第6章-单相流体对流换热2

第六章单相流体对流传热特征数关联式§6-1管内强迫对流传热•一基本概念•1、流动边界层的形成与发展•流体进入管口后，开始形成边界层，并随流向逐渐增厚。在稳态下，管中心流速将随边界层的增厚而增加，经过一段距离，管壁两侧的边界层将在管中心汇合，厚度等于管半径，同时管断面流速分布和流动状态达到定型，这一段距离通称流动进口段。之后，流态定型，流动达到充分发展，称为流动充分发展段。•其中层流区：ReRec=2200；过渡区：Re=2200-104；紊流区：Re104入口段的热边界层薄，表面传热系数高。层流入口段长度:湍流时:/0.05RePrld/50ld层流湍流•2、换热特征3特征速度及定性温度的确定特征速度：计算Re数时用到的流速，一般多取截面平均流速。定性温度：计算物性的定性温度多为截面上流体的平均温度（或进出口截面平均温度）。4牛顿冷却公式中的平均温差对恒热流条件，可取作为。对于恒壁温条件，截面上的局部温差是个变值，应利用热平衡式：wf(t-t)mΔtmmmpffhAΔt=qc(t-t)mq、fftt式中，为质量流量；分别为出口、进口截面上的平均温度；mΔt按对数平均温差计算：lnffmwfwfttttttt二.管内湍流换热实验关联式实用上使用最广的是迪贝斯－贝尔特公式：加热流体时，冷却流体时。式中:定性温度采用流体平均温度，特征长度为管内径。0.80.023RePrnffftlRNuCCC0.4n0.3nft使用范围：此式适用与流体与壁面具有中等以下温差场合。45Re101.210,f～Pr0.7120,f～/50ld。•在有换热条件下，截面上的温度并不均匀，导致速度分布发生畸变。•一般在关联式中引进乘数来考虑不均匀物性场对换热的影响。(/)Pr/Pr)nnfwfw或（在换热条件下，由于管中心和靠近管壁的流体温度不同，因而管中心和管壁处的流体物性也会存在差异。特别是粘度的不同将导致有温差时的速度场与等温流动时有差别。温差修正当流体与管壁之间的温差较大时，因管截面上流体温度变化比较大，流体的物性受温度的影响会发生改变，尤其是流体黏性随温度的变化导致管截面上流体速度的分布也发生改变，进而影响流体与管壁之间的热量传递和交换。液体被加热或气体被冷却液体被冷却或气体被加热恒定温度的情况管内流动温度对速度分布的影响示意图因此，在大温差情况下计算换热时准则式右边要乘以物性修正项Ct。对于液体乘以，液体加热n=0.11,液体冷却n=0.25(物性量的下标表示在什么温度下取值)；气体nfw0.55fwTT0.55ftwTcT。1tc对于温差超过以上推荐幅度的情形，可采用下列任何一式计算。（1）温度修正公式对气体被加热时，当气体被冷却时，对液体mftwc液体受热时0.11mm=0.25液体被冷却时（2）管长修正当管子的长径比l/d50时，属于短管内流动换热，进口段的影响不能忽视。此时亦应在按照长管计算出结果的基础上乘以相应的修正系数，入口段的传热系数较高。对于通常的工业设备中的尖角入口，有以下入口效应修正系数：0.71ldcl11.77rdcR3110.3rdcR对于气体对于液体弯曲管道流动情况示意图（3）弯曲修正弯曲的管道中流动的流体，在弯曲处由于离心力的作用会形成垂直于流动方向的二次流动，从而加强流体的扰动，带来换热的增强。螺线管强化了换热。对此有螺线管修正系数：（2）采用齐德－泰特公式：0.140.81/30.027RePrffffwNu/60,ldPr0.716700,f～4Re10f。ftwtw定性温度为流体平均温度（按壁温确定），管内径为特征长度。实验验证范围为：（3）采用米海耶夫公式：0.250.80.43Pr0.021RePrPrffffwNu/50ld，Pr0.6700,f～46Re10~1.7510f。ft定性温度为流体平均温度，管内径为特征长度。实验验证范围为：（4）采用格尼林斯基公式：fft23f(f8)(Re-1000)PrdNu=1+cl1+12.7f8(Pr-1)对液体0.11ftwPrc=PrfwPrPr0.05~20对气体0.45ftwTc=TfwTT0.5~1.5l为管长;f为管内湍流流动的达尔西阻力系数：2(1.82lgRe1.64)f范围为：6Re2300~10f5Pr0.6~10f公式（4）用于气体或液体时，表达式可进一步简化如下：对气体0.45230.80.40.0214(Re100)Pr1ffffwTdNulT范围为：62300Re10f0.6Pr1.5f0.51.5fwTT对液体0.11230.870.4Pr0.012(Re280)Pr1PrffffwdNul范围为：1.5Pr500fPr0.0520Prfw62300Re10f上述准则方程的应用范围可进一步扩大。（1）非圆形截面槽道用当量直径作为特征尺度应用到上述准则方程中去。式中：为槽道的流动截面积；P为湿周长。注：对截面上出现尖角的流动区域，采用当量直径的方法会导致较大的误差。4ceAdPcA以上所有方程仅适用于的气体或液体。对数很小的液态金属，换热规律完全不同。推荐光滑圆管内充分发展湍流换热的准则式：Pr0.6Pr0.8274.820.0185ffNuPe均匀热流边界特征长度为内径，定性温度为流体平均温度。100fPe。0.85.00.025ffNuPe35Re3.610~9.0510,f2410~10fPe。均匀热流边界实验验证范围：均匀壁温边界实验验证范围：•例题、在流体的物性和流道截面的周长相同的条件下,圆管和椭圆管内单相流体的受迫紊流换热,何者换热系数大?为什么?•答：椭圆管的换热系数大。因为h∝d-0.2，椭圆管的de圆管的d。对于周长相同的圆和椭圆，其中椭圆的面积小于圆的面积，而de=4f/U，则de(椭圆)d(圆)。例题5-2在一冷凝器中，冷却水以1m/s的流速流过内径为10mm、长度为3m的铜管，冷却水的进、出口温度分别为15℃和65℃，试计算管内的表面传热系数。(忽略Ct，直管)解：从附录7中水的物性表中可查得λf=0.635W/m.k,vf=0.659x10-6m2/s,Pr=4.31管内雷诺数为426ff10521/sm100.6590.01m1m/s.udRe管内流动为紊流。4.91PrRe023.04.0f8.0ffNuKmWNudh2ff/58044.910.01mK)0.635W/(m由于管子细长，l/d较大，可以忽略进口段的影响。Cl=1,冷却水的平均温度为Ct40C65C1521f从附录7中水的物性表中可查得三.管内层流换热关联式续表实际工程换热设备中，层流时的换热常常处于入口段的范围。可采用下列赛德尔－塔特公式：0.141/3RePr1.86/ffffwNuldftwwt定性温度为流体平均温度（按壁温确定），管内径为特征长度，管子处于均匀壁温。0.0044~9.78fw，RePr10ffdl。Pr0.5~17000,f实验验证范围为：Re2200如果用豪森计算式计算平均对流传热系数h0.142/30.0668RePr3.6610.04(RePr)ffffwffdlNudlRePr10,ffdl补充：求管长:求出换热系数后，利用公式2'''()()4wfmPffdhdLttuctt如何从质量流量求速度42dmum§6-2外掠物体时的强迫对流传热外部流动：换热壁面上的流动边界层与热边界层能自由发展，不会受到邻近壁面存在的限制。一、纵掠平板1、当雷诺数时，流动边界层为层流流动，其换热计算的准则关系式如下：5105Rexu10.530.332RePrxxmxmNu10.530.664RePrmlmmNu局部换热系数计算式平均换热系数计算式适用范围：0.6Prm50,tm=1/2(tw+t∞)2、当雷诺数时，流动边界层流动变为紊流流动，如果将整个平板都视为紊流状态，其换热计算的准则关系式如下：5105Rexu局部换热系数计算式平均换热系数计算式10830.029RePrxmxmxmNu.10.830.037RePrmlmmNum适用范围：0.6Prm60,tm=1/2(tw+t∞)一、纵掠平板实际上流体流过平板时都是逐步从层流过渡到紊流的，因而计算整个平板的换热时，必须将前面一段按照层流计算，而后面一段按照紊流计算。于是综合计算关系式应为，10.50.80.830.664Re0.037ReRePrmcmlmcmNu10.830.037Re23500PrmlmNu式中：Recm为临界雷诺数5Re510ccmmuxv简化为适用范围：0.6Prm50,tm=1/2(tw+t∞)例题：沿平壁的层流与湍流对流换热，计算宽度为1m的平壁表面保持tw=160℃，平壁上方tf=20℃，的空气以60m/s的速度掠过，（1）求层流段的平均表面传热系数；（2）若平壁全长l=2.4m，求平均表面传热系数和总传热量1、流动边界层的形成与发展•Re10蠕动流••Re≤1.4×105层流脱体现象尾迹流•Re≥1.4×105层流紊流脱体现象尾迹流二、横掠单管时的强迫对流传热•脱体现象：流体的压强在管的前半部递降，而后又趋回升。与压强的变化相应，主流速度则先逐渐增加，面后又逐渐降低。特别要注意的是在压强增大的区域内，流体需靠本身的动能来克服压强的增长才能向前流动，而靠近壁面的流体由于粘滞力的影响速度比较低，相应的动能也较小，其结果是从壁面的某一位置开始速度梯度达到0壁面流体停止向前流动，并随即向相反的方向流动。以致从0点开始壁面流体停止向前流动，并随即向相反的方向流动，该点称为绕流脱体的起点(或称分离点)。2、换热特征边界层的成长和脱体决定了外掠圆管换热的特征。1/3RePrnNuC()/2;wttu。虽然局部表面传热系数变化比较复杂，但从平均表面换热系数看，渐变规律性很明显。可采用以下分段幂次关联式：式中：定性温度为特征长度为管外径；数的特征速度为来流速度Re实验验证范围：℃，℃。C及n的值见表5-5；15.5~982t21~1046wt对于气体横掠非圆形截面的柱体或管道的对流换热也可采用上式。lReNu注：指数C及n值见下表，表中示出的几何尺寸是计算数及数时用的特征长度。例题：温度为27℃的空气以2.0m/s的速度垂直掠过直径为50mm的圆管，管壁温度保持为tw=73℃，求平均表面传热系数。tw=73℃2.横掠管束换热实验关联式•外掠管束在换热器中最为常见。•通常管子有叉排和顺排两种排列方式。叉排换热强、阻力损失大并难于清洗。影响管束换热的因素除数外，还有：叉排或顺排；管间距；管束排数等。RePr、ddS1S1S2S2umaxu∞u∞t∞t∞(1)叉排管束(2)顺排管束流体绕流管束时的流动特征及几何尺寸示意图气体横掠20排以上管束的实验关联式为1,max2PrRePrPrkpfmnfffZwsNuCCCs后排管受前排管尾流的扰动作用对平均表面传热系数的影响直到10排以上的管子才能消失。这种情况下，先给出不考虑排数影响的关联式，再采用管束排数的因素作为修正系数。C和m，n，k，p的值见表6-3。()/2;rwftttRe2000~40000f。式中：定性温度为特征长度为管外径d；Re数中的流速采用整个管束中最窄截面处的流速。