<=== Возврат к содержанию главы 1

<=== Возврат к содержанию главы 1
1.1 Основные закономерности процесса теплопередачи
В подавляющем большинстве теплообменных аппаратов тепло передается от одного теплоносителя к другому через разделяющую их стенку конвекцией и теплопроводностью. Количество тепла, передаваемого в единицу
времени (тепловая нагрузка аппарата) определяется из уравнения теплового
баланса:
Q = Q1п = Q2,
где п - коэффициент полезного использования тепла в аппарате;
Q1, Q2 (Вт) - количество тепла, отдаваемого одним теплоносителем и
воспринимаемого другим.
При неизменном агрегатном состоянии теплоносителя
Q = G  c  (tб – tм),
а при его изменении (кипение, испарение)
Q = G  (iп – iк).
Здесь G - расход теплоносителя (кг/с),
tб ,tм - его большая и меньшая температуры (оС),
c - его удельная теплоемкость (Дж/кг/К) при средней температуре,
iп ,iк - теплосодержание пара и конденсата (Дж/кг) при температуре
кипения (конденсации).
Поверхность теплообмена, необходимая для обеспечения тепловой
нагрузки Q, определяется по формуле:
F = Q /K /tср,
где K - коэффициент теплопередачи (Вт/м2/К),
tср - средняя разность температур теплоносителей.
При прямоточном и противоточном движении жидких и газообразных сред
tср = (tб - tм)/ln(tб/tм),
где tб, tм - большая и меньшая разность температур теплоносителей на
противоположных концах теплообменной поверхности. При смешанном и
перекрестном движении полученное таким образом значение tср умножается
на поправочный коэффициент
 1 S 
R 2  1  ln

1 R  S 
t 
,
 2  S   R 1 R2 1 






R  1  ln
 2  S   R  1 R2  1 






где R = (t11 – t12)/(t22 – t21),
S = (t22 – t21)/(t11 – t21),
t11, t12 - начальная и конечная температура горячего теплоносителя,
t21, t22 - начальная и конечная температура холодного теплоносителя.
Для плоской стенки и труб при отношении их наружного диаметра к
внутреннему dн/d  2 коэффициент теплопередачи определяется по формуле
K = (1/1 + Ri +1/2)-1,
где 1, 2 - коэффициенты теплоотдачи от горячего теплоносителя к стенке и
от стенки к холодному (Вт/м2/K),
Ri - сумма термических сопротивлений разделяющей стенки, куда входят сопротивления слоев стенки ст i /ст i и слоев загрязнений Rз i = з i /з i с
обеих сторон стенки (м2K/Вт). Здесь ст i, з i - толщина i - го слоя стенки и
загрязнения (м), ст i, з i - коэффициенты теплопроводности их материалов
(Вт/м/К). Значения з i, з i обычно неизвестны, поэтому значения Rз i либо
берутся из справочников, либо их наличие учитывается умножением значения K, рассчитанного без учета загрязнений, на коэффициент  (для аппаратов, не требующих частой очистки  = 0.70.8, при активном выпадении
осадков из теплоносителей  = 0.4 0.5).
Значения коэффициентов теплоотдачи 1, 2 определяются из критериальных уравнений, форма которых в каждом конкретном случае зависит от
условий теплоотдачи. В эти уравнения чаще всего входят следующие критерии: Нуссельта Nu = l/ ,
где l - определяющий геометрический размер (м),
 - коэффициент теплопроводности теплоносителя (Вт/м/K);
Рейнольдса Re = wl/,
где w - скорость течения теплоносителя (м/с),
 (кг/м3),  (Пас) - его плотность и динамическая вязкость;
Прандтля Pr = c/ ;
Грасгофа Gr = gl3t/2,
где  - коэффициент объемного расширения теплоносителя (1/K),
t - разность его температур у стенки и в ядре,
 - кинематическая вязкость (м2/с).
Наиболее часто используемые формы уравнения теплоотдачи:
1.Теплоотдача при свободном движении теплоносителя (охлаждение
кожухов аппаратов, трубопроводов окружающим воздухом):
Nu = А(GrPr)n,
где при GrPr < 500 А = 1.18, n = 0.125;
при 500  GrPr < 2107 А = 0.54, n = 0.25;
при GrPr > 2107 А = 0.135, n = 0.33.
Определяющая температура – средняя температура пограничного слоя
t = (tст + tср)/2, где tст, tср - температура стенки и средняя температура теплоносителя. Определяющий размер - диаметр трубы или высота стенки.
В этом случае коэффициент конвективной теплоотдачи соизмерим с коэффициентом теплоотдачи лучеиспусканием
л = 5.6710-8(Tст4  Tср4)/( tст  tср),
где  - степень черноты поверхности (для масляной краски, окисленной стали
 = 0.750.9),
 - коэффициент, зависящий от геометрии поверхности и условий лучеиспускания ( = 1, если близлежащие поверхности имеют температуру окружающей среды),
Tст, Tср - абсолютные температуры.
Общий коэффициент теплоотдачи о =  + л.
2.Теплоотдача при вынужденном движении теплоносителя в трубах и
каналах (отношение длины канала к его эквивалентному диаметру l/dэ > 50):
турбулентный режим (Re >10000) – Nu = 0.021Re0.8Pr0.43(Pr/Prст)0.25;
переходный режим (Re = 230010000) – Nu = 0.0015Re1.09Pr0.43(Pr/Prст)0.25;
ламинарный режим (Re < 2300) – Nu = 0.17Re0.33Pr0.43Gr0.1(Pr/Prст)0.25.
Определяющие параметры – tср и dэ = 4S/P, где S,P - площадь поперечного
сечения и периметр канала. При движении теплоносителя в изогнутых трубах
(в змеевике) дополнительная турбулизация потока учитывается умножением
правых частей уравнений на коэффициент R = 1+3.54dн/D, где dн, D - наружный диаметр трубы и диаметр ее навивки.
3.Теплоотдача при поперечном (строго перпендикулярном) омывании
теплоносителем пучка труб:
при Re >1000 – Nu = АRenPr0.36(Pr/Prст)0.25,
где А = 0.22, n = 0.65 для шахматного расположения труб,
А = 0.4, n = 0.6 – для коридорного расположения;
при Re <1000 – Nu = 0.56Re0.5Pr0.36(Pr/Prст)0.25.
При расчете теплоотдачи в реальных кожухотрубчатых теплообменниках с перегородками в межтрубном пространстве правые части этих уравнений умножаются на коэффициент изменения угла атаки f ~ 0.6. Определяющие параметры – tср, dн, скорость в самом узком сечении пучка.
4.Теплоотдача при пленочной конденсации паров. В этом случае значение коэффициента теплоотдачи определяется по формуле
0.25
 r   2к  3к  g 

  C 
,
   l  t 
к
к


где r - теплота конденсации пара при заданном давлении (Дж/кг);
к, к, к - плотность, коэффициент теплопроводности и динамическая
вязкость конденсата при температуре конденсации tк;
tк = tк – tст;
l - определяющий размер: для вертикального трубчатого конденсатора
l = H (высота труб), С = 1.15; для горизонтального – l = dн, С = 0.72.
5.Теплоотдача при кипении жидкостей. При вынужденном движении
жидкости в трубах
 = b3λ2 tкип2 /(Tкип),
где b = 0.075 + 0.75[п/(ж - п)]2/3,
ж, п - плотности жидкости и пара;
tкип = tст – tкип,
tкип - температура кипения жидкости при заданном давлении;
Tкип = tкип + 273оС;
,  - кинематическая вязкость и коэффициент поверхностного натяжения жидкости (Н/м).
При пузырьковом кипении на наружной поверхности пучков труб
 = 600p1.33tкип2.33,
где  - экспериментально определяемый коэффициент (для воды  = 1),
р - давление в аппарате (МПа).
<=== Возврат к содержанию главы 1