化工原理少课时版第四节
化工原理第四章第四节讲稿PPT课件
t2 R2
tw t 1
t3 R3
i dS i
2020/11/12
利用串联热阻叠加原则：
dQ T t1 t2 t3
R
R1 R2 R3
K1d 0 S01 d0Sdbm Si1 diS
若以外表面为基准
11bd0S dS0 dS ddl
K 0 dSm idSi
dS0dSmd0dm
,d
S0 d
若冷凝液的温度低于饱和温度离开换热器
Q W h r c p T s h T 2 W c c p t 2 c t 1
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二、总传热速率方程
通过换热器中任一微元面积的间壁两侧的流体的传热速 率方程，可以仿照对流传热速率方程写出：
d Q K (Tt)d SK tdS
•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。
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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。
1 0 .5 1 8 3 0 0 .0 0 2 2 5 0 .5 5 1 3 2 0 5 1 25 250045 2 .5 2 25 02 00
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0 .0 0 0 .0 0 0 0 4 .0 00 5 0 .0 0 80 0 0 .0 0 62 6 2
0.02m 627K/W K3.5 7W/m 2K
化工原理课后答案(中国石化出版社) 第4章 固体流态化和气力输送
第四章固体流态化和气力输送1.在内径为1.2m的丙烯腈流化床反应器中，堆放了3.62t磷钼酸铋催化剂，其颗粒密度为1100kg/m3，堆积高度为5m，流化后床层高度为10m。
试求：(1)固定床空隙率；(2)流化床空隙率；(3)流化床的压降。
2.流化床干燥器中颗粒的直径为0.5mm，密度为1400kg/m3，静止床高为0.3m。
热空气在床中的平均温度为200℃，试求流化床的压降及起始流化速度。
空气可假设为常压下的干空气，颗粒视为球形，ε可取为0.4。
mf3.某气—固流化床反应器在623K，压强152kPa条件下操作，此时气体的粘度μ=3.13×l0-5Pa·s，密度ρ＝0.85kg/m3，催化剂颗粒直径为0.45mm，密度为1200kg/m3。
为确定其起始流化速度，现用该催化剂颗粒及30℃的空气进行流化实验，测得起始流化速度为0.049m/s，求操作状态下的起始流化速度。
30℃下空气的粘度和密度分别为：μ=1.86×l0-5Pa·sρ＝1.17kg/m3。
4．平均直径为0.2mm的催化剂颗粒，在200℃的气流中流化，气体的物理性质可以近似地视为与空气相同。
颗粒的特性如下：密度球形度固定床空隙率开始流化时空隙率操作气速取为0.15mm直径的颗粒带出速度的0.4倍，已估计出此时流化床的＝0.65.试求：空隙率εf(1)起始流化速度；(2)操作气流速度；(3)流化数：(4)操作气速下每米流化床的压降；(5)膨胀比。
5.大小均匀的球形颗粒由气体携带以Gs/G＝4的比例通过一很Dt＝0.1m的水平管子，颗粒的直径为0.8mm，密度ρ＝2000kg/m3，气体的密度ρ＝1kg/m3，粘度μ=2×l0-5Pa·s。
计算沉积速度。
6.混合颗粒的粒径在0.06-1mm之间，在一根Dt＝0.12m的水平管中以Gs/G=4的固气比进行气力输送。
气体及固体的性质与上题相同，试计算其沉积速度。
化工原理4PPT课件
d' PC
1 N d PC
可沉降出更细的颗粒。
第20页/共86页
4.沉降室的计算
由层流区的计算式
d pc
18 p
g ut c
18 qVs ( p )g WL
可分为三类计算问题： (1) 已知气体处理量qVs, 物性数据(ρ, μ, ρp ), 临界粒径 dpc ,
求底面积WL； (2) 已知底面积WL, 物性数据, 临界粒径 dpc , 求气体处理
6
d
p 3 r
2
p
4
d
2 p
u
2
2
0
第27页/共86页
此时，颗粒在径向上相对于流体的速度，就是它在这个
位置上的离心沉降速度
dr
d
ur
4d p p r2 3
比较，重力沉降速度
ut
4dP ( p)g 3
g r 2
在一定的条件下，重力沉降速度是一定的，而离心 沉降速度随着颗粒在半径方向上的位置不同而变化。
量qVs ； (3) 已知气体处理量qVs, 物性数据 , 底面积WL, 求临界粒
径 dpc ；
第21页/共86页
例3-2 用高2m 、宽2.5m、长5m的重力降尘室分离空气中的粉尘。 在操作条件下空气的密度为0.779kg/m3，黏度为2.53×10-5Pa.s， 流量为5.0×104m3/h。粉尘的密度为2000 kg/m3。试求粉尘的临界 粒径。
悬浮液 — 含有颗粒直径较大的液体； 溶胶 — 含有颗粒直径小于1 μ m的液体。
为了促进细小颗粒絮凝成较大颗粒以增大沉降速度， 可往溶胶中加入少量电解质。
絮凝剂---凡能促进溶胶中微粒絮凝的物质。 常用的有：明矾（KAl(SO4).12H2O），三氧化铝，
化工原理4
(2) 2<Rep<500，过渡区(阿仑公式) u t 0.27
dp p g
(3) 500<Rep
<2×105，湍流区(牛顿公式)
u t 1.74
因Rep中包含 ut，故需通过试差确定计算公式。 灵活运用上述原理还可以根据颗粒在流体中沉降速度的实验 数据关联出颗粒的粒度 dp 或密度 p。
也可用质量平均求混合颗粒的平均直径
d pm xi d pi
床层的空隙率、自由截面和比表面 床层空隙率 颗粒床层中空隙体积与床层总体积之比
V 0 V b V p Vb Vb
床层自由截面 颗粒床层横截面上可供流体流通的空隙面积
床层比表面 单位体积床层具有的颗粒的表面积
ab 1 a
xi p a 1 ai 6 xi d pi
比表面相等
6 d pm a
p
1 xi d pi
对于非球形颗粒， 按同样的原则可得
d pm
1 xi d eai
1 xi d Ai eVi
u p u ut
u = 0，up = ut 流体静止，颗粒向下运动； up = 0，u = ut ，颗粒静止地悬浮在流体中； u > ut ， up > 0， 颗粒向上运动；
u < ut ， up < 0，颗粒向下运动。
非球形颗粒的几何特征与曳力系数
一般采用与球形颗粒相对比的当量直径来表征非球形颗粒的 主要几何特征。 等体积当量直径 deV 等表面积当量直径 deA
pb (1 )2 150 3 2 u L d ea
化工原理第一章第四节流体流动现象-PPT
p2
gz3
u32 2
p3
gz4
u42 2
p4
gz5
u52 2
p5
gz6
u62 2
p6
4
4' 3 3'
1
1' 5 5'
6 6' 2 2'
【例6】水经变径管从上向下流动，粗细管径分别为d2=184mm,
d1=100mm，水在粗管内的流速为u2=2m/s，两测压口垂直距离
h=1.5m，由1-1 至 2-2 截面间能量损失hf1-2=11.38J/kg,问：U
第四节 流体在管内的流动阻力
流体具有粘性，流动时存在内部摩擦力. ——流动阻力产生的根源
直管阻力 ：流体流经一定管径的直管时由
管路中的阻力
hf
于流体的内摩擦而产生的阻力
hf
局部阻力：流体流经管路中的管件、阀门及
hf 管截面的突然扩大及缩小等局部
32
h f h f hf 地方所引起的阻力。
h f : 单位质量流体流动时所损失的机械能，J/kg。
14
即Pa。
F u
S y
du
dy
——牛顿粘性定律
式中：
du ：速度梯度 dy
：比例系数，它的值随流体的不同而不同，流
体的粘性愈大，其值愈大，称为粘性系数或动力粘度，简
称粘度。
15
2、流体的粘度
1)物理意义
du dy
促使流体流动产生单位速度梯度的剪应力。 粘度总是与速度梯度相联系，只有在运动时才显现出来
P2= 6.15×104Pa(表压) hf1-2= 160J/kg
u2
Vs
d2
34.5 0.072 3600
化工原理课后习题答案第4章传热习题解答
习 题1. 如附图所示。
某工业炉的炉壁由耐火砖λ1=1.3W/（m·K）、绝热层λ2=0.18W/（m·K）及普通砖λ3=0.93W/（m·K）三层组成。
炉膛壁内壁温度1100o C ，普通砖层厚12cm ，其外表面温度为50 oC 。
通过炉壁的热损失为1200W/m 2，绝热材料的耐热温度为900 oC 。
求耐火砖层的最小厚度及此时绝热层厚度。
设各层间接触良好，接触热阻可以忽略。
已知：λ1=1.3W/m·K ，λ2=0.18W/m·K ，λ3=0.93W/m·K，T 1＝1100 o C ，T 2＝900 o C ，T 4＝50o C ，3δ＝12cm ，q ＝1200W/m 2，Rc ＝0求： 1δ＝？2δ＝？解： ∵δλT q ∆=∴1δ＝m qTT 22.0120090011003.1211=-⨯=-λ又∵33224234332322λδλδδλδλ+-=-=-=T T T T T T q∴W K m q T T /579.093.012.01200509002334222⋅=--=--=λδλδ得：∴m 10.018.0579.0579.022=⨯==λδ习题1附图习题2附图2. 如附图所示。
为测量炉壁内壁的温度，在炉外壁及距外壁1/3厚度处设置热电偶，测得t 2=300 oC ，t 3=50 o C 。
求内壁温度t 1。
设炉壁由单层均质材料组成。
已知：T 2=300o C ，T 3=50o C 求： T 1=？ 解： ∵δλδλ31323T T TT q -=-=∴T 1－T 3＝3（T 2－T 3）T 1＝2(T 2－T 3)+T 3=3×(300-50)+50＝800 oC 3. 直径为Ø60×3mm 的钢管用30mm 厚的软木包扎，其外又用100mm 厚的保温灰包扎，以作为绝热层。
现测得钢管外壁面温度为–110o C ，绝热层外表面温度10oC 。
化工原理4-3
排列 方式
直列 错列
三角形直列 正方形直列
三角形错列 正方形错列
化工原理课件
YANTAI UNIVERSITY
αϕ ——局部对流传热系数 α ——平均对流传热系数
αϕ / α
1.8
Re = 1×104
1.6
1.4
0
180
1.2
90 1.0
0.8
0.6
0.4
0.2 0 30 60 90 120 150 180
♣ 凯恩（Kern）法
Nu
=
0.36Re
0.55
Pr
1/
3ϕ
0.14
µ
应用范围： Re =2×103~106 定性尺寸：当量直径de
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化工原理课件
定性温度：µW取壁温，其余 t f = (t1 + t2 ) / 2
当量直径可根据管子排列的情况别用不同
式子进行计算：
do
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解：定性温度：t f
=
20 + 80 2
=
50 ℃
查得该温度下空气的物性：
µ = 1.96×10−5 Pa ⋅ s
化工原理课件
λ = 2.83×10−2W /(m ⋅ ℃ )
Pr = 0.698
u=
Vs 0.785d12
=
60 3600 × 0.785 × 0.052
流体的膨胀系数：β
=
1 V1
( ∂V ∂T
)p
=
1 V1
⋅V' ∆t
V2 = V1 + βV1∆t ;
化工原理第四章讲稿PPT课件
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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。
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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
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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
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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
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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。
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2 并流换热 co-current flow
1
2 逆流换热 countercurrent flow
错流换热 cross flow
折流换热 wound flow
下面讨论这几种换热方式两流体的温度变化 A、并流和逆流时的平均温度差 • 两流体换热时温度变化如图
T1 t1 T2 t2 S T1 t2
T2
对冷流体： Q = qm2 cp2 （t2-t1）
t2t1 1 Q q m 2cp 2
(e)
将d，e 代入 c
t 1 T 1 T 2t 1 t 2 ln K A t 2 Q Q
t 1 T 1 t 1 T 2 t 2 ln K S t 2 Q
整理得
t1 t2 Q K A t1 ln t2
令
t 1 t 2 tm t 1 l称为对数平均传热温度差，也称为传热过程的 平均推动力。 （△t1 > △t2 ）
Q=K· A· △t m
上式为稳定传热的基本方程，对逆流传热的情况可得 同样结果。 • 当△t1 / △t2 ≤2 时,可用算术平均值代替对数平均值
∵ dQ放 = dQ吸 = dQ传 = dQ
dQ = K（T-t）dS
d( T t) dQ 1 1 q cp q m 1 1 m 2cp 2
d ( T t ) 1 1 q cp q cp m 1 m 1 1 2 K ( T t ) dS
变量分离
第四节 两流体间传热过程的计算
• 化工中的传热计算主要有两类：一类是设计型计算，即根 据生产要求的热负荷（换热量），确定换热器的传热面积， 另一类是校核计算（操作型计算）即计算给定的换热器的 传热量，流体流量或温度等，两者计算的目的不一样，但 计算的基本原理和方法一样。
工业上的传热过程 • 工业上的传热过程是热流体径管壁或壁向冷体传 热，生产上常称为热交换或换热，其过程为
85 10
t2 t1 85 10 0 tm,并 35 C t2 85 ln ln t1 10
不同流动型式的比较
(1) 在进、出口温度相同的条件下,逆流的平均温度差最大,
并流的平均温度差最小 ,其他形式流动的平均温度介于逆流
d ( T t ) 1 1 KdA q T t cp q cp m 1 m 2 1 2
对于整个换热过程，边界条件为
• T-t • A
T t
T1-t1 0
T2-t2 A
2 2 S d ( T t ) 1 1 K dA T 1 t 1 0 T t q cp q cp 1 2 1 m 2 m
dQ dT qm1cp 1
T1 t1 (a)
dT
dt
dS
T2 t2 S
冷流体：dQ= qm2 cp2 dt
(a)－(b)
dQ dt qm2cp2
(b)
dQ dQ dT dt d ( T t ) q cp cp m 1 1 q m 2 2
t1
S
• 两种换热方式有何特点？ • 相同点：热流体温度随S增加而降低 • 不同点：并流时冷流体出口温度低于或接近于热流 体出口温度。逆流时冷流体出口温度低于或接近于 热流体进口温度，有可能高于热流体出口温度。
以并流为例来计算平均温度差：
经过一个小的换热面积ds 根据热量衡算 热流体：dQ=qm1 cp1 dT
r—流体的潜热，kJ/kg
（4-37）
二、传热平均温度差
（一）恒温传热时
• 当换热的两流体均有相变时，例如，蒸发器中饱和蒸汽和沸 腾液体间的传热，此时，在换热时，冷热流体的温度均不随 换热位置变化，两流体间的温度差处处相等。
tm Tt
（二）变温传热时的平均温度差 • 更常见的情况是两流体在进行换热时，由于两流体 是不断流动的，两流体的温度随换热的进程（面积） 发生变化。两流体的流动方向对两流体的温度随换 热面积不同的变化也不同。依据换热时两流体的流 向，可分为四种方式：
热 流 体 主 体 冷 流 体 主 体
T T′ t′
t
Q
• 热流体首先向器壁以对流方式传热： dQ1=αi (T - T′) dSi 器壁的热传导，到达另一壁面 dQ2=/b ( T′－ t′) dSm • 器壁向冷流体对流体传热 dQ3=αo (t′ －t ) dSo 对于稳定传热过程 dQ1= dQ2 = dQ3 = dQ 一、热量衡算 • 在两流体换热时，一般系统无外功输入，动能项和 势能项变化可忽略主要考虑热量的变化，热量衡算 实际是焓衡算。
• 假设换热器绝热良好，热损失可忽略，则在单位时 间内换热器中热流体放出的热量等于冷流体吸收的热 量。有： Q=qm1（H1-H2）= qm2（h1-h2）（4-35）
Q—换热器的热负荷，kJ/h，w H—流体的焓值，kJ/kg qm—流体的流量，kg/s
1、两流体以显热的形式换热(无相变) Q=qm1cp1（T1-T2）= qm2cp2（t2-t1）（4-36） 2、两流体以潜热的形式换热（热流体有相变） Q= qm1r= qm2cp2 （t2-t1）
t1 t2 tm 2
例如 ： 热流体： 逆流时： 冷流体：
100 40
30 15
70 25
t2 t1 70 25 0 tm,逆 43 . 7 C 70 t2 ln ln 25 t1 并流时： 热流体 ： 100 40
冷流体 ：
15 30
T 1 t 1 t 1 1 1 ln ln K A T 2 t 2 t 2 q cp q cp m 1 m 2 1 2
(c)
• 在边界条件下 对热流体： Q= qm1 cp1 （T1-T2）
T 1T2 1 Q q cp m 1 1
(d)