【文档说明】44表面传热系数的经验关联-大连理工大学化工原理及实验.pptx，共(61)页，1.039 MB，由精品优选上传

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,,'h，层流内层厚度减薄，湍动程度代价：动力消耗↑。4.4表面传热系数的经验关联4.4.1影响表面传热系数的因素（2）流体流动原因强制对流：外部机械作功，一般流速较大，h也较大。自然对流：由流体密度差造成的循环过程,一般流速较小，h也较小。（1）

流体流动状态,,h：,,,hRe：./3CmkJCCPP−，单位体积流体的热容量：hCP，hRe，，：（3）流体的物理性质定性温度：计算表面传热系数的特征温度一般，)(2121tttm+=（4）传热面的形状、位置和大小壁面的形状，尺寸

，位置、管排列方式等，造成边界层分离，增加湍动，使h增大。（5）相变化的影响有相变传热：蒸汽冷凝、液体沸腾，无相变传热：强制对流、自然对流，一般地，有相变时表面传热系数较大。例：水强制对流，蒸汽冷凝，KmWh2/10000250−：KmWh2

/150005000−：4.4.2无相变化时对流传热过程的量纲分析（1）量纲分析过程①优点：减少实验次数；②依据：物理方程各项量纲一致；③步骤：：（a）通过理论分析和实验观察，确定相关因素；（b）构造函数

形式；hfpedcbatgclKuh)(=ifPatglcluKhl)()()(223=),,,,,,(pCtglufh=无相变：（c）列出量纲指数的线性方程组（M、L、T、）；（d）规定已知量（指数），确定余下指数表达式；（e）整理特征数方程形式。

)(rreuGPRfN，，无相变对流传热：=①努赛尔数hlNu=ltdydty−==0)(平均温度梯度壁面处温度梯度=无量纲温度梯度=说明：▲反映对流传热的强弱，包含表面传热系数；▲努赛尔数恒大于

1。粘滞力惯性力===duuduRe2说明：反映流动状态对h的影响。l：特征尺寸，平板——流动方向的板长；管——管径或当量直径；thdydtqy=−==0)(（2）特征数的物理意义②雷诺数③普朗特数pPrCCP/==

热扩散系数导温系数动量扩散系数运动粘度)()(==av说明：▲反映流体物性对传热的影响▲反映热扩散和动量扩散的相对大小▲反映流动边界层和热边界层的相对厚度===travP,,1travP,,1travP,,1使用时注意：*查取定性温度下的

物性；*计算所用单位，SI制。说明：反映自然对流的强弱程度。④格拉晓夫数（浮升力特征数）223tlgGr=,化：单位体积流体浮力变tg),(reuPRfN=1.0/2erRG),(rruPGfN=10/2erRG),

(,rreuPGRfN=10/1.02erRG22Re)(bblu==,/1C：体积膨胀系数，.Re数：表示自然对流的雷诺b强制对流自然对流混合对流10210310410510100200230010210310410Gr/Pr=1管内强制对流Nu/Pr0.4与Re的关系

Nu/Pr0.4Re14.4.3无相变化的对流传热（1）管内强制对流传热一般关系式：nrmeuPCRN=传热流动状态划分（区别于流体流动时规律）2300eR层流：10000eR湍流：100002300eR过渡流：①流体在圆形直管内湍流时的表面传热系数nreuPRN8.0023.0=np

iicuddh=8.0023.0或：a)一般流体流动状态不同，则c、m、n值不同流体被加热，n=0.4流体被冷却，n=0.310000eR1606.0rP50/dlPa3102−定性温度：tm=(t1+t2)/2特征尺寸：

管内径di10000eRnrP保证流体达到传热湍流；适用条件：说明：50/dl避开传热进口段，保证稳态传热。传热进口段：传热正在发展，h不稳定(随管长增加h减小)OxNux或hxNuxhxNux或hx的变化趋势tc,Wtc,Wxentt(r,x)充分发展了的边界层层

流情况下流体在管内温度分布进口段温度分布和局部表面传热系数的变化传热进口段长度：进口到传热边界层汇合点间的长度。说明：经验公式，有一定误差。reentPRx05.0=层流：dxent50=湍流：b)粘度较大流体14.033.08.0)/(027.0wreuPRN=近似取：05.1)(

14.0=w流体被加热：95.0)(14.0=w流体被冷却：适用条件：10000eR1677.0rP60/dl定性温度：tm=(t1+t2)/2特征尺寸：管内径dic)流体流过短管（l/d<50）hldh])/(1[7.0+=影响：处于传热进口段，表面传

热系数较大。计算：采用以上各式计算h，并加以校正。d)圆形直管内过渡流时表面传热系数100002300eR过渡流：计算：采用湍流公式，但需加以校正。hRhe)1061(8.15−=说明：设计换热器时，一般避免过渡流。107过渡状态的传热

14.031PrReWNuRe103102l/d=500.0011041051060.0020.010.1400200100e)圆形直管内强制层流特点：1）传热进口段的管长所占比例较大；2）热流方向不同，也会影响；3）自

然对流的影响，有时不可忽略。14.03/1)/()/(86.1wieuldPRNr=2300eR定性温度：tm=(t1+t2)/2；特征尺寸：管内径di。67006.0rP10/ldPRire适用条件：f)圆形弯管内的强制对流特点：离心力使径向压力不均，产生二次环流；结果：流体

湍动程度增加，使h增加；同时，流动阻力损失增加。hRdhi)77.11(+=g)非圆形管内强制对流★采用圆形管内相应的公式计算，但特征尺寸采用当量直径。★最好采用专用、经验公式。如：套管环隙R弯管内流体的流

动d318.053.012PrRe02.0=ddde()12122122)(44ddddddde−=+−=.;;21mdmdmde套管环隙当量直径，外管内径，内管外径，−−−式中：②管外强制对流a)流体横向流过单管A流体横向流过单根圆管外时流动情况表面传热系数分布1

）低雷诺数（70800~101300）φ=0-80°，层流边界层厚度增大使h↓，φ>80°，边界层分离，使h↑，有一个最低点。2）高雷诺数（140000~219000）有两个最低点：N01：φ=70-80°，层流边界层→湍流边界层；N02：φ=140°（分离点

），发生边界分离。400300200100500800700600160o120o40o0o80oΦNu不同Re下流体横向流过圆管时局部努塞尔数的变化Reф=219000186000140000101300708001700003/1rneuPCRN

=常数C、指数n见下表沿整个管周的平均表面传热系数：ReCn0.4~44~4040~40004000~4000040000~4000000.9890.9110.6830.1930.02660.3300.3850.4660.6180.805特征尺寸：管外径◆

管束的排列方式直列（正方形）、错列（正三角形）b)流体横向流过管束的表面传热系数x2x1d直列管束中管子的排列和流体在管束中运动特性的示意x1x2d错列管束中管子的排列和流体在管束中运动特性的示意直列第一排管直接冲刷；第二排管不直接冲刷；扰动减弱第二排管

以后基本恒定。错列第一排管错列和直列基本相同；第二排管错列和直列相差较大，阻挡减弱，冲刷增强；第三排管以后基本恒定。x2x1dx1x2d◆各排管h的变化规律0.80.60.40.21.01.61.41.2120o90o3

0o0o60oΦNu2.01.8150o180o0o90o180oΦ直列管束中，不同排数的圆管上局部hφ沿周向的变化（Re=1.4×104，空气）123~7Nu0.80.60.40.21.01.61.41.2120o90o30o0o60oΦ2.01.8150o180o0o90o180oΦ错列管束中

，不同排数的圆管上局部hφ沿周向的变化（Re=1.4×104，空气）可以看出，错列传热效果比直列好。◆传热系数的计算方法任一排管子：4.0rneuPRCN=C、ε、n取决于管排列方式和管排数。特征尺寸：管外径70000~5000=eR52.1/1−=dx52.1

/2−=dx适用范围：=iiiAAhh/整个管束平均：3/16.033.0reuPRN=大致估算：c)流体在列管换热器管壳间的传热装有圆缺折流板的列管换热器圆缺折流板管板折流挡板：壳程流体的流动方向不断改变，较小Re（Re=100），即可达

到湍流。缺点：流动阻力↑，壳程压降↑的重要因素。作用：●提高湍动程度，↑h，强化传热；●加固、支撑壳体。圆缺折流板示意图管板1010210310410102114.031−−W管壳式换热器表面传热系数计算曲线Re

RePr有折流挡板时壳程流体表面传热系数：14.03/155.0)/(36.0wreuPRN=14.03/155.0)/(36.0wreePRdh=或：6102000eR适用条件：挡板切割度：25%D。2/)(21tttm+=定性温度：特征尺寸：流道的当量直径

。0202)4(4ddtde−=正方形排列d0t也可采用关联式：0202)423(4ddtde−=正三角形排列流速的确定：按最大流通截面(最小流速)计算。12SS一般地，)1(0tdBDS−=DS1S2B说明：无折流板时，流体平行流过管束，按管

内公式计算，特征尺寸为当量直径。d0t(3)自然对流传热温度差引起流体密度不均，导致流体流动。分类：大空间自然对流传热：边界层发展不受限制和干扰。有限空间自然对流传热：边界层发展受到限制和干扰。大空间自然对流传热：竖直壁面上表面传热系数的分布近

壁处温度与流速的分布沿竖壁自然对流的流动和换热特征ut,hW,htht1htuyxxh大空间内流体沿垂直壁面进行自然对流：表面传热系数的求取：①查图求解1.61.20.80.02.03.22.82.464-120.4121080流体沿垂直壁面作自然对流时lg(N

u)与lg(GrPr)的关系曲线lg(GrPr)lg(Nu)1.20.80.4-0.41.63.22.82.020-5-10.0864-3流体沿水平壁面作自然对流时lg(Nu)与lg(GrPr)的关系曲线lg(Gr

Pr)lg(Nu)nrruPGCN)(=大空间内流体沿垂直或水平壁面进行自然对流传热时：定性温度：膜温2/)2(21wmtttt++=定型尺寸：竖板，竖管，L；水平管，外径do影响因素：物性，传热面积、形状、放置方式；系数C和指数n的取值见下表：②经验关联doL传热面的形状及

位置GrPrCn特征长度垂直的平板及圆柱面10-1~104104~109109~1013查图4.1.15(a)0.590.1查图4.1.15(a)1/41/3高度L水平圆柱面0~10-510-5~104104~

109109~10110.4查图4.1.15(b)0.530.130查图4.1.15(b)1/41/3外径d0水平板热面朝上或水平板冷面朝下2×104~8×1068×106~10110.540.151/41/3矩形取两边平均值圆盘0.9d狭长条取短边水平板热

面朝下或水平板冷面朝上105~10110.581/5有相变对流传热的特点①相变过程中产生大量相变热（潜热）；例：水4.4.4有相变化的对流传热kgkJrC/4.22581000=时，汽化潜热CkgkJCpC00/187.41000=−，比热无

相变相变一般：hh②相变过程有其特殊传热规律，传热更为复杂；③分为蒸汽冷凝与液体沸腾两种情况。(1)蒸汽冷凝机理优点：饱和蒸汽具有恒定的温度，操作时易于控制蒸汽冷凝的表面传热系数较大。冷凝方式：①膜状冷凝凝液呈液膜状（附着力大于表

面张力），热量：蒸汽相→液膜表面→固体壁面。②滴状冷凝凝液结为小液滴（附着力小于表面张力），有裸露壁面，直接传递相变热。比较两种冷凝方式的表面传热系数h滴状冷凝＞h膜状冷凝，相差几倍到几十倍，但工业操

作上，多为膜状冷凝。膜状冷凝滴状冷凝(2)膜状冷凝表面传热系数①努塞尔方程的理论推导研究：垂直管外或壁面的膜状冷凝；方法：真实模型→简化模型→数学模型求解。◆膜状冷凝的真实过程hx◆简化的物理模型①液膜很薄，层流流动，传热方

式为导热，温度分布为线性；②蒸汽静止，汽-液界面无粘性应力；③汽、液相物性为常数，壁面温度恒定，膜表面温度tδ=ts；④冷凝液为饱和液体。0|==yxyuxbyuxdddxbygd)(−bstsh,tWh,tyth,x,yuyxxd0=yuxy

x努塞尔特膜状冷凝简化模型◆建立数学模型求解按假设，=xh推导膜厚δ：412)4(grtxhx==.壁温膜表面温度其中，−=−=wsttt4132)4(txgrhx==则：=lxdxhLhL01，则平均值：若竖壁高为bdxy)(−取微元体做受力

分析、质量衡算、热量衡算，得：4132)(943.0tLgrh=努塞尔方程：2/)(wsmttt+=定性温度：膜温特征尺寸：L（竖壁或圆管壁高度）4132)sin(943.0tLgrh=wsttt−

=倾斜壁面：蒸气在斜壁上的冷凝sing②努塞尔方程的无量纲化液膜流动雷诺数)/)(/4(SqbSudRmee==Mbqm4)/(4==S为流通面积；b为周边长度；qm/S=G质量流速。冷凝负荷:M=q

m/b单位润湿周边上凝液的质量流率，kg/m·s；由热量衡算得，rqthAm==有相变：tLMrtbLrqtAhm===则：4132)(943.0Mhgh=3131232)(47.1−=eRgh于是有：31322)(ghh=令：说明：若为垂直管外冷凝，

亦可采用上述努塞尔特方程，只是Re中的润湿周边b需用πd0代替，d0为竖管外径。,系数：无量纲冷凝表面传热hMhtLr=即：将上式代入努塞尔方程，则有：3147.1−=eRh——量纲为一努塞尔方程。实验结果：实测值高于理论值（约20%）原因：液膜的波动、假设的

不确切性(3)膜状冷凝传热膜系数的经验关联①垂直管外或壁面上的冷凝（a）液膜层流1800eR4132)(13.1tLgrh=3188.1−=eRh实测：（b）液膜湍流4.0232)4()(0077.031rtLhgh=或：4.00

077.0eRh=注意：壁温未知时，计算应采用试差法。neCRh=2000eR完全由实验获得水平圆管外膜状冷凝说明：此式计算值和实验结果基本一致。②水平管冷凝表面传热系数（a）水平单管外冷凝理

论计算：按倾斜壁对方位角做积分（0-1800）。41032)(725.0tdgrh=或：3151.1−=eRh)44Re(Mbqm==其中，层流时，水平管外膜状冷凝（b）水平管束外冷凝水平管束的排列通常有直排和错排两种：12342123第一排管子：冷凝

情况与单根水平管相同。其他各排管子：冷凝情况必受到其上排管流下冷凝液的影响，表面传热系数依次下降。水平管束的排列及其对冷凝液膜厚度的影响41032)(725.0tndgrh=理论计算平均值：管排数不同时，▲采用平均管排数：475.0375.

0275.01321).........(++++++=nnnnnnnzav475.0)(=iinn4103/232)(725.0tdngrh=实验值：▲近似取壳体直径上的管根数NTc5.01.1TTcNN=正三角形排列：5.019.1TTcNN=正方形排列：（c）水

平管内冷凝特点：考虑蒸汽流速对h的影响（1）蒸汽流速不大时，凝液可顺利排出，可采用管外冷凝公式计算。（2）当蒸汽速度较大时，可能形成两相流动，应参考有关公式。蒸汽凝液不凝气(4)影响冷凝传热的因素◇冷凝液膜两侧的温度差：◇流体物性的影响：◇

不凝性气体的影响：形成气膜，表面传热系数大幅度下降。◇蒸气过热的影响：过热蒸汽，若壁温高于饱和温度，传热过程与无相变对流传热相同；若壁温低于饱和温度，按饱和蒸汽冷凝处理。◇蒸气流速的影响：流速不大时，影响可忽略；

流速较大时，且与液膜同向，h增大；流速较大时，且与液膜反向，h减小。−=httttwshr均影响、、、沸腾:沸腾时，液体内部有气泡产生，气泡产生和运动情况，对h影响极大。沸腾分类：①按设备尺寸和形状不同池式沸腾（大容积饱和沸腾）；强制对流沸腾（有复杂的两相流）。

②按液体主体温度不同过冷沸腾：液体主体温度t<ts，气泡进入液体主体后冷凝。饱和沸腾：t≥ts，气泡进入液体主体后不会冷凝。（5）液体沸腾传热液体主体t液体主体t≥ts液体主体t<ts1)大容积饱和沸

腾传热机理a）汽泡能够存在的条件：rpprlv2)(2=−rpplv2=−abcd气泡的生成过程气泡的力平衡plpvrσσ◇必须有汽化核心→−→lvppr时，要求当0b）汽泡产生的条件◇液体必须过

热提供必须的汽化热量说明：●因此无汽化核心，气泡不会产生；●液体过热度增大，汽化核心数增多。rpplv2=−汽化核心：体积很小的孔穴或固体颗粒，气泡能附着在其周围生长。气泡的产生过程沸腾过程：液体传递：加热面时：无气泡产生，热量自然对流⎯⎯⎯→⎯stt力进入液体。心上产生，长大后凭

浮时：气泡首先在汽化核stt过热度↑，汽化核心数↑，气泡产生和长大的速度↑，使沸腾加剧，沸腾传热膜系数↑。自然对流沸腾hh说明：由于气泡产生，使液体扰动↑因此：0.11.010102103hABCDEF自然对流核状

沸腾膜状沸腾稳定区不稳定膜状沸腾温度差和表面传热系数关系Δt=(tw-ts)/℃实验条件:大容积、饱和沸腾。2)大容积饱和沸腾曲线曲线获得：作图实验，并以ht−，即过热度）（swttt−=AB段：无相变自然对流，无汽泡

产生，h缓慢增加BC段：核状沸腾一方面，另一方面，汽膜覆盖↑，又使h↓；当两者作用相抵消，出现转折点—临界点（C点）。临界值：Δt、q、QCD段：核状、膜状共存，膜覆盖为主，Δt↑，h↓；DEF段：稳定膜状沸腾，全部膜覆盖，Δt↑，h↓；而后辐射作用

加强，Δt↑，h↑。；，使，汽泡数随ht沸腾曲线意义:说明：工业上，应严格控制在核状沸腾区内操作。3)影响的因素h,,物性：h,,,,P压力：加热壁面的影响：◇粗糙壁面,h

↑，光滑的壁面,h↓；◇被油脂污染的壁面,h↓，清洁表面,h↑；◇水平管束沸腾传热，上排管h↓。响不同温度差：不同阶段，影4)沸腾传热膜系数参看有关手册，管外沸腾传热更为常用。（a）水在105~4×105Pa压力下的核状沸腾5.033.2123.0pth=（b）不同液体在不同清洁面上的

核状沸腾3/1)(−=vlwlnrpgrqcrPtc