第二节热传导Word格式文档下载.docx
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丙酮
30
0.17
苯胺
0~20
苯
0.16
氯化钙盐水30%
0.55
乙醇80%
0.24
甘油60%
0.38
甘油40%
0.45
正庚烷
0.14
水银
28
8.36
硫酸90%
0.36
硫酸60%
0.43
水
0.62
3.气体的导热系数
气体的导热系数随温度升高而增大。
在通常的压力范围内，其导热系数随压力变化很小，气体的导热系数很小，故对导热不利，但对保温有利。
常见的几种气体的导热系数值见表4-3。
表4-3气体的导热系数
气体
氢
0
二氧化碳
0.015
空气
0.024
100
0.031
甲烷
0.029
水蒸汽
0.025
氮
乙烯
0.017
氧
乙烷
0.018
三、对流传热
1．对流传热的基本概念
对流传热是在流体流动进程中发生的热量传递现象，它是依靠流体质点的移动进行热量传递的，帮与流体的流动情况密切相关。
工业上遇到的对流传热，常指间壁式换热器中两侧流体与固体壁面之间的热交换，变化即流体将热量传给固体壁面或者由壁面将热量传给流体的过程称之为对流传热（或称对流给热、放热）。
在第一章流体流动中已指出，流体产生流动的原因可以是流体以外力（如泵、鼓风机等）作用下而造成的强制对流，亦可是由流体内部的温度差而引起流体的密度差产生的自然对流。
俚流体的流动类型只有层流与湍流两种。
当流体作层流流动时，各层流体平等流动，在垂直于流体流动方向上的热量传递，主要民热传导（亦有较弱的自然对流）的方式进行。
而当液体为湍流流动时，无论流体主体的湍动程度多大，紧邻壁面处总胡一薄层流体顺着壁面作层流流动（即层流底层），同理，此层内在垂直于流体流动方向上的热量传递，仍是以热传导方式为主进行。
由于大多数流体的导热系数较小，帮热阻主要集中在层流底层中，因此，温度差也主要集中在该层中。
在层流底层与湍流主体之间存在着一个过渡区，过渡区内的热量传递是传导与对流的共同作用。
而在油流全体中，由于流体的质点剧烈混合，可以认为无传热阻力，即温度梯度已消失。
在处理上，将有温度梯度存在的区域称为传热边界层（thermalboundarylayer）或温度边界层，当然，传热的主要热阻即在此层中。
图4-11中表示对流传热时A-A截面上的温度分布情况。
由上述分析可见，对流传热与流体的流动情况及流体的性质等有关，其影响因素很多。
2、对流传热过程的分析
层流底层：
温度梯度大，式主要以热传导方式进行。
湍流核心：
温度梯度小，对流方式。
过渡区域：
热传导和对流方式。
传热的基本关系
a——对流传热系数，W/m2·
K（或W/m2·
℃）。
3.影响对流传热系数的主要因素
引起流动的原因：
（1）自然对流：
由于流体内部密度差而引起流体的流动。
（2）强制对流：
由于外力和压差而引起的流动。
α强>
α自
实验表明，影响对流传热系数的主要因素有：
1、流体的状态：
液体、气体、蒸汽及在传热过程中是否有相变化。
有相变化时对流传热系数比无相变化时大的多；
2、流体的物理性质：
影响较大的物性有密度р、比热Cp、导热系数λ、粘度μ等；
3、流体的运动状况：
层流、过渡流或湍流；
4、流体对流的状况：
自然对流，强制对流；
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。
由上述分析可见，影响对流传热的因素很多，故对流传热系数的确定是一个极为复杂的问题。
在一般情况下，对流传热系数沿不能推导出理论计算式，而只能通过实验测定。
四、传热过程的计算
1．总传热系数
管外对流
管壁热传导
管内对流
对于定态传热
2．传热平均温度差的计算
按照参与热交换的两种流体在沿着换热器壁面流动时各点温度变化的情况，可将传热分为恒温传热与变温传热两类。
而变温传热又可分为一侧流体变温与两侧流体变温两种情况。
（1）恒温传热：
两种流体进行热交换时，在沿传热壁面的不同位置上，在任何时间两种流体的温度皆不变化，这种传热称为稳定的恒温传热。
如蒸发器中，间壁的一侧是饱和水蒸汽在一定温度下冷凝，另一侧是液体在一定温度下沸腾，两侧流体温度沿传热面无变化，两流体的温度差亦处处相等，可表示为
（2）变温传热：
在传热过程中，间壁一侧或两侧的流体沿着传热壁面，在不同位置时温度不同，但各点的温度皆不随时间而变化，即为稳定的变温传热过程。
间壁两侧流体皆发生温度变化，这时参与换热的两种流体沿着传热两侧流动，其流动方式不同，平均温度差亦不同。
即平均温度差与两种流体的流向有关。
生产上换热器内流体流动方向大致可分为下列四种情况。
图为换热器中流体流动方向的意图。
tm与流体流向有关
逆流
并流
错流
折流
并流如图4-19（a）所示，参与换热的两种流体在传热面的两侧分别以相同的方向流动。
逆流如图4-19（b）所示，参与换热的两种流体在传热面的两侧分别以相对的方向流动。
错流如图4-19（c）所示，参与换热的两种流体在传热面的两侧彼此呈垂直方向流动。
折流如图4-19（d）所示，参与换热的两种流体在传热面的两侧，其中一侧流体只沿一个方向流动，而另一侧的流体则先沿一个方向流动，然后折回以相反方向流动，如此反复地作折流，使两侧流体间有并流与逆流的交替存在。
此种情况称为简单折流。
若参与热交换的双方流体均作折流，则称为复杂折流。
在上述四种流向中，以并流与逆流应用较为普遍，两种流体的温度沿传热面的变化情况如图4-20所示。
由图4-20可见，无论是哪一种情况，壁面两侧冷、热流体的温度均沿着传热面而变化，其相应各点的温度差显然也是变化的，故存在着如何求取传热过程平均温度差ΔTm的计算式。
图4-21表示逆流时流体的温度随着传热量Q的变化情况。
将上式与传热基本方程式Q=KAΔtm比较，可见变温传热的平均温度差为
其值为换热器进、出口处两种流体温度差的对数平均值，故称为对数平均温度差。
当Δt1/Δt2<
2时，可用算术平均值Δtm=（Δt1+Δt2）/2代替对数平均值。
五、传热面积的计算
A=Q/KΔtm因计算热负荷时未考虑热损失，所以计算出的传热面积再增加10%—20%，作为设计或选用换热器的依据。
五、流体流动方向的选择
在间壁式换热器中，对纯逆流和并流两种情况发，确定传热壁面两侧流体的流动方向，可从以下两方面考虑。
1、流体流动方向对传热平均温度差的影响
对间壁两侧流体皆为恒温及一侧流体恒温另一侧流体变温的传热过程，并流或逆流操作时的平均温度差相同，这时流体流动方向的选择，主要应考虑换热器的构造及操作上的方便。
当间壁两侧流体皆变温且两种流体的进、出口温度一定时，由于逆流操作的平均温度差较并流时大，在传递同样热量的条件下，逆流所需的传热面积较小。
2、流体流动方向对载热体用量的影响
对间壁两侧流体恒温传热，及一侧流体恒温另一侧流体变温的传热过程，并、逆流时载热体用量均相同。
而当间壁两侧流体皆为变温传热时，则流体的流动方向对流体的最终温度有很大影响。
如图4-22所示。
加热时，即工艺将冷流体由t1加热至t2，若采用并流，加热介质的最低极限出口温度为冷流体的出口温度t2；
而若采用逆流，如图中虚线所示，加热介质的最低极限出口温度可为冷流体的进口温度t1（t1<
t2）。
如果换热的目的仅是为了加热流体，则逆流操作时由于和T2逆可能小于T2并，所以加热介质的用量可能较并流时小；
如果换热的目的是为了回收热量，则逆流操作加热介质的出口温度可较并流操作时低，即回收的热量可多些。
由上述分析可知，在相同传热面条件下，逆流操作时加热剂（冷却剂）用量较并流小；
反之，在加热剂（冷却剂）用量相同条件下，逆流的换热器传热面积较并流的小。
还应指出的是：
流体的始、终温不仅影响到载热体用量，同时还影响到传热平均温度差Δtm。
在操作中，当载热体的用量减少到一定程度时，可使逆流操作的平均温度差小于并流操作的平均温度差，这时，对完成同样的传热量Q而言，逆流操作所需的传热面积会比并流操作所需的传热面积大（在传热系数K相同条件下）。
这种情况下，选用哪一种流向进行操作，需由经济核算而定，即核算增加传热面积所需的投资费用与减少载热体用量而节约的操作费用哪一种操作更经济些。
一般来说，传热面积而增加的设备费用，较减少载热体用量而节省的长期操作费用为少，故逆流操作优于并流。
此外，逆流操作还有冷、热流体间的温度差较均匀的优点。
并流操作的优点是较容易控制温度，故对某些热敏性物料的加热，并流操作可控制出口温度，从而可避免出口温度过高而影响产品质量。
此外，还应考虑物料的性质，如加热粘性物料时，若采用并流操作，可使物料迅速升温，降低粘度，提高传热系数。
六、总传热系数
在传热基本方程式Q=KAΔtm中，传热量Q是生产任务所规定的，温度差Δtm之值由冷、热流体进、出换热器的始、终温度决定，也是由工艺要求给出的条件，则传热面积A之值与总传热系数K值密切相关，因此，如何合理地确定K值，是设计换热器中的一个重要问题。
目前，总传热系数K值有三个来源：
一是选取经验值，即目前生产设备中所用的经过实践证实并总结出来的生产实践数据；
二是实验测定K值；
三是计算。
在传热计算中，如何合理地确定K值，是设计换热器中的一个重要问题。
而在设计中往往参照在工艺条件相仿、类似设备上所得较为成熟的生产数据作为设计依据。
工业生产用列管式换热器中总传热系数值的大致范围见表4-10
表4-10列管式换热器中K值大致范围
热流体
冷流体
总传热系数，K
W/m2·
850～1700
轻油
340～910
重油
60～280
17～280
水蒸汽冷凝
1420～4250
30～300
低沸点烃类蒸汽冷凝（常压）
455～1140
高沸点烃类蒸汽冷凝（减压）
60～170
水沸腾
2000～4250
轻油沸腾
455～1020
重油沸腾
140～425
七、污垢热阻
换热器操作一段时间后，其传热表面常有污垢积存，使传热减少。
此层虽不厚，但热阻大。
在计算总传热系数K植时，污垢热阻一般不可忽视。
由于污垢层的厚度及其导热系数不易估计，工程计算时，通常是根据经验选用污垢热阻。
常见流体在传热表面形成的污垢热阻，大致数值可参考表4-11。
表4-11常用流体的污垢热阻
流体
污垢热阻
m2·
K/kW
水（速度<
1m/s，t<
47℃）
蒸馏水
0.09
海水
清净的河水
0.21
未处理的凉水塔用水
0.58
已处理的凉水塔用水
0.26
已处理的锅炉用水
硬水、井水
优质—不含油
0.052
劣质—不含油
往复机排出
0.176
处理过的盐水
0.264
有机物
燃料油
1.056
焦油
1.76
空气
0.26～0.53
溶剂蒸汽
表4-11中只是介绍垢阻的大致范围。
对易结垢的流体同，故换热使用过久，污垢层很厚时，污垢热阻会超过表4-11中之值，结果必使传热速率严重下降，故换热器要根据具体工作条件，定期清洗。
八、间壁式换热器
在化工生产中，大多数情况下，冷、热两种流体在换热过程中不允许混合，故间壁式换热器在化工生产中被广泛使用。
下面就常用的换热器作一简要介绍。
（一）夹套式换热器
如图4-28所示，这种换热器结构简单，主要用于反应器的加热或冷却。
夹套要装在容器外部，在夹套和器壁间形成密闭的空间，成为一种流体的通道。
当用蒸汽进行加热时，蒸汽由上部接管进入夹套，冷凝水由下部接管中排出。
冷却时，则冷却水由下部进入，由上部流出。
由于夹套内部清洗困难，故一般用不易产生垢层的水蒸汽、冷却水等作为载热体。
因夹套式换热器时传热面积受到限制，所以当需及时移走较大热量时，则应在容器内部加设蛇管（或列管）冷却器，管内通入冷却水，及时取走热量以保持器内一定的温度。
当夹套内通冷却水时，为提高其对流传热系数可在夹套内加设挡板，这样既可使冷却水流向一定，又可提高流速，从而增大总传热系数。
（二）套管式换热器
将两种直径大小不同的标准管装成同心套管。
根据换热要求，可将几段套管连接起来组成换热器。
每一段套管称为一程，每程的内管依次与下一程的内管用U形管连接，面外管之间也由管子连接如图4-29所示。
换热器的程数可以按照传热面大小而增减，亦可几排并列，每排与总管相连。
换热时一种流体在内管中流动，另一种流体在套管的环隙中流动，两种流体可始终保持逆流流动。
由于两个管径都可以适当选择，以使内管与环隙间的流体呈湍流状态，故一般具有较高的总传热系数，同时也减少垢层的形成。
这种换热器的优点是：
结构简单、能耐高压、制造方便、应用灵便、传热面易于增减。
其缺点是单位传热面的金属消耗量很大，占地较大，故一般适用于流量不大、所需传热面亦不大及高压的场合。
（三）蛇管式换热器
蛇管式换热器可分为沉浸式和喷淋式两种。
沉浸式蛇管换热器
蛇管多以金属管子弯绕而成，或制成适应容器需要的形状，沉浸在容器中，两种流体分别在管内、外进行换热，如图4-30中所示。
此种换热器和主要优点是结构简单、便于制造、便于防腐、且能承受高压。
其主要缺点是管外液体的对流传热系数较小，从而总传热系数亦小，如增设搅拌装置，则可提高传热效果。
喷淋蛇管式换热器
如图4-31所示，冷水由最上面管子的喷淋装置中淋下，沿管表面下流，而被冷却的流体自最下面管子流入，由最上面管子中流出，与外面的冷流体进行热交换，所以传热效果较沉浸式为好。
与沉浸式相比，该换热器便于检修和清洗。
其缺点是占地较大，水滴溅洒到周围环境，且喷淋不易均匀。
（四）板式换热器
板式换热器主要由一组长方形的薄金属板平行排列构成。
用框架将板片夹紧组装于支架上，如图4-32、图4-33所示。
两相邻板片的边缘衬以垫片（橡胶或压缩石棉等）压紧，达到密封的目的。
板片四角有圆孔，形成液体的通道。
冷、热流体交替地在板片两侧流过，通过板片进行换热。
板片通常被压制成各种槽形或波纹形的表面，这样增强了刚度，不致受压变形，同时也增强液体的湍动程度，增大传热面积，亦利于流体的均匀分布。
板片尺寸常见宽度为200～1000mm，高度最大可过2m。
板间距通常为4～6mm。
板片材料有不锈钢，亦可用其它耐腐蚀合金材料。
板式换热器的主要优点是：
总传热系数高，因板式换热器中，板面被压制成波纹或沟槽，可在低流速下（如Re=200左右）即可达到湍流，故总传热系数高，而液体阻力却增加不大，污垢热阻亦较小。
对低粘度液体的传热，K值可高达7000W/m2·
K；
结构紧凑，单位体积设备提供的传热面积大；
操作灵活性大，可以根据需要调节板片数目以增减传热面积或以调节流道的办法，适应冷、热流体流量和温度变化的要求；
加工制造容易、检修清洗方便、热损失小。
主要缺点是：
允许操作压力较低，最高不超过1961kPa，否则容易渗漏；
操作温度不能太高，因受垫片耐热性能的限制，如对合成橡胶垫圈不130℃，对压缩石棉垫圈也应低于250℃；
处理量不大，因板间距小，流道截面较小，流速亦不能过大。
第三节、吸收
1、概述
化工生产中所处理的原料、中间产物、粗产品等几乎都是混合物，而且大部分是均相物系。
为进一步加工使用，常将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。
对于均相物系必须要造成一个两相物系。
利用原物系中各组分间某种物性的差异，而使其中某个组分（或某些组分）从一相转移到另一相，已达到分离的目的。
物资在相间的转移过程称为物资传递过程（简称为传质过程）或分离操作。
化学工业中常见的传质过程有蒸馏、吸收、干燥、萃取和吸附等单元操作。
利用气体中各组分在液相中溶解的差异而分离气体混合的操作称为吸收。
所用液体称为吸收剂（或溶剂）。
气体中被溶解的组分称为吸收质或溶质。
不被溶解的组分称为惰性气体或载体。
2、定义
吸收：
利用各组分在液体中溶解度的差异使气体中不同组分分离的操作。
吸收剂（或溶剂）：
所用液体称为吸收剂。
溶质：
气体中被溶解的组分称为溶质或吸收质。
惰性气体：
解吸：
这种使溶质从溶液里脱除的过程成为解吸或脱吸。
3、化工生产中的传质过程
1．传质分离过程：
物质在两相间的转移过程称为传质分离过程。
2．传质分离过程的依据：
混合物中各组分在两相间平衡分配不同。
（1）吸收选择一定的溶剂造成两相，利用气体中各组分溶解度的差异而分离气体混合物。
（2）蒸馏将液体混合物加热造成企业两相物系，利用组分挥发性的差异，使其得以分离。
（3）固体干燥用加热的方法使含湿固体中的湿分汽化，利用湿分压差，使湿分从固体表面或内部转移到气相，而将含湿固体得以固液分离。
4、吸收操作的目的：
（１）分离和净化原料气。
原料气在加工以前，其中无用的或有害的成分都要预先除去。
如从合成氨所用的原料气中健分离出ＣＯ２、ＣＯ、Ｈ２Ｓ等杂质。
（２）分离和吸收气体中的有用组分。
如从合成氨厂的放空气中用水回收氨；
从焦炉煤气中以洗油回收粗苯（含甲苯、二甲苯等）蒸气和从某些干燥废气中回收有机溶剂蒸气等。
（３）某些产品的制取。
如制酸工业中用水分别吸收混合气体中的HCl、ＳＯ３和ＮＯ２制取盐酸、硫酸和硝酸。
（４）废气的治理。
生产过程中排放的废气往往含有对人体和环境有害的物质，如ＳＯ２、Ｈ２Ｓ等这类环境保护问题已愈来愈受重视。
选择适当的工艺和溶剂进行吸收是废气治理中应用较广的方法。
5、用吸收操作来进行气体混合物的分离时必须解决以下几方面的问题：
一、选择合适的溶剂。
吸收剂的性能是吸收操作良好与否的关键，选择时要从以下几方面来考虑：
１．对被吸收的组分要有较大的溶解度，且有较好的选择性。
即对溶质的溶解度要大，而对惰性气体几乎不溶解。
２．要有较低的蒸气压，以减少吸收过程中溶剂的挥发损失。
３．要有较好的化学稳定性，以免使用过程中变质。
４．腐蚀性要小,以减小设备费用和维修费。
５．粘度要低，以利于传质及输送；
比热要小，使再生时的耗热量较小；
不易燃，以利于安全生产。
６．吸收后的溶剂应易于再生。
实际上很难找到一种能满足以上所有要求的溶剂，因此，对可供选用的溶剂应作经济评价后作出合理的选择。
吸收与解吸流程
二、提供传质设备以利于实现气液两相的接触，使溶质从气相转移到液相。
生产中为了提高传质的效果，总是力求让两相接触充分，即尽可能增大两相的接触面积与湍动程度。
根据这个原则，吸收设备大致可分成两大类，即扳式塔和填料塔。
图７－１（Ａ）是板式塔的示意图。
塔内部由塔板分成许多层，各层之间有溢流管连通，可以让液体从上层流到下层。
板上有许多孔道，气体可以通过它们从下层升入上层。
气体在板上的液层内分散成许多小增加了两相的接触面积，且提高了液流瑞动程度。
液体从塔顶进入，两相逆流，在塔内的塔板上接触，溶质部分地溶解于溶剂中，故气体每向上经过一块塔扳，溶质浓度阶跃式地下降，溶剂从塔顶板下降,溶质浓度阶跃式地板上升高。
图７－１（Ｂ）是填料塔，塔内充以诸如瓷环之类的填料层。
溶剂从塔顶进入，沿着填料的表面广为散布并逐渐下流。
气体通过各个填料的间隙上升，与液体作连续地逆流接触。
气相中的溶质不断地被吸收，浓度从下而上连续降低，液体则相反，其浓度从上而下连续地增高。
在吸收的过程中，如果溶剂中的气体不与溶剂发生明显的化学反应，所进行的操作称为物理吸收，如用水吸收ＣＯ２等。
若气体溶解后与溶剂或预先溶于溶剂里的其它物质进行化学反应，则称为化学吸收。
如用ＮａＯＨ溶液吸收CO2、ＳＯ２等。
按被吸收组分数目可分为单组分吸收和多组分吸收。
如制取盐酸、硫酸等为单组分吸收，回收苯、治理ＮＯ等为多组分吸收。
第五节蒸馏
（一）概述：
蒸馏：
是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助多次部分气化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。
蒸馏一般占基建投资费用的50—90%。
蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。
例如，加热苯（沸点80.2℃）和甲苯（沸点110.4℃）的混合物时,由于苯的沸点较甲苯为低,即苯挥发度较甲苯高,故苯较甲苯易从液相中汽化出来。
若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到苯组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将苯和甲苯分离。
这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分。
这叫精馏（rectification）。
在工业中，广泛应用蒸馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，常常采用蒸馏分离方法，特别是大规模的生产中蒸馏的应用更为广泛。
蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。
按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。
按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。
此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。
工业中的蒸馏多为多组分精馏，但作
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