性能限制，一般不超过250℃。 ②处理量小。 第七节列管式换热器选用计算中有关问题 （1）流体通道的选择 ① 不清洁和易结垢的流体——管内。 ② 腐蚀性的宜走管程，以免壳体同时腐蚀。 ③ 压力高（低温或高温）的宜走管程，以免壳体受压。 ④ 饱和蒸汽宜走壳程；被冷却的流体走壳程，便于散热。 ⑤ 膜系数小的流体宜走管程——多管程以增加流速。 ⑥ 粘度大的液体宜走管间——挡板——增大湍动程度。 主要矛盾：压强、腐蚀性及清洁要求。 （2）流速选择 换热器中流体流速的增加，可使对流传热系数增加，有利于减 少污垢在管子表面沉积的可能性，即降低污垢热阻，使总传热系数 增大。然而流速的增加又使流体流动阻力增大，动力消耗增大。因 此，适宜的流体流速需通过技术经济核算来确定。充分利用系统动 力设备的允许压降来提高流速是换热器设计的一个重要原则。在选 择流体流速时，除了经济核算以外，还应考虑换热器结构上的要求。 表中给出工业上的常用流速范围。除此之外，还可按照液体的 粘度选择流速，按材料选择容许流速以及按照液体的易燃、易爆程 度选择安全允许流速。 ［思考题1］设计一单程列管换热器，用一热流体加热一易生垢的 有机液体。热流体初温150℃，终温50℃。有机液体初温15℃，要 求加热到40℃，已知有机液75℃分解，下列哪个更合理？ ①逆流，冷流体走管程 ② 逆流，冷流体走管间 ③并流，冷流体走管程 ④ 并流，冷流体走管间 [思考题2]用列管换热器进行以下各种热交换时，哪种流体走管内， 哪种流体走管间，为什么？ ①用水冷凝氧化氮气体，气体中有少量酸冷凝出来（氧化氮气体 走管内） ②用水将洒精蒸汽冷凝（酒精蒸汽走管间） ③用水冷却高压气体（高压气体走管间） ④用-20℃的冷却蒸镏盐水冷却某种溶液（冷却盐水走管程） （3）换热管规格和排列方式 小直径管子能使单位体积的传热面积大，因而在同样体积 内可布置更多的传热面。或者说，当传热面积一定时，采用小 管径可使管子长度缩短，增强传热，易于清洗。但是减小管径 将使流动阻力增加，容易积垢。对于不清洁、易结垢或粘度较 大的流体，宜采用较大的管径。因此，管径的选择要视所用材 料和操作条件而定，总的趋向是采用小直径管子。 管长的选择是以合理使用管材和清洗方便为原则。国产管材 的长度一般为6m，因此管壳式换热器系列标准中换热管的长度 分为1.5、2、3或6m几种，常用3m或6m的规格。长管不易清洗， 且易弯曲。此外，管长L与壳体D的比例应适当，一般L/D=4～6。 管子的排列方式有等边三角形、正方形直列和正方形错 列三种。等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高， 对流传热系数大；正方形直列比较松散，对流传热系数较三 角形排列时低，但管外壁清洗方便，适用于壳程流体易结垢 的场合；正方形错列则介于上述两者之间，对流传热系数较 直列高。 管子在管板上的间距t跟管子与管板的连接方式有关：胀管 法一般取t=（1.3～1.5）d0，且相邻两管外壁的间距不小于 6mm；焊接法取t=1.25d0。 换热器壳体内径应等于或稍大于管板的直径。通常是根据 管径、管数、管间距及管子的排列方式用作图法确定。 （4）折流挡板 安装折流板的目的是为了提高壳程流体的对流传热 系数。其常用型式有弓形折流板、圆盘形折流板以及螺 旋折流板等。 常用型式为弓形折流板。折流板的形状和间距对壳 程流体的流动和传热具有重要影响。一般折流板的间距 取为壳体内径的20%～100%。通常弓形缺口的高度约为 壳体直径的10%～40%，一般取20%～25%。 第八节系列标准换热器的选用步骤 1. 估算传热面积，初选换热器型号 （1）根据传热任务，计算传热速率； （2）确定流体在换热器中两端的温度，并按定性温度计算流 体物性； （3） 计算传热温差，并根据温差修正系数不小于0.8的原则， 确定壳程数或调整加热介质或冷却介质的终温； （4）根据两流体的温差，确定换热器的型式； （5）选择流体在换热器中的通道； （6）依据总传热系数的经验值范围，估取总传热系数值； （7）依据传热基本方程，估算传热面积，并确定换热器的基 本尺寸或按系列标准选择换热器的规格； （8）选择流体的流速，确定换热器的管程数和折流板间距。 2. 计算管程和壳程流体的流动阻力 根据初选的设备规格，计算管程和壳程流体的流动阻力， 检查计算结果是否合理和满足工艺要求。若不符合要求，再 调整管程数或折流板间距，或选择其他型号的换热器，重新 计算流动阻力，直到满足要求为止。 3. 计算传热系数，校核传热面积 计算管程、壳程的对流传热系数，确定污垢热阻，计算 传热系数和所需的传热面积。一般选用换热器的实际传热面 积比计算所需传热面积大10%～25%，否则另设总传热系数， 另选换热器，返回第一步，重新进行校核计算。 第九节 传热过程的强化 [分析] 依据 Q = K A △t 1. 增大传热推动力---蒸汽加热---增大蒸汽压力(操作) ----水冷却---降低水温或增加水量(操作) ----流体变温----逆流流动 2. 扩展传热面积——合理地提高设备单位体积的传热面 积，如采用翅片管、波纹管、螺纹管来代替光管等，从 改进传热面结构和布置的角度出发加大传热面积，以达 到换热设备高效、紧凑的目的。而不应单纯理解为通过 扩大设备的体积来增加传热面积，或增加换热器的台数 来增加传热量。 3. 增大传热系数——有效途径 污垢热阻是一个可变因素。在换热器投入使用的初期， 污垢热阻很小。随着使用时间的增长，污垢将逐渐集聚在 传热面上，成为阻碍传热的重要因素。因此，应通过增大 流体流速等措施减弱污垢的形成和发展，并注意及时清除 传热面上的污垢。 通常，流体的对流传热热阻是传热过程的主要热阻。 当间壁两侧流体的对流传热系数相差较大时，应设法强化 对流传热系数较小一侧的对流传热。 目前增强对流传热的方法主要有： (1) 改变流体的流动状况 （1）提高流速 提高流速可增加流体流动的湍动 程度，减薄层流底层，从而强化传热。如在列管式 换热器中通过增加管程数和壳程中的折流板数来提 高流速。 （2）增加人工扰流装置 在管内安放或管外套装 如麻花铁、螺旋圈、盘状构件、金属丝、翼形物等 以破坏流动边界层而增强传热。 (2) 改变流体物性 流体物性对传热有很大影响，一般导热系数与比热较 大的流体，其对流传热系数也较大。例如空气冷却器改用 水冷却后，传热效果大大提高。另一种改变流体性能的方 法是在流体中加入添加剂。 例如在气体中加入少量固体颗粒以形成气-固悬浮体 系，固体颗粒可增强气流的湍流程度；在液体中添加固体 颗粒（如在油中加入聚苯乙烯悬浮物），其强化传热的机 理类似于搅拌完善的液体传热；以及在蒸汽中加入硬脂酸 等促进珠状冷凝而增强传热等。 (3) 改变传热表面状况 通过改变传热表面的性质、形状、大小以增强传热的方法 主要有： （1）增加传热面的粗糙程度增加传热面的粗糙程度不仅有利 于强化单相流体对流传热，也有利于沸腾传热。在不同的流动 和换热条件下粗糙度对传热的影响程度是不同的。不过增加粗 糙度将引起流动阻力增加。 （2）改进表面结构对金属管表面进行烧结、电火花加工、涂 层等方法可制成多孔表面管或涂层管，可以有效地改善沸腾或 冷凝传热。 （3）改变传热面的形状和大小为了增大对流传热系数，可采 用各种异形管，如椭圆管、波纹管、螺旋管和变截面管等。由 于传热表面形状的变化，流体在流动中将不断改变流动方向和 流动速度，促进湍流形成，减薄边界层厚度，从而加强传热。 [讨论题]有一蒸汽加热器，热方：饱和蒸汽冷凝；冷 方：生垢液体升温，问：①哪是控制热阻？管方宜走 哪方流体？简述理由。②在操作中，若要维持加热器 热负荷不变，问随着垢阻的增加，调节饱和蒸汽的温 度和生垢液体的流量是否达到要求？（冷方流型为湍 流） 分析：垢层是主要控制热阻，其次是垢层对液体的膜 系数。因传热过程的传热量取决于热阻大的一方，管 程宜走生垢液体，便于清洗，增大流速，可以减少垢 沉积在管子表面上；饱和蒸汽走管间，易于及时排除 冷凝水和不凝气体。