ch-10-对流受热面的换热计算

传热系数计算方法

第四章循环流化床锅炉炉内传热计算 循环流化床锅炉炉膛中的传热是一个复杂的过程，传热系数的计算精度直接影响了受热面设计时的布置数量，从而影响锅炉的实际出力、蒸汽参数和燃烧温度。正确计算燃烧室受热面传热系数是循环流化床锅炉设计的关键之一，也是区别于煤粉炉的重要方面。 随着循环流化床燃烧技术的日益成熟，有关循环流化床锅炉的炉膛传热计算思想和方法的研究也在迅速发展。许多著名的循环流化床制造公司和研究部门在此方面也做了大量的工作，有的已经形成商业化产品使用的设计导则。 但由于技术保密的原因，目前国内外还没有公开的可以用于工程使用的循环流化床锅炉炉膛传热计算方法，因此对它的研究具有重要的学术价值和实践意义。 清华大学对CFB锅炉炉膛传热作了深入的研究，长江动力公司、华中理工大学、浙江大学等单位也对CFB锅炉炉膛中的传热过程进行了有益的探索。根据已公开发表的文献报导，考虑工程上的方便和可行，本章根椐清华大学提出的方法，进一步分析整理，作为我们研究的基础。为了了解CFB锅炉传热计算发展过程，也参看了巴苏的传热理论和计算方法，浙江大学和华中理工大学的传热计算与巴苏的相近似。 4.1 清华的传热理论及计算方法 4.1.1 循环流化床传热分析 CFB锅炉与煤粉锅炉的显著不同是CFB锅炉中的物料(包括煤灰、脱硫添加剂等)浓度C p 大大高于煤粉炉，而且炉内各处的浓度也不一样，它对炉内传热起着重要作用。为此首先需要计算出炉膛出口处的物料浓度C p，此处浓度可由外循环倍率求出。而炉膛不同高度的物料浓度则由内循环流率决定，它沿炉膛高度是逐渐变化的，底部高、上部低。近壁区贴壁下降流的温度比中心区温度低的趋势，使边壁下降流减少了辐射换热系数；水平截面方向上的横向搅混形成良好的近壁区物料与中心区物料的质交换，同时近壁区与中心区的对流和辐射的热交换使截面方向的温度趋于一致，综合作用的结果近壁区物料向壁面的辐射加强，总辐射换热系数明显提高。在计算水冷壁、双面水冷壁、屏式过热器和屏式再热器时需采用不同的计算式。物料浓度C p对辐射传热和对流传热都有显著影响。燃烧室的平均温度是床对受热面换热系数的另一个重要影响因素。床温的升高增加了烟气辐射换热并提高烟气的导热系数。虽然粒径的减小会提高颗粒对受热面的对流换热系数，在循环流化床锅炉条件下，燃烧室内部的物料颗粒粒径变化较小，在较小范围内的粒径变化时换热系数的变化不大，在进行满负荷传热计算时可以忽略，但在低负荷传热计算时，应该考虑小的颗粒有提高传热系数的能力。 炉内受热面的结构尺寸，如鳍片的净宽度、厚度等，对平均换热系数的影响也是非常明显的。鳍片宽度对物料颗粒的团聚产生影响；另一方面，宽度与扩展受热面的利用系数有关。根

管式加热炉之在对流室中的辐射传热(1)

管式加热炉之在对流室中的辐射传热（1） 在对流室中的辐射传热 对流室中的辐射传热有两种情况:一是在对流室的人口处，即所谓遮蔽段的对流管，要接受由辐射室带人的辐射热;二是对流室的其他对流管，除主要接受烟气的对流传热外，同时还接受烟气本身的辐射热和炉墙的辐射热。所以，在分析对流室的传热时，最好将遮蔽段与对流段分别加以讨论。同时，将对流方式的传热量与辐射方式的传热量，一并计人对流管 的管外综合传热系数h rc之中。故在计算总传热系数k c时，式(5-11)的光管管外膜传热系数h。，或式(5-59)中的翅片管(或钉头管)的表面膜传热系数h f，都应用h rc来代替。 由辐射段带入的辐射热一一遮蔽段的传热 参见图5-18，一般为了提高对流段的传热速率，对流管多采用翅片管或钉头管，但遮蔽段的管子，则由于上述的原因，原则上不能采用翅片管和钉头管，而只能采用光管。遮蔽管的管心距与管外径之比一般小于2，大多在1 .6~1.8之间。例如，当管心距与管外径之比等于1.8时，查双排管的有效吸收因素α图表可知，第一排管的平均吸收因数为0.72，第二排管的平均吸收因数为0.21，两排合计为0.93，即辐射热量有93%被两排管子所吸收，剩下仅有7%的热量为后面数排管子吸收了。所以可以认为遮蔽段只包括了两排炉管，而其余的管排则按对流段处理。 关于遮蔽管的详细计算方法，见第四章4t节，这里不再重复。另外，还有一种简化处理法，即在计算辐射室传热量时，把遮蔽管视为一个平均吸收因数为1的当量冷平面管排，认为它是辐射吸热面的一部分；而在计算对流室传热量时，又把遮蔽管视为两排对流光管，认为它是对流吸热面的一部分。这样计算足以保证整个炉子总吸热量的计算精度，但它不能直接反映出遮蔽管本身的详细工作状态。

对流换热计算式

关系式 返回到上一层以下汇总了工程中最常见的几类对流换热问题的对流换热计算关系式，适用边界条件，已定准则的适用范围，特征尺寸与定性温度的选取方法。 一、掠过平板的强迫对流换热 应注意区分层流和湍流两种流态 ( 一般忽略过渡流段 ) ，恒壁温与恒热流两种典型的边界条件，以及局部 Nu 数和平均 Nu 数。 沿平板强迫对流换热准则数关联式汇总 注意：定性温度为边界层的平均温度，即。 二、管内强迫对流换热 (1) 流动状况不同于外部流动的情形，无论层流或者湍流都存在流动入口段和充分发展段，两者的长度差别很大。计算管内流动和换热时，速度必须取为截面平均速度。 (2) 换热状况管内热边界层也同样存在入口段和充分发展段，只有在流体的 Pr 数大致等于 1 的时候，两个边界层的入口段才重合。理解并准确把握两种典型边界条件 ( 恒壁温与恒热流 ) 下流体截面平均温

度的沿程变化规律，对管内对流换热计算有着特殊重要的意义。 (3) 准则数方程式要注意区分不同关联式所针对的边界条件，因为层流对边界条件的敏感程度明显高于湍流时。还需要特别指出，绝大多数管内对流换热计算式 5f 对工程上的光滑管，如果遇到粗糙管，使用类比率关系式效果可能更好。下表汇总了不同流态和边界条件下管内强迫对流换热计算最常用的一些准则数关联式。 (4) 非圆截面管道仅湍流可以用当量直径的概念处理非圆截面管道的对流换热问题。层流时即使用当量直径的概念也无法将不同截面形状管道换热的计算式全部统一。 常热流 层流，充分发展段， 常壁温 层流，充分发展段， 充 - 充分发展段，气体， - 充分发展段，液体， ； 紊流，充分发展段，

(完整版)加热炉计算

4.加热炉的计算 管式加热炉是一种火力加热设备，它利用燃料在炉膛内燃烧时产生的高温火焰和烟气作为热源，加热在管道中高速流动的介质，使其达到工艺规定的温度，保证生产的进行。在预加氢中需要对原料进行加热，以达到反应温度。预加氢的量较小，因此采用圆筒炉。主要的参数如下： 原料：高辛烷值石脑油； 相对密度： 20 40.7351 d = 进料量：62500/kg h 入炉温度：I τ=350C o ； 出炉温度：o τ=490C o ； 出炉压强：2 15/kg cm 气化率： e=100%； 过剩空气系：α：辐射：1.35 对流段：1.40 燃料油组成： 87%,11.5%,0.5%,1%C H O W ==== 加热炉基本参数的确定 4.1加热炉的总热负荷 查《石油炼制工程（上）》图Ⅰ-2-34可知，在入炉温度t1=350℃,进炉压力约15.0㎏/㎝2条件下，油料已完全汽化，混合油气完全汽化温度是167℃。 原料在入炉温度350C o ，查热焓图得232/i I kJ kcal = 原料的出炉温度为490C o ，查热焓图得377/v I kcal kg =。 将上述的数值代入得到加热炉的总热负荷 Q = m[eIV+(1-e)IL-Ii]

=[1377232]62500 4.184?-?? 37917500/kJ h = 4.2燃料燃烧的计算 燃料完全燃烧所生成的水为气态时计算出的热值称为低热值，以Ql 表示。在加热炉正常操作中，水都是以气相存在，所以多用低热值计算。 (1) 燃料的低发热值 1Q =[81C+246H+26(S-O)-6W] 4.184? =[8187+24611.5+26(0-0.5)-61] 4.184????? 41241.7/(kJ kg =燃料) (2) 燃烧所需的理论空气量 0 2.67823.2C H S O L ++-= 2.6787811.500.52 3.2?+?+-= 13.96kg =空气/kg 燃料 (3) 热效率η 设离开对流室的烟气温度 s T 比原料的入炉温度高100C o ，则 350100450s T C =+=o 由下面的式子可以得到 , 100L I q q η=--， 取炉墙散热损失 , 1 0.05L L q q Q = =并根据α和s T 查相关表，得烟气出对流室时 带走的热量123% L q Q =， 所以 1(523)%72%η=-+= (4) 燃料的用量 1379175001277/0.7241241.7 Q B kg h Q η= ==?;

对流换热与准则数

单相流体对流换热及准则关联式部分 返回一、基本概念 主要包括对流换热影响因素；边界层理论及分析；理论分析法（对流换热微分方程组、边界层微分方程组）；动量与热量的类比；相似理论；外掠平板强制对流换热基本特点。 1、由对流换热微分方程知，该式中没有出现流速，有人因此得出结论：表面传热系数h与流体速度场无关。试判断这种说法的正确性? 答：这种说法不正确，因为在描述流动的能量微分方程中，对流项含有流体速度，即要获得流体的温度场，必须先获得其速度场，“流动与换热密不可分”。因此表面传热系数必与流体速度场有关。 2、在流体温度边界层中，何处温度梯度的绝对值最大?为什么?有人说对一定表面传热温差的同种流体，可以用贴壁处温度梯度绝对值的大小来判断表面传热系数h的大小，你认为对吗? 答：在温度边界层中，贴壁处流体温度梯度的绝对值最大，因为壁面与流体间的热量交换都要通过贴壁处不动的薄流体层，因而这里换热最剧烈。由对流换热微分方程，对一定表面传热温差的同种流体λ与△t均保持为常数，因而可用绝对值的大小来判断表面传热系数h的大小。3、简述边界层理论的基本论点。 答：边界层厚度δ、δt与壁的尺寸l相比是极小值； 边界层内壁面速度梯度及温度梯度最大； 边界层流动状态分为层流与紊流,而紊流边界层内,紧贴壁面处仍将是层流,称为层流底层； 流场可以划分为两个区：边界层区（粘滞力起作用）和主流区，温度同样场可以划分为两个区：边界层区（存在温差）和主流区（等温区域）； 对流换热热阻主要集中在热边界层区域的导热热阻。层流边界层的热阻为整个边界层的导热热阻。紊流边界层的热阻为层流底层的导热热阻。 4、试引用边界层概念来分析并说明流体的导热系数、粘度对对流换热过程的影响。

传热学 热对流 计算 (1)

1、水以1.5m /s 的速度流过内径为25mm的加热管。管的内壁温度保持100℃，水的进口温度为15℃。若要使水的出口温度达到85℃，求单位管长换热量（不考虑修正）。已知50℃的水λf =0.648 W/(m.K)，νf =0.566×10-6m2/s，Pr =3.54。 2、取外掠平板边界层的流动由层流转化为湍流的临界雷诺数5×105,试计算25℃的空气和水达到临界雷诺数时所需要的平板长度,取u =1m/s，ν空气=15.53×10-6m2/s,ν水=0.905×10-6。 3、试推导努谢尔特关于层流膜状凝结的理论解 4、用实验测定一薄壁管流体平均对流换热系数。蒸汽在管外凝结并维持管内壁温度为100℃。水在管内流动流量为G=0.5Kg/s，水温从15℃升到45℃。管的内径d=50mm，长L=4.5m。试求管内流体与壁面间的平均换热系数。已知水在30℃时c p=4.174KJ/(Kg.K)

5、以0.8m/s 的流速在内径为2.5cm 的直管内流动，管子内表面温度为60℃，水的平均温度为30℃，管长2m ，试求水所吸收的热量。已知30℃时水的物性参数为：Pr =5.42，c p =4.17KJ/(Kg.K)，λ=61.8×10-2 W/(m.K)，ρ=995.7Kg/m 3，μ =80.15×10-6 Kg/(m.s)；水60℃ 时的ν=0.4699×10-6 m 2/s ，水在管内流动准则方程式为 4 .08.0Pr Re 027.0f f f Nu =，适用条件：Re f =104-1.2×105，Pr f =0.6-120，水与壁面间的换热温差Δt ≤30℃。 6、计算一空气横掠管束换热的空气预热器的对流换热量。已知管束有25排，每排12根光管，管外径25mm ，管长 1.5m ，叉排形式，横向管间距S 1=50mm ，纵向管间距S 2=38mm ，管壁温度120℃，空气来流速度u f =4m/s ，空气进口温度20℃，出口温度40℃。已知空气物性：λf =0.0267W/(m.K)，νf =16.0×10-6m 2/s ，Pr f =0.701。最大流速u max = u f S 1/(S 1-d)；推荐关联式：m w f f n f f c Nu ??? ? ??=Pr Pr Pr Re 36.0（公式适 用条件：N ≥20，光管管束，Pr f =0.7～500，除Pr w 的定性温度为壁温外，其余定性温度为流体在管束中的平均温度。指数m 对气体m =0，对液体m =0.25，

对流换热系数的确定.doc

对流换热系数的确定 核心提示：1.自然对流时的对流换热系数炉墙、炉顶和架空炉底与车间空气间的对流换热均属自然对流换热。2.强制对流时的对流换热系数(1)气流沿 1.自然对流时的对流换热系数 炉墙、炉顶和架空炉底与车间空气间的对流换热均属自然对流换热。 2.强制对流时的对流换热系数 (1)气流沿平面强制流动时气流沿平面流动时，烧结炉其对流换热系数可按表1-1的近似公式计算。 表1-1对流换热系数计算 vo=C4.65(m/s) x；o>4.65(m/s) 光滑表面a=5.58+4.25z'o a^V.Slvg78 轧制表面a-=5.81+4.25vo a=7.53vin. 粗糙表面o=6.16+4.49vo a=T.94vi78 气流沿长形工件强制流动时当加热长形工件时，循环空气对工件表面的对流换热系数可用下述近似公式计算 气流在通道内层流流动时气流呈层流流动时，对流换热系数主要决定于炉气的热导率，而与炉气的流速无关。 绝对黑体的概念 当物体受热后一部分热能转变为辐射能并以电磁波的形式向外放射，其波长从lfmi到若干m。各种不同波长的射线具有不同性质，可见光和红外线能被物体吸收转化为热能，称它们为热射线。各种物体由于原子结构和表面状态的不同，其辐射和吸收热射线的能力有明显差别。 当能量为Q的一束热射线投射到物体表面时，也和可见光一样，一部分能量Qa将被吸收，一部分能量Qr被反射，还有一部分能量Qu透射过物体(如图1-5)。按能量守恒定律则有

图1-5辐射能的吸收、反射和透过 如果A=l，则R=D=0，即辐射能全部被吸收，这种物体称绝对黑体，简称黑体。 如果R=l，则A=D=0，即辐射能全部被反射，这种物体称绝对白体，简称白体。如果D= 1，则A=K=0，即辐射能全部被透过，这种物体称绝对透过体，简称透过体。 自然界中，黑体、白体和透过体是不存在的，它们都是假定的理想物体。对于一种实 际物体来说数值，不仅取决于物体的特性，还与表面状态、温度以及投射射线的波长等有关。为研究方便，人们用人工方法制成黑体模型。在温度均匀、不透过热射线的空心壁上开一小孔，此小孔即具有绝对黑体性质:所有进入小孔的辐射能，在多次反射过程中几乎全部被内壁吸收。小孔面积与空腔内壁面积之比越小，小孔越接近黑体。当它们的面积比小于0.6%，空腔内壁的吸收率为0.8时，则小孔的吸收率A大于0.998，非常接近黑体。

对流换热公式汇总与分析..

对流换热公式汇总与分析 【摘要】流体与固体壁直接接触时所发生的热量传递过程，称为对流换热，它已不是基本传热方式。本文尝试对对流换热进行简单分类并对无相变对流换热公式简单汇总与分析。 【关键词】对流换热 类型 公式 适用范围 对流换热的基本计算形式——牛顿冷却公式： )(f w t t h q -= )/(2m W 或2Am 上热流量 )(f w t t h -=Φ )(W 上式中表面传热系数h 最为关键，表面传热系数是众多因素的函数，即 ),,,,,,,,(l c t t u f h p f w μαρλ= 综上所述，由于影响对流换热的因素很多，因此对流换热的分析与计算将分类进行，本文所涉及的典型换热类型如表1所示。 表1典型换热类型 1. 受迫对流换热 1.1 内部流动 对流换热 无相变换热 受迫对流换热 内部流动换热 圆管内受迫流动 非圆形管内受迫流动 外部流动 外掠平板 外掠单管 外掠管束（光管；翅片管） 自然对流换热 无限空间 竖壁；竖管 横管 水平壁（上表面与下表面） 有限空间 夹层空间 混合对流换热 — — — — 受迫对流与自然对流并存 相变换热 凝结换热 垂直壁凝结换热 水平单圆管及管束外凝结换热 管内凝结换热 沸腾换热 大空间沸腾换热 管内沸腾换热（横管、竖管等）

1.1.1 圆管内受迫对流换热 (1)层流换热公式 西德和塔特提出的常壁温层流换热关联式为 14 .03/13/13/1)()(Pr Re 86.1w f f f f l d Nu μμ= 或写成 14 .03/1)()(86.1w f f f l d Pe Nu μμ= 式中引用了几何参数准则 l d ，以考虑进口段的影响。 适用范围：16700Pr 48.0<<，75.9)(0044.0<

传热过程的计算

第五节 传热过程的计算 化工生产中广泛采用间壁换热方法进行热量的传递。间壁换热过程由固体壁的导热和壁两侧流体的对流传热组合而成，导热和对流传热的规律前面已讨论过，本节在此基础上进一步讨论传热的计算问题。 化工原理中所涉及的传热过程计算主要有两类：一类是设计计算，即根据生产要求的热负荷，确定换热器的传热面积；另一类是校核计算，即计算给定换热器的传热量、流体的流量或温度等。两者都是以换热器的热量衡算和传热速率方程为计算基础。 4-5-1 热量衡算 流体在间壁两侧进行稳定传热时，在不考虑热损失的情况下，单位时间热流体放出的热量应等于冷流体吸收的热量，即： Q=Q c =Q h （4-59） 式中 Q ——换热器的热负荷，即单位时间热流体向冷流体传递的热量，W ； Q h ——单位时间热流体放出热量，W ； Q c ——单位时间冷流体吸收热量，W 。 若换热器间壁两侧流体无相变化，且流体的比热容不随温度而变或可取平均温度下的比热容时，式（4-59）可表示为 ()()1221t t c W T T c W Q pc c ph h -=-= （4-60） 式中 c p ——流体的平均比热容，kJ/（kg ·℃）； t ——冷流体的温度，℃； T ——热流体的温度，℃； W ——流体的质量流量，kg/h 。 若换热器中的热流体有相变化，例如饱和蒸气冷凝，则 ()12t t c W r W Q pc c h -== （4-61） 式中 W h ——饱和蒸气（即热流体）的冷凝速率，kg/h ； r ——饱和蒸气的冷凝潜热，kJ/kg 。 式（4-61）的应用条件是冷凝液在饱和温度下离开换热器。若冷凝液的温度低于饱和温度时，则式（4-61）变为 ()[] ()122t t c W T T c r W Q pc c s ph h -=-+= （4-62） 式中 c ph ——冷凝液的比热容，kJ/（kg ·℃）； T s ——冷凝液的饱和温度，℃。 4-5-2 总传热速率微分方程 图4-20为一逆流操作的套管换热器的微元管段d L ，该管段的内、外表面积及平均传热面积分别为d S i 、d S o 和d S m 。热流依次经过热流体、管壁和冷流体这三个环节，在稳定传热

对流受热面的换热计算

锅炉对流受热面的换热计算 大型电站锅炉的对流受热面是指对流换热为主的对流过热器和再热器、省煤器、空气预热器、直流锅炉的过渡区等，也包括辐射份额较大的屏式受热面。尽管这些受热面的结构布置、工质和烟气的参数都有着很大的不同，辐射传热所占的份额不同，但为了简化计算，均采用对流传热计算的规律，将辐射传热部分折算到对流传热，各个不同受热面的计算方法有所不同。 对流受热面的换热计算，不论是设计计算还是校核计算，都是利用对流传热方程和烟气侧与工质侧的热平衡方程，分别从对流传热和热平衡的角度来表达对流受热面的对流换热量。 对流受热面换热计算的基本方程 1.受热面的对流传热方程 d j , kJ/kg K tH Q B ?= 式中d Q ——以对流方式由烟气传递给受热面内工质的热量，以1kg 燃料（固体、液体）或31m ；燃料（气体）为基准；K ——传热系数,W/(m 2·℃)；t ?——传热温压，℃；H ——参与对流换热的受热面面积，m 2；j B ——锅炉计算燃料量，kg/s 。 2.烟气侧热平衡方程 对各段受热面，烟气侧热平衡方程是基本相同的，为 ()0d y y lk ,kJ/kg Q h h h ?α'''=-+? 式中 ?——保热系数，考虑散热损失的影响；y h '、y "h ——烟气在该受热面入口及出口截面上的平均焓值，kJ/kg ；0lk h ——对应于过量空气系数1α=时，漏入该段受热面烟气侧 的冷空气焓值,kJ/kg ；α?——该段受热面的漏风系数。 3.工质侧热平衡方程 对于布置在不同位置、不同工质状态的受热面，工质吸热量的计算方法不同。 （1）布置在炉膛出口处的屏式过热器或对流过热器。 这一类受热面的工质总吸热量由两部分组成：屏间（或对流受热面）烟气的对流换热量和炉膛烟气的辐射换热量，所以，在计算屏（或对流受热面）的对流换热量时，应从工质吸收的热量中扣除该受热面接受的炉膛辐射热量，即 ()d f j "Q ,kJ/kg D h h Q B '-=- 式中 f Q ——受热面吸收来自炉膛的辐射热量,kJ/kg ;D ——工质流量，kg/s ；"h 、h '——受热面出口及入口的工质焓值,kJ/kg 。

对流受热面的换热计算.

B B 锅炉对流受热面的换热计算 大型电站锅炉的对流受热面是指对流换热为主的对流过热器和再热器、省煤器、空气预 热器、直流锅炉的过渡区等，也包括辐射份额较大的屏式受热面。尽管这些受热面的结构布 置、工质和烟气的参数都有着很大的不同，辐射传热所占的份额不同，但为了简化计算，均 采用对流传热计算的规律，将辐射传热部分折算到对流传热，各个不同受热面的计算方法有 所不同。 对流受热面的换热计算，不论是设计计算还是校核计算，都是利用对流传热方程和烟气 侧与工质侧的热平衡方程，分别从对流传热和热平衡的角度来表达对流受热面的对流换热 量。 对流受热面换热计算的基本方程 1.受热面的对流传热方程 Q = K ?tH , kJ/kg d j 式中 Q ——以对流方式由烟气传递给受热面内工质的热量，以1kg 燃料（固体、液体）或 d 1m 3 ；燃料（气体）为基准； K ——传热系数,W/(m 2·℃)； ?t ——传热温压，℃； H — —参与对流换热的受热面面积，m 2； B ——锅炉计算燃料量， k g/s 。 j 2.烟气侧热平衡方程 对各段受热面，烟气侧热平衡方程是基本相同的，为 Q = ? (h ' - h '' + ?α h 0 ), kJ/kg d y y lk 式中 ? ——保热系数，考虑散热损失的影响；h ' 、 h " ——烟气在该受热面入口及出口 y y 截面上的平均焓值，kJ/kg ；h 0 ——对应于过量空气系数α = 1 时，漏入该段受热面烟气侧 lk 的冷空气焓值, kJ/kg ； ?α ——该段受热面的漏风系数。 3.工质侧热平衡方程 对于布置在不同位置、不同工质状态的受热面，工质吸热量的计算方法不同。 （1）布置在炉膛出口处的屏式过热器或对流过热器。 这一类受热面的工质总吸热量由两部分组成：屏间（或对流受热面）烟气的对流换热量 和炉膛烟气的辐射换热量，所以，在计算屏（或对流受热面）的对流换热量时，应从工质吸 收的热量中扣除该受热面接受的炉膛辐射热量，即 D (h "- h ') Q = - Q ,kJ/kg d f j 式中 Q ——受热面吸收来自炉膛的辐射热量, kJ/kg ; D ——工质流量，k g/s ；h " 、h ' — f —受热面出口及入口的工质焓值, kJ/kg 。

对流换热系数

对流换热系数 流体与固体表面之间的换热能力，即物体表面与附近空气温差1℃、单位时间单位面积上通过对流与附近空气交换的热量。单位为W/(m^2·℃)。表面对流换热系数的数值与换热过程中空气的物理性质、换热表面的形状、部位、表面与流体之间的温差以及空气的流速等都有密切关系。表面附近的气流速度愈大，其表面对流换热系数也愈大。如人处在风速较大的环境中，由于皮肤表面的对流换热系数较大，其散热（或吸热）量也较大。对流换热系数可用经验公式计算，通常用巴兹公式计算。 对流传热系数也称对流换热系数。对流换热系数的基本计算公式由牛顿于1701年提出，又称牛顿冷却定律。牛顿指出，流体与固体壁面之间对流传热的热流与它们的温度差成正比，即： q = h*(tw-t∞) Q = h*A*(tw-t∞) 式中： q为单位面积的固体表面与流体之间在单位时间内交换的热量，称作热流密度，单位W/m^2； tw、t∞分别为固体表面和流体的温度，单位K； A为壁面面积，单位m^2； Q为面积A上的传热热量，单位W； h称为表面对流传热系数，单位W/(m^2.K)。 对流换热系数h的物理意义是：当流体与固体表面之间的温度差为1K时，1m*1m壁面面积在每秒所能传递的热量。h的大小反映对流换热的强弱。 如上所述，h与影响换热过程的诸因素有关，并且可以在很大的范围内变化，所以牛顿公式只能看作是传热系数的一个定义式。它既没有揭示影响对流换热的诸因素与h之间的内在联系,也没有给工程计算带来任何实质性 的简化，只不过把问题的复杂性转移到传热系数的确定上去了。因此，在工程传热计算中，主要的任务是计算h。计算传热系数的方法主要有实验求解法、数学分析解法和数值分析解法。 影响对流传热强弱的主要因素有： 1. 对流运动成因和流动状态； 2. 流体的物理性质（随种类、温度和压力而变化）； 3. 传热表面的形状、尺寸和相对位置； 4. 流体有无相变（如气态与液态之间的转化）。 在不同的情况下，传热强度会发生成倍直至成千倍的变化，所以对流换热是一个受许多因素影响且其强度变化幅度又很大的复杂过程。

换热器的传热计算

换热器的传热计算 换热器的传热计算包括两类：一类是设计型计算，即根据工艺提出的条件，确定换热面积；另一类是校核型计算，即对已知换热面积的换热器，核算其传热量、流体的流量或温度。这两种计算均以热量衡算和总传热速率方程为基础。 换热器热负荷Q 值一般由工艺包提供，也可以由所需工艺要求求得。Q=W c p Δt ，若流体有相变，Q=c p r 。 热负荷确定后，可由总传热速率方程（Q=K S Δt ）求得换热面积，最后根据《化工设备标准系列》确定换热器的选型。 其中总传热系数K= 0011 h Rs kd bd d d Rs d h d o m i i i i ++++ （1） 在实际计算中，总传热系数通常采用推荐值，这些推荐值是从实践中积累或通过实验测定获得的，可以从有关手册中查得。在选用这些推荐值时，应注意以下几点： 1. 设计中管程和壳程的流体应与所选的管程和壳程的流体相一致。 2. 设计中流体的性质（粘度等）和状态（流速等）应与所选的流体性质和 状态相一致。 3. 设计中换热器的类型应与所选的换热器的类型相一致。 4. 总传热系数的推荐值一般范围很大，设计时可根据实际情况选取中间的 某一数值。若需降低设备费可选取较大的K 值；若需降低操作费用可取较小的K 值。 5. 为保证较好的换热效果，设计中一般流体采用逆流换热，若采用错流或 折流换热时，可通过安德伍德（Underwood ）和鲍曼（Bowman ）图算法对Δt 进行修正。 虽然这些推荐值给设计带来了很大便利，但是某些情况下，所选K 值与实际值出入很大，为避免盲目烦琐的试差计算，可根据式（1）对K 值估算。 式（1）可分为三部分，对流传热热阻、污垢热阻和管壁导热热阻，其中污垢热阻和管壁导热热阻可查相关手册求得。由此，K 值估算最关键的部分就是对流传热系数h 的估算。

对流传热

4.3对流传热 对流传热是指流体中质点发生相对位移而引起的热交换。对流传热仅发生在流体中，与流体的流动状况密切相关。实质上对流传热是流体的对流与热传导共同作用的结果。 4.3.1对流传热过程分析 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，流体温度发生显 著变化的区域，称为热边界层或温度边界层。 由于对流是依靠流体内部质点发生位移来进 行热量传递，因此对流传热的快慢与流体流动的 状况有关。在流体流动一章中曾讲了流体流动型 态有层流和湍流。层流流动时，由于流体质点只 在流动方向上作一维运动，在传热方向上无质点 运动，此时主要依靠热传导方式来进行热量传递， 但由于流体内部存在温差还会有少量的自然对 流，此时传热速率小，应尽量避免此种情况。 流体在换热器内的流动大多数情况下为湍 流，下面我们来分析流体作湍流流动时的传热情 况。流体作湍流流动时，靠近壁面处流体流动分 别为层流底层、过渡层（缓冲层）、湍流核心。 层流底层：流体质点只沿流动方向上作一维运动，在传热方向上无质点的混合，温度变化大，传热主要以热传导的方式进行。导热为主，热阻大，温差大。 湍流核心：在远离壁面的湍流中心，流体质点充分混合，温度趋于一致（热阻小），传热主要以对流方式进行。质点相互混合交换热量，温差小。 过渡区域：温度分布不像湍流主体那么均匀，也不像层流底层变化明显，传热以热传导和对流两种方式共同进行。质点混合，分子运动共同作用,温度变化平缓。 根据在热传导中的分析，温差大热阻就大。所以，流体作湍流流动时，热阻主要集中在层流底层中。如果要加强传热，必须采取措施来减少层流底层的厚度。 4.3.2 对流传热速率方程 对流传热大多是指流体与固体壁面之间的传热，其传热速率与流体性质及边界层的状况密切相关。如图在靠近壁面处引起温度的变化形成温度边界层。温度差主要集中在层流底层中。假设流体与固体壁面之间的传热热阻全集中在厚度为δt有效膜中，在有效膜之外无热阻存在，在有效膜内传热主要以热传导的方式进行。该膜既不是热边界层，也非流动边界层，而是一集中了全部传热温差并以导热方式传热的虚拟膜。由此假定，此时的温度分布情况如下图所示。 建立膜模型：δδδ =+ t e

对流受热面的换热计算

对流受热面的换热计算

锅炉对流受热面的换热计算 大型电站锅炉的对流受热面是指对流换热为主的对流过热器和再热器、省煤器、空气预热器、直流锅炉的过渡区等，也包括辐射份额较大的屏式受热面。尽管这些受热面的结构布置、工质和烟气的参数都有着很大的不同，辐射传热所占的份额不同，但为了简化计算，均采用对流传热计算的规律，将辐射传热部分折算到对流传热，各个不同受热面的计算方法有所不同。 对流受热面的换热计算，不论是设计计算还是校核计算，都是利用对流传热方程和烟气侧与工质侧的热平衡方程，分别从对流传热和热平衡的角度来表达对流受热面的对流换热量。 对流受热面换热计算的基本方程 1.受热面的对流传热方程 d j , kJ/kg K tH Q B ?= 式中d Q ——以对流方式由烟气传递给受热面内工质的热量，以1kg 燃料（固体、液体）或31m ；燃料（气体）为基准；K ——传热系数,W/(m 2·℃)；t ?——传热温压，℃；H ——参与对流换热的受 热面面积，m 2；j B ——锅炉计算燃料量，kg/s 。 2.烟气侧热平衡方程

对各段受热面，烟气侧热平衡方程是基本相同的，为 ()0d y y lk ,kJ/kg Q h h h ?α'''=-+? 式中 ?——保热系数，考虑散热损失的影响；y h '、y "h ——烟气在该受热面入口及出口截面上的平均焓值，kJ/kg ；0 lk h ——对应于过量空气系数1α=时，漏入该段受热面烟气侧的冷空气焓值,kJ/kg ；α?——该段受热面的漏风系数。 3.工质侧热平衡方程 对于布置在不同位置、不同工质状态的受热面，工质吸热量的计算方法不同。 （1）布置在炉膛出口处的屏式过热器或对流过热器。 这一类受热面的工质总吸热量由两部分组成：屏间（或对流受热面）烟气的对流换热量和炉膛烟气的辐射换热量，所以，在计算屏（或对流受热面）的对流换热量时，应从工质吸收的热量中扣除该受热面接受的炉膛辐射热量，即 ()d f j "Q ,kJ/kg D h h Q B '-=- 式中 f Q ——受热面吸收来自炉膛的辐射热 量,kJ/kg ;D ——工质流量，kg/s ；"h 、h '——受热面

冷却器传热面积的简单计算方法

冷却器传热面积的简单计算方法 发布者：靖江市艾佳化工机械制造有限公司更新时间：2009-11-3 13:13:18 冷却器传热面积的简单计算方法 上面提及的注射用水的冷却问题，笔者在工程实践中接触到的许多厂家对如何选择换热器的大小（即确定传热面积）颇感为难。所以在此给大家提供一个比较简单的计算方法供参考。 首先确定有关的参数，包括注射水的初温和使用温度、水的用量（流量）、冷却水的进出口温度等，然后根据热量平衡和传热方程式来进行计算［2］。 例如，设：注射用水的初温T1=90 ℃，用水点适合使用的温度T2=40℃，该用水点的最大用水量为1 500 kg/h，冷却水的初温t1=25 ℃，出口温度设为t2=35 ℃，求答（1）使用不锈钢波纹板式换热器需多大换热面积？（2）选用列管式换热器又需要多大传热面积？ （1）计算注射用水每小时放出的热量Q注 由放热方程式：Q=c·m·△T 式中c——水的比热，1 kcal/kg·℃； m——注射用水的流量，即用量，为1 500 kg/h； △T——注射水的温度差，△T = T1－T2=90－40=50 ℃。 将数据代入上式， 则，Q注=c·m·△T=1 kcal/kg×℃×1 500 kg/h×50 ℃＝7.5×104 kcal/h。 （2）计算所需换热器的传热面积F 由传热方程式：换热器传递的热量Q=K·F·△tm 式中传递的热量由热量平衡原理：Q= Q注；

K——传热系数，对水与水的传热，板式换热器 取800 kcal/℃·h·m2，列管式换热器取400 kcal/℃·h·m2； F——换热器传热面积，m2； △tm——传热平均温度差，可近似取△T和△t的算术平均数。 △tm =（△T＋△t）/2=（50+10）/2=30 ℃ 其中△t= t2－t1=35－25=10 ℃ 将传热方程式变换为F=Q/（K·△tm），以上数据代入式中得： 板式换热器F=7.5×104 kcal/h÷（800 kcal/℃·h·m2×30 ℃）=3.125 m2。 https://www.wendangku.net/doc/a5290916.html, 列管式换热器F=7.5×104 kcal/h÷（400 kcal/℃·h·m2×30 ℃）=6.25 m2 由于传热系数的计算比较复杂，以上是根据经验简化了的传热面积的计算即估算的方法，但这种方法既简单而且相当实用，在工程上，特别是在这种水对水的传热场合误差不大，足以应对了。在各厂家运用时只要将相对应的实际参数代入上面的公式中进行计算就可以很快地得出结果。

传热的方式计算范例

1. 传热的方式 热的传递是由于物体内部或物体之间的温度不同而引起的，根据热力学第二定律，热能 总是自动地从温度较高的物体传给温度较低的物体，传热的基本方式有三种： 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者传递到与之接触 的温度较低的另一物体的过程； ② 对流：流体各部分质点发生相对位移而引起热量传递的过程，因而对流只发生在流 体中； ③ 热辐射：一种以电磁波传播能量的方式。 2. 夹层的传热 夹层的传热主要以热传递的方式进行，对流主要发生在筒体和接管与其中的介质之间， 热辐射在夹层间几乎不存在，在计算过程中可以忽略。 3. 传热计算 ① 设计计算依据（参数） 工作介质：液氧； 操作温度：-183℃； 内筒外径：2032mm; 外筒内径：2600mm; 绝热材料：膨胀珍珠岩（珠光砂）； 室温：20℃； 温差：Δt=20-(-183)=203℃ ② 膨胀珍珠岩传热计算 111A Q t λδ ?= 厚度：δ=（2600-2032）/2=284mm=0.284m 内筒体长度：L=9.336m 导热率：λ1=0.025W/(m ·k) 传热面积：A 1=2A 封头+A 筒体 2A 5.62m ===封头 m LR π筒体Ａ＝２ 2121R ln(/) m R R R R -= R 2=1.3m ，R 1=1.016m ，R 2 / R 1=1.28﹤2；则21R 1.1582m R R += =代替。 22 3.14159269.336 1.15867.928m LR m π=???=筒体 Ａ＝２ A 1=2A 封头+A 筒体=2x5.62+67.928=79.168m 2 111A 0.02579.168203Q 1414.71W 0.284 t λδ???=== ③ 下吊带传热计算 222A Q n t L λ?= 下吊带数量:n=3；不锈钢导热系数:λ2=14 W/(m ·k)；下吊带长度:L=3m; 下吊带宽度:a=0.12m; 下吊带厚度:a=0.01m; A 2=a ·b=0.12x0.01=1.2x 3 10-m 2

管强制对流传热计算

对于流体在圆形直管内作强制对流传热时，研究表明，Nu数与Pr数和Re数之间存在如图4-18所示的关系。由图可见，管内强制对流存在三个不同的区域：当Re<2300 时，流体的流动为层流状态，当Re>10000时，流体的流动为旺盛湍流状态，一般认为2300

管强制对流传热计算

4.3.4 管内强制对流传热 对于流体在圆形直管内作强制对流传热时，研究表明，Nu数与Pr数和Re数之间存在如图4-18所示的关系。由图可见，管内强制对流存在三个不同的区域：当Re<2300 时，流体的流动为层流状态，当Re>10000时，流体的流动为旺盛湍流状态，一般认为2300