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化工原理第四章第四节ppt

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化工原理第四章传热

化工原理第四章传热
化工原理
4-2.2

平面壁的稳态热传导
t Q R
dt Q A d
单层平面壁的稳态热传导
t1
△t
1、过程分析 假设Ⅰ：一维稳态热传导，即t=f(x) 假设Ⅱ：无限大平壁 A 2、模型 Q (t t )

1 2
A
Q
t2
可改写为：
t t Q A R
Am,3 2 rm,3l
Ф
t4
数学模型
★
1 1 Am,1
t1
t4
其中，
t1
Am,1 2 rm,1l Am,2 2 rm,2l
rm ,1
t4 Ф
r r r2 r1 r r rm ,2 3 2 rm ,3 4 3 r r r4 ln 2 ln 3 ln r1 r2 r3
非稳态传热——传热面各点温度t、传热速率Q 、热通量q等 物理量不仅为位置的函数，同时也随时间而改变。 Q, q, t……=f (x,y,z, τ)
化工原理

等温面 在温度场中，温度相同的各点组成的面。
等温面

温度梯度 等温面法线方向上的温度变化率。
t1>t2
对于一维稳定温度场， t=f(x),温度梯度表示为：
★ Q
t t t R 2 lrm Am
其中，
r2 r1 rm r ln 2 r1
Am 2 rml
rm——半径的对数平均值；当r2/r1<2时，rm≈ (r1+r2)/2
化工原理

多层圆筒壁的热传导
Q t1 t4 t t 3 2 R Am 2 Am,2 3 Am,3
dt grad (t ) d

化工原理第四章第四节讲稿.ppt

化工原理第四章第四节讲稿.ppt

•两侧的α相差不大时，则必须同时提高两侧的α，才能提高K
值。
•污垢热阻为控制因素时，则必须设法减慢污垢形成速率或及
时清除污垢。
2020/12/9
例：有一列管换热器，由φ25×2.5的钢管组成。CO2在管内 流动，冷却水在管外流动。已知管外的α1=2500W/m2·K，管 内的α2= 50W/m2·K 。 （1）试求传热系数K； （2）若α1增大一倍，其它条件与前相同，求传热系数增大 的百分率； （3）若增大一倍，其它条件与（1）相同，求传热系数增 大的百分率。
——换热器的热量衡算式
若换热器中的两流体的比热不随温度而变或可取平均温度
下的比热时 Q Whcph T1 T2 Wccpct2 t1
2020/12/9
若换热器中热流体有相变化，例如饱和蒸汽冷凝，冷凝 液在饱和温度下离开。
Q Wh r Wcc pc t2 t1
若冷凝液的温度低于饱和温度离开换热器
依据：总传热速率方程和热量恒算
2020/12/9
一、热量衡算
热量衡算是反映两流体在换热过程中温度变化的相互关系
对于间壁式换热器，假设换热器绝热良好，热损失可忽略 则在单位时间内的换热器中的流体放出的热量等于冷流体吸
收的热量。即：Q Wh Hh1 Hh2 Wc Hc1 Hc2
应用：计算换热器的传热量
K 0 dm i di
或K
1
1 bd0 d0
0 dm idi
同理：
——基于外表面积总传热系数计算公式
1 Ki 1 bd0 d0
i dm 0di
Km
dm
1 b
di
idi 0d0
2020/12/9
3、污垢热阻
在计算传热系数K值时，污垢热阻一般不可忽视，污垢热 阻的大小与流体的性质、流速、温度、设备结构以及运行时 间等因素有关。

化工原理课件第4章：过滤

化工原理课件第4章：过滤
单位体积颗粒床层中空隙的体积为床层的空隙率ε ，即：
ε反映了床层中颗粒堆集的紧密程度，其大小与颗粒的形状、粒度分 布、装填方法、床层直径、所处的位置等有关。 球形：0.26～0.48 乱堆：0.47～0.7
壁效应
化工原理——流体通过颗粒层的流动
ε的测量方法：
充水法： 称量法：
V水
V
V G
p
V
不适于多孔性颗粒
K 2P1s
r0
化工原理——流体通过颗粒层的流动
4.5.2 间歇过滤的滤液量与过滤时间的关系 1. 恒速过滤方程
若Ve＝0，则？ K虽为变量，但应为τ时刻的过滤常数值。
化工原理——流体通过颗粒层的流动
2. 恒压过滤方程
若Ve＝0，则？
若V=Ve ？ qe2 K e
q qe 2 K e
求Ve，τe
(1
- 3
)a
ρu 2
P' L
'
(1- )a 3
u2
单位床层高度的压降， Pa
模型参数
化工原理——流体通过颗粒层的流动
4.3.3 模型的检验和模型参数的估计
1. 康采尼（Kozeny）方程
在流速较低， Re'＜2时（层流），
'
K' Re'
其中：
Re'
deu1
u a(1 )
实验测得
K ' 5.0
p
p (1)
化工原理——流体通过颗粒层的流动
流入的量＝流出的量＋累积量
总量衡算： V悬＝V LA
固体量衡算： V悬 LA(1 ) 由上两式可得： L q
1
一般，＜＜， L q 1

(化工原理)第四节 传热计算

(化工原理)第四节 传热计算

平均温度差法-11
平均温度差法-12
平均温度差法-13
平均温度差法-14
平均温度差法-15
平均温度差法-16
对于1-2型（单壳程双管程）换热器， 可用下式计算
对于1-2n型,也可近似使用
平均温度差法-17
（三）流向的选择
在两流体进、出口温度各自相同的条件下，逆流时的平均温度 差最大，并流时最小，其它流向介于两者之间。逆流优于并流 和其它流型。当换热器的传热量Q及总传热系数一定时，采用 逆流流动，所需的换热器的传热面积最小
选择的传热面积不同，总传热系数不同 dQ=Ki(T-t)dSi=KO(T-t)dS0=Km(T-t)dSm
K面i、积的KO总、传K热m—系—数基，于W管/(m内2•表℃面)；积、外表面积和内外表面平均 S面i 、积S,m0、2。Sm——换热器管内表面积、外表面积和内外侧的平均
dQ及（T-t）和选择的基准面积无关,故
dQ=K(T-t)dS=KΔtdS
平均温度差法-7
（3）总传热系数K为常量,即K值不随换热器的管长而变化；
平均温度差法-8
平均温度差Δtm等于换热器两端处温度 差的对数平均值
当 Δt2/Δt1≤2时,可以用算术平均温度差代替对 数平均温度差,
并流流动, 该式是计算逆流和并流时的 平均温度差Δtm的通式。
d均i、直d径o、,mdm——管内径、外径和内外径的平
总传热速率微分方程和总传热系 数-4
二、总传热系数
（一）、总传热系数的数值范围
总传热系数K值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
总传热速率微分方程和总传热系 数-6
（二）、总传热系数的计算式
通过管壁之任一截面的热传导速率

化工原理 第四章

化工原理 第四章

第二节 过滤
若滤饼需要洗涤，可将洗水压人洗水通道，经洗涤板 角端的暗孔进入板面与滤布之间。此时，应关闭洗涤板下 部的滤液出口，洗水便在压力差推动下穿过一层滤布及整 个厚度的滤饼，然后再横穿另一层滤布，最后由过滤板下 部的滤液出口排出，这种操作方式称为横穿洗涤法，其作 用在于提高洗涤效果。洗涤结束后，旋开压紧装置并将板 框拉开，卸出滤饼，清洗滤布，重新组合，进入下一个操 作循环。 板框压滤机优点是构造简单，制造方便、价格低；过 滤面积大，可根据需要增减滤板以调节过滤能力；推动力 大，对物料的适应能力强，对颗粒细小而液体较大的滤浆 也能适用。缺点是间歇操作，生产效率低；卸渣、清洗和 组装需要时间、人力，劳动强度大，但随着各种自动操作 的板框压滤机的出现，这一缺点会得到一定程度的改进。
第二节 过滤
（2）多孔性固体介质 是素瓷、金属或玻璃的烧结物、 塑料细粉粘结而成的多孔性塑料管等， 适用于含粘软性 絮状悬浮颗粒或腐蚀性混悬液的过滤,一般可截留粒径1～ 3μm的微细粒子。 （3）粒状介质 是由各种固体颗粒(砂石、木炭、石棉) 或非编织纤维(玻璃棉等)堆积而成。适用于深层过滤，如 制剂用水的预处理。 （4）微孔滤膜，是由高分子材料制成的薄膜状多孔介 质。适用于精滤,可截留粒径0.01μm以上的微粒,尤其适 用于滤除0.02～10μm的混悬微粒。
第二节 过滤
图4-4 滤板和滤框
第二节 过滤
2．转鼓真空过滤机 转筒真空过滤机为连续式真空过滤设备,如图4-5所示。 主机由滤浆槽、篮式转鼓、分配头、刮刀等部件构成。篮 式转鼓是一个转轴呈水平放置的圆筒,圆筒一周为金属网 上履以滤布构成的过滤面,转鼓在旋转过程中,过滤面可依 次浸入滤浆中。转筒的过滤面积一般为5～40m2,浸没部分 占总面积的30%～40%,转速约为0.1～3r/min。转鼓内沿径 向分隔成若干独立的扇形格,每格都有单独的孔道通至分 配头上。转鼓转动时,籍分配头的作用使这些孔道依次与 真空管及压缩空气管相通,因而,转鼓每旋转一周,每个扇 形格可依次完成过滤、洗涤、吸干、吹松、卸饼等操作。

化工原理第四章讲稿PPT课件

化工原理第四章讲稿PPT课件

2020/9/30
17
3、间壁式换热
间壁式换热的特点是冷、热流体被一固体隔开，分别在壁 的两侧流动，不相混合，通过固体壁进行热量传递。 传热过程可分为三步： •热流体将热量传给固体壁面（对流传热） •热量从壁的热侧传到冷侧（热传导） •热量从壁的冷侧面传给冷流体（对流传热） 壁的面积称为传热面，是间壁式换热器的基本尺寸。
q t1 t3
b1
1
r0
b2
2
接触热阻与接触面的材料，表面 粗糙度及接触面上压强等因素有 关。
2020/9/30
42
2020/9/30
39
2、多层平壁的稳定热传导
Q
1S
t1
t2 b1
t1 b1
1S
t1 R1
2S
t2 b2
t3
t2 b2
t2 R2
2S
3S
t3
t4 b3
t3 b3
t3 R3
3S
2020/9/30
40
t1 QR1,t2Q2R,t3 QR3
Qt1t2 t3 R1R2 R3
b1
SdLn
d——管径可分别用管内径di,管外径d0或平均直径dm来表示。 则对应的传热面积分别为管内侧面积Si，外侧面积S0或平均面 积Sm
2020/9/30
25
六、传热速率与热通量
传热速率（热流量 ）Q :
单位时间内通过传热面的热量，单位为w。
热通量（又称为热流密度或传热速度）q :
单位传热面积的传热速率。单位为w/m2
35
2、固体的导系数
纯金属的导热系数一般随温度的升高而降低， 金属的导热系数大都随纯度的增加而增大。 非金属的建筑材料或绝热材料的导热系数随密度增加而增 大，也随温度升高而增大。

化工原理课件 第四章第四节

化工原理课件 第四章第四节

dQ KdA(T t )
4-64
图4-20 间壁两侧流体的热交换
两流体的热交换过程由三个串联的传热过 程组成： （1）管外对流:
dQ1 1 dA1 (T Tw )
4-65
（2）管壁热传导： dQ2 （3）管内对流：

b
dAm (Tw t w )
4-66 4-67
dQ3 2 dA2 (t w－t )
4-69
即
4-70
对比，得：
1 1 b 1 KdA 1 dA1 dAm 2 dA2
式中 K——总传热系数，W/(m2· K)。
4-71
讨论：
1．当传热面为平面时，dA=dA1=dA2=dAm 则
1 1 b 1 K 1 2
4-72
2．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 此规定），即取上式中dA=dA1，则：
4-95
代入（4-93）中
t1 (T1 T2 ) (t2 t1 ) ln KA t2 Q (T1 t2 ) (T2 t1 ) KA Q t1 t2 KA Q
4-96
t1 t 2 Q KA KAt m t1 ln t 2
4-97
t1 t 2 t m t1 ln t 2
通常根据经验直接估计污垢热阻值，将 其考虑在K中，即
d1 1 1 b d1 1 d1 R1 R2 K 1 dm d2 2 d2
式中： R1、R2——传热面两侧的污垢热阻， m2· K/W。
4-82
为消除污垢热阻的影响，应定期清洗换热器。
4.4.2 热量衡算和传热速率方程间的关系

化工原理第四章两流体间传热过程的计算

化工原理第四章两流体间传热过程的计算
6/28/2020
【特点】平行而同向。
6/28/2020
并流
逆 流 【特点】方向相反且平行。
6/28/2020
折流换热器 【特点】既存在并流，又存在逆流。
6/28/2020
【特点】两种流体的流向垂直交叉。
6/28/2020
喷淋蛇管（错流）式换热器
7、并、逆流操作的平均温度差 在如下假定条件下（稳定传热过程）：
Δtm ——两流体的平均温度差，℃
6/28/2020
2、热量衡算式
【衡算前提】
（1）换热器绝热良好；
（2）热损失可忽略。
【衡算系统】热交换器；
【衡算基准】单位时间；
【衡算式】热流体放出的热量等于冷流体得到的热
量。即：
Q热＝Q冷
6/28/2020
二、Q值的确定——计算热负荷
1、什么是热负荷 【定义】达到工艺要求的控制参数所应交换的热量 ，即： ①热流体放出的热量； ②冷流体得到的热量。 【作用】由热负荷可以确定传热速率。
6/28/2020
T1
t2
T2
t1
（1）单侧变温
【特点】在热交 换过程中，一侧 温度保持不变， 另一侧温度发生 变化。
6/28/2020
（2）双侧变温 【特点】在热交 换过程中，两侧 温度均发生变化 。
6/28/2020
【特点】局部温度差Δt 沿传热面而变化。
在面积为dA两 侧，可视为恒
Δt＝T－t
R=20 15 10 6.0 4.0 3.0 2.0 1.8 1.6 1.4 1.2
1.0 0.8 0.6 0.4 0.2
1.0 0.9
0.8
ψ
0.7
0.6
0.5

化工原理第四章第四节PPT课件

化工原理第四章第四节PPT课件
例：有一列管式换热器，用冷却水使流量为
2000kg·h-1的硝基苯从82℃冷却至27℃，冷却 水由15℃升至35℃，试求冷却水用量。已知硝 基苯的平均定压比热cp1=1.58kJ·kg-1·℃-1， 水 的 平 均 定 压 比 热 cp2=4.179kJ·kg-1·℃-1 。
设备热损失可忽略。
2020/5/1
3 6 0 0
3 6 0 0
1.035106W
2020/5/1
.
12
二、总传热速率方程
经推导：
QKAtm
K——换热器的平均总传热系数，W·m-2·℃-1。
也可写成： Q t m 1
KA
1 ——总传热热阻
KA
2020/5/1
.
13
注意：其中K必须和所选择的传热面积A相 对应。
若间壁为圆筒壁，则以不同传热面积为基准的 总传热速率方程为：
cp1——热流体的平均定压比热，J·kg-1·℃-1 。
2020/5/1
.
6
冷流体单位时间内吸收的热量为：
Q2qm2cp2(t2t1)
qm2——冷流体的质量流量，kg·s-1。
cp2——冷流体的平均定压比热，J·kg-1·℃-1 。
工程上，以定性温度下的定压比热代替平均 定压比热进行计算。
2020/5/1
为 150kPa 时 的 温 度 为 TS=111℃ ， 冷 凝 潜 热 为
rh=2229kJ·kg-1。
蒸汽冷凝时，要放出潜热，又要放出显热。
依题意知，冷凝水由TS=111℃降温至50℃，则
定性温度为 T1115080.5oC
2020/5/1
2.
11
由附录3查得水在80.5℃时的定压比热为

化工原理 第4章 搅拌 PPT

化工原理 第4章 搅拌 PPT
➢ 要功率消耗小，搅拌效果好，就应根据工艺要求正确地配置好搅拌装置，合 理地分配功率消耗。
➢ 功率相等条件下，大直径、低转速叶轮更多的功率消耗于总体流动。小直径、 高转速的叶轮更多功率消耗于湍动。
自强不息 知行合一
4.3.2 功率关联式及功率曲线
由于搅拌槽内液体的运动状况很复杂，影响功率 的因素很多。不能由理论分析法，常利用因次分 析方法，通过实验关联。
4.4 切向流
搅拌槽内流体流动型态
----层流、湍流
流动型态判定参数：搅拌雷诺数
D 2n
Re
nD--桨叶的叶端速度
式中：
D---搅叶轮直径，m； 、----物料密度kg/m3、黏度kg/ms；
n---搅拌桨转速，1/s。
例如：标准六直叶涡轮桨
Re＜10 层流 Re＞104 湍流 10＜Re＜104 过渡流
涡轮式：转速高，叶片宽，与螺旋浆式比较流量小、压头高。 平叶片浆式：叶片较长、转速较慢，产生的压头较低。可用于较高 粘度液体的搅拌。 锚式和框式：旋转半径更大 (仅略小于反应槽的内径)，搅动范围很 大，转 速更低，产生的压头更小，适用于较高粘度液体的搅拌，也 常用来防止器壁产生沉积现象。
4.3 径向流
在湍流区域 (Re>103) ：
NQ'
NQ 10.1
6 D2 d
1
泵出流量准数 NQ=Q/nd3 循环流量准数 NQ’=Q’/nd3
湍流区：NQ 与 Re 无关，为一常数
叶轮对单位重量液体所作的功即压头 H。 H 与速度 u 的平方成正比，而 u nd，故
Q nd3 Hn2d2
自强不息 知行合一
搅 拌 桨--- 核心部件 驱动装置---通常由交流电机、齿轮减速机或

(化工原理)第四节 传热计算

(化工原理)第四节 传热计算

平均温度差法-2
一、恒温传热时的平均温度差
换热器的间壁两侧流体均有相变化时，就是 恒温传热。
Q =KS(T-t)=KSΔt
二、变温传热下的平均温度差
1.逆流和并流时的平均温度差
逆流 与 并流
平均温度差法-3
平均温度差法-4
由换热器的热量衡算微分式知：
根据前述的假定
（1）传热为稳定操作过程； （2）两流体的比热为常量（可取进、出口的平均值）；
逆流另一优点是换热器面积相同时，可节省加热介质的用量。 这是因为逆流时，热流体的出口温度T2可降至的接近冷流体的 进口温度t1 ；而采用并流操作时，只能降到接近冷流体的出口 温度t2，即逆流时热流体的温降较并流时为大，因此逆流加热 介质用量较少。同理逆流时冷流体的温升较并流时大，故冷却 介质的用量可少些
换热器的热量衡算和传热速率方程的微 分式为：
对于热流体,上式可改写为：
传热单元数法-5
上式的积分式称为基于热流体的传热单 元数,用NTU表示,即 ：
对于冷流体,换热器的传热单元数 (NTU)c为：
传热单元数法-7
三、传热效率和传热单元数的关系
总传热速率方程为 Q=KSΔtm
若冷流体为最小值流体
平均温度差法-5
如果将Q对T或t作图,由上式可知 Q-T和 Q-t是 直线关系,可分别表示为：
T=mQ+k 及 t=m’Q+k’
上两式相减,得：
T -t =Δt=(m-m’)Q +(k-k’) 式中m、k、m’、k’分别为Q-T和Q-t直线的斜
率和截距。
平均温度差法-6
Q-Δt的直线的斜率为
一、传热效率ε
换热器的传热效率的ε定义为：
传热单元数法-2

41化工原理第4章PPT.ppt

41化工原理第4章PPT.ppt

5.2.2 静止流体中颗粒的自由沉降
（1）沉降的加速段
将一个表面光滑的球形颗粒置于静止的流体中，若，颗粒在重力
的作用下沿重力方向作沉降运动，此时颗粒受到哪些力的作用呢？
Fg

mg


6
dP3P g
Fb


6
dP3
g
FD
AP
1 2
u 2


4
dP2
1 u 2
2
5.2.2 静止流体中颗粒的自由沉降
（2）沉降的等速阶段
时
随 du
d
u

，Fd ,到某一数值 u t 时，式（5-16）右边等于零，此 0，颗粒将以恒定不变的速度 ut 维持下降。此 ut 称为颗粒的沉
降速度或造端速度。对小颗粒，沉降的加速段很短，加速度所经历的距
离也很小。因此，对小颗粒沉降的加速度可以忽略，而近似认为颗粒始
旋风分离器的内旋气流在底部旋转上升时，会在锥底成升力。即使在常 压下操作，出口气体直接排入大气，也会在锥底造成显著的负压。如果锥底 集尘室密封不良，少量空气串入器内将使分离效率严重下降。故出灰口的密 封问题非常重要。
5.3.2离心沉降设备
下面介绍旋风分离器的改型问题： 底部旋转上升会将已沉下的部分颗粒重新卷起，这 是影响旋风分离器分离效率的重要因素之一。为抑制这 一不利因素而设计了一种扩散式旋风分离器，它具有上 小下大的外壳，这种分离器底部设有中央带孔的锥形分 割屏，气流在分割屏上部转向排气管，少量气体在分割 屏与外锥体之间的环隙进入底部集尘斗，再从中央小孔 上升。这样就减少了已沉下的粉粒重新被卷起的可能性。 因此，扩散式旋风分离器分离效率提高，宜用于净化颗 粒浓度较高的气体。
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为 150kPa 时 的 温 度 为 TS=111℃ ， 冷 凝 潜 热 为
rh=2229kJ·kg-1。
蒸汽冷凝时，要放出潜热，又要放出显热。
依题意知，冷凝水由TS=111℃降温至50℃，则
定性温度为 T1115080.5oC
2020/5/23
2-
由附录3查得水在80.5℃时的定压比热为
所以
——总传热系数的通式 表明：传热过程的总热阻=各串联热阻的叠加
2020/5/23
-
若传热面为平壁，总传热系数为：
1 1 b 1
K 1 2
对于圆筒壁，以管外表面为基准的总传热系数为
1
K0
1bdA0 1dA0
0 dAm i dAi
dA ddL
d
A0 d
Am d0
dm
dA0 dAi d0 di
2020/5/23
（1）试求总传热系数；
（2）保持其他条件不变，试分别计算将α1提高一倍时 的Ki’值；将α2提高一倍时的Ki’’值。
2020/5/23
-
解：（1）以外表面积为基准的总传热系数为
-
1 1bd0 1d0
K0 0 dm i di
或K0
1
b
1 d0
1
d0
0 dm i di
——基于外表面积总传热系数计算公式
那么：
K i ? Km ?
2020/5/23
-
3、污垢热阻
在总计算传热系数K时，一般不能忽略污垢 热阻，常采用污垢热阻的经验值（P149表4-6）
对于平壁，若壁面两侧的污垢热阻分别为Rd1 和Rd2，则
热流体放出的热量为： Q1 qm1r1
r1——饱和蒸汽的冷凝潜热，J·kg-1。
冷流体吸收的热量为：Q2 qm2r2
r2——饱和液体的汽化潜热，J·kg-1。
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（2）冷、热流体有一侧发生相变化，另一侧不 发生相变化。
若热流体发生相变化：
a、热流体仅发生相变化，不发生温度变化
Q q m 1 r 1 q m 2 c p ·kg-1·℃-1 。
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冷流体单位时间内吸收的热量为：
Q2qm2cp2(t2t1)
qm2——冷流体的质量流量，kg·s-1。
cp2——冷流体的平均定压比热，J·kg-1·℃-1 。
工程上，以定性温度下的定压比热代替平均 定压比热进行计算。
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已知：T1、 T2、 cp1、
t1、 t2、 cp2
求： qm2
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qm1
第四节 总传热过程的分析计算
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总传热过程的计算
热量衡算
总传热速率方程
总传热系数
平均温度差
传热面积的计算
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传热计算举例
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一、热量衡算
冷、热流体在间壁式换热器中进行热交换时 ，若热损失可忽略，则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：
Q1 Q2
Q1——单位时间内热流体放出的热量，W或kW。
Q2——单位时间内冷流体吸收的热量，W或kW。
应用：计算换热器的传热量（热负荷）。
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1、冷、热流体在传热过程中均不发生相变化 （1）比热法
热流体单位时间内放出的热量为：
Q 1qm 1cp1 T1T2
qm1——热流体的质量流量，kg·s-1。
K 111Rd1bRd212
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对于圆筒壁，若圆筒壁内、外表面的污垢热 阻分别用Rdi和Rd0表示，则
K 101 0R d0bd dm 0R did d0 i 1i d d0 i
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例：有一套管换热器，由φ25×2.5 mm的钢管组成。 CO2在管内流动，α1= 40 W·m-2·℃-1。冷却水在管外流 动α2= 3000 W·m-2·℃-1，钢管的导热系数λ= 45 W·m-2·℃-1 ，冷却水测的污垢热阻Rd2= 0.21×10-3 m2·℃·W-1，CO2 侧的污垢热阻Rd1= 0.53×10-3 m2·℃·W-1。
cp14.196kJkg1oC1.
Q q m 1 r 1 q m 1 c p 1 T 1 T 2 q m 1 r 1 q m 1 c p 1 T S T 2
1 5 0 0 2 2 2 9 1 0 3 1 5 0 0 4 .1 9 6 1 0 3 1 1 1 5 0
例：有一列管式换热器，用冷却水使流量为
2000kg·h-1的硝基苯从82℃冷却至27℃，冷却 水由15℃升至35℃，试求冷却水用量。已知硝 基苯的平均定压比热cp1=1.58kJ·kg-1·℃-1， 水 的 平 均 定 压 比 热 cp2=4.179kJ·kg-1·℃-1 。
设备热损失可忽略。
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b、热流体发生相变化同时发生温度变化
Q q m 1 r 1 q m 1 c p 1 T s T 2 q m 2 c p 2 t 2 t 1
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例：试计算压力为150kPa、流量为1500kg·h-1的饱
和水蒸气冷凝至50℃的水时所放出的热量。
解：由附录7（P332）查得，饱和水蒸气在压力
QKiAitm
QKoAotm
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QKmAmtm
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三、总传热系数
1、总传热系数K的来源
（1）生产实际的经验数据：表4-7（P332） （2）实验测定 （3）分析计算
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2、总传热系数K的计算 以传热面积A1为基准的总传热系数为
1 1bdA1 1 dA1
K1 1 dAm 2 dA2
3 6 0 0
3 6 0 0
1.035106W
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二、总传热速率方程
经推导：
QKAtm
K——换热器的平均总传热系数，W·m-2·℃-1。
也可写成： Q t m 1
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KA
1 ——总传热热阻
KA -
注意：其中K必须和所选择的传热面积A相 对应。
若间壁为圆筒壁，则以不同传热面积为基准的 总传热速率方程为：
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（2）热焓法 热流体单位时间内放出的热量为
Q 1qm 1H 1H 2
H1、H2—分别为热流体在温度为T1、T2时的焓值，J·kg-1。
冷流体单位时间内吸收的热量为
Q 2qm 2h2h1
h1、h2——分别为冷流体在温度为t1、t2时的焓值，J·kg-1。
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2、冷、热流体在传热过程中发生相变化 （1）冷、热流体均仅发生相变化

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