第六章各种对流传热过程ppt课件.ppt

第六章各种对流传热过程 本章要点 1 着重掌握受迫 自然对流换热的基本原理和基本计算2 着重掌握凝结 沸腾换热的基本概念及影响因素本章难点 受迫 自然对流换热的分析计算凝结 沸腾换热的分析解 本章主要内容 第一节受迫对流换热第二节自然对流换热第三节蒸汽凝结换热第四节液体沸腾换热 第一节单相流体受迫对流传热 一 管槽内强制对流流动和换热的特征1 概述 1 流动和传热特征 流动有层流和湍流之分层流 Re10000 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 2 热边界条件有均匀壁温和均匀热流两种湍流 除液态金属外 两种条件的差别可不计层流 两种边界条件下的换热系数差别明显 式中 为质量流量 分别为出口 进口截面上的平均温度 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 按对数平均温差计算 当出口截面的温差与进口截面的温差在0 5 2之间时 可用算术平均温差代替 2 管内湍流换热实验关联式 强迫对流 实用上使用最广的是迪贝斯 贝尔特公式 式中 特征温度采用流体平均温度tf 特征长度为管内径 非圆形截面槽道 用当量直径de作为特征尺度应用到上述准则方程中去 式中 A为槽道的流动截面积 P为湿周长 特征流速为流体平均温度tf下流动截面的平均流速uf 实验验证范围 此式适用与流体与壁面具有中等以下温差场合 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 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 迪贝斯 贝尔特修正公式 入口效应修正系数 管长修正系数 对气体被加热时 当气体被冷却时 t 1 对液体 液体受热时 液体被冷却时m 0 25 w表示以壁面平均温度tw作定性温度时流体的动力粘度 当温差不大 可不作温差修正 即 t 1 温差修正系数 螺线管强化了换热 对此有弯管修正系数 对于气体 对于液体 弯管效应修正系数 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 对流换热系数 式中 用来考虑入口效应对h的影响 用来考虑温度场对h的影响 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 可采用齐德 泰特公式 3 管内层流换热关联式 强迫对流 特征温度为流体平均温度 按壁温确定 特征长度为管内径 管子处于均匀壁温 实验验证范围为 Ref0 6 RefPrfd l 10 管内强迫对流传热特点 常处于入口段范围 进入充分发展段后 对于常物性流体 Nu数与Re无关而保持不变 对流传热系数h也不变 热边界条件对传热有显著影响 一般恒热流时的传热强大于恒壁温 例如 圆管内层流充分发展段 恒热流时Nu 4 36 恒壁温时Nu 3 66 上面的实验关联式只适用于圆管 4 过渡区强迫对流传热关联式 实验验证范围为 2300 Ref 6000 二 外部流动强制对流传热实验关联式 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 纵掠平壁换热实验关联式 1 层流强迫对流传热 局部换热系数 平均换热系数 适用范围 Re 5 105Pr 0 6 50 m为特征温度为tm 1 2 tw t 时的流体导热系数 2 湍流强迫对流传热 适用范围 Re 5 105Pr 0 6 60 3 层流 湍流强迫对流传热 适用范围 Rel 5 105 2 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 边界层的成长和脱体决定了外掠圆管换热的特征 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 可采用以下实验关联式 式中 特征温度为tm 特征长度为管外径d0 Re数的特征速度为来流速度 为考虑冲刷角度对平均对流传热系数的影响 见表6 2 当 90 时 1 当 90 时 1 当 0 时 即流体纵掠圆管 此时 最小 可近似采用纵掠平壁的计算公式 在相同的条件下 流体冲刷同一根单圆管 横向冲刷比纵向冲刷时换热系数要大得多 实验验证范围 C及n的值见表6 1 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 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 式中 定性温度为tm 适用于的情形 上述公式对于实验数据一般需要分段整理 邱吉尔与朋斯登对流体横向外掠单管提出了以下在整个实验范围内都能适用的准则式 3 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 a 顺排 a 叉排 流体横掠圆管束的实验关联式为 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 式中 定性温度为流体平均温度tf 按管束的平均壁温确定 系数C和指数n m k p的值见下表 特征长度为管外径d0 Re数中的流速采用整个管束中最窄截面处的最大流速 实验验证范围 C和m的值 对于排数少于10排的管束 平均表面传热系数可在上式的基础上乘以管排修正系数 的值引列在下表 茹卡乌斯卡斯对流体外掠管束换热总结出一套在很宽的数变化范围内更便于使用的公式如下表所示 式中 定性温度为进出口流体平均流速 特征长度为管子外径 实验验证范围 按管束的平均壁温确定 数中的流速取管束中最小截面的平均流速 流体横掠顺排管束平均表面传热系数计算关联式 16排 第二节自然对流换热及实验关联式 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 例如 暖气管道的散热 不用风扇强制冷却的电器元件的散热 自然对流换热可分成大空间和有限空间两类 大空间自然对流 流体的冷却和加热过程互不影响 边界层不受干扰 大空间自然对流传热 温度为t 的静止流体被高温竖壁tw加热 波尔豪森分析解与施密特 贝克曼实测结果 竖板层流自然对流边界层理论分析与实测结果的对比 自然对流亦有层流和湍流之分 层流时 换热热阻主要取决于边界层的厚度 旺盛湍流时 局部表面传热系数几乎是常量 自然对流传热流动状态的判定依据是 格拉晓夫数Gr 反映流体的浮升力与粘性力的比值 强迫对流 Re 从对流换热微分方程组出发 可得到自然对流换热的准则方程式参照上图的坐标系 对动量方程进行简化 在方向 并略去二阶导数 由于在薄层外 从上式可推得 将此关系带入上式得 引入体积膨胀系数 代入动量方程并令改写原方程 采用相似分析方法 以及分别作为流速 长度及过余温度的标尺 得 式中 进一步化简可得 式中第一个组合量是雷诺数 第二个组合量可改写为 与雷诺数相乘 称为格拉晓夫数 在物理上 数是浮升力 粘滞力比值的一种量度 数的增大表明浮升力作用的相对增大 自然对流换热准则方程式为 自然对流换热可分成大空间和有限空间两类 大空间自然对流 流体的冷却和加热过程互不影响 边界层不受干扰 如图两个热竖壁 底部封闭 只要底部开口时 只要壁面换热就可按大空间自然对流处理 大空间的相对性 工程中广泛使用的是下面的关联式 对于符合理想气体性质的气体 体胀系数 对于实际气体 可查热物性表 1 大空间自然对流换热的实验关联式 式中 定性温度采用 m为流体在特征温度tm下的运动粘度 m2 s t tw t 特征长度的选择 竖壁和竖圆柱取高度 横圆柱取外径 常数C和n的值见下表 注 竖圆柱按上表与竖壁用同一个关联式只限于以下情况 H 式中 定性温度取平均温度 特征长度对矩形取短边长 对于常热流边界条件下的自然对流 往往采用下面方便的专用形式 按此式整理的平板散热的结果示于下表 这里流动比较复杂 不能套用层流及湍流的分类 2 有限空间自然对流换热 这里仅讨论如图所示的竖的和水平的两种封闭夹层的自然对流换热 而且推荐的冠军事仅局限于气体夹层 封闭夹层示意图 夹层内流体的流动 主要取决于以夹层厚度为特征长度的数 当极低时换热依靠纯导热 对于竖直夹层 当对于水平夹层 当 另 随着的提高 会依次出现向层流特征过渡的流动 环流 层流特征的流动 湍流特征的流动 对竖夹层 纵横比对换热有一定影响 一般关联式为 对于竖空气夹层 推荐以下实验关联式 式中 定性温度均为数中的特征长度均为 对于水平空气夹层 推荐以下关联式 实际上 除了自然对流外 夹层中还有辐射换热 此时通过夹层的换热量应是两者之和 对竖空气夹层 的实验验证范围 3 自然对流与强制对流并存的混合对流 在对流换热中有时需要既考虑强制对流亦考虑自然对流考察浮升力与惯性力的比值 时 自然对流的影响不能忽略 一般认为 而时 强制对流的影响相对于自然对流可以忽略不计 自然对流对总换热量的影响低于10 的作为纯强制对流 强制对流对总换热量的影响低于10 的作为纯自然对流 这两部分都不包括的中区域为混合对流 上图为流动分区图 其中数根据管内径及计算 定性温度为 式中 为混合对流时的数 而 则为按给定条件分别用强制对流及自然对流准则式计算的结果 混合对流的实验关联式这里不讨论 推荐一个简单的估算方法 两种流动方向相同时取正号 相反时取负号 n之值常取为3 第三节蒸气凝结换热 膜状凝结 如果能够湿润 蒸汽就在壁面上形成一层液膜并受重力作用而向下流动 称为膜状凝结 珠状凝结 当冷凝液体不能湿润冷却壁面时 它就在冷表面上形成小液滴 饱和蒸气在这些液滴上凝结 使液滴形成半径愈来愈大的液珠 当液珠的重力大于其对壁面的附着力时 液珠便脱离凝结核心而沿壁面滚下 这些滚下的液珠冲掉了沿途所有的液滴 于是蒸气又在这些裸露的冷壁面上重新在凝结核心处形成小液滴 这称之为珠状凝结 珠状凝结存在着裸露的表面 所以 其对流换热系数比膜状凝结大 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却壁面上 此时液膜成为主要的换热热阻 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 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 所以 在其它条件相同时 珠状凝结的表面传热系数定大于膜状凝结的传热系数 凝结换热的关键点凝结可能以不同的形式发生 膜状凝结和珠状凝结冷凝物相当于增加了热量进一步传递的热阻层流和湍流膜状凝结换热的实验关联式影响膜状凝结换热的因素 膜状凝结分析解及关联式 1 纯净蒸汽层流膜状凝结分析解 假定 1 常物性 2 蒸气静止 3 液膜的惯性力忽略 4 气液界面上无温差 即液膜温度等于饱和温度 5 膜内温度线性分布 即热量转移只有导热 6 液膜的过冷度忽略 7 忽略蒸汽密度 8 液膜表面平整无波动 根据以上9个假设从边界层微分方程组推出努塞尔的简化方程组 从而保持对流换热理论的统一性 同样的 凝结液膜的流动和换热符合边界层的薄层性质 以竖壁的膜状凝结为例 x坐标为重力方向 如图所示 在稳态情况下 凝结液膜流动的微分方程组为 下脚标l表示液相 考虑假定 3 液膜的惯性力忽略 考虑假定 7 忽略蒸汽密度 只有u和t两个未知量 于是 上面得方程组化简为 考虑假定 5 膜内温度线性分布 即热量转移只有导热 边界条件 求解上面方程可得 1 液膜厚度 定性温度 注意 r按ts确定 2 局部表面传热系数 整个竖壁的平均表面传热系数 定性温度 注意 r按ts确定 3 修正 实验表明 由于液膜表面波动 凝结换热得到强化 因此 实验值比上述得理论值高20 左右 修正后 4 当是水平圆管及球表面上的层流膜状凝结时 其平均表面传热系数为 水平管 球 横管与竖管的对流换热系数之比 2膜层中凝结液的流动状态 凝结液体流动也分层流和湍流 并且其判断依据仍然时Re 式中 ul为x l处液膜层的平均流速 de为该截面处液膜层的当量直径 如图 由热平衡 所以 式中 qm为液膜流动截面的质量流量 kg s 为汽化潜热 由饱和温度ts查取 J kg 竖壁层流膜状凝结实验关联式 式中 特性温度取 为凝结液热导率 W m k 对于竖管壁 也可采用上式计算 当是水平圆管上的层流膜状凝结时 其平均表面传热系数为 水平管 横管与竖管的对流换热系数之比 一般工程上管子长度比外径要大得多 及横管的平均对流传热系数要比竖管大 故冷凝器通常采用横管布置 3湍流膜状凝结换热 实验证明 1 膜层雷诺数Re 1600时 液膜由层流转变为紊流 2 横管均在层流范围内 因为管径较小 特征 对于紊流液膜 热量的传递 1 靠近壁面极薄的层流底层依靠导热方式传递热量 2 层流底层以外的紊流层以紊流传递的热量为主 因此 紊流液膜换热远大于层流液膜换热 计算方法 对于竖壁湍流膜状换热 沿整个壁面上的平均表面传热系数 式中 hl为层流段的传热系数 ht为湍流段的传热系数 xc为层流转变为湍流时转折点的高度l为竖壁的总高度 利用上面思想 整理的实验关联式 式中 除用壁温计算外 其余物理量的定性温度均为 影响膜状凝结的因素 工程实际中所发生的膜状凝结过程往往比较复杂 受各种因素的影响 1 不凝结气体不凝结气体增加了传递过程的阻力 同时使饱和温度下降 减小了凝结的驱动力 2 蒸气流速流速较高时 蒸气流对液膜表面产生粘滞应力 如果蒸气流动与液膜向下的流动同向时 使液膜拉薄 增大 反之使减小 4 液膜过冷度及温度分布的非线性如果考虑过冷度及温度分布的实际情况 要用下式代替计算公式中的 5 管子排数管束的几何布置 流体物性都会影响凝结换热 前面推导的横管凝结换热的公式只适用于单根横管 3 过热蒸气要考虑过热蒸气与饱和液的焓差 6 管内冷凝此时换热与蒸气的流速关系很大 蒸气流速低时 凝结液主要在管子底部 蒸气则位于管子上半部 流速较高时 形成环状流动 凝结液均匀分布在管子四周 中心为蒸气核 7 凝结表面的几何形状强化凝结换热的原则是尽量减薄粘滞在换热表面上的液膜的厚度 可用各种带有尖峰的表面使在其上冷凝的液膜拉薄 或者使已凝结的液体尽快从换热表面上排泄掉 第四节液体沸腾换热 沸腾的定义 沸腾指液体吸热后在其内部产生汽泡的汽化过程称为沸腾 沸腾的特点1 液体汽化吸收大量的汽化潜热 2 由于汽泡形成和脱离时带走热量 使加热表面不断受到冷流体的冲刷和强烈的扰动 所以沸腾换热强度远大于无相变的换热 沸腾换热分类 1 大容器沸腾 池内沸腾 2 强制对流沸腾 管内沸腾 上述每种又分为过冷沸腾和饱和沸腾 产生沸腾的条件 理论分析与实验证明 产生沸腾的条件 1 液体必须过热 2 要有汽化核心 1大容器饱和沸腾曲线 1 大容器沸腾 定义 指加热壁面沉浸在具有自由表面的液体中所发生的沸腾称为大容器沸腾 特点 产生的气泡能自由浮升 穿过液体自由面进入容器空间 2 饱和沸腾定义 液体主体温度达到饱和温度 壁面温度高于饱和温度所发生的沸腾称为饱和沸腾 特点 随着壁面过热度的增高 出现4个换热规律全然不同的区域 3 过冷沸腾指液体主体温度低于相应压力下饱和温度 壁面温度大于该饱和温度所发生的沸腾换热 称过冷沸腾 4 大容器饱和沸腾曲线 热流密度q随过热度 t tw ts的变化关系 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 如图6 11所示 横坐标为壁面过热度 对数坐标 纵坐标为热流密度 算术密度 从曲线变化规律可知 随壁面过热度的增大 区段 将整个曲线分成四个特定的换热过程 其特性如下 1 单相自然对流段 液面汽化段 壁面过热度小时 图中 沸腾尚未开始 换热服从单相自然对流规律 2 核态沸腾 饱和沸腾 随着的上升 在加热面的一些特定点上开始出现汽化核心 并随之形成汽泡 该特定点称为起始沸点 其特点是 开始阶段 汽化核心产生的汽泡互不干扰 称为孤立汽泡区 随着的上升 汽化核心增加 生成的汽泡数量增加 汽泡互相影响并合成汽块及汽柱 称为相互影响区 随着的增大 q增大 当增大到一定值时 q增加到最大值 汽泡扰动剧烈 汽化核心对换热起决定作用 则称该段为核态沸腾 泡状沸腾 其特点 温压小 换热强度大 其终点的热流密度q达最大值 工业设计中应用该段 3 过渡沸腾 从峰值点进一步提高 热流密度q减小 当增大到一定值时 热流密度减小到 这一阶段称为过渡沸腾 该区段的特点是属于不稳定过程 原因 汽泡的生长速度大于汽泡跃离加热面的速度 使汽泡聚集覆盖在加热面上 形成一层蒸汽膜 而蒸汽排除过程恶化 致使qm下降 4 稳定膜态沸腾 从开始 随着的上升 气泡生长速度与跃离速度趋于平衡 此时 在加热面上形成稳定的蒸汽膜层 产生的蒸汽有规律地脱离膜层 致使上升时 热流密度q上升 此阶段称为稳定膜态沸腾 其特点 1 汽膜中的热量传递不仅有导热 而且有对流 2 辐射热量随着的加大而剧增 使热流密度大大增加 3 在物理上与膜状凝结具有共同点 前者热量必须穿过热阻大的汽膜 后者热量必须穿过热阻相对较小的液膜 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 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 2汽化核心的分析 1 汽泡的成长过程实验表明 通常情况下 沸腾时汽泡只发生在加热面的某些点 而不是整个加热面上 这些产生气泡的点被称为汽化核心 较普遍的看法认为 壁面上的凹穴和裂缝易残留气体 是最好的汽化核心 如图所示 2 汽泡的存在条件汽泡半径R必须满足下列条件才能存活 克拉贝龙方程 式中 表面张力 N m r 汽化潜热 J kg v 蒸汽密度 kg m3 tw 壁面温度 Cts 对应压力下的饱和温度 C可见 tw ts Rmin 同一加热面上 称为汽化核心的凹穴数量增加 汽化核心数增加 换热增强 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 但对于沸腾换热的h却又许多不同的计算公式 大容器饱和核态沸腾影响核态沸腾的因素主要是过热度和汽化核心数 而汽化核心数受表面材料 表面状况 压力等因素的支配 所以沸腾换热的情况液比较复杂 导致了个计算公式分歧较大 目前存在两种计算是 1 针对一种液体的计算公式 2 广泛适用于各种液体的计算式 1 适用于水的米海耶夫计算式 在压力下大容器饱和沸腾计算式 按 2 适用于各种液体的计算式 既然沸腾换热也属于对流换热 那么 Nu 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 上式可以改写为 对于制冷介质而言 以下的库珀 Cooper 公式目前得到广泛的应用 其中 为液体的相对分子质量 为对比压力