传热计算

1三．传热计算定态传热1、设计型：求传热面积S2、操作型：换热调节及换热器校核已知：S（n，d，L），物性（CP，ρ，μ，λ），污垢热阻RSI，RS0，流量（Wh，WC），冷热流体的进出口温度。求：当某侧流体的流量或某一进（出）口温度变化，或换热器清洗后，或流动方式改变或两换热器的组合方式改变时，其它参数如何变化？第一类：求两个温度第二类：求物流量或某一温度例如：冷流体的流量变化不仅会引起热负荷变化，还会引起传热速率式中传热系数和传热推动力的变化，以达到新情况下热负荷与传热速率的平衡。两种极端情况：逆流Aα冷α热，冷流体流量增大，K值基本上不变。B原先的t2-t1很小，即使WC增大，Δtm变化亦很小。传热速率方程式线性化热量衡算式t2=t1+Rh（T1-T2）————b由a，b两式联合求解可得出口温度T2，t2。（第一类）对于第二类，由于a式右侧包括待求未知数，乃非线性方程，需试差求解。3、传热单元数——热效率法将a式左侧分子分母处理后得：热效率逆流1221122121lntTtTttTTKSTTCWPhhaRNTUtTtTRNTUCWCWCWKStTtThhhhPCCPhhPhh1exp11ln12211221hhhhhRNTUR1exp1111121121,tTtttTTTch2当R=1时，T1-t2=T2-t1并流当R=1时，一侧相变时4、非定态传热待求函数一般为累计传热量Q或物料温度T与时间的关系。仍使用传热衡算式和传热速率式。5、辐射传热黑体、白体、透热体和灰体斯蒂芬波尔斯曼定律角系数测温误差的来源？如何减小测温误差？如何减小辐射散热？典型例题★冷凝冷却器有一逆流操作的热交换器，用15℃的水冷却过热氨蒸汽，氨气温度为95℃，流率为200kg/h，氨气在热交换器中冷却。冷凝液在饱和温度（30℃）下派出。在冷却冷凝过程中，热交换器各界面上氨气与水的温度差最小处不允许小于5℃。求冷却水用量及水最终出口温度？已知90℃，0氨气的焓分别为1647,1467KJ/kg,30℃液氨的焓为323KJ/kg，水平均比热为4183J/kg℃。(清华95)RNTURRNTU1exp1exp1NTUNTU1RRNTU11exp122exp1NTUNTUNTUCWKStTtTCPCCexp1ln213★换热器的操作与调节．一套管换热器用133℃的饱和水蒸汽将管内的氯苯从33℃加热到73℃，氯苯流量为5500Kg/h。现因某种原因，氯苯流量减少到3300Kg/h，但其进出口温度维持不变，试问此时饱和蒸汽温度应为多少才能满足要求？此时饱和水蒸汽冷凝量为原工况的百分之几？（设两种工况下的蒸汽冷凝热阻，管壁热阻，垢层热阻及热损失均可略，且氯苯在管内作湍流流动，忽略两工况下蒸汽汽化潜热的变化）(华化98/20)6.0/9.12576.0337376.176.076.176.1567.07313333133ln66.033005500lnlnln33005500:2166.055003300)2()1(:12212121218.01212hhmPCCmPCCWWCttTtTtTtTtTtTtTtTtTKKKKKtSKttCWtKSttCW得解CCWQttttCWQkwQskgWWttCWCCCtCCCCCPCCPCCChPCC5.26183.451.16.73156.7332316473600200:/51.1360010183.4)3231467(2003231467:)3030()(25)(15)(95)(95)(30:,:1212122对全系统有液气变为在氨汽冷凝阶段水水液安气液氨气由题意逆流时解中4★换热器的串并联问题某厂现有两台单壳程单管程的列管式空气加热器，每台传热面积为A0=20m2（管外面积），均由128根Ф25×2.5mm的钢管组成。壳程为170℃的饱和水蒸汽冷凝（冷凝潜热为r=2054KJ/kg），凝液不过冷。空气走管程，其入口温度t1=30℃，流量为4500kg/h假定空气的物性参数不随温度、压力变化，可视为常数，分别为CP=1.005KJ/Kg.K，ρ=1.06Kg/m3，μ=20.1×10-3cp,λ=0.029w/m.k。热损失可略，管内湍流时空气的对流给热系数可用下式计算：Nu=0.02Re0.8。（1）若两台换热器并联使用，通过两台换热器的空气流量均等，试求空气的出口温度t2(℃)及水蒸汽的总冷凝量m1(kg/h)（2）若两台改为串联使用，试求此时空气的出口温度t2(℃)及水蒸汽的总冷凝量m1(kg/h)。（3）试比较并联及串联时传热效率的大小，并求两情况下总传热能力的比值Q串/Q并。解:17.651001.206.167.14.0.002.0029.002.002.0)/(67.1402.0785.0128)360006.1/(22504)1(8.058.022uddKsmndVuiiis07.210005.1360022502017.65lnln)(321211212PccpccCWKStTtTtTtTttKSttCWhkgskgrttCWWCtTTttTtTPcch/6.269/075.02054304.152005.13600/2250224.15296.73017017096.796.71212215★非稳态传热问题有一带夹套的反应釜，釜内盛有某反应液。反应液的初始温度为20℃。釜内液体由于剧烈地搅拌可认为温度均一。反应液需加热到80℃进行反应。（1）若夹套内通以120℃的蒸汽加热，已知前10分钟反应液的温升为60℃，则反应液由初始温度加热至反应温度需要多少时间？（2）若夹套内通以进口温度为120℃的热流体加热，前10分钟反应釜的温升同样为60℃，则反应液由初始温度加热到反应温度需多少时间？（热流体无相变）(华化96/20)解(1)热流体有相变时(2)热流体无相变时60.307.22274.1ln74.122218.0'PccCWSKtTtTKKK11.16.269/8.299//97.030170302.166:87.030170304.152:3/8.2992054302.166005.145002.16666.363017017066.361112221hhCBhWWQQtTtthkgWCttTtT串联并联211ln2tTtTKSGCtTdtKSGCSdtTKdtGCPCttPCPC6第五章蒸发(略)第六章精馏主要内容一.两组分混合物的汽液平衡精馏的依据是相对挥发度的差异相对挥发度为:理想溶液气相为理想气体时泡点方程露点方程KSCWKSCWtTtTCWKSCWGCtCWKSCWKSTTPhhPhhPhhPhhPCPhhPhhexp1/lnexp1:)1()2(2exp1exp2211121得代入PhhPchPhhPCCWKStTtTtTtTTTKSTTCWdTTCWdtGC11111lnln1BBAAxpxp//BApp00xxy11000BAAApppPxAAAxPpy07安托因方程二.精馏塔的计算1.描述精馏过程的一般方程:物料衡算焓衡算相平衡方程传热速率方程传质速率方程归一方程2.简化计算的两个假定:理论板假定----去除了传热传质速率方程恒摩尔流假定----去除了焓衡算方程3.计算二元精馏理论塔板数需知的参数进料状况F,xf,q分离要求xD,xw或回收率相对挥发度α塔内操作参数回流比R4.有关计算方程全塔物料衡算方程F=D+WFxf=DxD+Wxw相平衡方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程进料热状态线方程全回流时,R趋于无穷大.最小理论板数为CtBAp0lgxxy11111RxxRRyDnnFqDRVqFRDqFLLxVWxVLywnn11111qxxqqyf8最小回流比Rmin适宜回流比R=(1.1---2.0)Rmin莫弗里板效率再沸器和分凝器相当于一块理论板,板效率为1.三、精馏计算内容求塔顶,塔底产品量,组成或回收率求回流比,最小回流比求板效率求塔板数(板数少时或用捷算法)求精馏段,提馏段操作线方程求离开某板(一般为塔顶,塔底,进料处)的汽液相组成1、精馏概念题中的分析题设计型(xD,xw一定):定性分析某参数变化后,理论板数如何变化操作型(NT一定):定性分析某参数变化后,分离情况(xD,xw)如何变化要使精馏塔正常操作,应满足以下两个方面的要求(1)进料量,组成及产品量,组成间满足物料衡算关系.否则即使塔板数再多,效率再高,也得不到合格产品。(2)足够多的理论板及较高的板效率,否则即使满足物料衡算,理论板数不够仍得不到合格产品。NT一定,xDmax为全回流下的产品浓度。（见下图）R一定,xDmax为理论板数为无穷大时的浓度，同时受物料恒算的限制。2.计算题的塔型半截塔(提馏塔，精制塔)一块板或两块板的塔双塔联合操作无限多块塔板3.操作条件分凝器直接蒸汽加热冷回流多股进（出）料调节(求最大回收率)mwwDDxxxxNlg11lg1minTqqqDNxyyxR,minnnnnmLnnnnmVxxxxEyyyyE1111,9典型例题★逐板法求理论板的基本思想有一常压连续操作的精馏塔用来分离苯-甲苯混合液，塔顶设有一平衡分凝器，自塔顶逸出的蒸汽经分凝器后，液相摩尔数为气相摩尔数的二倍，所得液相全部在泡点下回流于塔，所得气相经全凝器冷凝后作为产品。已知产品中含苯0.95（摩尔分率），苯对甲苯的相对挥发度可取为2.5。试计算从塔顶向下数第二块理论板的上升蒸汽组成。（浙大94/12）解:R=L/D=2★板数较少塔的操作型计算拟用一3块理论板的（含塔釜）的精馏塔分离含苯50%（摩尔分率，下同）的苯-氯苯混合物。处理量F=100Kmol/h，要求D=45Kmol/h且xD84%。若精馏条件为：回流比R=1，泡点进料，加料位置在第二块理论板，α=4.10，问能否完成上述分离任务？（浙大96）解：W=55kmol/h精馏段操作线方程：yn+1=0.5xn+0.42y1=xD=0.84y2=0.5×0.56+0.42=0.70y3=0.5×0.36+0.42=0.60所以不能完成任务。884.095.05.15.295.05.115.20000xxxxyD905.03/95.0884.0323/95.032:11yxynn精馏段方程845.03/95.0793.032793.0905.05.15.2905.05.15.22111yyyx.22.05584.04550WDxFxxDfw56.084.01.31.484.01111yyx36.07.01.31.470.02x22.027.060.01.31.460.03x