第五章傳熱

Chapter5HeatTransfer

第一節(jié)概述(Introduction)化工生產的傳熱問題

化工生產需要大規(guī)模地改變物質的化學性質和物理性質，而這些性質的變化都涉及熱能的傳遞?；瘜W反應：向反應器提供熱量或從反應器移走熱量；蒸發(fā)、蒸餾、干燥：按一定的速率向這些設備輸入熱量；高溫或低溫設備：隔熱保溫，減少熱損失；熱能的合理利用和廢熱回收。熱量傳遞的方式熱傳導：依靠物體中微觀粒子的熱運動，如固體中的傳熱；熱對流：流體質點（微團）發(fā)生宏觀相對位移而引起的傳熱現象，對流傳熱只能發(fā)生在流體中，通常把傳熱表面與接觸流體的傳熱也稱為對流傳熱；熱輻射：高溫物體以電磁波的形式進行的一種傳熱現象熱輻射不需要任何介質作媒介。在高溫情況下，輻射傳熱成為主要傳熱方式。典型的換熱設備列管式換熱器單程列管式換熱器雙程列管式換熱器12336654457傳熱過程的基本問題⑴載熱體用量的確定；⑵設計新的換熱器；⑶核算現有換熱器的傳熱性能；⑷強化或削弱傳熱的方法。解決這些問題需要兩個基本關系式熱量恒算式若忽略過程熱損失傳熱速率關系傳熱速率(熱流量)Q：單位時間內所交換的熱量(W)傳熱通量(熱流密度)q：單位時間單位傳熱面積上傳遞的熱量(W/m2)傳熱負荷生產上對物料加熱(冷卻)時所需提供(移除)的熱量，即生產工藝需要的傳熱速率(傳熱任務)。設：Q—傳熱速率，W；W1、W2—熱、冷流體的質量流率，kg/s；Cp1、Cp2—熱、冷流體的比熱，J/(kg·K)；T1、T2—熱流體的進、出口溫度，℃；t1、t2—冷流體的進、出口溫度，℃；r—流體的汽化或冷凝潛熱，kJ/kg。無相變：有相變：若忽略熱損失，則熱流體放出的熱量等于冷流體吸收的熱量熱導率熱導率：表示物質導熱能力的物理量，稱為熱導率。熱導率的大小與物質的組成、結構、密度、壓力和溫度有關固體的熱導率：金屬的熱導率較大，且隨溫度升高而略有下降；非金屬的熱導率較小，且一般隨溫升而增。在不是特別精確的計算時，我們可認為固體的熱導率是常數。液體的熱導率：非金屬液體中水的熱導率最大。除水和甘油外，熱導率隨溫升而降。哈哈氣體的熱導率：氣體的熱導率很小，不利于傳熱而有利于保溫。故一般的保溫材料都是多孔的。=λA△tb單層平壁熱傳導如圖，熱量從平壁的一邊傳向另一邊時，只要長、寬與厚相比很大時，可認為傳熱在整個平壁上是均勻的。根據傅里葉定律有xtQt1t2q=－λtn=－λdtdnb=λ(t1-t2)b因此，傳熱速率（傳熱量）方程為Q=Aq=λA(t1-t2)b單層圓筒壁熱傳導如圖，熱量從里向外傳，只要長度遠大于直徑時，可認為傳熱在整個圓筒壁上是均勻的。根據傅里葉定律有Q

=－λAtn=－λ2πrldtdrrr1r2drtt1t2tr1r2rrQ∫r1r2=－2πλldtdrr∫t1t2Qln=2πλl(t1－t2)r2r1Q=2πλl(t1－t2)r2r1lnQ=2πλl(r2－r1

)(t1－t2)r2r1ln(r2－r1)=2πλlrm(t1－t2)b=

λAm△tb第三節(jié)兩流體間的熱量傳遞一、兩流體間間壁傳熱的分析

（1）熱流體以對流傳熱方式將熱量傳給固體壁面；

（2）熱量以熱傳導方式由間壁的熱側面?zhèn)鞯嚼鋫让妫唬?）冷流體以對流傳熱方式將間壁傳來的熱量帶走。熱流體通過間壁與冷流體進行熱量交換的傳熱過程分為三步進行：沿熱量傳遞方向從熱流體到冷流體的溫度分布情況如圖。

TtTwtw流體通過間壁的熱量交換

熱流體冷流體二、傳熱速率和傳熱系數

由圖可見，間壁傳熱可簡化為三層熱傳導傳熱。于是有K稱為傳熱系數對于平壁，有TtTwtw流體通過間壁的熱量交換

熱流體冷流體δ1δ2q=δ1λ1（T－Tw）=a1（T－Tw）q=δ2λ2（t－tw）=a2（tw－t）Q=A(T－

t)1

a1bλ++1

a2/()Q=KA(T-t)=KA△T令1K=1

a1bλ++1

a2a

稱為給熱系數對于圓筒壁，有Q=2πl(wèi)（T－

t）1a1d1bλdm++/()1a2d2Q=A1(T－

t)1

a1bλ++1

a2/()Q=2πd1l（T－

t）1a1bd1λdm++/()d1a2d2換熱器標準規(guī)定，換熱面積以管外徑計算，故有其中：K=11a1bd1λdm++/()d1a2d2當管較薄或管徑較大時，d1、d2、dm相差為大，為了簡化計算，可按平壁處理，面積以管外徑計算，則有其中：K=11a1bλ++/()1a2=KA1△T=KA1△T獲取K的另外兩種途徑(2)實驗測定通過實驗測定現有換熱器的流體流量和溫度，再由傳熱基本方程計算K值：實驗測定的K值較為可靠。實測K值的方法不僅是為了在缺乏工業(yè)實驗數據時提供設計依據，而且還可以籍助實測的K值判斷換熱器的工作狀況，從而尋求強化傳熱的措施。計算得到的K值與查取或實測值相差較大，主要原因是給熱系數h的關聯式有一定誤差和污垢熱阻不易估計準確。使用計算的K值時應慎重，最好與另外兩種方法作對照，以確定合理的K值。污垢熱阻換熱器在運行一段時間后，流體介質中的可沉積物會在換熱表面上生成垢層，有時換熱面還會被流體腐蝕而形成垢層。垢層產生附加熱阻，使總傳熱系數減小，傳熱速率顯著下降。因垢層導熱系數很小，即使厚度不大，垢層熱阻也很大，往往會成為主要熱阻，必須給予足夠重視。如管壁內側和外側的污垢熱阻分別是Rs1和Rs2，則總熱阻用Rf表示管壁內外兩側污垢熱阻之和K2為清潔表面的總傳熱系數，K2’是結垢表面的總傳熱系數，分別測得這兩個傳熱系數，即可確定Rf值。污垢熱阻污垢熱阻的大致數值傳熱溫差：推動力在換熱器中取微分長度dl，其傳熱面積為dA兩流體通過微分面積dA交換的熱量為t1

t2

T1T2dldATt假定：⑴在傳熱過程中，熱損失忽略不計；⑵兩流體的比熱為常數，不隨溫度而變；⑶總傳熱系數K為常數，不沿傳熱表面變化。傳熱溫差：推動力熱流放出的熱量冷流吸收的熱量兩式相減并令逆流傳熱微分式dldATt傳熱溫差：推動力兩邊求積分根據換熱器總熱量恒算式兩式相減比較傳熱基本方程式同樣可推出并流傳熱平均溫差計算式傳熱溫差：推動力錯流和折流時的平均溫差列管式換熱器中兩種流體的流動比較復雜的多程流動。對于錯流或折流平均溫差，通常是先按逆流求算，然后再根據流動型式加以修正，即——溫差修正系數與冷熱兩流體溫度變化有關，表示為P和R兩參數的函數傳熱溫差：推動力溫差修正曲線換熱器計算的變量分析校核型計算：核算已有換熱器在非設計工況下的傳熱性能

(1)產量改變造成工藝流體流量的變化，要求預測現有換熱器在冷流體流量和進口溫度不變的條件下，工藝流體的出口溫度T2。(2)上游設備工況改變而引起工藝流體的進口溫度發(fā)生變化，需預測出口參數的變化。(3)冷卻劑水的進口溫度受季節(jié)和氣候影響，從而會使工藝流體的出口參數產生波動，需預測出口溫度的波動值。(4)新換熱器剛投入使用時，垢層尚未形成，其總傳熱量系數K遠大于考慮了污垢熱阻的設計值，需要預測K的這種變化對傳熱的影響。換熱器計算的變量分析換熱器調節(jié)：使換熱器在非設計工況下操作時工藝流體的出口參數（溫度）穩(wěn)定在工藝要求值附近。調節(jié)的方法：改變非工藝流體的流量來改變換熱器的傳熱性能，從而把變化了的出口參數調回到設計值。改變非工藝流體流量，K和tm及傳熱速率隨之變化。

(1)傳熱為非工藝流體控制

調節(jié)非工藝流體流量，總傳熱系數K和平均溫差tm同時改變，從而改變傳熱速率Q。(2)

傳熱為工藝流體控制

改變非工藝流體流量，總傳熱系數K幾乎不變，只有平均溫差tm變化。(3)

傳熱為工藝流體控制且非工藝流體出口溫度十分接近其進口溫度時

tm也不變化，即Q不變化，表現為換熱器無調節(jié)余地。五、傳熱單元數法問題：在校核型計算中，需要同時確定T2和t2(在傳熱速率方程式的對數項中)，若采用傳熱速率方程和熱量平衡方程聯立求解的方法，需要進行試差計算。解決方法：傳熱單元數（—NTU）法手段：將兩個出口溫度用熱量衡算式消去一個，避免試差。傳熱速率方程：變換：五、傳熱單元數法令：以熱流體為基準的溫變比或比熱容量流率熱流體的傳熱單元數以熱流體為基準的傳熱效率需同時確定T2和t2：R1和NTU1可計算得出，求出1后由定義式可求T2，再由R1求t2。需同時確定流體的流量和它的出口溫度（如W2和t2）：需確定R1，由于R1包含在對數項中，計算仍需試差?？捎梢阎?/p>

1和NTU1，查圖得到R1。對冷流體逆流可得：五、傳熱單元數法單程逆流換熱器中ε和NTU關系折流換熱器中ε和NTU關系五、傳熱單元數法傳熱單元數計算式傳熱溫差：推動力換熱過程中，熱流溫度沿程降低，冷流溫度沿程升高，故冷熱流體溫度差在換熱器表面各點不同。當用傳熱基本方程式計算整個換熱器的傳熱速率時，必須使用整個傳熱面積上的平均溫差。傳熱溫差：推動力在換熱器中取微分長度dl，其傳熱面積為dA兩流體通過微分面積dA交換的熱量為t1

t2

T1T2dldATt假定：⑴在傳熱過程中，熱損失忽略不計；⑵兩流體的比熱為常數，不隨溫度而變；⑶總傳熱系數K為常數，不沿傳熱表面變化。傳熱溫差：推動力熱流放出的熱量冷流吸收的熱量兩式相減并令逆流傳熱微分式dldATt傳熱溫差：推動力兩邊求積分根據換熱器總熱量恒算式兩式相減比較傳熱基本方程式同樣可推出并流傳熱平均溫差計算式逆流和并流傳熱的平均溫差的特點T1、T2、t1、t2相同時，逆流平均溫差大于并流平均溫差。當傳熱量一定時，逆流操作所需的傳熱面積小于并流操作。逆流時熱流體的出口溫度可低于冷流的出口溫度（高于冷流的入口溫度），并流時熱流體的出口溫度必大于冷流的出口溫度。當加熱任務一定時，采用逆流傳熱可最大限度地利用熱能，節(jié)約載熱體的用量。在換熱器中，若參與換熱的兩流體都變溫，則一般都采用逆流操作，但是并流也有它的特點，例如工藝上要求被加熱的流體不得高于某一溫度，或被冷卻的流體不得低于某一溫度，采用并流較易控制。但需要注意，倘若采用逆流代替并流而節(jié)省了載熱體，則其平均溫差就未必仍比并流的大。傳熱溫差：推動力錯流和折流時的平均溫差列管式換熱器中兩種流體的流動比較復雜的多程流動。對于錯流或折流平均溫差，通常是先按逆流求算，然后再根據流動型式加以修正，即——溫差修正系數與冷熱兩流體溫度變化有關，表示為P和R兩參數的函數傳熱溫差：推動力溫差修正曲線傳熱溫差：推動力錯流和折流時平均溫差的數學解析式對于m殼程、2m×n管程（如1-2，1-4，2-8，…）換熱器：當R≠1時：當R=1時：＜1(tm＜tm,逆)是由于復雜流動中同時存在并流和逆流；換熱器設計時

值不應小于0.8，否則不經濟；可改用多殼程來增大，即將幾臺換熱器串聯使用?？倐鳠嵯禂悼倐鳠嵯禂礙綜合反映傳熱設備性能，流動狀況和流體物性對傳熱過程的影響，倒數1/K稱為傳熱過程的總熱阻。對間壁式換熱器，可將傳熱視為對流-導熱-對流的串聯過程根據牛頓冷卻定律根據傅立葉導熱定律總傳熱系數串聯過程，dQ相等：由傳熱基本方程：對比兩式有：冷熱兩流體通過間壁進行熱交換的總熱阻等于兩個對流熱阻與一個導熱熱阻之和，與串聯電路歐姆定律類似。總傳熱系數根據列管換熱器標準規(guī)定，傳熱面積以換熱管外表面計算，則：因為：有：當間壁為平壁，或管壁很薄或管徑較大時，dA1、dA2、dAm和dA相等或近似相等，則：獲取K的另外兩種途徑查取K值

在有關傳熱手冊和專著中載有某些情況下K的經驗數值，可供設計參考。注意應選用工藝條件接近、傳熱設備類似的較為成熟的經驗K值作為設計依據。獲取K的另外兩種途徑(2)實驗測定通過實驗測定現有換熱器的流體流量和溫度，再由傳熱基本方程計算K值：實驗測定的K值較為可靠。實測K值的方法不僅是為了在缺乏工業(yè)實驗數據時提供設計依據，而且還可以籍助實測的K值判斷換熱器的工作狀況，從而尋求強化傳熱的措施。計算得到的K值與查取或實測值相差較大，主要原因是給熱系數h的關聯式有一定誤差和污垢熱阻不易估計準確。使用計算的K值時應慎重，最好與另外兩種方法作對照，以確定合理的K值。污垢熱阻換熱器在運行一段時間后，流體介質中的可沉積物會在換熱表面上生成垢層，有時換熱面還會被流體腐蝕而形成垢層。垢層產生附加熱阻，使總傳熱系數減小，傳熱速率顯著下降。因垢層導熱系數很小，即使厚度不大，垢層熱阻也很大，往往會成為主要熱阻，必須給予足夠重視。如管壁內側和外側的污垢熱阻分別是Rs1和Rs2，則總熱阻用Rf表示管壁內外兩側污垢熱阻之和K2為清潔表面的總傳熱系數，K2’是結垢表面的總傳熱系數，分別測得這兩個傳熱系數，即可確定Rf值。污垢熱阻污垢熱阻的大致數值換熱器計算的變量分析設計型計算：在給定的工藝條件下，設計一臺新的換熱器。

設計原則：技術上可行，經濟上合理。例：熱流體的冷卻已知：W1、T1、T2、t1及物性求：A、tm、Ktm：需要選定t2。t2，W2，操作費用，但tm，A，設備費用。一般按tm不小于10℃來確定t2。K：與流體的流動方式和流速有關。速度，K值，傳熱面積，但流動阻力，動力消耗?；驹瓌t：湍流、逆流。對列管換熱器的復雜流動，流向和流動空間的安排以溫差修正系數不低于0.8為宜。A：根據計算得出的A和選定的流動方式選出適合的換熱器換熱器計算的變量分析校核型計算：核算已有換熱器在非設計工況下的傳熱性能

(1)產量改變造成工藝流體流量的變化，要求預測現有換熱器在冷流體流量和進口溫度不變的條件下，工藝流體的出口溫度T2。(2)上游設備工況改變而引起工藝流體的進口溫度發(fā)生變化，需預測出口參數的變化。(3)冷卻劑水的進口溫度受季節(jié)和氣候影響，從而會使工藝流體的出口參數產生波動，需預測出口溫度的波動值。(4)新換熱器剛投入使用時，垢層尚未形成，其總傳熱量系數K遠大于考慮了污垢熱阻的設計值，需要預測K的這種變化對傳熱的影響。換熱器計算的變量分析換熱器調節(jié)：使換熱器在非設計工況下操作時工藝流體的出口參數（溫度）穩(wěn)定在工藝要求值附近。調節(jié)的方法：改變非工藝流體的流量來改變換熱器的傳熱性能，從而把變化了的出口參數調回到設計值。改變非工藝流體流量，K和tm及傳熱速率隨之變化。

(1)傳熱為非工藝流體控制

調節(jié)非工藝流體流量，總傳熱系數K和平均溫差tm同時改變，從而改變傳熱速率Q。(2)

傳熱為工藝流體控制

改變非工藝流體流量，總傳熱系數K幾乎不變，只有平均溫差tm變化。(3)

傳熱為工藝流體控制且非工藝流體出口溫度十分接近其進口溫度時

tm也不變化，即Q不變化，表現為換熱器無調節(jié)余地。傳熱單元數法問題：在校核型計算中，需要同時確定T2和t2(在傳熱速率方程式的對數項中)，若采用傳熱速率方程和熱量平衡方程聯立求解的方法，需要進行試差計算。解決方法：傳熱單元數（—NTU）法手段：將兩個出口溫度用熱量衡算式消去一個，避免試差。傳熱速率方程：變換：傳熱單元數法令：以熱流體為基準的溫變比或比熱容量流率熱流體的傳熱單元數以熱流體為基準的傳熱效率需同時確定T2和t2：R1和NTU1可計算得出，求出1后由定義式可求T2，再由R1求t2。需同時確定流體的流量和它的出口溫度（如W2和t2）：需確定R1，由于R1包含在對數項中，計算仍需試差?？捎梢阎?/p>

1和NTU1，查圖得到R1。對冷流體逆流可得：傳熱單元數法單程逆流換熱器中ε和NTU關系折流換熱器中ε和NTU關系傳熱單元數法傳熱單元數計算式對流給熱系數的實驗關系式對流傳熱分類對流傳熱有相變傳熱無相變傳熱冷凝傳熱沸騰傳熱自然對流強制對流管外對流管內對流圓形直管非圓管道彎管湍流過渡流滯流對流傳熱中常用的準數流體無相變的給熱系數管外強制對流流體在管束外橫掠流動換熱器殼程都是橫掠管束流動，管的排列分直列和錯列。錯列時流體在管間交替收縮和擴張的彎曲通道中流動，比直列時在管間走廊通道的流動擾動更為強烈，故錯列比直列傳熱要快，但錯列的流動阻力較大，清洗不如直列容易。

d

s2

s1

d

s2

s1

流體在管束外橫掠流動影響因素為Re，Pr，管子排列方式，管間距和管排數等。應用范圍：Re=5000~7000,s1/d=1.2~5.0,s2/d=1.2~5.0特征尺寸：管外徑，流速取每排管子中最狹窄通道處的流速定性溫度：流體進、出口溫度的算術平均值對第一排管子(相對于來流方向)，不論錯列或是直列，C、和n都相同，h值相同；從第二排起，錯列的值較大，h也較大；在第三排以后，直列和錯列的h值均不再變化。流體在管束外橫掠流動由于各排的給熱系數不同，則整個管束的平均給熱系數應按下式求出：式中：A1、A2、A3……分別為第一排，第二排，第三排……的傳熱面積；h1、h2、h3……分別為第一排，第二排，第三排……的傳熱系數。換熱器殼程的傳熱對于常用的列管式換熱器：(a)圓盤形(b)分流形(c)弓形(圓缺形)(1)由于殼體是圓筒，管束中各排的管數不同。(2)殼體內裝有折流擋板，流體先是橫掠管束進行流動，在繞過折流擋板時，則變?yōu)轫樦茏拥姆较蛄鲃印?3)由于流速和流向的不斷變化，Re＞100即可達到湍流。(4)殼程給熱系數的計算要考慮具體的結構型式。換熱器殼程的傳熱對于裝有圓缺型擋板時(割去直徑的25%所留下的部分)的列管式換熱器，殼程給熱系數：(1)Re=3~12×104時(2)Re=2×103~1×106時定性溫度：除w取壁溫外，其余均取流體平均溫度；特征尺寸：用當量直徑。直列錯列換熱器殼程的傳熱流速u：按管間最大流通截面積A計算，即式中：D——換熱器外殼內徑，m；l——兩折流擋板間距，m。若換熱器中無擋板，殼程流體沿管外作平行流動，則可按非圓管道的管內強制對流公式計算。特征尺寸使用殼程空間的當量直徑。自然對流傳熱系數大容積自然對流的給熱系數僅與Gr數和Pr數有關自然對流：加熱過程中流體密度發(fā)生變化而產生的流動。大容積自然對流：無攪拌時釜內液體的加熱；傳熱設備外表面與周圍環(huán)境大氣之間的對流傳熱。定性溫度：取壁溫tw和流體平均溫度tm的算術平均值C和n的實驗值有相變的傳熱過程冷凝傳熱蒸汽是工業(yè)上最常用的熱源。蒸汽在飽和溫度下冷凝時，放出汽化潛熱。蒸汽具有一定的壓力，飽和蒸汽的壓力和溫度具有一定的關系。冷凝方式膜狀冷凝：冷凝液體能潤濕壁面，在壁面上鋪展成膜。特點：蒸汽放出的潛熱必須穿過液膜才能傳遞到壁面，液膜層為壁面與蒸汽間傳熱的主要熱阻。因冷凝在整個壁面上發(fā)生，若凝液籍重力沿壁下流，則液膜越往下越厚，給熱系數隨之越小，如果壁面足夠高，壁下部液膜中會出現凝液的湍流流動，使給熱系數復又增加。冷凝方式滴狀冷凝：凝液不能完全潤濕壁面，在壁面上形成小液滴，且不斷成長變大，在下滾過程中合并成更大的液滴，使壁重新暴露在蒸汽中。特點：滴狀冷凝時沒有完整液膜的阻礙，熱阻很小，給熱系數約為膜狀冷凝的5~10倍甚至更高。實現滴狀冷凝的方法：在壁面上涂一層油類物質；在蒸汽中混入油類或脂類物質；對管表面進行改性處理。膜狀冷凝給熱系數蒸汽在垂直管外或垂直板側的冷凝當Re＜2100，膜內為滯流，則k、、—分別為凝液的導熱系數，密度和粘度；r—冷凝潛熱，kJ/kg；t—蒸汽飽和溫度ts與壁面tw之差，℃。若Re＞2100，膜層為湍流，則特征尺寸：l取垂直管或板的高度。定性溫度：蒸汽冷凝潛熱r取飽和溫度ts下的值，其余物性參數取液膜平均溫度(ts+tw)/2下的值。膜狀冷凝給熱系數W—凝液質量流量，kg/s；b—浸潤周邊長度，m；M—冷凝負荷，M=W/b；A—膜層流通截面積，m2；de—液膜當量直徑，m。膜狀冷凝給熱系數的準數形式無因次冷凝給熱系數，h*Re＞2100時（Kirkbride式）：則當Re＜2100時：膜狀冷凝給熱系數蒸汽在水平單管及水平管束外冷凝蒸汽在水平單管外冷凝時，凝液受重力作用沿管周向下流動并脫離管壁。單管平均給熱系數可用下式計算：式中：h為水平單管的冷凝給熱系數；km為管束校正系數。如果管束的總管數為N，則管束校正系數為蒸汽在水平管束外冷凝的平均給熱系數：m為垂直列數，其值與總管數N和管束放置方位有關。膜狀冷凝給熱系數B方位放置時對角線上管列水平，垂直列數管束按三角形排列時的兩種放置方位：A方位放置時對角線上管列垂直，垂直列數影響冷凝傳熱的其它因素(1)蒸汽的流速和流動方向若蒸汽與液膜的流向相同，則會加速液膜的流動，使液膜減薄，h增加。蒸汽流速<10m/s影響不大，>40~50m/s時，h提高30%左右。若蒸汽與液膜的流動方向相反，液膜的流動受到阻滯而變厚，h下降，若蒸汽的流速很高，將液膜吹離壁面，h將大大增加。(2)不凝性氣體隨著可凝性蒸汽的冷凝，不凝性氣體將在液膜外側聚積而形成一層氣膜，蒸汽必須以擴散的方式穿過此氣膜才能到達液膜進行冷凝，熱阻增大，h下降。例如水蒸汽中含有1%的空氣能使h下降60%。(3)過熱蒸汽在大氣壓力下，過熱30℃的蒸汽較飽和蒸汽的h高1%，而過熱540℃的蒸汽的h高30%。沸騰傳熱大容積沸騰(池內沸騰)：加熱面浸在有自由表面的液體中所發(fā)生的沸騰，液體運動由自然對流和汽泡擾動引起。強制對流沸騰(管內沸騰)：液體在管內流動過程中受熱沸騰。產生的汽泡不能自由升浮，而是受迫隨液體一起流動，形成汽-液兩相流動，沿途吸熱，直至全部汽化。大容積飽和沸騰曲線飽和沸騰：液體主體達到飽和溫度ts，加熱壁面的溫度tw高于飽和溫度所發(fā)生的沸騰。隨壁面過熱度t=tw-ts增加，沸騰傳熱表現出不同的規(guī)律。沸騰曲線：沸騰傳熱熱流密度q與壁面過熱度t的變化關系大容積飽和沸騰曲線自然對流沸騰區(qū)：t較小，壁面處液體輕微過熱，產生的少量汽泡尚未升浮達到自由液面就放熱再冷凝而消失。液體的運動主要決定于自然對流，沸騰本質上屬于過冷沸騰。核狀沸騰區(qū)：t增大，加熱面上汽泡數量增加，促進液體擾動，h和q都迅速增加。在C點h超過104W/(m2·℃)，q高達106W/m2。大容積飽和沸騰曲線過渡沸騰區(qū)：

t增大過C點，汽泡數大大增加，且生成速率大于脫離速率，汽泡連成汽膜，h與q均下降。因汽膜很不穩(wěn)定，屬于核狀沸騰和膜狀沸騰共存的過渡區(qū)。膜狀沸騰：

t繼續(xù)增大，汽泡迅速形成并互相結合成汽膜覆蓋在加熱壁面上，產生穩(wěn)定的膜狀沸騰。但由于膜內輻射傳熱的逐漸增強，h和q又隨t的增加而升高。沸騰傳熱過程的機理核狀沸騰機理：汽泡的生成、脫離和浮升。汽泡生成的條件：液體必須過熱；加熱壁面上存在汽化核心。汽化核心：粗糙表面上微細的凹縫或裂穴處，由于表面張力較小或吸附了微量氣體或蒸汽等原因，使新相容易生成。假設一球形汽泡存在于液體中而處于力平衡和熱平衡條件下，由于表面張力的作用，汽泡內的壓力pv必須大于汽泡外的壓力pl，且汽泡內外壓力之差pv-pl應與汽液界面上的表面張力相平衡，即pv,tvpl,tlps,ts壓力差R2(pv-pl)表面張力2R

plpvR沸騰傳熱過程的機理若忽略液相靜壓的作用，則pl應等于液面上方的壓力ps，熱平衡要求汽泡內蒸汽的飽和溫度tv等于汽泡外液體的飽和溫度tl，即tl=tv，由于pv>pl，tv>tl，所以汽泡外液體的溫度是過熱的。過熱度tv-ts，而在貼壁處具有最大過熱度tw-ts，故壁面上凹穴處汽泡生成的條件是凹縫尺寸滿足上式條件即可能成為汽化核心；t，pv-ps，R

；提高壁溫tw，壁面上更小的凹縫成為汽化核心，從而可以解釋汽泡生成速率隨壁溫升高而加快的現象。pv,tvpl,tlps,ts壓力差R2(pv-pl)表面張力2R

plpvR大容積飽和核狀沸騰影響傳熱速率的因素甚為復雜，一般用因次分析法得出準數關系式，并用實驗數據回歸Cwl—取決于加熱表面—液體組合情況的經驗常數；cp—飽和液體的定壓比熱，kJ/(kg·K)；r—汽化潛熱，kJ/kg；Pr

—飽和液體的普蘭特準數；q—熱流密度，q=ht,t=tw-ts；—飽和液體的粘度，N·s/m2；l、v—分別為飽和液體和汽體的密度，kg/m3；—液體-蒸汽界面的表面張力，N/m；s—系數，對水s=1.0，對其他液體s=1.7；g—重力加速度，m/s2。大容積飽和核狀沸騰各種表面—液體組合情況的Cwl

臨界點下熱流密度推薦使用下式管內沸騰傳熱垂直管沸騰過程中的流動型態(tài)和傳熱類型液體無相變加熱過程：液體進入管內至開始產生汽泡；過冷沸騰：液體在過冷狀態(tài)下(<ts)開始產生汽泡；泡狀沸騰：ts時形成泡狀流和塊狀流(汽泡匯合成塊)；環(huán)狀流：蒸汽含量，大汽塊在管中心合并形成汽芯；蒸干：環(huán)狀液膜受熱蒸發(fā)，逐漸變薄，直至液膜消失；干蒸汽單相傳熱區(qū)：對濕蒸汽繼續(xù)加熱使其成為過熱蒸汽。輻射傳熱(Radiation)基本概念輻射：物體以電磁波的方式傳遞能量的過程。輻射能：以輻射的形式所傳遞的能量。熱輻射：因熱的原因引起的電磁波輻射。輻射傳熱：不同物體間相互輻射和吸收的綜合結果。自然界中凡是溫度高于絕對零度的物體，都會不停的向四周發(fā)射輻射能，熱射線在物理本質上與光射線一樣，所不同的是波長范圍。從理論上講，熱輻射的波長范圍為0~，但具有實際意義的波長為0.4~20m。可見光：0.4~0.8m很高溫度下才有明顯作用紅外線：0.8~20m在熱輻射中起決定作用基本概念根據能量守恒定律：QQRQAQD熱射線也服從反射和折射定律。當物體發(fā)射的輻射能投射到另一物體的表面上時，一部分被物體吸收(QA),一部分被反射(QR),一部分透過物體(QD)。A、R

和D分別為物體吸收率、反射率和透過率。單色吸收率、反射率和透過率基本概念黑體(絕對黑體)：能將輻射能全部吸收的物體，即A=1,R=D=0。自然界中并不存在絕對黑體，例如沒有光澤的黑墨表面，其吸收率A=0.96~0.98，定義黑體的目的是為了在計算中確定一個比較的標準。鏡體(絕對白體)：能將輻射能全部反射的物體，即R=1,A=D=0。自然界中也不存在絕對鏡體，例如表面拋光的銅，其反射率R=0.97。透熱體：輻射能全部透過的物體，即D=1,A=R=0。例如對稱雙原子氣體O2、N2、H2等都是透熱體?；殷w：能夠以相等的吸收率吸收所有波長輻射能的物體?；殷w也是理想物體，其特點為：吸收率A與波長無關；為不透熱體(A+R=1)。工業(yè)上常見的固體材料均可視為灰體。基本定律Eb——黑體的輻射能力，W/m2；C0——黑體的輻射系數=5.67W/(m2·K4)。黑體的輻射能力灰體的輻射能力除與物體的溫度有關外，還與物體的吸收率有關。斯蒂芬-波爾茨曼定律Stefan-Boltzmann黑體的輻射能力與絕對溫度的四次方成正比。隨著溫度的升高，輻射能力急劇增大，因而在高溫下輻射傳熱成為主要的傳熱方式?；殷w的輻射能力灰體的輻射能力板1(灰體)能量平衡：單位時間單位面積發(fā)射E1，獲得A1Eb，向板2的凈的輻射傳熱量為q=E1-A1Eb。輻射傳熱達平衡(兩物體溫度相等)時，q=0，E1=A1Eb或E1/A1=Eb。若板1用任意灰體板來代替，則得克?；舴?Kirchhoff)定律E1,A1,

T1Eb,T2E1板1(灰體)板2(黑體)EbA1Eb(1-A1)EbC——灰體的輻射系數灰體輻射能力與吸收率之比恒等于同溫度下黑體的輻射能力T1>

T2灰體的黑度灰體的輻射能力與同溫度下黑體的輻射能力之比對于灰體A<1,C<C0，故黑體的輻射能力最大，而且物體的吸收率越大，其輻射能力越強。上式為灰體輻射能力的計算公式，為求灰體的輻射能力，需知灰體的黑度。黑度值可以通過實驗測定，其值與材料的性質，溫度和表面狀況有關?；殷w的黑度某些工業(yè)材料的黑度藍貝特(Lambert)定律兩固體間的輻射傳熱兩黑體間的輻射傳熱和角系數dAw1dAw2Aw1Aw221r兩灰體間的輻射傳熱E1,R1,

T1E2,R2,T2E2板1(灰體)板2(灰體)T1>

T2E2R1E2R1R2E2R12R2E2R12R22E1,R1,

T1E2,R2,T2E1板1(灰體)板2(灰體)T1>

T2E1R2E1R1R2E1R12R22E1R1R22輻射能可被多次被吸收和反射兩固體間的輻射傳熱對于定常輻射過程(溫度不變)：可將灰體理解為對投入輻射全部吸收而輻射能力為Eout的“黑體”EEoutAEinEin一般