几种物质的导热系数
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物质名称 |
导热系数λ （千卡/米时℃） |
物质名称 |
导热系数λ （千卡/米时℃） |
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软 木 板 |
0.04—0.06 |
钢 |
300 |
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聚 苯 乙 烯 泡 沫 塑 料 板 |
0.03—0.04 |
铝 |
170 |
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木 材 |
0.15—0.2 |
水 |
0.47—0.53 |
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油 毛 毡 |
0.12—0.15 |
冰 |
1.95—2.0 |
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沥 青 |
0.3—0.35 |
冷 冻 油 |
0.1—0.13 |
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砖 |
0.5—0.8 |
霜 |
0.1—0.5 |
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混 凝 土 |
0.8—1.1 |
水 垢 |
0.3—1.0 |
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钢 筋 混 凝 土 |
1.2—1.3 |
油 漆 |
0.2 |
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钢 |
40—50 |
空 气 |
0.02 |
（2）多层平面壁的导热 平面壁由若干层不同物质组成，各层物质的导热系数和厚度均布相同，热量连续传过各层平面壁的过程称为多层平面壁的导热。如图1—4所示，平面壁为三层，用不同物质组成，每层的厚度为δ1、δ2及δ3，其导热系数各为λ1、λ2及λ3，平面壁的面积为F（与图面垂直）通过各层的温度差各为△t1=t1-t2，△t2=t2-t3，△t3=t3-t4，则根据单层平面壁的导热公式可得
△t=△t1+△t2+△t3=Q1 λ1F+Q2λ2F+Q3λ3F
因为是稳定导热，则通过各层的热量相等，即
Q1=Q2=Q3=Q 则有
Q= λ1Fλ2Fλ3Fλ3F(千卡/时)
令 λ1F=R1，λ2F=R2，λ3F=R3 则得
Q=R1+R2+R3=ΣR（千卡/时）
式中：R1、R2、R3—对应各层的热阻
ΣR—多层平面壁的总热阻
（3）圆管壁的导热 热量沿圆管壁的径向传递时，垂直于热流方向的传热面积显然随半径的增大而增大。如图1—5所示，若圆管壁的长度为L，圆管的内半径为r1，外半径为r2，内壁温度为t2，外壁温度为t1，则稳定导热通过的热量为
Q=r1 (t1-t2)(千卡/时)
将上式与平面壁导热公式相比较，可得
Fd=r1 =F1 (米2)
式中：fd—圆管壁内面积F1和外面积F2的对数平均值
则有 Q=r2-r1Fd△t=δFd△t（千卡/时）
式中：δ—圆管壁的厚度（米）
从上式可知圆管壁的导热基本上与平面壁的导热相同，其不同之处就在于需把面积取对数平均值。
一般说来，两个数值的对数平均值常较其算术平均值为小。对于薄壁圆管，通常其外径d2（或r2）与外径d1（或r1）之比小于2，即d1=r1≤2，此时，工程计算上可以采用算术平均值，其误差也不大。
当圆管壁或圆筒壁为同心的多层物质构成时，其径向的导热需要分别算出各层的传热面积对数或算术平均值，并以各层热阻之和为总热阻而计算。
2.热对流 热对流是流动介质的传热，主要由分子互易位置、流体本身进行混和而传热，热量通过物质的移动来传递。例如，空气和水的传热都是对流传热。热对流是流体独有的现象。但是，流体的传热也往往兼有对流和导热两种形式。
对流传热有自然对流传热和强制对流传热之分。
静止的流体，由于受热或放热，使密度发生变化引起对流而传热的称为自然对流传热。
由于采用机械能—风机、搅拌器或泵等，使流体强制流动而传热的称为强制对流传热。
按流体的流动状态，有层流和湍流之分。流体的流动速度较小（雷诺准数在2320以下）时一般为层流，流动速度较大（雷诺准数在2320以上）时，一般为湍流。但是即使在湍流时，在紧邻管壁处常总有一薄层仍为层流。
流体流过固体壁面时，流体和与之直接接触的壁面间发生的热量传递过程称为放热（又称给热，对流换热），这个过程包括因流体各部位相对位移而引起的换热，也包括流体分子间进行的导热，所以它是导热和对流的混合作用。
放热过程基本关系可用下式表示：
Q=αF（t1-tb）（千卡/时）
式中：Q—单位时间内流体与壁面间的传热量（千卡/时）
t1—流体的温度（℃）
tb—壁面的温度（℃）
F—放热壁面的面积（米2）
α—放热系数（又称给热系数）（千卡/米2时℃）
放热系数α 温度差为1℃，在一小时内，由表面积为1米2的壁面与相接触的流体之间传送的热量称为放热系数。
放热系数的大小标志着壁面与流体表面之间热交换的强度。影响放热系数的因素很多。例如，流体的性质、流动的速度、流体的温度、壁面的状态、面积和温度等都影响放热系数值。一般说来，增加流体速度可以提高放热系数，也就是说，湍流时放热系数大，层流时放热系数小。流体流动方向和管壁垂直时的放热系数比平时大。当气体发生冷凝现象时的传热，滴状冷凝的放热系数比膜状冷凝大几倍至十几倍。膜状冷凝时，膜层增厚会使放热系数减少。增加气体流速，能使液膜减薄，增大放热系数，加高气体温度，会使液层粘度减少，放热系数增大。气体与传热壁之间的温度差加大时，则冷凝加速，液层加厚，使放热系数减少。在气体中如混有不凝性气体，会使放热系数大大降低。当液体为沸腾传热时，粗糙壁面的放热系数比光滑壁面为大。
由于影响放热系数的因素很多，其数值一般均由实验测得。
3.热辐射 宇宙间一切物体都以一种电磁波的方式向四面八方送出它的热量，这种向四周发射电磁波的传热现象总称为热辐射。太阳的热能就是以辐射的方式传给地球的。热辐射的发生，是物体内部原子复杂激动的结果。故物体被加热时，必有一部分热能变为辐射能。
一切物体发射的热辐射，当射达其他物体的表面时，和光线相似，部分被吸取，部分被反射，还有一部分可能透过物体。被物体吸取的辐射能，将使该物体的温度升高。
物体具备吸取、反射及透过热辐射的能力分别称为吸取率（A）、反射率（R）及透过率（D），若以入射能的总数为1，则有
A+R+D=1
A、R及D的值，视物质的性质、温度和波长等而异。一般说来，对于绝大多数气体，透明体和热体，A=0，R=0，D=1，即入射能全部透过。对于多数固体和液体D=0，R+A=1，此时的热辐射可以看作是物体表面的效应。当D=0，A=0，R=1时，入射能全部反射，称为白体。若D=0，R=0，A=1时，入射能全部吸取，称为黑体。实际上，黑体和白体都不存在，只是近似而已。一般说来，物体表面越粗糙、越黑、越善于吸取光线者，就越近似黑体。如绝黑的煤A=0.96,。但热辐射的黑体与光学的黑体还是有所区别的。例如，白粉墙和白雪，在光学上是所谓的白体（R=1），但对于热辐射，却是近似黑体，雪的A=0.985.所以物体对于热辐射是否吸取或反射，主要决定于表面状态，而与颜色无多大关系。
根据实验和理论分析，黑体向外发射的辐射能与它的辐射面积成正比，与它的温度的四次方成正比。
E0=C0F（100）4（千卡/时）
式中：E0—黑体的辐射能量（千卡/时）
F—辐射面积（米2）
T—物体表面的绝度温度（K）
C0—辐射系数 C0=4.96（千卡/米2时K）
通常，物体的辐射能力和吸取能力都比黑体小，一个物体的辐射能量E与同温度下黑体辐射能量E0的比值称为黑度。以符号ε表示。
ε= E0
因此任何物体的辐射能量均可以表示成
E=εE0=εC0F（100）4(千卡/时)
由于辐射能量与温度的四次方成正比，因此，当两个物体的温度差相差很大时，辐射换热将占据很重要的地位，但是，在制冷技术中，一般的温度都不大，辐射换热占的比例很小，在计算中，除个别情况外，对辐射换热量都不予考虑。
二、传热过程 在热交换器中，热量充温度较高的流体通过间壁传向另一侧温度较低流体的过程称为传热过程。在传热过程中，既有导热，又有对流换热。
1.单层平面壁的传热过程 单层平面壁的传热过程如图1—6所示，从图中可以看出，整个传热过程实际上是热流体到一侧壁面的对流换热，由一侧壁面到另一侧壁面的导热，以及从另一侧面到冷流体的对流换热这样三个热传递过程串联而成。从第一节中已知，热流体与壁面之间的换热为
Q1=α1F（t1-t1’）
由一侧壁面到另一侧壁面的导热为
Q2=δF(t1’-t2’)
由另一侧壁面到冷流体的换热为
Q3=α2F（t2’-t2）
当稳定传热时，各过程所传过的热量均应相等，即
Q1=Q2=Q3=Q
则三个串联传热过程的温度差将各为
t1-t1’=F×α1=F×α1
t1’-t2’=F×λ=F×λ
t2’-t2=F×α2=F×α2
整个传热过程的总温差为
t1-t2=(t1-t1’)+(t1’-t2’)+(t2’-t2)
=F(α1+λ+α2)
由此可得
Q=α1λα2 F(t1-t2)
令 α1λα2 =K 则有
Q=KF（t1-t2）（千卡/时）
式中：Q—单位时间内通过传热面F由热流体传给冷流体的热量（千卡/时）
F—传热壁面积（米2）
t1—热流体的温度（℃）
t2—冷流体的温度（℃）
K—传热系数（千卡/米2时℃）
传热系数K 当两流体间的温度差为1℃，隔开两流体的壁面积为1米2，在一小时内由较热流体通过间壁传至较冷流体的热量称为传热系数。上述公式称为传热方程，是传热计算的基本公式，在制冷计算中经常使用。
2.多层平面壁的传热过程 多层平面壁的传热过程如图1—7所示，其间壁为多层结构，每层的厚度为δ1、δ2……δn，则其传热系数为λ1λ2λn
K=α1λ1 λ2 λnα2
多层平面壁的传热方程与单层平面壁传热方程相同，仅在于K值不同。
图1—7 多层平面壁的传热过程
制冷装置的热交换器，有时虽然是单层间壁，但在间壁表面附有油、水垢、霜或冰等沉淀物和污垢时，则应按多层间壁来计算K值。
通过计算，然后将两个计算结果相比较，就可以明显看出，油和水垢的存在，使冷凝器的热系数大大降低。
3圆管壁的传热过程 圆管壁的传热过程如图1—8所示，其传热方程为
图1—8 圆管壁的传热过程
Q=α1d12λd1α2d2 πL（t1-t2）=K1πL（t1-t2）（千卡/时）
式中：α1—圆管外壁的放热系数（千卡/米2时℃）
α2—圆管内壁的放热系数（千卡/米2时℃）
λ—管子材料的导热系数（千卡/米2时℃）
d1—圆管的外径（米）
d2—圆管的内径（米）
L—管子的长度（米）
t1—热流体的温度（℃）
t2—冷流体的温度（℃）
K1—单位管长的传热系数（千卡/米时℃）
K1=α1d1+2λ+lnd1+α2d2
对于薄壁圆管，其外径和内径之比小于2（d2＜2）时，则可以将上式简化为
Q=α1λα2 πdmL（t1-t2）=KπdmL（t1-t2）（千卡/时）
式中：δ—管壁厚度（米）δ=2
dm—管子的平均直径（米）dm=2
K—圆管壁的传热系数（千卡/米2时℃）
4.翅片管的传热过程 翅片管有内翅片和外翅片之分，冷库中主要为外翅片管，其传热过程如图1—9所示。对于薄壁管，其传热方程为
图1—9 翅片管的传热过程
Q=α1F1λF1α2F2 (t1-t2)
=K1F1(t1-t2)=K2F2(t1-t2)(千卡/时)
式中：α1—翅片表面的放热系数（千卡/米2时℃）
α2—管子内表面的放热系数（千卡/米2时℃）
δ—管壁厚度（米）
λ—管子材料的导热系数（千卡/米时℃）
F1—管子（翅片）侧的放热面积（包括翅片表面积及管外壁的表面积）（米2）
F2—管子内侧的放热面积（米2）
t1—热流体的温度（℃）
t2—冷流体的温度（℃）
K1—以翅片侧放热面积计的传热系数（千卡/米2时℃）
K1=α1λα2F2
K2—以管子内侧放热面积计的传热系数（千卡/米2时℃）
K2=α1F1λF1α2
F2—翅化系数
上式公式在翅片片身不高时比较正确，若片身较高，片身上、下部有温度落差，计算结果将产生误差。翅片管的翅片应该装在放热系数较小的一侧。
三、平均温度差 在热交换器中，热流体将热量传递给冷流体时，冷、热流体的温度沿热交换器长度方向常常是变化的，因此，在计算温度差时，应该采用平均温度差，以符号△tm表示。
平均温度差，除与冷、热流体的物理性质，进口温度等有关外，还与冷、热流体相互流动的方向有关。
冷流体和热流体在热交换器中的流动方向有顺流，逆流，叉流，混合流等。
冷流体与热流体循同一方向运动时，称为顺流，其流向示意及温度变化如图1—10所示。
图1—10 顺流传热及温度变化
冷流体与热流体循相反方向运动称为逆流。其流向示意及温度变化如图1—11所示。
图1—11 逆流传热及温度变化
冷流体与热流体呈垂直交叉运动时称为叉流，由顺流、逆流和叉流混合组成的流动称为混合流。
从图1—10和1—11可以看出，冷流体与热流体在运动中，湿度都发生了变化，在顺流时，冷流体的出口温度总是低于热流体的出口温度，但在逆流时，冷流体的出口温度可以高于热流体的出口温度，因此，逆流时的温度差，交换的热量多，顺流时的温度差小，交换的热量少，叉流和混合流则处在两者之间，所以，对于热交换器，在一般情况下，应尽量采用逆流布置，即使因结构或其他方面的困难而无法采用逆流时，也应尽量采用叉流或混合流，避免采用单纯的顺流。
在热交换器中，除了上述的冷、热两流体温度都发生变化的情况，也有一个流体的温度维持不变，另一流体的温度发生变化的情况，图1—12所示为热流体温度维持不变冷流体温度变化情况（如冷凝器中的冷凝过程），图1—13所示为冷流体温度维持不变，热流体温度发生变化的情况（如蒸发器中的传热过程）。
图1—12 热流体温度恒定的传热 图1—13 冷流体温度恒定的传热
理论分析指出：对于顺流布置及逆流布置，当流体的比热Cp，传热系数K等值沿热交换器长度上变化不大时，冷热流体间的平均温度差可采用对数平均温度差，其计算公式为
△tm=△t2 (℃)
式中：△tm—对数平均温度差（℃）
△t1—热交换器中，传热表面起点的温度差（℃）
△t2—热交换器中，传热表面终点的温度差（℃）
如果，在热交换器中，起点的温度与终点的温度相差不大，即△t1≈△t2或△t2＜2时，或传热过程中，流体的温度变化较小时，则平均温度差可以不用对数平均温度差，而简化成算术平均温度差，即
△tm=2(℃)
