对流传热
对流传热
4.3对流传热
对流传热是指流体中质点发生相对位移而引起的热交换。对流传热仅发生在流体中，与流体的流动状况密切相关。实质上对流传热是流体的对流与热传导共同作用的结果。
4.3.1对流传热过程分析
流体在平壁上流过
时，流体和壁面间将进行
换热，引起壁面法向方向
上温度分布的变化，形成
一定的温度梯度，近壁处，
流体温度发生显著变化的
区域，称为热边界层或温
度边界层。
由于对流是依靠流体内部质点发生位移来进行热量传递，因此对流传热的快慢与流体流动的状况有关。在流体流动一章中曾讲了流体流动型态有层流和湍流。层流流动时，由于流体质点只在流动方向上作一维运动，在传热方向上无质
点运动，此时主要依靠热传导方式来进行热量传递，但由于流体内部存在温差还会有少量的自然对流，此时传热速率小，应尽量避免此种情况。
流体在换热器内的流动大多数情况下为湍流，下面我们来分析流体作湍流流动时的传热情况。流体作湍流流动时，靠近壁面处流体流动分别为层流底层、过渡层（缓冲层）、湍流核心。
层流底层：流体质点只沿流动方向上作一维运动，在传热方向上无质点的混合，温度变化大，传热主要以热传导的方式进行。导热为主，热阻大，温差大。
湍流核心：在远离壁面的湍流中心，流体质点充分混合，温度趋于一致（热阻小），传热主要以对流方式进行。质点相互混合交换热量，温差小。
过渡区域：温度分布不像湍流主体那么均匀，也不像层流底层变化明显，传热以热传导和对流两种方式共同进行。质点混合，分子运动共同作用,温度变化平缓。
根据在热传导中的分析，温差大热阻就大。所以，流体作湍流流动时，热阻主要集中在层流底层中。如果要加强传热，必须采取措施来减少
层流底层的厚度。
4.3.2 对流传热速率方程
对流传热大多是指流体与固体壁面之间的传热，其传热速率与流体性质及边界层的状况密切相关。如图在靠近壁面处引起温度的变化形成温度边界层。温度差主要集中在层流底层中。假设流体与固体壁面之间的传热热阻全集中在厚度为δt 有效膜中，在有效膜之外无热阻存在，在有效膜内传热主要以热传导的方式进行。该膜既不是热边界层，也非流动边界层，而是一集中了全部传热温差并以导热方式传热的虚拟膜。由此假定，此时的温度分布情况如下图所示。
建立膜模型：δ
δδt e =+ 式中 δt ──总有效膜厚度；
δe ──湍流区虚拟膜厚度；
δ──层流底层膜厚度。
使用傅立叶定律表示传热速率在虚拟膜内： 流体被加热：Q A t t t =-λδ()w
流体被冷却：Q A T T t =''-λδ()
w
设αλδ=t
，对流传热速率方程可用牛顿冷却定律来描述：
流体被加热：Q A t t =-α()w
流体被冷却：)
(w T T A Q -'='α 式中 Q ’,Q ──对流传热速率，W ；
α’,α──对流传热系数，W/(m 2·℃)；
T w t w ──壁温，℃；
T ,t ──流体（平均）温度，℃；
A ──对流传热面积，m 2。
牛顿冷却定律并非从理论上推导的结果，而只是一种推论，是一个实验定律，假设Q ∝?t 。
热阻推动力＝=?=--=R t A t t t t A Q w w αα1)( ↑↑?Q A t α一定时，和
对流传热一个非常复杂的物理过程，实际上由于有效膜厚度难以测定，牛顿冷却定律只是给出了计算传热速率简单的数学表达式，并未简化问题本身，只是把诸多影响过程的因素都归结到了α当中──复杂问题简单化表示。
4.3.3影响对流传热系数的因素
对流传热是流体在具有一定形状及尺寸的
设备中流动时发生的热流体到壁面或壁面到冷流体的热量传递过程，因此它必然与下列因素有关。
1.引起流动的原因
自然对流：由于流体内部存在温差引起密度差形成的浮升力，造成流体内部质点的上升和下降运动，一般u 较小，α也较小。强制对流：在外力作用下引起的流动运动，一般u 较大，故α较大。
自
强αα> 2.流体的物性
当流体种类确定后，根据温度、压力（气体）查对应的物性，影响α较大的物性有：ρ，μ，λ，c p 。λ的影响：λ↑α↑；ρ的影响：ρ↑Re ↑α↑；c p 的影响：c p ↑ρc p 单位体积流体的热容量大，则α较大；的影响: μ ↑Re ↓α↓
3.流动型态
层流：热流主要依靠热传导的方式传热。由于流体的导热系数比金属的导热系数小得多，所以热阻大。
湍流：质点充分混合且层流底层变薄，α较大。↓↓↑αδ,Re ；但Re ↑动力消耗大。层湍αα
>
4.传热面的形状、大小和位置
不同的壁面形状、尺寸影响流型；会造成边界层分离，产生旋涡，增加湍动，使α增大。
（1）形状：比如管、板、管束等；
（2）大小：比如管径和管长等；
（3）位置：比如管子得排列方式（如管束有正四方形和三角形排列）；管或板是垂直放置还是水平放置。
对于一种类型的传热面常用一个对对流传热系数有决定性影响的特性尺寸L 来表示其大小。
5.是否发生相变
主要有蒸汽冷凝和液体沸腾。发生相变时，由于汽化或冷凝的潜热远大于温度变化的显热（r 远大于c p ）。一般情况下，有相变化时对流传热系数较大，机理各不相同，复杂。无相变相变αα>
4.3.4对流传热系数经验关联式的建立
由于对流传热本身是一个非常复杂的物理问题，现在用牛顿冷却定律把复杂简单表示，把复杂问题转到计算对流传热系数上面。所以，对流传热系数大小的确定成为了一个复杂问题，其
影响因素非常多。目前还不能对对流传热系数从理论上来推导它的计算式，只能通过实验得到其经验关联式。
一、因次分析
由上面的分析：α＝f(u ，l ，μ，λ，c p ，ρ，g β?t)
式中 l ———特性尺寸；
u ———特征流速。
基本因次，共4个，长度L ，时间T ，质量M ，温度θ
变量总数：共8个
因次分析之后，所得准数关联式中共有4个无因次数群（由π定理8-4=4）
因次分析结果如下：g
k a C Gr Pr Re Nu =
λαl Nu = Nusselt （努塞尔）待定准数（包含对流传热系数）
μρ
du =Re Reynolds （雷诺）表征流体流动型态
对对流传热的影响。
λμp
c =Pr Prandtl （普兰特）反映流体物性对对流传热的影响
22
3μρβtl g Gr ?= Grashof （格拉斯霍夫）表征自然对
流对对流传热的影响
g k p a tl g c du C l )()()(223μρβλμμρλα?=
（1）定性温度
由于沿流动方向流体温度的逐渐变化，在处理实验数据时就要取一个有代表性的温度以确定物性参数的数值，这个确定物性参数数值的温度称为定性温度。
定性温度的取法：1）流体进出口温度的平均值t m =（t 2+t 1）/2；2）膜温t=（t m +t W ）/2。
（2）特性尺寸
它是代表换热面几何特征的长度量，通常选取对流动与换热有主要影响的某一几何尺寸。 另外，实验范围是有限的，准数关联式的使用范围也就是有限的。
液体沸腾蒸汽冷凝有相变）圆非圆管
直弯管
管内外（形状过渡流湍流层流强制对流自然对流
无相变的关联式α
4.3.5无相变时对流传热系数的经验关联式
一、流体在管内的强制对流
1．圆形直管内的湍流
k
Nu Pr Re 023.08.0= k p c du d )()(023.08.0λ
μμρλα= 使用范围：Re>10000，0.7
注意事项：
（1）定性温度取流体进出温度的算术平均值t m ；
（2）特征尺寸为管内径d i ；
（3）流体被加热时，k ＝0.4，流体被冷却时，k ＝0.3；
上述n 取不同值的原因主要是温度对近壁层流底层中流体粘度的影响。当管内流体被加热时，靠近管壁处层流底层的温度高于流体主体温度；而流体被冷却时，情况正好相反。对于液体，其粘度随温度升高而降低，液体被热时层流底层减薄，大多数液体的导热系数随温度升高也有所减少，但不显著，总的结果使对流传热系数增大。液体被加热时的对流传热系数必大于冷却时的对流传热系数。大多数液体的Pr>1,即Pr 0.4>Pr 0.3。因此，液体被加热时，n 取0.4；冷
却时，n 取0.3。对于气体，其粘度随温度升高而增大，气体被加热时层流底层增厚，气体的导热系数随温度升高也略有升高，总的结果使对流传热系数减少。气体被加热时的对流传热系数必小于冷却时的对流传热系数。由于大多数气体的Pr<1，即Pr 0.4 通过以上分析可知，温度对近处层流底层内流粘度的影响，会引起近壁流层内速度分布的变化，故整个截面上的速度分布也将产生相应的变化。 （4）特征速度为管内平均流速。 以下是对上面的公式进行修正： a ．高粘度 14.033.08.0)()()(027.0w p c du d μμλμμρλα= 要考虑壁面温度变化引起粘度变化对α的影响（μ是在t m 下；而μW 是在t w 下）。在实际中，由于壁温难以测得，工程上近似处理为： 对于液体，加热时：05.1) (14.0=w μμ，冷却时：95.0) (14.0=w μμ b ．过渡区 2300 乘以校正系数 1Re 1060.18.05 过渡区内流体比剧烈的湍流区 内的流体的Re 小，流体流动的湍动 程度减少，层流底层变厚，α减小。 c ．流体在弯管中的对流传热系 数 先按直管计算，然后乘以校正系数f )77.11(R d f += 式中 d ──管径； R ──弯管的曲率半径。 由于弯管处受离心力的作用，存在二次环流，湍动加剧，α增大。 d ．非圆形直管内强制对流 采用圆形管内相应的公式计算，特征尺寸采用当量直径。 k p e c u d d )()(023.08.0e λμμρλα= 式中 II 4A 4d e =?=润湿周边流动截面积 此为近似计算，最好采用经验公式和专用式更 为准确。 套管环隙：2)1 2(318.002.0d d r P e R e d λα= 式中 d 1、d 2——分别为套管外管内径或内管外径。 适用范围：d 1/d 2=1.65～17，54102.2~10 1.2Re ??=。 e ．当l/d<60时则为短管，由于管入口扰动增大，α较大，乘上校正系数f 。 1 17.0>??? ??+=l d f 2．圆形直管内的层流 特点：1）物性特别是粘 度受管内温度不均匀性的影 响，导致速度分布受热流方向 影响。2）层流的对流传热系 数受自然对流影响严重使得 对流传热系数提高。3）层流要求的进口段长度长，实际进口段小时，对流传热系数提高。 （1）Gr<25000时，自然对流影响小可忽 略 14 .03/1)()Pr (Re 86.1w l d Nu μμ= 适用范围：Re<2300，10)Pr (Re >l d ，l/d>60 定性温度、特征尺寸取法与前相同，μw 按壁温确定，工程上可近似处理为： 对于液体，加热时：05.1) (14.0=w μμ，冷却时：95.0) (14.0=w μμ （2）Gr>25000时，自然对流的影响不能忽略时，乘以校正系数)01501(803 1/Gr ..f += 在换热器设计中，应尽量避免在强制层流条件下进行传热，因为此时对流传热系数小，从而使总传热系数也很小。 例题：有一列管换热器，由60根φ25×2.5mm 钢管组成，通过该换热器用饱和蒸汽加热管内流动的苯，苯由20?C 加热至80?C ，流量为13kg/s 。求： （1）苯在管内的对流传热系数； （2）如苯流量加大一倍，对流传热系数如何变化；（假设物性不发生变化） （3）如苯在壳程流动，管内为饱和蒸汽，问对流传热系数的计算与前有何不同。 已知苯的物 性：) /(14.0,45.0),/(80.1,/8603C m W s mPa C kg kJ c m kg p ??=?=??==λμρ 例题：一列管式换热器，由38根φ25×2.5mm 的无缝钢管组成，苯在管内流动，由20℃加热到80 ℃，苯的流量为8.32kg/s ，外壳中通入水蒸气进行加热，求： （1）管壁对苯的对流给热系数； （2）管子换为φ19×2mm 管壁对苯的对流给 热系数； （3）当苯的流量提高一倍，对流给热系数变化如何？ 已 知苯的物性：) /(14.0,45.0),/(80.1,/8603C m W s mPa C kg kJ c m kg p ??=?=??==λμρ 二、流体在管外的强制对流 流体可垂直流过单管和管束两种情况。由于工业中所用的换热器多为流体垂直流过管束，由于管间的相互影响，其流动的特性及传热过程均较单管复杂得多。故在此仅介绍后一种情况的对流传热系数的计算。 1．流体垂直流过管束 流体垂直流过管束时，管束的 排列情况可以有直列和错列 两种。 各排管α的变化规律：第 一排管，直列和错列基本相 同；第二排管，直列和错列相差较大；第三排管以后（直列第二排管以后），基本恒定；从图中可以看出，错列传热效果比直列好。 单列的对流传热系数用下式计算 Nu C n =εRe Pr .04 适用范围：5000 （1）特性尺寸取管外径d o ，定性温度取法 与前相同t m ； （2）流速u 取每列管子中最窄流道处的流 速，即最大流速。 （3）C ，ε，n 取决于排列方式和管排数，由实验测定，具体 取值。 对于前几列而言，各列的ε，n 不同， 因此α也不同。 排列方式不同（直列和错列），对于 相同的列，ε，n 不同，α也不同。 （4）对某一排列方式，由于各列的α不同，应按下式求平均的对流传热系数： ∑∑=++++++=i i i m A A A A A A αααααΛΛ 321332211A A 式中 αi ——各列的对流传热系数； A i ——各列传热管的外表面积。 2．流体在换热器管壳间流动 一般在列管换热器的壳程加折流挡板，折流 挡板分为圆形和圆缺形两种。由于装有不同形式 的折流挡板，流动方向不断改变，在较小的Re 下（Re=100）即可达到湍流。 圆缺形折流挡板，弓形 高度 25%D ，α的计算式： 14.03155.0)(Pr Re 36.0w u N μμ= 适用范围：Re=2×103～106。 定性温度：进、出口温度平均值；t w →μw 。 特征尺寸：（1）当量直径d e 正方形排列：0202)785.0(4d d t d e π-= 正三角形排列：0 202)785.02 3(4d d t d e π-= （2）流速u 根据流体流过的最大截面积S max 计算 )1(S 0max t d hD -= 式中 h ——相邻挡板间的距离； D ——壳体的内径。 提高壳程α的措施：提高壳程u ↑α↑，但h f ∝u 2，h f ↑↑；d e ↓α↑；加强壳程的湍动程度，如 加折流挡板或填充物。 三、大空间的自然对流传热 所谓大空间自然对流传热是指冷表面或热表面（传热面）放置在大空间内，并且四周没有其它阻碍自然对流的物体存在，如沉浸式换热器的传热过程、换热设备或管道的热表面向周围大气的散热。 对流传热系数仅与反映自然对流的Gr 和反映物性的Pr 有关，依经验式计算： Nu ＝C （Gr Pr ）n n p tl g c l C )(223μρβλμλα??= （1）特性尺寸对水平管取外径d o ，垂直管或板取管长和板高H 。 （2）定性温度取膜温（t m +t w ）/2。 （3）C,n=f （传热面的形状和位置,Gr,Pr ），具体数值列在书表中。 4.3.6有相变时对流传热系数的经验关联式 一、蒸汽冷凝 蒸汽与低于其饱和温度的冷壁接触时，将凝结为液体，释放出气化热。 1．冷凝方式 蒸汽冷凝方式：膜状冷凝，滴状冷凝。 膜状冷凝：若冷凝液能润湿壁面，形成一层完整的液膜布满液面并连续向下流动。 滴状冷凝：若冷凝液不能很好地润湿壁面，仅在其上凝结成小液滴，此后长大或合并成较大的液滴而脱落。 凝液润湿壁面的能力取决于其表面张力和对壁面的附着力大小。若附着力大于表面张力则会形成膜状冷凝，反之，则形成滴状冷凝。通常滴状冷凝时蒸汽不必通过液膜传热，可直接在传热面上冷凝，其对流传热系数比膜状冷凝的对流传热系数大5～10倍。但滴状冷凝难于控制，工业上大多是膜状冷凝。 2．蒸汽在水平管外冷凝 计算公式：4/13/232725.0???? ???=t l n g r μλρα 式中 n ——水平管束在垂直列上的管子数； r ——汽化潜热（t s 下），kJ/kg ； ρ——冷凝液的密度，kg/m 3； λ——冷凝液的导热系数，W/（m.K ）； μ——冷凝液的粘度，Pa.s 。 特性尺寸l ：管外径d o ； 定性温度：膜温2W s t t t + =，用膜温查冷凝液的物性ρ、λ和μ；潜热r 用饱和温度t s 查；此时认为主体无热阻，热阻集中在液膜中。 3．在竖直板或竖直管外的冷凝 对流传热与传质期末复习题 1(徐婷)、结合外掠平壁层流对流换热的求解，试述由边界层控制方程得到精确解和利用边界层积分方程式得到近似解两种方法的主要步骤、特点并比较其结果。 2（朱蕙）、同样是层流对流换热，为什么外掠平壁的Nu ～Re 1/2，而管内充分发展的则h X ＝常数？ 3（赖志燚）、以常压下20℃的空气在10 m/s 的速度外掠表面温度为45℃的平壁为例，计算离平壁前缘1mm 、2mm 、5mm 、10mm 、50mm 、100mm 、200mm 、300mm 、1000mm 、2000mm 、5000mm 、100000mm 处局部表面换热系数和平均换热系数（已知20℃的空气λ=0.0259W/(m.K)）。分析外掠平壁对流换热系数随距平壁前缘距离x 的变化规律，比较层流、过渡流、湍流时的对流换热系数并给以说明。 4（陈凯）、试说明管内充分发展的湍流换热和层流换热的本质区别，并分别简述其换热系数的计算方法及步骤。 5（梁志滔）、为什么当冷凝换热温差增大时，冷凝换热系数减小？说明冷凝器为何多采用横管结构，结合工程实际说明维持较大的冷凝换热系数应采取的措施。 6（杨帅）、试结合Rohsenow 的大容器核态沸腾换热关系式说明汽泡跃离加热面的运动是影响换热的最重要的因素。 7（邹伟）、一温度为120℃、高为1.2m 的竖壁，放置于温度为20℃的空气中，试计算离竖壁下端0.25m 处的局部表面换热系数。该壁面上是否会出现湍流边界层？如果出现的话，过渡为湍流边界层的位置在何处？已知20℃的空气ανv g m K 2 73114710=?--.。 8（钟世青）、3＃机油以1134 kg/h 的流量在直径为12.7 mm 的管内流动，油温从93 ℃被冷却到67 ℃，管内壁温度为20 ℃。已知t f =80 ℃时，ρ=857.4 kg/m 3，λ=0.138W/(m.K) ，p c =2131J/(kg.K) ，Pr=490,μ=114.7kg/(m.K), w t =20℃时w μ=2879kg/(m.h)。若不考虑物性随温度的变化，计算所需换热管长度。高Pr 数的油类在换热器管程内的常用流速为0.5～1.8 m/s ，试通过上述实例计算说明其流动形式和换热特性，并说明应如何计算其在换热器内的换热系数。 9（刘志成）、既然对流换热包含了流体中温度不同的各部分之间发生宏观相对运动和相互掺混所引起的热量传递，为什么管内流动和热充分发展段的对流换热系数仅具有导热的特征而没有对流的特征？ 管式加热炉之在对流室中的辐射传热（1） 在对流室中的辐射传热 对流室中的辐射传热有两种情况:一是在对流室的人口处，即所谓遮蔽段的对流管，要接受由辐射室带人的辐射热;二是对流室的其他对流管，除主要接受烟气的对流传热外，同时还接受烟气本身的辐射热和炉墙的辐射热。所以，在分析对流室的传热时，最好将遮蔽段与对流段分别加以讨论。同时，将对流方式的传热量与辐射方式的传热量，一并计人对流管 的管外综合传热系数h rc之中。故在计算总传热系数k c时，式(5-11)的光管管外膜传热系数h。，或式(5-59)中的翅片管(或钉头管)的表面膜传热系数h f，都应用h rc来代替。 由辐射段带入的辐射热一一遮蔽段的传热 参见图5-18，一般为了提高对流段的传热速率，对流管多采用翅片管或钉头管，但遮蔽段的管子，则由于上述的原因，原则上不能采用翅片管和钉头管，而只能采用光管。遮蔽管的管心距与管外径之比一般小于2，大多在1 .6~1.8之间。例如，当管心距与管外径之比等于1.8时，查双排管的有效吸收因素α图表可知，第一排管的平均吸收因数为0.72，第二排管的平均吸收因数为0.21，两排合计为0.93，即辐射热量有93%被两排管子所吸收，剩下仅有7%的热量为后面数排管子吸收了。所以可以认为遮蔽段只包括了两排炉管，而其余的管排则按对流段处理。 关于遮蔽管的详细计算方法，见第四章4t节，这里不再重复。另外，还有一种简化处理法，即在计算辐射室传热量时，把遮蔽管视为一个平均吸收因数为1的当量冷平面管排，认为它是辐射吸热面的一部分；而在计算对流室传热量时，又把遮蔽管视为两排对流光管，认为它是对流吸热面的一部分。这样计算足以保证整个炉子总吸热量的计算精度，但它不能直接反映出遮蔽管本身的详细工作状态。 4.加热炉的计算 管式加热炉是一种火力加热设备，它利用燃料在炉膛内燃烧时产生的高温火焰和烟气作为热源，加热在管道中高速流动的介质，使其达到工艺规定的温度，保证生产的进行。在预加氢中需要对原料进行加热，以达到反应温度。预加氢的量较小，因此采用圆筒炉。主要的参数如下： 原料：高辛烷值石脑油； 相对密度： 20 40.7351 d = 进料量：62500/kg h 入炉温度：I τ=350C o ； 出炉温度：o τ=490C o ； 出炉压强：2 15/kg cm 气化率： e=100%； 过剩空气系：α：辐射：1.35 对流段：1.40 燃料油组成： 87%,11.5%,0.5%,1%C H O W ==== 加热炉基本参数的确定 4.1加热炉的总热负荷 查《石油炼制工程（上）》图Ⅰ-2-34可知，在入炉温度t1=350℃,进炉压力约15.0㎏/㎝2条件下，油料已完全汽化，混合油气完全汽化温度是167℃。 原料在入炉温度350C o ，查热焓图得232/i I kJ kcal = 原料的出炉温度为490C o ，查热焓图得377/v I kcal kg =。 将上述的数值代入得到加热炉的总热负荷 Q = m[eIV+(1-e)IL-Ii] =[1377232]62500 4.184?-?? 37917500/kJ h = 4.2燃料燃烧的计算 燃料完全燃烧所生成的水为气态时计算出的热值称为低热值，以Ql 表示。在加热炉正常操作中，水都是以气相存在，所以多用低热值计算。 (1) 燃料的低发热值 1Q =[81C+246H+26(S-O)-6W] 4.184? =[8187+24611.5+26(0-0.5)-61] 4.184????? 41241.7/(kJ kg =燃料) (2) 燃烧所需的理论空气量 0 2.67823.2C H S O L ++-= 2.6787811.500.52 3.2?+?+-= 13.96kg =空气/kg 燃料 (3) 热效率η 设离开对流室的烟气温度 s T 比原料的入炉温度高100C o ，则 350100450s T C =+=o 由下面的式子可以得到 , 100L I q q η=--， 取炉墙散热损失 , 1 0.05L L q q Q = =并根据α和s T 查相关表，得烟气出对流室时 带走的热量123% L q Q =， 所以 1(523)%72%η=-+= (4) 燃料的用量 1379175001277/0.7241241.7 Q B kg h Q η= ==?; 知识点4－5 对流传热系数关联式 【学习指导】 1．学习目的 通过本知识点的学习，了解影响对流传热系数的因素，掌握因次分析法，并能根据情况选择相应的对流传热系数关联式。理解流体有无相变化的对流传热系数相差较大的原因。 2．本知识点的重点 对流传热系数的影响因素及因次分析法。 3．本知识点的难点 因次分析法。 4．应完成的习题 4-11 在一逆流套管换热器中，冷、热流体进行热交换。两流体进、出口温度分别为t1=20℃、t2=85℃；T1=100℃、T2=70℃。当冷流体流量增加一倍时，试求两流体的出口温度和传热量的变化情况。假设两种情况下总传热系数不变，换热器热损失可忽略。 4-12 试用因次分析法推导壁面和流体间自然对流传热系数α的准数方程式。已知α为下 列变量的函数： 4-13 一定流量的空气在蒸汽加热器中从20℃加热到80℃。空气在换热器的管内湍流流动。压强为180kPa的饱和蒸汽在管外冷凝。现因生产要求空气流量增加20％，而空气的进出口温度不变，试问应采取什么措施才能完成任务，并作出定量计算。假设管壁和污垢热阻可忽略。 4-14 常压下温度为120℃的甲烷以10m/s的平均速度在列管换热器的管间沿轴向流动，离开换热器时甲烷温度为30℃，换热器外壳内径为190mm，管束由37根ф19×2的钢管组成，试求甲烷对管壁的对流传热系数。 4-15 温度为90℃的甲苯以1500kg/h的流量流过直径为ф57×3.5mm、弯曲半径为0.6m的蛇管换热器而被冷却至30℃，试求甲苯对蛇管的对流传热系数。 4-16 流量为720kg/h的常压饱和蒸汽在直立的列管换热器的列管外冷凝。换热器的列管直径为ф25×2.5mm，长为2m。列管外壁面温度为94℃。试按冷凝要求估算列管的根数（假设列管内侧可满足要求）。换热器的热损失可以忽略。 4-17 实验测定列管换热器的总传热系数时，水在换热器的列管内作湍流流动，管外为饱和蒸汽冷凝。列管由直径为ф25×2.5mm的钢管组成。当水的流速为1m/s时，测得基于管外表面积的总传热系数为2115W/(m2.℃)；若其它条件不变，而水的速度变为1.5m/s时，测得系数为2660 W/(m2.℃)。试求蒸汽冷凝的传热系数。假设污垢热阻可忽略。 对流传热速率方程虽然形式简单，实际是将对流传热的复杂性和计算上的困难转移到对流传热系数之中，因此对流传热系数的计算成为解决对流传热的关键。 求算对流传热系数的方法有两种：即理论方法和实验方法。前者是通过对各类对流传热现象进行理论分析，建立描述对流传热现象的方程组，然后用数学分析的方法求解。由于过程的复杂性，目前对一些较为简单的对流传热现象可以用数学方法求解。后者是结合实验建立关联式，对于工程上遇到的对流传热问题仍依赖于实验方法。 一、影响对流传热系数的因素 由对流传热的机理分析可知，对流传热系数决定于热边界层内的温度梯度。而温度梯度或热边界层的厚度与流体的物性、温度、流动状况以及壁面几何状况等诸多因素有关。 1．流体的种类和相变化的情况 液体、气体和蒸汽的对流传热系数都不相同，牛顿型流体和非牛顿型流体也有区别。本书只限于讨论牛顿型流体的对流传热系数。 流体有无相变化，对传热有不同的影响，后面将分别予以讨论。 2．流体的特性 真冰溜冰场冷负荷计算 发表时间：2019-08-05T15:55:21.877Z 来源：《基层建设》2019年第15期作者：刘剑平 [导读] 摘要：本文通过一个项目实例，详细介绍了真冰溜冰场冷负荷的计算过程，并对计算过程进行分析。 上海城凯建筑设计有限公司上海杨浦区 摘要：本文通过一个项目实例，详细介绍了真冰溜冰场冷负荷的计算过程，并对计算过程进行分析。 关键词：真冰溜冰场详细负荷计算 0.引言 笔者最近在做一个真冰溜冰场的暖通设计，在设计过程中发现，对于真冰溜冰场在现有的规范及设计手册中没有具体的负荷计算实例。设计手册中仅仅有负荷估算值及负荷分项计算表。因此，通过这个案例和相关的研究，笔者试图给出一个具体的真冰溜冰场的冷负荷详细计算。 1.真冰溜冰场方案介绍 项目位于河北邢台，为新建体育场馆内的一部分，室内冰场规格为61米x30米。采用乙二醇作为载冷剂的采用大流量间接制冰系统。乙二醇水溶液的供回水温度为-11.7 ℃ / -14.2 ℃，供回水温差取2.5℃。排管材料采用DN25的不锈钢管，外径32mm，间距80mm。排管平行于冰场长边，总供、回液管布置在冰场中间，采用三联箱中分式交叉供液方式。冰场使用用途：满足全年不同公众娱乐性滑冰。冰层表面积S 约1738平方米（60米x 30米，圆角半径8.5米），冰层厚度40mm，凝结厚度为40毫米冰层所需的时间：48小时。 2.制冷负荷计算 制冷量的计算必须考虑三个不同的操作情况，即保持冰块的制冷负荷，初次注水凝成冰块的制冷负荷和扫冰后再凝结冰块的制冷负荷。 2.1 保持冰块情况下，制冷负荷主要包括： A.地面（楼板）传热冷负荷，由下层穿过楼板及保温传至冰场的热量； B.对流传热与传质冷负荷，与冰场上空气的热交换量； C.辐射传热冷负荷； D.室内人员冷负荷，溜冰人员所产生的热量； E.水泵及管道的热损失，取所有其他冷负荷的15%。 其中A，B，C，D都是经由冰面传至制冷系统，但E是不经冰面传导的热量，所以计算冰场制冷负荷不需计算Ｃ，但计算制冷机组制冷负量时就要包括E。 A.地面（楼板）传热冷负荷 热量会由三楼顶板、保温等，传至冰场，计算的方法如下： B.对流传热与传质冷负荷 对流传热与传质冷负荷受空气的温度、湿度与冰场上空气的流动速度所影响，计算方法如下： C.辐射传热冷负荷； 根据热辐射理论，一切温度高于绝对零度的物体都能产生热辐射。由于冰场表面的温度低，所以冰场周围的其他物体对冰面产生热辐 1、水以1.5m /s 的速度流过内径为25mm的加热管。管的内壁温度保持100℃，水的进口温度为15℃。若要使水的出口温度达到85℃，求单位管长换热量（不考虑修正）。已知50℃的水λf =0.648 W/(m.K)，νf =0.566×10-6m2/s，Pr =3.54。 2、取外掠平板边界层的流动由层流转化为湍流的临界雷诺数5×105,试计算25℃的空气和水达到临界雷诺数时所需要的平板长度,取u =1m/s，ν空气=15.53×10-6m2/s,ν水=0.905×10-6。 3、试推导努谢尔特关于层流膜状凝结的理论解 4、用实验测定一薄壁管流体平均对流换热系数。蒸汽在管外凝结并维持管内壁温度为100℃。水在管内流动流量为G=0.5Kg/s，水温从15℃升到45℃。管的内径d=50mm，长L=4.5m。试求管内流体与壁面间的平均换热系数。已知水在30℃时c p=4.174KJ/(Kg.K) 5、以0.8m/s 的流速在内径为2.5cm 的直管内流动，管子内表面温度为60℃，水的平均温度为30℃，管长2m ，试求水所吸收的热量。已知30℃时水的物性参数为：Pr =5.42，c p =4.17KJ/(Kg.K)，λ=61.8×10-2 W/(m.K)，ρ=995.7Kg/m 3，μ =80.15×10-6 Kg/(m.s)；水60℃ 时的ν=0.4699×10-6 m 2/s ，水在管内流动准则方程式为 4 .08.0Pr Re 027.0f f f Nu =，适用条件：Re f =104-1.2×105，Pr f =0.6-120，水与壁面间的换热温差Δt ≤30℃。 6、计算一空气横掠管束换热的空气预热器的对流换热量。已知管束有25排，每排12根光管，管外径25mm ，管长 1.5m ，叉排形式，横向管间距S 1=50mm ，纵向管间距S 2=38mm ，管壁温度120℃，空气来流速度u f =4m/s ，空气进口温度20℃，出口温度40℃。已知空气物性：λf =0.0267W/(m.K)，νf =16.0×10-6m 2/s ，Pr f =0.701。最大流速u max = u f S 1/(S 1-d)；推荐关联式：m w f f n f f c Nu ??? ? ??=Pr Pr Pr Re 36.0（公式适 用条件：N ≥20，光管管束，Pr f =0.7～500，除Pr w 的定性温度为壁温外，其余定性温度为流体在管束中的平均温度。指数m 对气体m =0，对液体m =0.25， 对流换热系数的确定 核心提示：1.自然对流时的对流换热系数炉墙、炉顶和架空炉底与车间空气间的对流换热均属自然对流换热。2.强制对流时的对流换热系数(1)气流沿 1.自然对流时的对流换热系数 炉墙、炉顶和架空炉底与车间空气间的对流换热均属自然对流换热。 2.强制对流时的对流换热系数 (1)气流沿平面强制流动时气流沿平面流动时，烧结炉其对流换热系数可按表1-1的近似公式计算。 表1-1对流换热系数计算 vo=C4.65(m/s) x；o>4.65(m/s) 光滑表面a=5.58+4.25z'o a^V.Slvg78 轧制表面a-=5.81+4.25vo a=7.53vin. 粗糙表面o=6.16+4.49vo a=T.94vi78 气流沿长形工件强制流动时当加热长形工件时，循环空气对工件表面的对流换热系数可用下述近似公式计算 气流在通道内层流流动时气流呈层流流动时，对流换热系数主要决定于炉气的热导率，而与炉气的流速无关。 绝对黑体的概念 当物体受热后一部分热能转变为辐射能并以电磁波的形式向外放射，其波长从lfmi到若干m。各种不同波长的射线具有不同性质，可见光和红外线能被物体吸收转化为热能，称它们为热射线。各种物体由于原子结构和表面状态的不同，其辐射和吸收热射线的能力有明显差别。 当能量为Q的一束热射线投射到物体表面时，也和可见光一样，一部分能量Qa将被吸收，一部分能量Qr被反射，还有一部分能量Qu透射过物体(如图1-5)。按能量守恒定律则有 图1-5辐射能的吸收、反射和透过 如果A=l，则R=D=0，即辐射能全部被吸收，这种物体称绝对黑体，简称黑体。 如果R=l，则A=D=0，即辐射能全部被反射，这种物体称绝对白体，简称白体。如果D= 1，则A=K=0，即辐射能全部被透过，这种物体称绝对透过体，简称透过体。 自然界中，黑体、白体和透过体是不存在的，它们都是假定的理想物体。对于一种实 际物体来说数值，不仅取决于物体的特性，还与表面状态、温度以及投射射线的波长等有关。为研究方便，人们用人工方法制成黑体模型。在温度均匀、不透过热射线的空心壁上开一小孔，此小孔即具有绝对黑体性质:所有进入小孔的辐射能，在多次反射过程中几乎全部被内壁吸收。小孔面积与空腔内壁面积之比越小，小孔越接近黑体。当它们的面积比小于0.6%，空腔内壁的吸收率为0.8时，则小孔的吸收率A大于0.998，非常接近黑体。 第五节 传热过程的计算 化工生产中广泛采用间壁换热方法进行热量的传递。间壁换热过程由固体壁的导热和壁两侧流体的对流传热组合而成，导热和对流传热的规律前面已讨论过，本节在此基础上进一步讨论传热的计算问题。 化工原理中所涉及的传热过程计算主要有两类：一类是设计计算，即根据生产要求的热负荷，确定换热器的传热面积；另一类是校核计算，即计算给定换热器的传热量、流体的流量或温度等。两者都是以换热器的热量衡算和传热速率方程为计算基础。 4-5-1 热量衡算 流体在间壁两侧进行稳定传热时，在不考虑热损失的情况下，单位时间热流体放出的热量应等于冷流体吸收的热量，即： Q=Q c =Q h （4-59） 式中 Q ——换热器的热负荷，即单位时间热流体向冷流体传递的热量，W ； Q h ——单位时间热流体放出热量，W ； Q c ——单位时间冷流体吸收热量，W 。 若换热器间壁两侧流体无相变化，且流体的比热容不随温度而变或可取平均温度下的比热容时，式（4-59）可表示为 ()()1221t t c W T T c W Q pc c ph h -=-= （4-60） 式中 c p ——流体的平均比热容，kJ/（kg ·℃）； t ——冷流体的温度，℃； T ——热流体的温度，℃； W ——流体的质量流量，kg/h 。 若换热器中的热流体有相变化，例如饱和蒸气冷凝，则 ()12t t c W r W Q pc c h -== （4-61） 式中 W h ——饱和蒸气（即热流体）的冷凝速率，kg/h ； r ——饱和蒸气的冷凝潜热，kJ/kg 。 式（4-61）的应用条件是冷凝液在饱和温度下离开换热器。若冷凝液的温度低于饱和温度时，则式（4-61）变为 ()[] ()122t t c W T T c r W Q pc c s ph h -=-+= （4-62） 式中 c ph ——冷凝液的比热容，kJ/（kg ·℃）； T s ——冷凝液的饱和温度，℃。 4-5-2 总传热速率微分方程 图4-20为一逆流操作的套管换热器的微元管段d L ，该管段的内、外表面积及平均传热面积分别为d S i 、d S o 和d S m 。热流依次经过热流体、管壁和冷流体这三个环节，在稳定传热 对流传热与传质 第一章导论 第二章守恒原理 §2.1质量守恒原理 §2.2动量定理 §2.3能量守恒原理 第三章流体应力与通量定律 §3.1粘性流体应力 §3.2傅立叶热传导定律 §3.3费克扩散定律 §3.4输运性质的无量纲组合 §3.5湍流输运系数 第四章边界层的微分方程 §4.1边界层概念 §4.2连续方程 §4.3动量方程 §4.4质量扩散方程 §4.5能量方程 §4.6湍流边界层方程 第五章边界层的积分方程 §5.1动量积分方程 §5.2排量厚度与动量厚度 §5.3动量积分方程的其它形式 §5.4能量积分方程 §5.5焓厚度与传导厚度 §5.6能量积分方程的其它形式 第六章动量传递：外部层流边界层 §6.1相似性解：常物性和恒定自由流速度时的层流不可压缩边界层 §6.2时的层流不可压缩边界层的相似性解 §6.3时的层流不可压缩边界层的相似性解 §6.4非相似动量边界层 §6.5由动量积分方程导得的恒定自由流速度时的层流边界层近似解 §6.6旋成体上自由流速度任意变化时的层流边界层近似解 第七章传热：外部层流边界层 §7.1沿定温半无限大平板的恒定自由流速度时的流动 §7.2沿定温半无限大平板的流动 §7.3沿具有吹出或吸入的定温半无限大平板的流动 §7.4非相似热边界层 §7.5沿具有未加热起始长度的半无限大平板的恒定自由流速度的流动 §7.6沿具有任意指定的表面温度的半无限大平板的恒定自由流速度的流动§7.7沿具有任意指定的表面热通量的半无限大平板的恒定自由流速度的流动§7.8任意形状的定温物体上的流动 §7.9任意形状且具有任意指定的表面温度的物体上的流动 §7.10具有边界层分离的物体上的流动 一、燃烧法 燃烧法是利用某些废气中污染物可以燃烧氧化的特性，将其燃烧转变为无害或易于进一步处理和回收物质的方法。该法的主要化学反应是燃烧氧化，少数是热分解。石油炼制厂、石油化工厂产生的大量碳氢化合物废气和其他危险有害的气体；溶剂工业、漆包线、绝缘材料、油漆烘烤等生产过程产生的大量溶剂蒸气；咖啡烘烤、肉食烟熏、搪瓷焙烧等过程产生的有机气溶胶和烟道中未烧尽的碳质微粒以及所有的恶臭物质，如硫醇、氰化物气体、硫化氢等，都可用燃烧法处理。该法工艺简单，操作方便，可回收热能。但处理低浓度废气时，需加入辅助燃料或预热。 燃烧发生的化学作用是燃烧氧化作用和高温下的分解作用。因此，燃烧法只适用于净化可燃的或高温下分解的物质，有机废气一般都具有可燃性，适合燃烧处理。有机废气的燃烧工艺主要有直接燃烧、热力燃烧、催化燃烧以及蓄热燃烧。 1、直接燃烧法 直接燃烧亦称直接火焰燃烧，它是把废气中可燃有害组分当作燃料直接燃烧。因此，该方法只适用于净化含可燃有害组分浓度较高的废气，或者用于净化有害组分燃烧时热值较高的废气，因为只有燃烧时放出的热量能够补偿向环境中散失的热量时，才能保持燃烧区的温度，维持燃烧的持续。直接燃烧的设备包括一般的燃烧炉、窑，或通过某种装置将废气导入锅炉作为燃料气进行燃烧。直接燃烧的温度一般在1100℃左右，燃烧的最终产物为CO2、H20和NO X。直接燃烧法不适于处理低浓度废气。 石油炼制厂或石油化工厂所产生的有机废气通常排放到火炬燃烧器直接燃烧，不仅浪费资源，而且造成大气污染，近年来已较少使用。 2、热力燃烧法 热力燃烧法是在废气中VOCs浓度较低时添加燃料以帮助其燃烧的方法。在热力燃烧中，被净化的废气不是作为燃料，而是作为提供氧气的辅燃气体；当废气中氧的含量较低时，需要加入空气来辅燃。热力燃烧所需的温度较直接燃烧低，大约为540～820℃。本法工艺简单、投资小，适用于高浓度、小风量的废气，但对安全技术、操作要求较高。 热力燃烧的过程可分为三个步骤：①辅助燃料燃烧，提供热量；②废气与高温燃气混合，达到反应温度；③在反应温度下，保持废气有足够的停留时间，使废气中可燃的有害组分氧化分解，达到净化排气的目的。 热力燃烧可以在专用的燃烧装置中进行，也可以在普通的燃烧炉中进行。进行热力燃烧的专用装置称为热力燃烧炉，其结构应满足热力燃烧时的条件要求，即应保证获得760℃以上的温度和0.55s左右的接触时间。热力燃烧炉的主体结构包括两部分：①燃烧器，其作用是使辅助燃料燃烧生成高温燃气；②燃烧室，其作用是使高温燃气与旁通废气湍流混合达到反应温度，并使废气在其中的停留时间达到要求。 3、催化燃烧法 催化燃烧法是在系统中使用合适的催化剂，使废气中的有机物在较低温度(200～400℃)下完全氧化分解的方法。该法的优点是催化燃烧为无火焰燃烧， 一、填空题（共30分） 1、流体的粘性、热传导性和_质量扩散性__通称为流体的分子传递性质。 2、当流场中速度分布不均匀时，分子传递的结果产生切应力；温度分布不均匀时，分子传递的结果产生热传导；多组分混合流体中，当某种组分浓度分布不均匀时，分子传递的结果会产生该组分的_质量扩散_；描述这三种分子传递性质的定律分别是___牛顿粘性定律___、傅立叶定律_、_菲克定律_。 3、热质交换设备按其内冷、热流体的流动方向，可分为___顺流__式、_逆流__式、__叉流___式和__混合_____式。工程计算中当管束曲折的次数超过___4___次，就可以作为纯逆流和纯顺流来处理。 5、__温度差_是热量传递的推动力，而_浓度差_则是产生质交换的推动力。 6、质量传递有两种基本方式：分子扩散和对流扩散，两者的共同作用称为__对流质交换__。 7、相对静坐标的扩散通量称为绝对扩散通量，而相对于整体平均速度移动的动坐标扩散通量则称为相对扩散通量。 8、在浓度场不随时间而变化的稳态扩散条件下，当无整体流动时，组成二元混合物中的组分A和组分B发生互扩散，其中组分A向组分B的质扩散通量m A 与组分A的_浓度梯度成正 比，其表达式为 s m kg dy dC D m A AB A ? - =2 ；当混合物以某一质平均速度V移动时，该表 达式的坐标应取___随整体移动的动坐标__。 9、麦凯尔方程的表达式为： ()dA i i h dQ d md z - =，它表明当空气与水发生直接接触，热湿 交换同时进行时。总换热量的推动力可以近似认为是湿空气的焓差。 1、有空气和氨组成的混合气体，压力为2个标准大气压，温度为273K，则空气向氨的扩散系数是1.405×10-5 m2/s。 3、喷雾室是以实现雾和空气在直接接触条件下的热湿交换。 4、当表冷器的表面温度低于空气的露点湿度时，就会产生减湿冷却过程。 5、某一组分的速度与整体流动的平均速度之差，成为该组分的扩散速度。 2、冷凝器的类型可以分为水冷式,空气冷却式( 或称风冷式) 和蒸发式三种类型. 6、刘伊斯关系式文中叙述为h/h mad=Cp刘伊斯关系式文中叙述为即在空气一水系统的热质交换过程中，当空气温度及含湿量在实用范围内变化很小时，换热系数与传质系数之间需要保持一定的量值关系，条件的变化可使这两个系数中的某一个系数增大或减小，从而导致另一系数也相应地发生同样的变化。 7、一套管换热器、谁有200℃被冷却到120℃，油从100℃都被加热到120℃，则换热器效能是25% 。 8、总热交换是潜热交换和显热交换的总和。 1、当流体中存在速度、温度、和浓度的梯度时，就会分别产生动量、热量和质量的传递现象。 2、锅炉设备中的过热器、省煤器属于间壁式式换热器。 8、潜热交换是发生热交换的同时伴有质交换（湿交换）空气中的水蒸气凝结（或蒸发）而放出（或吸收）汽化潜热的结果。 3、热质交换设备按照工作原理不同可分为间壁式、直接接触式、蓄热式、热管式等类型。表面式冷却器、省煤器、蒸发器属于间壁式，而喷淋室、冷却塔则属于直接接触式。 10、相际间对流传质模型主要有薄膜理论、溶质渗透理论、表面更新理论。 3.冰蓄冷系统中的制冰方式主要有两种：_动态_制冰方式和_静态_制冰方式。 4.一个完整的干燥循环由___吸湿___过程、___再生___过程和冷却过程构成。 5.用吸收、吸附法处理空气的优点是_____独立除湿______________________。 换热器的传热计算 换热器的传热计算包括两类：一类是设计型计算，即根据工艺提出的条件，确定换热面积；另一类是校核型计算，即对已知换热面积的换热器，核算其传热量、流体的流量或温度。这两种计算均以热量衡算和总传热速率方程为基础。 换热器热负荷Q 值一般由工艺包提供，也可以由所需工艺要求求得。Q=W c p Δt ，若流体有相变，Q=c p r 。 热负荷确定后，可由总传热速率方程（Q=K S Δt ）求得换热面积，最后根据《化工设备标准系列》确定换热器的选型。 其中总传热系数K= 0011 h Rs kd bd d d Rs d h d o m i i i i ++++ （1） 在实际计算中，总传热系数通常采用推荐值，这些推荐值是从实践中积累或通过实验测定获得的，可以从有关手册中查得。在选用这些推荐值时，应注意以下几点： 1. 设计中管程和壳程的流体应与所选的管程和壳程的流体相一致。 2. 设计中流体的性质（粘度等）和状态（流速等）应与所选的流体性质和 状态相一致。 3. 设计中换热器的类型应与所选的换热器的类型相一致。 4. 总传热系数的推荐值一般范围很大，设计时可根据实际情况选取中间的 某一数值。若需降低设备费可选取较大的K 值；若需降低操作费用可取较小的K 值。 5. 为保证较好的换热效果，设计中一般流体采用逆流换热，若采用错流或 折流换热时，可通过安德伍德（Underwood ）和鲍曼（Bowman ）图算法对Δt 进行修正。 虽然这些推荐值给设计带来了很大便利，但是某些情况下，所选K 值与实际值出入很大，为避免盲目烦琐的试差计算，可根据式（1）对K 值估算。 式（1）可分为三部分，对流传热热阻、污垢热阻和管壁导热热阻，其中污垢热阻和管壁导热热阻可查相关手册求得。由此，K 值估算最关键的部分就是对流传热系数h 的估算。 4.3对流传热 对流传热是指流体中质点发生相对位移而引起的热交换。对流传热仅发生在流体中，与流体的流动状况密切相关。实质上对流传热是流体的对流与热传导共同作用的结果。 4.3.1对流传热过程分析 流体在平壁上流过时，流体和壁面间将进行换热，引起壁面法向方向上温度分布的变化，形成一定的温度梯度，近壁处，流体温度发生显 著变化的区域，称为热边界层或温度边界层。 由于对流是依靠流体内部质点发生位移来进 行热量传递，因此对流传热的快慢与流体流动的 状况有关。在流体流动一章中曾讲了流体流动型 态有层流和湍流。层流流动时，由于流体质点只 在流动方向上作一维运动，在传热方向上无质点 运动，此时主要依靠热传导方式来进行热量传递， 但由于流体内部存在温差还会有少量的自然对 流，此时传热速率小，应尽量避免此种情况。 流体在换热器内的流动大多数情况下为湍 流，下面我们来分析流体作湍流流动时的传热情 况。流体作湍流流动时，靠近壁面处流体流动分 别为层流底层、过渡层（缓冲层）、湍流核心。 层流底层：流体质点只沿流动方向上作一维运动，在传热方向上无质点的混合，温度变化大，传热主要以热传导的方式进行。导热为主，热阻大，温差大。 湍流核心：在远离壁面的湍流中心，流体质点充分混合，温度趋于一致（热阻小），传热主要以对流方式进行。质点相互混合交换热量，温差小。 过渡区域：温度分布不像湍流主体那么均匀，也不像层流底层变化明显，传热以热传导和对流两种方式共同进行。质点混合，分子运动共同作用,温度变化平缓。 根据在热传导中的分析，温差大热阻就大。所以，流体作湍流流动时，热阻主要集中在层流底层中。如果要加强传热，必须采取措施来减少层流底层的厚度。 4.3.2 对流传热速率方程 对流传热大多是指流体与固体壁面之间的传热，其传热速率与流体性质及边界层的状况密切相关。如图在靠近壁面处引起温度的变化形成温度边界层。温度差主要集中在层流底层中。假设流体与固体壁面之间的传热热阻全集中在厚度为δt有效膜中，在有效膜之外无热阻存在，在有效膜内传热主要以热传导的方式进行。该膜既不是热边界层，也非流动边界层，而是一集中了全部传热温差并以导热方式传热的虚拟膜。由此假定，此时的温度分布情况如下图所示。 建立膜模型：δδδ =+ t e 《高等传热学》课程自学及作业安排 2015级硕士研究生适用 本课程教学方式：以自学为主，教师指导为辅。 考核方法：开卷笔试（50%）+平时成绩（作业及自学情况30%）+两次大作业（20%） 一、教学资料 1.教材 孙德兴编.高等传热学—导热与对流的数理解析.北京：中国建筑工业出版社，2005（图书馆均可借到） 2.主要参考书 张靖周编.高等传热学.北京：科学出版社，2009* 王瑞金等编.Fluent技术基础与应用实例.北京：清华大学出版社，2007 3.参考资料 [1]杨强生，高等传热学.上海：上海交通大学出版社，1996 [2][美]E.R.G.埃克特，R.M.德雷克著，航青译.传热与传质分析.北京：科学出版社，1983 [3][美]M. N.奥齐西克,俞昌铭主译.热传导.北京：高等教育出版社，1983 [4]杨强生.对流传热与传质.北京：高等教育出版社，1985 [5]赵镇南译.对流传热与传质（第4版）.北京：高等教育出版社，2007* [6][美]E.M.斯帕罗，R.D.塞斯著，顾传保，张学学译.辐射传热. 北京：高等教育出版社，1982* [7]陶文铨编著.数值传热学.西安:西安交通大学出版社，1988 [8]周俊杰等编. FLUENT工程技术与实例分析.北京：中国水力水电出版社，2010 （除*外，均提供电子版） 4.课件、教案、FLUENT软件及其他 二、自学、收集整理资料及讲课 1.自学 根据教案及课件提前查资料并自学相关内容。 如： 2.收集整理资料及讲课 每三位同学负责一至二次课内容，具体分工自行商量。内容包括： (1)收集整理资料 按照教案要求，收集、整理、加工相关教学资料，如“典型一维 《对流换热》试题 一. (1997)指出层流边界层中下列物理量<，=或>0。 y W x W y ?? x W x ?? 2x 2y W ?? y W y ?? 二. (1997)现假定流体横掠平板层流边界层中的速度分布用二次曲线 2)y c()y b(a u u δδ++=∞逼近。当y=0时，u=0；当δ≥y 时，∞=u u 且0y u =??。试列出积分形式的边界层动量方程，并通过求解给出(x)δ的表达式。 三. (1994)设水在光滑圆管内流动，阻力与换热关系为-0.25f Re ~C ，0.8Re ~Nu ， p ?表示阻力损失，P 表示流动功率，α为放热系数，脚标0表示原始状况。 1) 若管径不变，将流速提高一倍，其它条件不变，求： 01 0101P P p p αα，，?? 2) 若将管径减小一倍，流量不变，其它条件不变，求： 2 0202P P p p αα，，?? 3) 若壁温保持不变，问第2种情况与原始状况相比，管道的总换热量是增加还是减少，试列公式分析之。其中关于对数平均温差的变化，只作定性分析即可，不必进行定量的计算。 四. (1987)根据下述提示简述边界层理论的五个主要内容：1) 尺度；2) 速度梯 度；3) 发展过程；4) 整个流场分区情况；5) 边界层内压力分布情况。为什么边界层理论有巨大实用价值？ 五. (1987)一块平板置于x －z 坐标如图。流体由左侧横向冲刷，试写出该坐标 下平板边界层的动量方程与能量方程。 六. (1987)已知圆管中的速度分布与温度分布，写出其断面平均温度的表达式。 七. (1987)流体横掠平板边界层如图。1-1为边界层外不远处一平行面。已知边 界层内速度分布为： ])y (y [w w x 3 2123δ -δ=∞。求流出1-1面的流量V 以及0 x 点处的局部摩擦系数fx C 。 x 八. (1987)由达到小排列下述放热系数：1) 室外空气与墙放热1α；2) 水蒸汽珠 状凝结2α；3) 过热水蒸汽在管内强迫流动被继续加热3α；4) 油箱内油被壁面加热4α；5) 水箱内水被壁面冷却5α；6) 水蒸汽膜状凝结6α。 九. (1987)水平圆管与气体自然对流放热公式为3/1Pr)Gr (13.0Nu ?=，给下列比 例关系中各物理量添上正确的幂次： μ?λ?ρ????=αp c t d 十. (1987)水在空气中蒸发，同时发生热质交换，此时存在类比关系 31 p D Le c ?ρ?=αα ，式中的ρ?p c 应取： A 水的值； B 空气的值； C 水蒸汽的值 D 湿空气(空气与水蒸汽混合物)的值。 十一. (1983)已知圆管中的放热公式为：3.08.0f Pr Re 023.0Nu =，试给下列关 对流传热与传质期末复习题 请主要3－2、10－2和17题 1、结合外掠平壁层流对流换热的求解，试述由边界层控制方程得到精确解和利用边界层积分方程式得到近似解两种方法的主要步骤、特点并比较其结果。 答：对于外掠平壁层流对流换热，由边界层控制方程得到精确解的主要步骤为：先根据外掠平壁流动的边界层动量方程和连续性方程，运用相似变换用流函数将动量方程转化为常微分方程，根据相应的边界条件就可得到速度分布的精确解，在求出速度分布的基础上，根据能量方程式和相应的边界条件即可得到温度分布的精确解，从而得到壁面热流和局部换热系数。特点是：由边界层动量方程式得到的精确解，它的解依赖于速度分布的具体形式，且只适用于Re>>1的情况，不适用于进口导边附近的区域。 而利用边界层积分方程式得到近似解的主要步骤为：首先假定能满足有关边界条件的无量钢温度分布，在u ∞、t w 和t ∞都是常数的假定下，根据低速定物性流体外掠平壁的焓厚度定义式进行积分，可得到焓厚度及其沿轴向变化，壁面热流即可求出，进一步可得到换热系数。其特点在于用边界层积分方程式进行求解，它的解并不十分依赖于速度分布的具体形式，且工作量小，简便。 结果比较：两种方法得到的解结果完全一致。 2、同样是层流对流换热，为什么外掠平壁的Nu ～Re 1/2，而管内充分发展的则h X ＝常数？ 答：流体外掠平壁时，从进口处形成速度边界层和热边界层，且随着流体的往前推进而逐渐增厚，到一定距离后会发生层流到紊流的过渡，不会象管内流动那样出现充分发展区，热流密度也不是常数而是和x 有关，即('(0)w w q t t λ∞=-，因此局部换热系数w x w q h t t ∞ =-，局部努谢尔数() w w q x Nu t t λ∞= - ，所以可得'(0)Nu θ=，即Nu ～Re 1/2； 流体在管内作层流换热时，在充分热发展区，流体的无量纲温度分布不沿流体的推进方向而变化，只是r 的函数，管壁处沿径向的无量纲温度梯度 r r r θ=??也不推进方向变化，即 w r r m w r r t t r r t t θ==??-??= ???-??＝常数，而壁温t w 和流体的混合平均温度t m 不随径向距离r 变化，而换热系数是用壁温和流体混合平均温度之差来定义的，即0 w r r w m w m q t h t t t t r λ=?= =---?，显然为常数。 冷却器传热面积的简单计算方法 发布者：靖江市艾佳化工机械制造有限公司更新时间：2009-11-3 13:13:18 冷却器传热面积的简单计算方法 上面提及的注射用水的冷却问题，笔者在工程实践中接触到的许多厂家对如何选择换热器的大小（即确定传热面积）颇感为难。所以在此给大家提供一个比较简单的计算方法供参考。 首先确定有关的参数，包括注射水的初温和使用温度、水的用量（流量）、冷却水的进出口温度等，然后根据热量平衡和传热方程式来进行计算［2］。 例如，设：注射用水的初温T1=90 ℃，用水点适合使用的温度T2=40℃，该用水点的最大用水量为1 500 kg/h，冷却水的初温t1=25 ℃，出口温度设为t2=35 ℃，求答（1）使用不锈钢波纹板式换热器需多大换热面积？（2）选用列管式换热器又需要多大传热面积？ （1）计算注射用水每小时放出的热量Q注 由放热方程式：Q=c·m·△T 式中c——水的比热，1 kcal/kg·℃； m——注射用水的流量，即用量，为1 500 kg/h； △T——注射水的温度差，△T = T1－T2=90－40=50 ℃。 将数据代入上式， 则，Q注=c·m·△T=1 kcal/kg×℃×1 500 kg/h×50 ℃＝7.5×104 kcal/h。 （2）计算所需换热器的传热面积F 由传热方程式：换热器传递的热量Q=K·F·△tm 式中传递的热量由热量平衡原理：Q= Q注； K——传热系数，对水与水的传热，板式换热器 取800 kcal/℃·h·m2，列管式换热器取400 kcal/℃·h·m2； F——换热器传热面积，m2； △tm——传热平均温度差，可近似取△T和△t的算术平均数。 △tm =（△T＋△t）/2=（50+10）/2=30 ℃ 其中△t= t2－t1=35－25=10 ℃ 将传热方程式变换为F=Q/（K·△tm），以上数据代入式中得： 板式换热器F=7.5×104 kcal/h÷（800 kcal/℃·h·m2×30 ℃）=3.125 m2。 https://www.360docs.net/doc/289719267.html, 列管式换热器F=7.5×104 kcal/h÷（400 kcal/℃·h·m2×30 ℃）=6.25 m2 由于传热系数的计算比较复杂，以上是根据经验简化了的传热面积的计算即估算的方法，但这种方法既简单而且相当实用，在工程上，特别是在这种水对水的传热场合误差不大，足以应对了。在各厂家运用时只要将相对应的实际参数代入上面的公式中进行计算就可以很快地得出结果。 化工原理实验报告 实验名称：对流给热系数测定实验 学院：化学工程学院 专业：化学工程与工艺 班级：化工班 姓名： 学号： 同组者姓名： 指导教师： 日期： 一、 实验目的 1. 观察水蒸气在换热管外壁上的冷凝现象，并判断冷凝类型； 2. 测定空气在圆直管内强制对流给热系数i α； 3. 应用线性回归分析方法，确定关联式Nu=ARe m Pr 0.4中常数A 、m 的值。 4. 掌握热电阻测温的方法。 二、 实验原理 在套管换热器中，环隙通以水蒸气，内管管内通以空气，水蒸气冷凝放热以加热空气，在传热过程达到稳定后，有如下关系式： VρC P (t 2－t 1)＝αi A i (t w －t)m （1-1） 式中：V ——被加热流体体积流量，m 3/s ； ρ——被加热流体密度，kg/m 3； C P ——被加热流体平均比热，J/(kg·℃)； αi ——流体对内管内壁的对流给热系数，W/(m 2·℃)； t 1、t 2——被加热流体进、出口温度，℃； A i ——内管的外壁、内壁的传热面积，m 2； (T －T W )m ——水蒸气与外壁间的对数平均温度差，℃； 2 2112211ln )()()(w w w w m T T T T T T T T Tw T -----=- （1-2） (t w －t)m ——内壁与流体间的对数平均温度差，℃； 2211 2211ln )()()(t t t t t t t t t t w w w w m w -----=- （1-3） 式中：T 1、T 2——蒸汽进、出口温度，℃； T w1、T w2、t w1、t w2——外壁和内壁上进、出口温度，℃。 当内管材料导热性能很好，即λ值很大，且管壁厚度很薄时，可认为T w1＝t w1，T w2＝t w2，即为所测得的该点的壁温。 由式（1-3）可得： （1-4） 若能测得被加热流体的V 、t 1、t 2，内管的换热面积A i ，以及水蒸气温度T ，壁温T w1、对流传热与传质讨论复习题
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