【任务资讯】

工业上以间壁式换热器应用最广，而间壁传热过程是由固体间壁内部的导热及间壁两 侧流体与固体表面之间的对流传热组合而成的。在学习了热传导和对流传热的基础上，本 任务讨论传热全过程的计算，通过套管式换热器总传热系数的测定，学会换热器传热系数 的测定方法，以解决工业列管式换热器选型和操作分析问题。

【任务资讯】

一、换热器的热负荷

为了达到一定的换热目的，要求换热器在单位时间内传递的热量称为换热器的热负荷。

（一）热负荷与传热速率的关系

传热速率是换热器单位时间能够传递的热量，是换热器的生产能力，主要由换热界自 身的性能决定。热负荷是生产上要求换热器单位时间传递的热量，是换热器的生产任务。

为确保换热器能完成传热任务，换热器的传热速率需大于、至少等于其热负荷。

在换热器的选型过程中，可用热负荷代替传热速率，求得传热面积后再考虑一定的安 全余量，然后进行选型或设计。

（二）热负荷的确定

对于间壁式换热器，若换热器保温性能良好，热损失可以忽略不计，在单位时间内热 流体放出的热量等于冷流体吸收的热量，即 

Q=Q

h=Qc  （2­22）

式中  Qh——热流体放出的热量，W； 

Q

c——冷流体吸收的热量，W； 

1．焓差法

由于工业换热器中流体的进、出口压力差不大，故可近似为恒压过程。根据热力学定 律，恒压过程热等于物系的焓差，则 

Q

h=Wh(H1-H2)  （2­23）

或 

Q

c=Wc(h2-h1)  （2­23a）

式中  Wh、Wc——热、冷流体的质量流量，kg/s； 

H

1、H2——热流体的进、出口焓，J/kg； 

h

2、h1——冷流体的进、出口焓，J/kg。

焓差法较为简单，但仅适用于流体的焓可查取的情况，本教材附录中列出了空气、水 及水蒸气的焓。

2．显热法

若流体在换热过程中没有相变化，且流体的比热容可视为常数或可取为流体进、出口 平均温度下的比热容，其传热量可按下式计算。 

Q

h=Wh 

c

_ph(T1-T2)  （2­24）

或 

Q

c=Wc 

c

pc(t2-t1)  （2­24a）

式中  c_ph、c_pc——热、冷流体的定压比热容，J/(kg∙K)； 

T

1、T2——热流体的进、出口温度，K； 

t

2、t1——冷流体的进、出口温度，K。

注意  cp 的求取：一般由流体换热前后的平均温度（即流体进出换热器的平均温度） 

(T1+T2)/2 或(t2+t1)/2 查得。教材附录中列有关于比热容的图（表）。

注意：在 SI 单位制中，温度的单位是 K，但就温度差而言，其单位用 K 或℃是等效的，

两者均可使用。 

3．潜热法

若流体在换热过程中仅仅发生恒温相变，其传热量可按下式计算 

Q

h=Wh 

r

h  （2­25）

或 

Q

c=Wc

r

c  （2­25a）

式中  rh、rc——热、冷流体的汽化潜热，J/kg。

【例 2­3】在一套管换热器内用 0.16  MPa 的饱和蒸汽加热空气，饱和蒸汽的消耗量为  10 kg/h，冷凝后进一步冷却到 100℃，试求换热器的热负荷。

解：从附录中查得  p=0.16  MPa  的饱和蒸汽的有关参数，饱和水蒸汽温度  TS=113℃， 

H

1=2698.1 kJ/kg，100℃水的焓 H2=418.68 kJ/kg。

则  Qh=Wh(H1-H2)=(10/3600)×(2698.1-418.68)=6.33 kW  二、总传热系数

总传热系数是描述传热过程强弱的物理量，传热系数越大，传热热阻越小，则传热效 果越好。在工程上总传热系数是评价换热器传热性能的重要参数，也是对传热设备进行工 艺计算的依据。影响传热系数  K  值的因素主要有换热器的类型、流体的种类和性质以及操 作条件等。获取传热系数的方法主要有以下几种。 

1．总传热系数的计算公式

前已述及，间壁式换热器中，热、冷流体通过间壁的传热由热流体的对流传热、固体 壁面的导热及冷流体的对流传热三步串联组成。对于稳定传热过程，各串联环节传热速率 相等，过程的总热阻等于各分热阻之和，可联立传热基本方程、对流传热速率方程及导热 速率方程，得 

i i m o o 

1 1 1 

KA A A A

d

a l a

= + + （2­26）

式（2­26）即为计算 K 值的基本公式。计算时，等式左边的传热面积 A 可分别选择传 热面（管壁面）的外表面积 Ao 或内表面积 Ai 或平均表面积 Am，但传热系数 K 必须与所选

传热面积相对应。

上式（2­30）表明，间壁两侧流体间传热总热阻等于两侧流体的对流传热热阻、污垢热 阻及管壁导热热阻之和。

在传热计算中，选择何种面积作为计算基准，结果完全相同，但工程上，大多以外表 面积为基准，除特别说明外，手册中所列  K  值都是基于外表面积的传热系数，换热器标准 系列中的传热面积也是指外表面积，因此，传热系数 K 的通用计算式为式（2­30） ，此时，

传热基本方程式的形式为 

Q=K

o

A

oΔtm  （2­31）

若传热壁面为平壁或薄管壁，Ao、Ai、Am 相等或近似相等，则式（2­28）可简化为 

K= 

Si So 

i o 

1 

1 1 

R d R a

^{+ +}

l

^{+ +}

a

（2­32） 

3．总传热系数的经验值

在换热器的工艺设计过程中，由于换热器的尺寸未知，因此传热系数  K  无法通过实测 或计算公式来确定。此时，K 值通常借助工具手册选取。表 2­9 列出了列管换热器对于不同 流体在不同情况下的传热系数的大致范围，以供学生参考。

表 2­9  列管换热器中 K 值的大致范围 热流体 冷流体 传热系数 

[W/(m ² ∙K)]  热流体 冷流体 传热系数  [W/(m ² ∙K)] 

水 水  850～1700  水蒸气冷凝 水沸腾  2000～4250  轻油 水  340～910  水蒸气冷凝 轻油沸腾  455～1020  重油 水  60～280  水蒸气冷凝 重油沸腾  140～425 

气体 水  17～280  低沸点烃类蒸

气冷凝（常压） 水  455～1140  水蒸气冷凝 水  1420～4250  高沸点烃类蒸

气冷凝（减压） 水  60～170 

三、列管式换热器的选型

列管换热器有系列标准，所以使用时工程上一般只需选型即可，只有在实际要求与标 准系列相差较大的时候，方需要自行设计。下面仅介绍列管式换热器的选型。

（一）列管式换热器选型时应考虑的问题  1．流动空间的选择

流体流经管程或壳程，以固定管板式换热器为例，一般选定原则如下：

（1）不洁净或易结垢的流体宜走管程，因为管程清洗较方便。

（2）腐蚀性流体宜走管程，以免管子和壳体同时被腐蚀，且管子便于维修和更换。

（3）压力高的流体宜走管程，以免壳体受压，以节省壳体金属消耗量。

（4）被冷却的流体宜走壳程，便于散热，增强冷却效果。

（5）高温加热剂与低温冷却剂宜走管程，以减少设备的热量或冷量的损失。

（6）有相变的流体宜走壳程，如冷凝传热过程，管壁面附着的冷凝液厚度即传热膜的 厚度，让蒸气走壳程有利于及时排除冷凝液，从而提高冷凝传热膜系数。

（7）有毒害的流体宜走管程，以减少泄漏量。

（8）黏度大的液体或流量小的流体宜走壳程，因流体在有折流挡板的壳程中流动，流 速与流向不断改变，在低 Re>100 的情况下即可达到湍流，可提高传热效果。

（9）若两流体温差较大，则对流传热系数较大的流体宜走壳程。因管的壁温接近于  α  重要的。根据经验，表 2­10、表 2­11 列出了一些工业上常用的流速范围，以供参考。

表 2­10  列管换热器内常用的流速范围

气作加热剂时，为加快传热，通常宜控制为恒温冷凝过程，蒸气入口温度的确定要考虑蒸 气的来源、锅炉的压力等。在用水作冷却剂时，为便于循环操作、提高传热推动力，冷却 水的进、出口温度差一般宜控制在 5℃～10℃间。 

4．列管类型的选择

当热、冷流体的温差在  50℃以内时，不需要热补偿，可选用结构简单、价格低廉且易 清洗的固定管板式换热器。当热、冷流体的温差超过  50℃时，需要考虑热补偿。在温差校 正系数 

j

_{D t}小于 0.8 的前提下若管程流体较为洁净，则宜选用价格相对便宜的 U 形管式换热 器，反之，应选用浮头式换热能。 

5．单程与多程

前已述及，在列管式换热器中存在单程与多程结构（管程与壳程） 。当温差校正系数小 于  0.8  时，则不能采用包括  U 形管式、浮头式换热器在内的多程结构，宜采用几台固定管 板式换热器串联或并联操作。 

6．管子规格

管子的规格包括管径和管长。 列管换热器标准系列中只采用

F

25×2.5 mm （或

F

25×2 mm） 、

F

19×2  mm 两种规格的管子。对于洁净的流体，可选择小管径换热器，对于不洁净或易结 垢的流体，可选择大管径换热器。管长则以便于安装、清洗为原则。 

7．流体通过换热器的流动阻力（压力降）的计算

列管换热器是一局部阻力装置，流动阻力的大小将直接影响动力的消耗。当流体在换 热器中的流动阻力过大时，有可能导致系统流量低于工艺规定的流量要求。对选用合理的 换热器而言，管程、壳程流体的压力降一般应控制在 10.13～101.3 kPa 内。

（1）管程流动阻力的计算。流体的管程阻力包括各程的直管阻力、回弯阻力以及换热 器进、出口阻力等。通常进、出口阻力较小，可以忽略不计。因此，管程阻力可按下式进 行计算，即 

∑Δp_i=(Δp1+Δp2)Ft

N

s

N

p  （2­33）

式中  Δp1——因直管阻力引起的压力降，Pa； 

Δp2——因回弯阻力引起的压力降，Pa； 

F

t——结垢校正系数，对于

F

25×2.5 mm 管子 Ft=1.4，对于

F

19×2 mm 管子 Ft=1.5； 

N

s——串联的壳程数； 

N

p——每壳程的管程数。

式（2­33）中的 Δp1 可按直管阻力计算式进行计算，Δp2 由下面经验式估算，即  Δp2=3

÷ ÷ ø ö ç ç è æ 

2 

2 

u

i 

r

_（2­34）

（2）壳程阻力的计算。壳程流体的流动状况较管程更为复杂，计算壳程阻力的公式很 多，不同公式计算的结果差别较大。当壳程采用标准圆缺形折流挡板时，流体阻力主要有 流体流过管束的阻力与通过折流挡板缺口的阻力。此时，壳程压力降可采用通用的埃索公 式，即 

∑Δpo=( D

p ¢

₁ + D 

p ¢

₂ )Fs

N

s  （2­35）

其中  D

p ¢

₁ =Ffo

n

c(NB+1)  ^o 2  2 

r u （2­36） 

p ¢

2 

D =NB( 

D 

在文檔中 化工单元操作技术 - 万水书苑-出版资源网 (頁 22-28)