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16对流换热计算

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对流换热计算式

对流换热计算式

关系式返回到上一层以下汇总了工程中最常见的几类对流换热问题的对流换热计算关系式，适用边界条件，已定准则的适用范围，特征尺寸与定性温度的选取方法。

一、掠过平板的强迫对流换热应注意区分层流和湍流两种流态 ( 一般忽略过渡流段 ) ，恒壁温与恒热流两种典型的边界条件，以及局部 Nu 数和平均 Nu 数。

沿平板强迫对流换热准则数关联式汇总注意：定性温度为边界层的平均温度，即。

二、管内强迫对流换热(1) 流动状况不同于外部流动的情形，无论层流或者湍流都存在流动入口段和充分发展段，两者的长度差别很大。

计算管内流动和换热时，速度必须取为截面平均速度。

(2) 换热状况管内热边界层也同样存在入口段和充分发展段，只有在流体的 Pr 数大致等于 1 的时候，两个边界层的入口段才重合。

理解并准确把握两种典型边界条件 ( 恒壁温与恒热流 ) 下流体截面平均温度的沿程变化规律，对管内对流换热计算有着特殊重要的意义。

(3) 准则数方程式要注意区分不同关联式所针对的边界条件，因为层流对边界条件的敏感程度明显高于湍流时。

还需要特别指出，绝大多数管内对流换热计算式 5f 对工程上的光滑管，如果遇到粗糙管，使用类比率关系式效果可能更好。

下表汇总了不同流态和边界条件下管内强迫对流换热计算最常用的一些准则数关联式。

(4) 非圆截面管道仅湍流可以用当量直径的概念处理非圆截面管道的对流换热问题。

层流时即使用当量直径的概念也无法将不同截面形状管道换热的计算式全部统一。

常热流层流，充分发展段，常壁温层流，充分发展段，充-充分发展段，气体，-充分发展段，液体，；紊流，充分发展段，紊流，粗糙管紊流，粗糙管三、绕流圆柱体的强迫对流换热流体绕圆柱体流动时，流动边界层与掠过平板时有很大的不同出现脱体流动和沿程局部 Nu 数发生大幅度升降变化的根本原因。

横掠单根圆管的对流换热计算式还被扩展到非圆管的情形。

关联式：定性温度为主流温度，定型尺寸为管外径，速度取管外流速最大值。

如何计算对流传热系数

如何计算对流传热系数

tmlt1nt1t2
653045.3C ln65
t2
30
t 15 → 90 △t 65 30
Q m s 1 c p 1 ( T 1 T 2 ) m s 2 c p 2 ( t2 t 1 ) K tm A
4 m s 1 0 c p 1 7 m s 2 5 c p 2 4 .8 8 4 .3 5 A (1)
2
T
Q' Q ?
1
T1=63℃
t2 mh1=30000kg/h
m’h1=15000kg/h
T1=63℃
mh1=15000kg/h
t3
2 1
T’2 t2
t1 mh2=20000kg/h
单独进行计算
Q'Q1Q2 ?
Q1 KAtm
16
二、管外强制对流
1、流体绕单根圆管的流动情况
（a）流动情况 （b）对流传热系数变化情况 （图中αp表示局部对流传热系数，α表示平均对流传热系数）
②其它参数一定，u一定， α与d的0.2次方成反比，改变管 径对α的影响不大。
③其它参数一定，V一定， α与d的1.8次方成反比，改变管 径，缩小管径将使 α ↑。
u 0.8
d 0.2
12
【补例】列管换热器的列管内径为15mm，长度为2.0m。管 内有冷冻盐水（25%CaCl2）流过，其流速为0.4m/s，温度自 -5℃升至15℃。假定管壁的平均温度为20℃，试计算管壁与 流体间的对流传热系数。
8
§4-17 流体做强制对流时的 对流传热系数
一、流体在圆形直管内强制对流传热
经验关联式为： Nu0.02Re30.8prn
或
0.02d3du0.8cpn

对流换热公式汇总与分析

对流换热公式汇总与分析

对流换热公式汇总与分析【摘要】流体与固体壁直接接触时所发生的热量传递过程，称为对流换热，它已不是基本传热方式。

本文尝试对对流换热进行简单分类并对无相变对流换热公式简单汇总与分析。

【关键词】对流换热类型公式适用范围对流换热的基本计算形式——牛顿冷却公式：q h(tt f)(W / m2 )w或 Am2上热流量h(t w t f)(W )上式中表面传热系数h 最为关键，表面传热系数是众多因素的函数，即h f (u, t w ,t f , ,c p , , , ,l )综上所述，由于影响对流换热的因素很多，因此对流换热的分析与计算将分类进行，本文所涉及的典型换热类型如表 1 所示。

表 1 典型换热类型1.受迫对流换热1.1内部流动圆管内受迫流动内部流动换热非圆形管内受迫流动受迫对流换热外掠平板外部流动外掠单管外掠管束（光管；翅片管）无相变换热竖壁；竖管无限空间横管自然对流换热水平壁（上表面与下表面）对流换热有限空间夹层空间混合对流换热————受迫对流与自然对流并存垂直壁凝结换热凝结换热水平单圆管及管束外凝结换热相变换热管内凝结换热大空间沸腾换热沸腾换热管内沸腾换热（横管、竖管等）1.1.1 圆管内受迫对流换热(1) 层流换热公式西德和塔特提出的常壁温层流换热关联式为Nu f1.86 Re 1f / 3 Pr 1f / 3 ( d )1 / 3 (f )0.14lw或写成d 1 / 3f0.14Nu f1.86( Pe f l )( )w式中引用了几何参数准则d，以考虑进口段的影响。

l适用范围： 0.48 Pr 16700， 0.0044 (f )9.75 。

w定性温度取全管长流体的平均温度，定性尺寸为管内径 d 。

如果管子较长，以致[(Re Pr d)1/ 3 ( f) 0.14 ]2lw则 Nu f 可作为常数处理，采用下式计算表面传热系数。

常物性流体在热充分发展段的Nu 是Nu f 4.36(q const)Nu f3.66(t w const)(2) 过渡流换热公式对于气体， 0.6Pr f1.5 ， 0.5T f1.5 ， 2300Re f 104。

传热学(第9章--对流换热)

传热学(第9章--对流换热)

— —
横向节距 纵向节距
23
9-3 流体有相变时的对流换热
一、凝结换热
1.特点：
——蒸汽和低于饱和温度的冷壁面相接触时会发 生凝结换热，放出凝结潜热。（如电厂中：凝汽 器和回热加热器内，管外蒸汽与管外壁的换热）
➢两种凝结方式：根据凝结液体依附在壁面上的形
态不同分.
tw ts
1）膜状凝结：凝结液体能润湿壁面，
腾换热设备安全经济的工作区为泡态沸腾区。
34
炉内高热负荷区水冷壁沸腾换热的强化
35
各种对流换热比较
液体对流换热比气体强；
对同一种流体，强制对流换热比自然对流换热强；
紊流换热比层流换热强；横向冲刷比纵向冲刷强；
有相变的对流换热比无相变换热强。
表9-5 各种对流换热平均换热系数的大致范围
换热系数 α[w/(m2.K)]
二是在蒸汽中混入油类或脂类物质。对紫铜管进行表面改 性处理，能在实验室条件下实现连续的珠状凝结，但在工 业换热器上应用，尚待时日。
26
2.影响蒸汽膜状凝结换热的因素：
（1）蒸汽中含有不凝结气体的影响 ➢ 蒸汽中含有不凝结气体（如空气）时，即使含量极微，
也会对凝结换热产生十分有害的影响。不凝结气体将会在 液膜外侧聚集而形成一层气膜，使热阻大大增加，从而恶 化传热。
21
（1）管束排列方式的影响
s1
s1
s2
顺排
s2
叉排
叉排：换热系数大，但流动阻力大. 顺排：换热系数小，但流动阻力小.
22
s1
s1
s2
s2
顺排
叉排
（2）流动方向上管排数的影响
后排管受前排管尾流的扰动作用对平均换热系 数的影响直到20排以上的管子才能消失。

对流传热的基本概念及传热方程讲解

对流传热的基本概念及传热方程讲解

q导
T y
|y0
18
而 q导 应该等于(9-2)式中的 q，即：
q导Ty|y0h(TTs)
从而得到(9-3)公式：
hTy|y0 (TTs)
19
9.2 、热量传输方程 －傅立叶-克希荷夫导热微分方程
本节将用微元体法导出含有对流条件下的流体中的 热量传出方程。 做下列假设： 1) 没有内热源（如化学反应热效应）产生 2) 流体流速不高，由粘性引起的耗散热可忽
对流传热的基本概念 及传热方程讲解
1
一、特点(Features)
对流传热是研究有流体（气、液及其混合物）存在 的传热物质体系中，通过流体的流动（质量团的宏 观迁移）产生的热量传热现象及热量传输速率和温 度分布的定量分析。
在工程中常见到的也是具有重要的工程意义的对流 传热情况就是某种流动流体与固体壁之间的界面对 换热。
适当流速。
6
2、流体的物性量 λ↑，热阻 δ / λ 小↓，h↑ h水= 20h空气 ρc↑载热能力强，热交换强，h↑ η↑滞止作用大，δc厚 ，减弱对流，h↓ 需要综合考虑：如水，粘性大，但ρc、λ也大。因
此比空气（粘性小）的换热系数大的多。
7
3、壁面几何尺寸、形状、位置： 垂直放置h↑，水平放置h↓（顺流动方向放
下降，随流动 x 增加，温度影响层增大，δ(x)增大。
9
10
温度边界层的厚度 δ T 是如下定义的: 当流体（其温度分布不均匀）温度为整体温度 T∞ 的99% 时，即： T (x, y, z) = 0.99T∞时所对应的距离平板的高度(δ T =y)，定义为温度 边界层厚度。
由于随着流体沿平板的流动距离 x 增加，流体与平板接触时间加 长，增加了流体与平板之间的传热量。所以受平板较低温度的影 响范围增加。即δT(x)随 x 增加，从而δT 增加。

工程热力学和传热学16对流换热计算

工程热力学和传热学16对流换热计算

q
t 1 Rt
t
1
1 2

20 (20) 257.65W m 2 1 0.4 10－2 1 10 0.762 20
Q＝Fq 100 80 10－4 257. ＝20：传热系数 k 1 1
C 和 m 的值见下表。
叉排或顺排、管间距不同时，C、m的选取
Nu C Re
m
排数的影响见教材P202
表16－2
第二节
自然对流换热
流体受壁面加热或冷却而引起的自然对流换热 与流体在壁面附近的由温度差异所形成的浮升力有 关。不均匀的温度场造成了不均匀的密度场，由此 产生的浮升力成为运动的动力。在热壁面上的空气 被加热而上浮,而未被加热的较冷空气因密度较大而 下沉。所以自然对流换热时,壁面附近的流体不像受 迫对流换热那样朝同一方向流动。一般情况下，不 均匀温度场仅发生在靠近换热壁面的薄层之内。在 贴壁处，流体温度等于壁面壁面温度tW，在离开壁 面的方向上逐步降低至周围环境温度。
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。 气体横掠10排以上管束的实验关联式为
Nu C Rem
式中：定性温度为 tr (tw tf )/ 2; 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。 实验验证范围： Ref 2000 ~ 40000。
边界层的成长和脱体决定 了外掠圆 管换热的 特征 。
可采用以下分段幂次关联式：
; 式中：C及n的值见下表；定性温度为 (tw t )/ 2 特征长度为管外径； Re 数的特征速度为来流速度 u 。

工程热力学和传热学16对流换热计算

工程热力学和传热学16对流换热计算

解： t 200 30 q裸管＝ 1700W m 2 1 1 10 q绝缘 t 50 30 200W m 2 1 1 10
4、尺寸为 100cm 80cm的大玻璃窗，玻璃厚 104cm, 0.762W (m K )。室 内空气与玻璃板的换热 系数 1＝10W (m 2 K )，室外空气与玻璃板的 换热系数 2 ＝20W (m 2 K )。室内空气温度为 20C，室外大气温度为－ 20C。试求通过该玻 璃窗的热流量Q和热流密度q。
tf1＝20°C q
α1 tt
w1
α2 tf2＝－20°C
tw2
1
1 2
1
教材P155 中（ 13 - 8式） ：k
1

1 是错误的。 2
1．火管锅炉炉胆的热流密度为48000Ｗ／ｍ２，钢板 制成的炉胆厚度为２０ｍｍ，试求其内外壁面的温差, 设:(1)炉胆两侧没有污垢；(2)在水的一侧积有1.5㎜ 厚的水垢；(3)在水的一侧积有1.5㎜，另一侧积有２ ㎜厚的烟灰。
2．蒸汽管的外径为108ｍｍ,管外包以λ＝0.1Ｗ/(m·K)的绝热材料,蒸汽温度为 330℃(由于蒸汽与管壁间的对流热阻和管壁的导热热阻要比绝热材料的热阻小得多, 可略去不计,所以可近似地认为绝热层内壁的温度等于蒸汽的温度)。若要使绝热层外 壁面的温度不超过40℃,每米管长的热损失不超过ql＝150Ｗ/m,试求绝热层的最小厚 度应为多少。 d 330 40 d （330 40） 2 0.1 1.215 解：qmin ln 2 ＝1.215 2 e d d1 150 d1 ln 2 d1 2 d2 1 d 2 d1 d1 e1.215 1 min＝ d1 0.108 ＝0.128m 2 2 2 解说：

传热学5

传热学5
7/42
分析 解法
采用数学分析求解的方法。
传热学 Heat Transfer
2.如何从获得的温度场来计算h 无论是分析解法还是数值法首先获得都是温度场， 如何由T→h？ t q 由傅里叶定律 w y
y 0
牛顿冷却公式
q w qc
qc h t w t
y
主流区
u∞
d 5 .0 离开前缘x处的边界层厚度 x Re x
局部表面传热系数
1/ 2 1/ 3 hx 0.332 Re x Pr x hx x 0.332 Re x1/ 2 Pr 1/ 3 Nu x 努塞尔数
（特征数方程，关联式）
u x 雷诺数： Re x 5 Re Re 5 10 关联式适用范围： c
25/42
传热学 Heat Transfer
1.数量级分析方法的基本思想 分析比较方程中等号两侧各项的数量级大小，在 同一侧内保留数量级大的项而舍去数量级小的项 2.实施方法 ①列出所研究问题中几何变量及物理变量的数量 级的大小，一般以1表示数量级大的物理量的量级。 以Δ表示小的数量级 ②导数中导数的数量级由自变量及因变量的数量 级代入获得
2t t t 2t c p u x v y x 2 y 2
28/42
传热学 Heat Transfer
5.4流体外掠平板传热层流 分析解及比拟理论
29/42
传热学 Heat Transfer
一、外掠等温平板层流流动下对流换热问 题的分析解
u v 0 x y
u u u p 2u 2u （ u v ) Fx ( 2 2 ) x y x x y v v v p 2v 2v （ u v ) Fy ( 2 2 ) x y y x y

对流换热计算实例

对流换热计算实例

计算已定准则 计算公式 计算表面传热系数
Re f
ud
30
102 1.25102 124 106
30.24
Nu f
1.86Re
Pr
1/ f
3
d l
1/
3
f w
0.14
12.585
h Nu f f d
12.585 13.9 102 1.25 102
139.9W/ m2 K
计算出口温度
l
2
散热量
1 hAtw t hdltw t
4.48 3.14 10102 2 50 10 112.5W
水平部分
Grm
gtd 3 2
gtl 3
Tm 2
9.81 50 10 10102 30 273 16 106 2
3
5.059 106
计算公式
Num
0.48Gr
Pr
hdil
tf
5253
41.21103 3.14 28103
1.7
15
67.5℃
从管内壁到管外壁进行的热量传递过程为通过圆筒壁的导 热，所以可以根据圆筒壁导热量计算公式计算管外壁温度
' two twi
1
2l
ln
do di
two
'
1
2l
ln
do di
twi
41.21103 2 3.14181.7
t
" f
44.2℃
• 总加热量为 394.6W
•
定性温度：t f
1 2
t
' f
t
" f
1 10 20 15℃
2

各种对流换热过程的特征及其计算公式

各种对流换热过程的特征及其计算公式

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）。
1 ' " t f (t f t f ) 2
1。管内层流换热关联式
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。可采用下列齐德
－泰特公式：
Re f Pr f Nu f 1.86 l/d
状凝结理论
1 、凝结换热现象
蒸汽与低于饱和温度的壁面接触时，将汽化
潜热释放给固体壁面，并在壁面上形成凝结液的
过程，称凝结换热现象。有两种凝结形式。
2 、凝结换热的分类
根据凝结液与壁面浸润能力不同分两种
(1)膜状凝结
定义：凝结液体能很好地湿润壁面，并 能在壁面上均匀铺展成膜的凝结形式， 称膜状凝结。
du y 时， dy

0, t t s
求解上面方程可得： (1) 液膜厚度
4l l ( ts tw )x 2 g l r
1/ 4
ts tw 定性温度： t m 2
注意：r
按 ts 确定
(2) 局部表面传热系数
gr hx 4l ( t s t w )x
对流换热那样朝同一方向流动。
一般情况下，不均匀温度场仅发生在靠近换热壁面的薄层 之内。在贴壁处，流体温度等于壁面壁面温度tW，在离开壁面
的方向上逐步降低至周围环境温度。
定义： 由流体自身温度场的不均匀所引起的流动称为自然对流。 工程应用： 暖汽管道的散热 不用风扇强制冷却的电器元件的散热 事故条件下核反应堆的散热 产生原因： 不均匀温度场造成了不均匀密度场，浮升力成为运 动的动力。

锅炉炉膛热力计算+锅炉烟风阻力计算书

锅炉炉膛热力计算+锅炉烟风阻力计算书

SZBQ6-1.25-T锅炉热力计算书计算依据《工业锅炉设计计算标准方法》2003SZBQ6-1.25-T炉膛热力计算序号计算项目符号单位公式或来源数值1 额定蒸发量 D t/h 设计选定 62 额定压力Pe MPa 设计选定 1.253 蒸汽湿度sd % 设计选定04 饱和蒸汽温度tbh ℃蒸汽特性表193.285 饱和蒸汽焓iss KJ/㎏蒸汽特性表2788.616 饱和水焓isw KJ/㎏蒸汽特性表822.237 汽化潜热qr KJ/㎏蒸汽特性表4907.378 给水温度tgs ℃设计选定209 给水焓ifw KJ/㎏表B14 85.1510 排污率pw % 设计选定 311 燃料种类- - 木质颗粒12 收到基碳Car % 表B2-1 46.8813 收到基氢Har % 表B2-1 5.7214 收到基氧Oar % 表B2-1 35.515 收到基氮Nar % 表B2-1 0.1416 收到基硫Sar % 表B2-1 0.0517 收到基灰份Aar % 表B2-1 1.818 收到基水份Mar % 表B2-1 9.9119 挥发份Vhf % 表B2-1 6020 挥发份燃烧系数Vfc - 式5-21 0.1521 燃料低位发热值Qar KJ/㎏表B2-1 1720022 理论空气量V0 Nm3/㎏式3-7 4.523 理论氮气量VN Nm3/㎏式3-19 3.5624 理论水蒸汽量VH Nm3/㎏式3-21 0.8325 实际水蒸汽量Vs Nm3/㎏式3-23 0.8726 三原子气量VR Nm3/㎏式3-20 0.8827 烟气总容积Vg Nm3/㎏式3-22 7.5528 炉膛入口空气系数kq1 - 设计选定 1.429 漏风系数dkq - 设计选定0.130 炉膛出口空气系数kq2 - 设计选定 1.531 排烟处空气系数kqpy - 设计选定 1.732 冷空气温度tlk ℃设计选定2033 冷空气焓Ilk KJ/㎏焓温表119.2734 供风温度tgf ℃设计选定2035 供风焓Igf KJ/㎏焓温表119.2736 空气带入炉膛的热量Qa KJ/㎏式5-12 178.937 锅炉有效利用热量Qef KJ/㎏式4-10 16117465.4638 锅炉输入热量Qin KJ/㎏式4-4 1720039 锅炉入炉热量Qfur KJ/㎏式5-11 17205.9440 排烟温度tpy ℃设计选定15041 排烟焓Ip KJ/㎏焓温表1749.4942 输出热量q1 KJ/㎏式4-10 14990.143 排烟热损失q2 % 式4-13 8.9544 气体不完全燃烧损失q3 % 设计选定 145 固体不完全燃烧损失q4 % 设计选定0.546 散热损失q5 % 表4-1 2.447 灰渣温度thz ℃设计选定60048 灰渣漏煤比blm - 设计选定0.9549 灰渣物理热损失q6 % 式4-22 050 锅炉热效率XL % 式4-28 87.1551 燃料耗量 B ㎏/h 式4-29 1075.2152 计算燃料耗量Bcal ㎏/h 式4-32 1069.8353 保热系数Br - 式4-21 0.9754 炉膛容积VL m3 设计选定1455 炉膛包容面积FL ㎡设计选定4556 辐射受热面积Hf ㎡设计选定1257 炉排面积Rlp ㎡设计选定7.858 炉墙与炉排面积比lr - 式5-25 0.2159 炉膛有效辐射层厚度S m 式5-10 1.1260 炉膛水冷度sld - 式5-9 0.3261 大气压力Patm MPa 设计选定0.162 烟气重量Gg ㎏/㎏式3-26 9.863 飞灰系数afh - 设计选定0.0564 飞灰浓度Mufh ㎏/㎏式3-27 .0000965 飞灰焓Ifh kJ/㎏式3-39 066 绝热燃烧温度tadi ℃焓温表1431.6667 水蒸汽容积份额rh - 式3-25 0.1168 三原子气容积份额rq - 式3-24 0.2369 三原子气辐射减弱系数Ktri 1/(m*MPa) 式5-19 2.1470 固体辐射减弱系数Kp 1/(m*MPa) 式5-21 0.1671 介质辐射减弱系数Kj 1/(m*MPa) 式5-18 2.372 烟气黑度ag - 式5-17 0.2373 辐射受热面黑度awal - 5.3.3条0.874 烟气平均热容量Vcav kJ/㎏*℃式5-16 13.1475 炉膛系统黑度afur - 式5-24 0.5776 波尔兹曼准则Bo - 式5-33 1.1377 受热面灰壁热阻系数Rzb ㎡*℃/W 式5-28 0.0025878 管壁灰表面温度twal ℃式5-28 506.8279 计算值m - 式5-31 0.1780 无因次温度变量值mbo - 式5-32 2.1781 无因次温度Wst - 解式5-32 0.7782 炉膛出口温度tl2 ℃解式5-32 1047.8883 炉膛出口烟焓Il2 KJ/㎏焓温表12163.4384 炉膛平均温度tav ℃式5-27 1152.9285 炉膛辐射放热量Qr KJ/㎏式5-30 4907.3786 辐射受热面热流密度qm W/㎡式5-29 121529.0587 炉排面积负荷强度qr W/㎡式5-47 658602.6588 炉膛容积负荷强度qv W/m3 式5-48 366935.7689 额定工况通风量Qetf m3/h - 7274.5590 额定工况烟气量Qeyq m3/h - 14032.09 一程顺列管束热力计算.序号项目符号单位公式及来源数值2.1 入口烟温t1 ℃上段计算结果1043.83 2.2 入口烟焓i1 KJ/kg 焓温表9808.88 2.3 出口烟温t2 ℃上段计算结果524.262.4 出口烟焓i2 KJ/kg 焓温表4775.23 2.5 冷空气温度tlk ℃设计选定202.6 冷空气焓Ilk KJ/kg 焓温表102.132.7 工质温度tj ℃程序查表1942.8 保热系数Br - 上段计算结果.972.9 计算燃料量Bcal - 上段计算结果1209.15 2.10 烟气放热量Qrp KJ/kg 式8-2 4892.22 2.11 入口空气系数kq1 - 设计选定 1.52.12 漏风系数dkq - 设计选定.052.13 平均空气系数kq - 设计选定 1.522.14 出口空气系数kq2 - 设计选定 1.552.15 烟气通道面积fx m2 设计确定.62.16 对流受热面积fxhf m2 由几何计算54.382.17 对流管直径dw mm 设计选定512.18 横向管距ss1 mm 设计选定1002.19 纵向管距ss2 mm 设计选定1052.20 纵向布管数量z2 - 设计确定272.21 横排几何系数Cs - 式8-25 12.22 纵排几何系数Cz - 式8-26 12.23 平均烟速w m/s 式8-14 13.052.24 导热修正系数MA - 程序查表.972.25 粘度修正系数MV - 程序查表.992.26 普朗特修正系数MPr - 程序查表.982.27 烟气导热系数 A - 程序查表.083667 2.28 烟气运动粘度V - 程序查表.000114 2.29 烟气普朗特数Pr - 程序查表.52.30 烟温与工质最大温差tmax ℃t1-tj 849.83 2.31 烟温与工质最小温差tmin ℃t2-tj 330.26 2.32 平均温压dt ℃式8-51 549.72 2.33 计算烟温tyj ℃tgz+dt 743.72 2.34 灰壁热阻系数Rhb W/(m.℃) 选取02.35 热流密度qm W/m2 Bcal*Qrp/(3.6*fxhf) 30216.41 2.36 灰壁温差dtb ℃qm*Rhb 77.96 2.37 管灰壁温度tb ℃dtb+dt 271.96 2.38 有效辐射层厚度sfb m 式8-48 .192.39 实际水蒸汽量Vs Nm3/kg 式3-23 .462.40 烟气总容积Vg Nm3/kg 式3-22 6.262.41 水蒸汽容积份额rh - 式3-25 .072.42 三原子气辐射减弱系数ktri 1/(m.MPa) 式5-19 5.492.43 烟气黑度ag - 式8-45 .12.44 对流换热系数ad W/m2℃式8-24 73.91 2.45 辐射换热系数af W/m2℃(式8-44) 10.65 2.46 传热有效系数psi - 设计选定.652.47 传热热系数Kcr W/m2℃式8-1 54.97 2.48 传热量Qcp KJ/kg 式8-2 4892.22 2.49 计算误差ca % - 0二程管束热力计算.序号项目符号单位公式及来源数值3.1 入口烟温t1 ℃上段计算结果524.26 3.2 入口烟焓i1 KJ/kg 焓温表4775.25 3.3 出口烟温t2 ℃上段计算结果352.05 3.4 出口烟焓i2 KJ/kg 焓温表3229.28 3.5 冷空气温度tlk ℃设计选定203.6 冷空气焓Ilk KJ/kg 焓温表102.13 3.7 工质温度tj ℃程序查表1943.8 保热系数Br - 上段计算结果.973.9 计算燃料量Bcal - 上段计算结果1209.15 3.10 烟气放热量Qrp KJ/kg 式8-2 1505.97 3.11 入口空气系数kq1 - 设计选定 1.553.12 漏风系数dkq - 设计选定.053.13 平均空气系数kq - 设计选定 1.583.14 出口空气系数kq2 - 设计选定 1.63.15 烟气通道面积fx m2 设计确定.463.16 对流受热面积fxhf m2 由几何计算42.093.17 对流管直径dw mm 设计选定513.18 横向管距ss1 mm 设计选定1003.19 纵向管距ss2 mm 设计选定1053.20 纵向布管数量z2 - 设计确定273.21 横排几何系数Cs - 式8-25 13.22 纵排几何系数Cz - 式8-26 13.23 平均烟速w m/s 式8-14 12.13.24 导热修正系数MA - 程序查表.973.25 粘度修正系数MV - 程序查表.993.26 普朗特修正系数MPr - 程序查表.973.27 烟气导热系数 A - 程序查表.05782 3.28 烟气运动粘度V - 程序查表.000061 3.29 烟气普朗特数Pr - 程序查表.533.30 烟温与工质最大温差tmax ℃t1-tj 330.26 3.31 烟温与工质最小温差tmin ℃t2-tj 158.05 3.32 平均温压dt ℃式8-51 233.67 3.33 计算烟温tyj ℃tgz+dt 427.67 3.34 灰壁热阻系数Rhb W/(m.℃) 选取03.35 热流密度qm W/m2 Bcal*Qrp/(3.6*fxhf) 12017.48 3.36 灰壁温差dtb ℃qm*Rhb 31.013.37 管灰壁温度tb ℃dtb+dt 225.01 3.38 有效辐射层厚度sfb m 式8-48 .193.39 实际水蒸汽量Vs Nm3/kg 式3-23 .473.40 烟气总容积Vg Nm3/kg 式3-22 6.463.41 水蒸汽容积份额rh - 式3-25 .073.42 三原子气辐射减弱系数ktri 1/(m.MPa) 式5-19 6.413.43 烟气黑度ag - 式8-45 .123.44 对流换热系数ad W/m2℃式8-24 73.873.45 辐射换热系数af W/m2℃(式8-44) 5.253.46 传热有效系数psi - 设计选定.653.47 传热热系数Kcr W/m2℃式8-1 51.433.48 传热量Qcp KJ/kg 式8-2 1505.97 3.49 计算误差ca % - 0SZS6-1.6省煤器热力及烟风阻力计算汇总序号项目符号单位公式及来源数值1 入口烟温t1 ℃原始数据2632 入口烟焓I1 KJ/kg 焓温表3042.7493 出口烟温t2 ℃计算结果168.81124 出口烟焓I2 KJ/kg 焓温表1932.4475 平均烟气速度w m/s 式(8-14) 9.989126 入口烟气速度w1 m/s - 11.084577 出口烟气速度w2 m/s - 9.1322538 烟气通道面积Fx m2 CAD查询.4369 出口烟气量Vy2 m3/h - 8.87211310 入口标准烟气量VY01 Nm3/h - 8600.63411 出口标准烟气量VY02 Nm3/h - 9117.33912 沿程阻力Pc Pa - 497.47813 烟气导热系数 a W/m.℃表B9 .040054714 烟气运动粘度v m2/s 表B9 3.269E-0515 烟气普朗特数Pr - 表B9 .61028916 对流换热系数ad W/m.℃式(8-27) 70.8863417 辐射换热系数af W/m.℃式(8-44) 5.61013518 传热系数kcr W/m.℃式(8-1) 53.5475319 烟气侧放热量Qrp kJ/kg 式(8-2) 1099.7420 传热量Qcp kJ/kg 式(8-1) 1099.74121 对流传热有效系数psi - 设计取值.722 R2O辐射减弱系数ktri - 式(5-19) 1.90017823 管壁黑度ab - 设计取值.824 烟气黑度ag - 式(8-45) .346309625 管灰壁热阻系数hrz m2.℃/W 设计取值.0025826 管灰壁温度差dtb ℃程序计算17.9984727 管壁计算温度tb ℃式(8-49) 97.9984728 热流密度qm W/m2 程序计算6976.15229 烟气与介质最大温差dtmax ℃式(8-51) 18330 烟气与介质最小温差dtmin ℃式(8-51) 88.8111631 平均温压dt ℃式(8-51) 130.279732 烟气计算温度tyj ℃式(8-23) 210.279733 管间有效辐射层厚度s m 式(8-48) .223727234 管子外径dw mm 计算取值5135 横向节距s1 mm 计算取值10036 纵向节距s2 mm 计算取值12037 纵向管排数z2 - 计算取值5038 横向相对节距sgma1 - S1/d 1.96078439 纵向相对节距sgma2 - S2/d 2.35294140 管排几何布置系数Cs Cs - 式(8-25) 141 纵向管排布置系数Cz Cz - 式(8-26) 142 工质温度tj ℃饱和蒸汽表8043 冷空气温度tlk ℃设计取值2044 冷空气焓Ilk KJ/kg 焓温表131.033845 入口空气系数kq1 - 设计取值 1.646 漏风系数dkq - 设计取值.147 出口空气系kq2 - 设计取值 1.748 固体不完全燃烧损失q4 % 设计取值849 锅炉散热损失q5 % 设计取值 1.750 锅炉热效率XL % 热平衡计算结果7951 保热系数Br - 热平衡计算结果.978934352 燃料耗量 B kg/h 热平衡计算结果111753 计算燃料量Bj kg/h 热平衡计算结果1027.6454 理论空气量V0 Nm3/kg 式(3-7) 4.94840955 二氧化物容积VR Nm3/kg 式(3-20) .906036356 理论氮气量VN Nm3/kg 式(3-19) 3.91620357 理论水蒸汽容积VH Nm3/kg 式(3-21) .530219458 实际水蒸汽容积VS Nm3/kg 式(3-23) .582004559 实际烟气量Vy Nm3/kg 式(3-22) 8.62070960 水蒸汽容积份额rh - 式(3-25) 6.751236E-0261 三原子容积份额rq - 式(3-24) .172612362 管束吸收功率Qgl MW 程序计算.313927163 烟气密度m kg/m3 程序计算.757133864 烟气通道当量直径ddl m CAD查询.091365 雷诺数Re - 程序计算27896.5666 单排阻力系数z0 - 式(1-15) .263394667 总阻力系数zn - 式(1-14) 13.1697368 动压头Pyt Pa - 37.7743569 沿程阻力F_pc Pa - 497.478 SZBQ6-1.25-T锅炉烟风阻力计算书计算依据《工业锅炉设计计算标准方法》20031.炉膛序号项目符号单位公式及来源数值１.1 炉膛负压p1 Pa 设计选定202.流程1烟气通道阻力计算.序号项目符号单位公式及来源数值2.1 对流管直径dw mm 设计选定512.2 横向管距ss1 mm 设计选定1002.3 纵向管距ss2 mm 设计选定1052.4 纵向布管数量z2 - 设计确定272.5 横向相对节距sm1 - s1/dw 1.962.6 纵向相对节距sm2 - s2/dw 2.062.7 布管形状系数fsi - (s1-dw)/(s2-dw) .912.8 烟气通道面积fx m2 设计确定.62.9 通道当量直径dl m 设计确定94.52.10 入口烟气温度t1 ℃热力计算1043.832.11 出口烟气温度t2 ℃热力计算524.262.12 计算烟温tyj ℃热力计算743.722.13 烟气平均速度w m/s 式8-14 13.052.14 烟气平均密度myp kg/m3 热力计算.352.15 烟气运动粘度v Pa.s 程序查表.00011385 2.16 雷诺数Re - 上段计算10833229.08 2.17 烟气平均动压pd Pa 上段计算30.142.18 单排管阻力系数zo - 式1-15 .082.19 管程总阻力系数zn - zo*z2 2.162.20 管程阻力dpa Pa 式1-14 02.21 管壁工质温度tj ℃设计选取1942.22 烟温与工质最大温差tmax ℃t1-tj 849.832.23 烟温与工质最小温差tmin ℃t2-tj 330.262.24 平均温压dt ℃式8-51 549.722.25 计算烟温tyj ℃热力计算743.722.26 通道当量直径ddl m 式1-4 94.52.27 烟气入口调和面积ft1 m2 式1-13 .62.28 烟气入口转向角度af1 度设计902.29 烟气入口动压pd1 Pa 式1-6 39.032.30 烟气入口阻力系数zn1 - 1.4.4条 12.31 烟气入口阻力dp1 Pa 式1-6 39.032.32 烟气出口调和面积ft2 m2 式1-13 .62.33 烟气出口转向角度af2 度设计902.34 烟气出口动压pd2 Pa 式1-6 23.632.35 烟气出口阻力系数zn2 - 1.4.4条 12.36 烟气出口阻力dp2 Pa 式1-6 23.632.37 计算管程烟气总阻力dp Pa 式1-1 127.723.流程2烟气通道阻力计算.序号项目符号单位公式及来源数值3.1 对流管直径dw mm 设计选定513.2 横向管距ss1 mm 设计选定1003.3 纵向管距ss2 mm 设计选定1053.4 纵向布管数量z2 - 设计确定273.5 横向相对节距sm1 - s1/dw 1.963.6 纵向相对节距sm2 - s2/dw 2.063.7 布管形状系数fsi - (s1-dw)/(s2-dw) .913.8 烟气通道面积fx m2 设计确定.463.9 通道当量直径dl m 设计确定92.63.10 入口烟气温度t1 ℃热力计算524.263.11 出口烟气温度t2 ℃热力计算352.053.12 计算烟温tyj ℃热力计算427.673.13 烟气平均速度w m/s 式8-14 12.13.14 烟气平均密度myp kg/m3 热力计算.513.15 烟气运动粘度v Pa.s 程序查表.00006146 3.16 雷诺数Re - 上段计算18230405.15 3.17 烟气平均动压pd Pa 上段计算37.563.18 单排管阻力系数zo - 式1-15 .073.19 管程总阻力系数zn - zo*z2 1.953.20 管程阻力dpa Pa 式1-14 03.21 管壁工质温度tj ℃设计选取1943.22 烟温与工质最大温差tmax ℃t1-tj 330.263.23 烟温与工质最小温差tmin ℃t2-tj 158.053.24 平均温压dt ℃式8-51 233.673.25 计算烟温tyj ℃热力计算427.673.26 通道当量直径ddl m 式1-4 92.63.27 烟气入口调和面积ft1 m2 式1-13 .63.28 烟气入口转向角度af1 度设计903.29 烟气入口动压pd1 Pa 式1-6 25.123.30 烟气入口阻力系数zn1 - 1.4.4条 13.31 烟气入口阻力dp1 Pa 式1-6 25.123.32 烟气出口调和面积ft2 m2 式1-13 .63.33 烟气出口转向角度af2 度设计903.34 烟气出口动压pd2 Pa 式1-6 19.693.35 烟气出口阻力系数zn2 - 1.4.4条 13.36 烟气出口阻力dp2 Pa 式1-6 19.693.37 计算管程烟气总阻力dp Pa 式1-1 117.864.流程3烟气通道阻力计算.序号项目符号单位公式及来源数值4.1 对流管直径dw mm 设计选定514.2 横向管距ss1 mm 设计选定1004.3 纵向管距ss2 mm 设计选定1054.4 纵向布管数量z2 - 设计确定274.5 横向相对节距sm1 - s1/dw 1.964.6 纵向相对节距sm2 - s2/dw 2.064.7 布管形状系数fsi - (s1-dw)/(s2-dw) .914.8 烟气通道面积fx m2 设计确定.354.9 通道当量直径dl m 设计确定99.64.10 入口烟气温度t1 ℃热力计算352.054.11 出口烟气温度t2 ℃热力计算270.564.12 计算烟温tyj ℃热力计算306.424.13 烟气平均速度w m/s 式8-14 13.554.14 烟气平均密度myp kg/m3 热力计算.624.15 烟气运动粘度v Pa.s 程序查表.00004449 4.16 雷诺数Re - 上段计算30334194.01 4.17 烟气平均动压pd Pa 上段计算56.924.18 单排管阻力系数zo - 式1-15 .074.19 管程总阻力系数zn - zo*z2 1.76 4.20 管程阻力dpa Pa 式1-14 04.21 管壁工质温度tj ℃设计选取194 4.22 烟温与工质最大温差tmax ℃t1-tj 158.05 4.23 烟温与工质最小温差tmin ℃t2-tj 76.56 4.24 平均温压dt ℃式8-51 112.42 4.25 计算烟温tyj ℃热力计算306.42 4.26 通道当量直径ddl m 式1-4 99.6 4.27 烟气入口调和面积ft1 m2 式1-13 .35 4.28 烟气入口转向角度af1 度设计904.29 烟气入口动压pd1 Pa 式1-6 61.4 4.30 烟气入口阻力系数zn1 - 1.4.4条 14.31 烟气入口阻力dp1 Pa 式1-6 61.4 4.32 烟气出口调和面积ft2 m2 式1-13 .35 4.33 烟气出口转向角度af2 度设计904.34 烟气出口动压pd2 Pa 式1-6 53.4 4.35 烟气出口阻力系数zn2 - 1.4.4条 14.36 烟气出口阻力dp2 Pa 式1-6 53.4 4.37 计算管程烟气总阻力dp Pa 式1-1 214.785.烟气通道阻力汇总:序号项目符号单位公式及来源数值5.1 炉膛负压P0 Pa 设计选定205.2 流程1 P1 Pa 计算127.72 5.3 流程2 P2 Pa 计算117.86 5.4 流程3 P3 Pa 计算214.78 5.5 除尘器阻力pc Pa 制造厂提供1200 5.6 其它烟道阻力pq Pa 设计预选1000 5.7 总阻力Pa Pa 2681。

工程热力学与传热学_第十六章_各种对流换热过程的特征及其计算公式

工程热力学与传热学_第十六章_各种对流换热过程的特征及其计算公式

对流换热那样朝同一方向流动。
一般情况下，不均匀温度场仅发生在靠近换热壁面的薄层 之内。在贴壁处，流体温度等于壁面壁面温度tW，在离开壁面
的方向上逐步降低至周围环境温度。
定义： 由流体自身温度场的不均匀所引起的流动称为自然对流。 工程应用： 暖汽管道的散热 不用风扇强制冷却的电器元件的散热 事故条件下核反应堆的散热 产生原因： 不均匀温度场造成了不均匀密度场，浮升力成为运 动的动力。
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）。
1 ' " t f (t f t f ) 2
1。管内层流换热关联式
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。可采用下列齐德
－泰特公式：
Re f Pr f Nu f 1.86 l/d
状凝结理论
1 、凝结换热现象
蒸汽与低于饱和温度的壁面接触时，将汽化
潜热释放给固体壁面，并在壁面上形成凝结液的
过程，称凝结换热现象。有两种凝结形式。
2 、凝结换热的分类
根据凝结液与壁面浸润能力不同分两种
(1)膜状凝结
定义：凝结液体能很好地湿润壁面，并 能在壁面上均匀铺展成膜的凝结形式， 称膜状凝结。
特点：壁面上有一层液膜，凝结放出的
相变热（潜热）须穿过液膜才能传到冷
tw ts
却壁面上， 此时液膜成为主要的换热
热阻
g
(2)珠状凝结
定义：凝结液体不能很好地湿润壁 面，凝结液体在壁面上形成一个个 小液珠的凝结形式，称珠状凝结。
g
tw ts
特点：凝结放出的潜热不须穿过液膜的阻力即 可传到冷却壁面上。

对流换热

对流换热

11
1）连续性微分方程（质量守恒） u v 0 x y 2）动量微分方程（动量守恒）
纳维(N. Navier)-斯托克斯(G. G. Stokes)方程
y
dy
微元体
0
dx
x
2 2 u u u p u u x方向: （ u v ) Fx ( 2 2 ) x y x x y
2 外掠平板层流换热分析结果
对于常物性、无内热源、不可压缩牛顿流体纵掠 等壁温平板层流换热：
24
特征数关联式 对于Pr0.6的流体掠过等壁温平板层流换热 hx x Nux 是以 x 为特征长 1/2 1/3 Nu x 0.332 Rex Pr 度的局部努塞尔数 u x 平均表面传热系数h 为 Rex l l 1 1 1/2 1/2 2 C l 2hxl h hx dx C x dx l 0 l 0 平均努塞尔数: hl 2hl l Nu 0.664Re1/2 Pr1/3 Nu 2 Nu x l 注意：上述关系式仅适用于Pr0.6的流体外掠等壁 温平板层流换热，定性温度为边界层的算术平均温度 1 tm t w t 2
q w, x
t y w, x
根据牛顿冷却公式：
qw, x hx (t w -t ) W m 2
t hx t w t y w, x
hx 为局部表面传热系数
W (m C)
2
1 h hx dA（固体表面温度均匀时） A A
10
假设： (a) 流体为连续性介质。
(b) 流体的物性参数为常数，不随温度变化。 (c) 流体为不可压缩性流体。通常流速低于四分之一声 速的流体可以近似为不可压缩性流体。 (d) 流体为牛顿流体，即切向应力与应变之间的关系为 线性，遵循牛顿公式 ： u y (e) 流体无内热源，忽略粘性耗散产生的耗散热。 (f) 二维对流换热。

第4章 - 对流换热-2

第4章 - 对流换热-2

对于同一截面形状的流动通道， 恒热流时Nu总是高于恒壁温时Nu。
常物性流体 hx=常数
理论分析
其他不同截面形状的流动通道见表4-1。
完全处于入口段:
圆管恒壁温条件 凯斯推荐公式 d 0.0688 Re f Pr f L Nu f 3.66 2/3 d 1 0.04 Re f Pr f L 特征长度：圆管内径d； 非圆管当量直径de。
f (r , x )
（a）恒热流边界条件
tw t f
算术平均温差 2 流道足够长：
t tm tw f
出口处
t f
线性变化
指数函数变化
对数平均温差 t f tf t f t m tw t f ln tw t f
算术平均温差 t f tf tm tw 2
Tf 1.5 Tw
2
, 0.5
0.11
Prf 液体：ct Prw
, 0.05
Prf 20 Prw
20
以上所有方程仅适用于Pr>0.6的气体或液体。
对于Pr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传热的准则式： 均匀热流边界 Nu f 4.82 0.0185Pe f
层流 流动

d 2

d 2
twx trx 0 x twx tfx
3 t fx 流体x截面平均温度，又称整体温度。
速度分布完全定型 不再变化（抛物线）
（一）管槽内的强制对流传热
管内流动—速度边界层及速度分布曲线
内部流动的首要问题
层流 流动
层流
—确定流动入口段 （取决于流态）

传输原理第十章 对流换热

传输原理第十章 对流换热

25
第五节 自然对流换热的计算
一、自然对流换热的特点
自然流动或自然对流： 静止流体与固体表面接触，存在温度 差，引起密度差，在浮力作用下产生流体上下的相对运动。 自然对流换热中，Gr准数起决定性作用．
表示浮力与粘性力之比，并且包括温度
差ΔT。靠近固体表面流体的流动层就是 自然对流边界层，贴近固体表面处流速 为零，而边界层以外静止流体的流速也为 零，因而在边界层内存在一流速极大值，如图所示：
29
表2 自然对流简化对流表面传热系数公式
例 长10m，外径为0.3m的包扎蒸汽管，外表面温度为55℃， 求在25℃的空气中水平与垂直两种方式安装时单位管长的散 热量。
30
作业
• 1、3、7、12
31
第四节 强制对流换热的计算
一、外掠平板
1.流体顺着平板掠过时，层流至湍流的转变临界雷诺数的确定 在一般有换热的问题中取 Re下临＜5×105 2.平板在常壁温边界条件下平均表面传热系数准则关系式如下： 层流区：Re＜5×105 3.最终达到湍流区(5×105≤Re＜107)时全长合计的平均表面传 热系数α可按以下准则式先计算出Nu，再算出α：
1．非对称平板
取特征尺寸
L=A／S
2．块状物体水平面，侧面同时发生自然对流换热时
3．对长方体 取特征尺寸为
4．在101.3kPa(标准大气压)F，中等温度水平，即tm
＝50℃的空气与表面的自然对流可由下表2中的简
化公式求表面传热系数。当压力发生变化时应乘以
压力修正系数如下(其中p为实际压力，Pa)：
对于液体
………………………（10）
………………………..（11）
• 对于自然对流受到抑制时，推荐下列准则关系式： ……………..（12） 完全发展的层流，在恒定壁面热流通量的条件下圆管内热交换 的Nu数为： 在恒定壁面温度的条件下， 24 圆管内热交换的Nu数也是常量；Nu＝3.66。

对流换热微分方程式

对流换热微分方程式

板流动时的对流换热微分方程组为：
对流换热微分方程式：hx
f
(tw t f
)
t ( y )x
y0
对流项
能量微分方程式：
t t ux x uy y
2t a y2
扩散项
动量微分方程式：
ux
ux x
uy
ux y
2ux y2
惯性力项
连续性微分方程： ux uy 0
x y
2020/3/22
第七章 对流换热概论
特征长度（定型尺寸）
h f u , L , , ,, cP
2020/3/22
第七章 对流换热概论
10
三、对流换热系数
当速度为u f ，温度为 t f 的流体流过
面积为A 的平板平面，如果表面的温度 tw
不等于 t f ，则会发生对流换热，平板 x 处
局部热流密度表示为：
qx hx tw t f
2020/3/22
第七章 对流换热概论
44
（2）相似第二原理（相似准则间的关系）
物理现象可以用物理量之间的关系 描述，也可以用准则之间的关系描述， 即用准则方程式描述。
2020/3/22
第七章 对流换热概论
45
无相变强迫对流换热: Nu f (Re, Pr)
q ht W/m2
或
hAt W
t —流体与壁面间的温差，恒取正值。
2020/3/22
第七章 对流换热概论
4
二、影响因素对流换热的主要因素
1.流动的起因 2.流体的流动状态 3.流体有无相变 4.流体的物理性质 5.换热表面的几何因素
2020/3/22
第七章 对流换热概论
5

对流换热

对流换热

说明原来假设液膜为层流成立。平板每米宽的换热量可按牛顿冷却公式计算。
φ = hH ( t s − t w ) = 839× 0.3 ×1× ( 90 − 70) = 5034 (W )
凝结流量为
qm =
φ 5034 = = 2.21× 10−3 ( kg / s ) 3 r 2282.8 × 10
例 4：压力为 2.0 ×105 Pa 的水在一内装电加热器的圆管表面上作大容器内沸腾。如圆管水 平放置，电加热功率为 10KW ，管外径为 20mm，长 4mm。计算圆管外表面的表面传热系数 和表面温度。 解：由已知条件
= 5796
/
2
q = h∆ t = h ( t w − ts )
所以 t w =
q + ts h
查饱和水和饱和蒸汽表： p = 2.0 × 105 Pa 水的饱和温度 t s = 120.2°C
tw =
39783.6 + 120.2 =127.1 ( °C ) 5796
思考与练习 ：
1．流体外掠平板，在温度条件不变盼情况下，主流速度增加时，它的局部和平均换热 系数都增加，试从换热原理进行解释。
例 2：为了增强散热，把一根直径 D 为 10mm，长 L 为 100mm 的铜棒水平地插到一个电气 设备的二个表面之间。 铜棒两个端面的温度 tw 为 9０℃。 当温度 ｔｆ 为 ２５℃的空气以 ｕ 为 １０ｍ／ｓ 的速度横向流过此棒，试问棒的中间截面处的温度为多少？铜棒的平均表面温度按 ８５℃考
υ = 47.38 ×10−6 m2 /s ， λ =0.191W/m. ℃ 。 管 内 流 动 摩 擦 系 数 f 的 定 义 式
是: ∆p = f
2 l ρum f × ，又已知： St ⋅ Pr 2 3 = (管内流动两传类比律)。 d 2 8

工程传热学第五章对流换热计算

工程传热学第五章对流换热计算

大温差情况下计算换热时准则式右边要 乘以物性修正项 。 对于液体乘以 f w n


液 体 被 加 热 n=0.11 ， 液 体 被 冷 却 n=0.25( 物性量的下标表示取值的定性温 度) 对于气体则乘以: T f Tw


n
气 体 被 加 热 n=0.55 ， 气 体 被 冷 却 n=0.0 （此处温度用大写字符是表示取绝对温 标下的数值）。
qw w LT L 层流： t 0.055 Re Pr; t 0.07 Re Pr 热进口段长度： d d
L 紊流 : 50 d
热边界条件有均匀壁温和均匀热流两种。 对于管壁热流为常数时，流体温度随流动方 向线性变化，且与管壁之间的温差保持不变， 有
t f ( x) t 'f 4qw x cpumd
n m
准则的特征流速为流体最小截面处的最大流 速 umax ；特征尺寸为圆柱体外直径 d ；定性温 度除 Prw 按壁面温 tw 取值之外，皆用流体的主 流温度tf ；
Pr f Pr w
0.25
是在选用 tf 为定性温度时考虑热流方 向不同对换热性能产生影响的一个修 正系数。
如果流体流动方向与圆 柱体轴线的夹角（亦称 冲击角）在 30°- 90° 的范围内时，平均表面 传热系数可按下式计算
如果边界层在管中心处 汇合时流体已经从层流 流动完全转变为紊流流 动，那么进入充分发展 区后就会维持紊流流动 状态，从而构成流体管 内紊流流动过程。
如果出现紊流，紊流的扰动与混合作用又会 使表面传热系数有所提高，再逐渐趋向一个 定值。
Re
um04） — — 过渡区 Re 10
层流流动
紊流流动
0
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a 大容器沸腾(池内沸腾)：加热壁面沉浸在具有自由表面的
液体中所发生的沸腾；
加热表面
b 强制对流沸腾：强制对流＋沸腾
Liquid flow Bubble flow Slug flow Annular flow Mist flow
Heated Surface
c 过冷沸腾：指液体主流尚未达到饱和温度，即处于过冷状
（2）对稳定膜态沸腾，因为热量必须穿过的是热阻较大的 汽膜，所以换热系数比凝结小得多。
沸腾换热计算式
沸腾换热也是对流换热的一种，因此，牛顿冷却公式仍 然适用，即
q (tw ts ) t
但对于沸腾换热的 却又许多不同的计算公式
罗森诺公式——广泛适用的强制对流换热公式 既然沸腾换热也属于对流换热，那么，st = f ( Re, Pr )也 应该适用。罗森诺正是在这种思路下，通过大量实验得 出了如下实验关联式：
第四节 液体沸腾换热
沸腾换热现象
1 生活中的例子 • 蒸汽锅炉
• 做饭 • 许多其它的工业过程
2 定义：
a 沸腾：工质内部形成大量气泡并由液态转换到气态的一 种剧烈的汽化过程
b 沸腾换热：指工质通过气泡运动带走热量，并使其冷却 的一种传热方式
3 分类：沸腾的分类很多，书中仅介绍了常见的大容器
沸腾(池内沸腾)和强制对流沸腾，每种又分为 过冷沸腾和饱和沸腾。
tw ts
g
竖壁上的膜状凝结
液膜愈厚，αｘ 愈小。
液膜内的温度分布为线性。
珠状凝结可 视化照片
二、水平单管上的膜状凝结
三、水平管束的膜状凝结
由于上一排的凝结液流至下一排水平管上会使液膜增 厚，使换热系数降低。
四、影响凝结换热的主要因素
１．蒸气流速的影响 当蒸气流速大于10 m/s时，若流速方向与液膜下流方 向一致，则液膜变薄，换热系数α增大； 若蒸气流速与液膜下流方向相反，则液膜增厚，α减 小。若蒸气 流动速度很大，以致将液膜吹离壁面，则α显 著增大。

随的x变化
x
速度分布 温度分布
自然对流：不依靠泵或风机等外 力推动，由流体自身温度场的不 均匀所引起的流动。一般地，不 均匀温度场仅发生在靠近换热壁 面的薄层之内。
一、无限空间自然对流换热
换热面附近流体的运动状况只取决于 换热面的形状、尺寸和温度，而与空 间围护壁面无关，因此称为无限空间 自然对流换热。流体的冷却和加热过 程互不影响，边界层不受干扰。
无限空间自然对流换热的实验关联式 工程中广泛使用的是下面的关联式：
Nu C (Gr Pr)n
式中：定性温度采用 tm (tw t )/ 2； Gr 数中的 为 t 与 t 之差， w 对于符合理想气体性质的气体， ＝1 / T 。
t
特征长度的选择：竖壁和竖圆柱取高度，横圆柱取外径。
边界层的成长和脱体决定 了外掠圆 管换热的 特征 。
可采用以下分段幂次关联式： 式中：C及n的值见下表；定性温度为 (tw t )/ 2; 特征长度为管外径； Re 数的特征速度为来流速度 u 。
Nu C Ren Pr1 / 3
tw 21 ~ 1046 ℃。 t 15.5 ~ 982 ℃ ， 实验验证范围：
态，而壁面上开始产生气泡，称之为过冷沸腾 d 饱和沸腾：液体主体温度达到饱和温度，而壁面温度高于 饱和温度所发生的沸腾，称之为饱和沸腾
大容器饱和沸腾曲线：表征了大容器饱和沸腾的全部过程，
共包括 4个换热规律不同的阶段：自然对流、核态沸腾、过渡沸 腾和稳定膜态沸腾，如图所示：
qmax
qmin
几点说明： （1）上述热流密度的峰值qmax 有重大意义，称为临界热流 密度，亦称烧毁点。一般用核态沸腾转折点 DNB作为 监视接近 qmax 的警戒。这一点对热流密度可控和温度 可控的两种情况都非常重要。
二、有限空间自然对流换热
一般关联式为
H Nu C (Gr Pr)
n
m
第三节
蒸气凝结换热
上面我们分析了无相变的对流换热，包括强制 对流换热和自然对流换热 下面我们即将遇到的是有相变的对流换热，也称 之为相变换热，目前涉及的是凝结换热和沸腾换热两 种。 相变换热的特点：由于有潜热释放和相变过程 的复杂性，比单相对流换热更复杂，因此，目前， 工程上也只能助于经验公式和实验关联式。
凝结过程
tw ts
q
膜状凝结
沿整个壁面形成一层薄膜，并且在
重力的作用下流动，凝结放出的汽化潜 热必须通过液膜，因此，液膜厚度直接
g
影响了热量传递。
珠状凝结
当凝结液体不能很好的浸润壁面时，则在 壁面上形成许多小液珠，此时壁面的部分表面 与蒸汽直接接触，因此，换热速率远大于膜状 凝结（可能大几倍，甚至一个数量级）
P rl
C pl l
l
上式可以改写为：
g ( l v ) q l r
12
C pl t C r Prs l wl
3
可见，q ~ t 3 ，因此，尽管有时上述计算公式得到的 q与实验值的偏差高达100％，但已知q计算 t 时，则 可以将偏差缩小到33％。这一点在辐射换热种更为明显。 计算时必须谨慎处理热流密度。
l / d e 50，称为短管。
x /


层流
紊流
从图中可以看出， x ( x长度上平均大于x处的 x ) 乘上一修正系数 l， l 值应大于 1
弯管修正
螺线管强化了换热。对此有 弯管修正系数：
d 3 对于气体 R 1 10.3( ) R d 对于液体 R 1 1.77 R
大温差修正 无粘性， 速度分布 无畸变 有粘性，速度分布有畸变 粘性越大，畸变越严重。
实际上来说，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修正系数来考虑不均匀物性 场对换热的影响。

大温差情形，可采用下式计算。
对气体被加热时，
t ( )0.5
tw
tf
当气体被冷却时，
， 。
式中: 定性温度采用流体平均温度 tf ，特征长度为 管内径。 实验验证范围： Re 104 ~ 1.2 105 , Prf 0.7 ~ 120,
f
l / d 60。
此式适用与流体与壁面具有中等以下温差场合。
短管修正
入口段的热边界层薄，对流换热系数高。 紊流时:
x /
C 和 m 的值见下表。
叉排或顺排、管间距不同时，C、m的选取
Nu C Re
m
排数的影响见教材P202
表16－2
第二节
自然对流换热
流体受壁面加热或冷却而引起的自然对流换热 与流体在壁面附近的由温度差异所形成的浮升力有 关。不均匀的温度场造成了不均匀的密度场，由此 产生的浮升力成为运动的动力。在热壁面上的空气 被加热而上浮,而未被加热的较冷空气因密度较大而 下沉。所以自然对流换热时,壁面附近的流体不像受 迫对流换热那样朝同一方向流动。一般情况下，不 均匀温度场仅发生在靠近换热壁面的薄层之内。在 贴壁处，流体温度等于壁面壁面温度 tW，在离开壁 面的方向上逐步降低至周围环境温度。
2.蒸气中含有不凝结气体的影响 如蒸气中含有空气或其它不凝结气体,换热系数 就会显著下降。 在氟利昂制冷装置中，一旦氟利昂中混入空气， 这些不凝结的空气就会聚集在冷凝器管壁附近而 严重影响氟利昂蒸气的凝结换热，致使冷凝器压 力过高。因此，必须将聚集在冷凝器中的空气放 掉，以改善凝结换热过程,使冷凝压力恢复正常。
作业 P211习题1

＝7420W (m C )
2
第十六章 各种对流换热过程 的特征及计算公式
第一节 受迫对流换热 第二节 自然对流换热
第三节
第四节
蒸汽凝结换热
液体沸腾上使用最广的是迪贝斯－贝尔特公式：
Nuf 0.023 Ref Pr l R t
0.8
n f
加热流体时 冷却流体时
n 0.4 n 0.3
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。 气体横掠10排以上管束的实验关联式为
Nu C Re
m
式中：定性温度为 tr (tw tf )/ 2; 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。 实验验证范围： Ref 2000 ~ 40000。
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 Nu C Ren Pr1 / 3 注：指数C及n值见下表，表中示出的几何尺寸 L是计算 Re 数及Nu 数时用的特征长度。
二. 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 Pr 数外， 素除 Re 、 还有：叉排或顺排； 管间距；管束排数 等。
St 1 Cwl Re 0.33 Prls
式中， St
Nu r Re Pr C pl t
r — 汽化潜热； Cpl — 饱和液体的比定压热容 g — 重力加速度 l —饱和液体的动力粘度 Cwl — 取决于加热表面－液体 组合情况的经验常数 q — 沸腾传热的热流密度 s — 经验指数，水s = 1,否则，s=1.7
t 1
m 0.11 m 0.25
液体受热时 液体被冷却时
对液体
f m t ( ) w
外部流动强制对流换热实验关联式
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. 横掠单管换热实验关联式 横掠单管：流体 沿着垂直于管子轴线 的方 向流过管子 表面。流动具有边界 层特征，还会发生绕 流脱体。