植物生理学第四章讲义

1、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

2、， 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

3、，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 t 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

4、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： t e式中 t 总有效膜厚度；e 湍流区虚拟膜厚度； 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： QA(tw t)t流体被冷却： QA(Tw T)t设 ，对流传热速率方程可用牛顿冷却定律来描述：t流体被加热： Q A(tw t)流体被冷却： Q A(Tw T)式中 Q' , Q对流传热速率， W；2', 对流传热系数， W/(m· )；Tw t w壁温，；T , t 流体(平均)温度，；A对流传热面积， m2。 牛顿冷却定律并非

5、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 。tw t t 推动力Q A(tw t) wt和A一定时， Q1 R 热阻A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 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

6、的上升和下降运动，一般 u 较小， 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 较大。强自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 较大的物性有： ， ， ，cp 。 的影响：； 的影响： Re ；cp 的影响： cp cp 单位体积流体的热容量大，则 较大； 的影响 :Re3. 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， 较大。 Re ,；但 Re动力消耗大。 湍 层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

7、层分离，产生旋涡， 增加湍动，使 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 cp）。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。 相变 无相变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

8、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： f（u ，l ， ， ， cp， ，g 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 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 定理8-4=4 ） 因次分析结果如下： Nu CRea Pr k Gr g Nu l Nusselt （努塞尔）待定准数（包含对流传热系数） Re du Reynol

9、ds （雷诺）表征流体流动型态对对流传热的影响。cPr p Prandtl （普兰特）反映流体物性对对流传热的影响Gr g tl2 Grashof （格拉斯霍夫） 表征自然对流对对流传热的影响l C(du )a (cp )k(g tl 3 2 ) g2)（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

10、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无相变自然对流强制对流层流湍流形状直管弯内管外过渡流 圆非圆管的关联式蒸汽冷凝液体沸腾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Nu 0.023 Re0.8 Prk0.023 (du )0.8 (cp )kd使用范围： Re>10000，0.7<Pr<160 ， <2×10-5Pa.s，l/d>50 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 di ；(3) 流体被加热时， k0.

11、4 ，流体被冷却时， k0.3 ； 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 Pr0.4>Pr0.3。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

12、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 Pr0.4 <Pr0.3，故同液体一样，气体被加热时 n取 0.4 ，冷却时 n取 0.3。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du 0.8 cp 0.33 0.140.027 d( )0.8( p )0.33( w)0.14w要考虑壁面温度变化引起粘度变化对 的影响( 是在 t

13、 m下；而 W 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： ( )0.14 1.05 ，冷却时： ( )0.14 0.95 wwb过渡区2300<Re<10000 时，先按湍流计算 ，然 后乘以校正系数5f 1.06 1050.8Re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， 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 ff (1 1.77 d)式中R 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， 增大d非圆形直管内强制对流采用圆形管内相

14、应的公式计算，特征尺寸采用当量直径0.023dedeu 0.8 cp( ) ( )式中de4 流动截面积润湿周边4AII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： 0.02 Re0.8Pr13(d2)2式中 d 1、 d2分别为套管外管内径或内管外径。较大，乘上校适用范围： d1/d 2=1.65 17， Re 1.2 104 2.2 105 。 e当 l/d<60 时则为短管，由于管入口扰动增大， 正系数 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3）

15、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Nu 1.86（RePrd）1/3（ ）0.14适用范围： Re<2300， （RePr d ） 10，l/d>60 定性温度、特征尺寸取法与前相同，w 按壁温确定，工程上可近似处对于液体，加热时：理为：( )0.14 1.05 ，冷却时： ( )0.14 0.95ww（ 2 ）Gr>25000 时，自然对流的影响不能忽略时，乘以校正系数1/3f 0.8（1 0.015Gr 1/ 3）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

16、总传热系数也很小。例题：有一列管换热器， 由 60 根 25×2.5mm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：860kg/m3,cp 1.80kJ /（kg C）, 0.45mPa s, 0.14W /（m C）例题：一列管式换热器，由 38 根 25×2.5mm的无缝钢管组成， 苯在管内流动，由 20加热到 8

17、0 ，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 19× 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：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 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；

18、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 Re n Pr0.4适用范围： 5000<Re<70000，x1/d 0=1.255，x2/d0=1.255。（ 1）特性尺寸取管外径 do，定性温度取法与前相同 t m（冷热流体 进出口温度的平均值）；2）3）流速 u 取每列管子中最窄流道处的流速，即最大流速。C， ，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 ，n 不同，因此 也不同也不同。（4）流传热系数：排列方式不同（直列和错列），对于相同的列， ， n 不同，对某一排

19、列方式，由于各列的 不同，应按下式求平均的对1A12A23A3i AimA 1 A2 A3Ai式中i 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， 的计算式：Nu 0.36Re0.55 Pr13 （ ）0.14 uw 适用范围： Re=2×103 106。 定性温度：进、出口温度平均值； t w w。 特征尺寸： （ 1）当量直径 de22正方形排列： d

20、e 4（t 0.785d0 ）ed04（ 3t 2 0.785d02）正三角形排列： de 2d0（2）流速 u 根据流体流过的最大截面积 Smax计算Smax hD（1 d0 ） t式中 h 相邻挡板间的距离；D 壳体的内径。提高壳程 的措施：提高壳程 u ，但 hf u2，hf ；de；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。Gr 和反映物性的 Pr 有关，依对流传热系数仅与反映自然对流的经

21、验式计算：NuC（Gr Pr ） nc p g tl 3 2 nC （） nl21）特性尺寸对水平管取外径 do，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

22、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 510 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2 3 1/4计算公式： 0.725 r2/3gn2/3 l t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 ；冷凝液的密度， kg/m3； 冷凝液的导热系数， W/（m.K）；冷凝液的粘度， Pa.s特性尺寸 l ：管外径 do；定性温度：膜温 t ts 2

23、tW ，用膜温查冷凝液的物性 、 和 ；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当蒸汽在垂直管或板上冷凝时，冷凝液沿壁面向下流动，同时由于蒸汽不断在液膜表面冷凝，新的冷凝液不断加入，形成一个流量逐渐增加的液膜流，相应于液膜厚度加大，上部分为层流，当板或管足 够高时，下部分可能发展为湍流。对于冷凝液来说，临界Re=2100。如图所示，从顶向底流动时，液膜 ， ；当 H 一定高时，流动从层流过渡到湍流时， Re ，层流底层 ，Redeu介绍 de 的计算方法。de4SReudeu(4bS)b(4bS)(GS)4M式中 S 冷凝液流过的截面积，

24、 m2； b润湿周边， m； G冷凝液的质量流量， kg/s ； M单位长度润湿周边上冷凝液的质量流量， kg/s.m M G /b, u G /S1）层流时 的计算式适用范围： Re<1800 定性温度：膜温 特征尺寸 l ：管高或板高 H2）湍流时 的计算式2 3 1/30.0077 g2Re0.4 （ 是否正确 ）2适用范围： Re>1800定性温度：膜温特征尺寸 l ：管高或板高 H注： Re是指板或管最低处的值（此时 Re 为最大）4冷凝传热的影响因素和强化措施 从前面的讲述中可知，对于纯的饱和蒸汽冷凝时，热阻主要集中 在冷凝液膜内，液膜的厚度及其流动状况是影响冷凝传热的

25、关键。所 以，影响液膜状况的所有因素都将影响到冷凝传热。（1）流体物性的影响冷凝液 ，则液膜厚度越小 ；冷凝液 。冷凝潜热 r ，同样的热负荷 Q下冷凝液量小，则液膜厚度越小 。 以上的分析与前面讲的经验关联式一致。在所有的物质中以水蒸 汽的冷凝传热系数最大，一般为 104/ （m2.K ）左右，而某些有机物蒸汽 的冷凝传热系数可低至 103W/（m2.K ）以下。（2）温度差影响当液膜作层流流动时， t=t st W， t ，则蒸汽冷凝速率加大， 液膜增厚 , 。（3）不凝气体的影响 上面的讨论都是对纯蒸汽而言的，在实际的工业冷凝器中，由于 蒸汽中常含有微量的不凝性气体，如空气。当蒸汽冷凝时

26、，不凝气体 会在液膜表面浓集形成气膜。这样冷凝蒸汽到达液膜表面冷凝前，必 须先以扩散的方式通过这层气膜。这相当于额外附加了一热阻，而且 由于气体的导热系数 小，使蒸汽冷凝的对流传热系数大大下降。实验 可证明：当蒸汽中含空气量达 1%时， 下降 60%左右。因此，在冷凝器的设计中，在高处安装气体排放口；操作时，定 期排放不凝气体，减少不凝气体对 的影响。（4）蒸汽流速与流向的影响 前面介绍的公式只适用于蒸汽静止或流速不大的情况。蒸汽的流 速对 有较大的影响，蒸汽流速较小 u<10m/s 时，可不考虑其对 的影 响。当蒸汽流速 u>10m/s 时，还要要考虑蒸汽与液膜之间的摩擦作用蒸汽

27、与液膜流向相同时， 会加速液膜流动， 使液膜变薄 , ；蒸 汽与液膜流向相反时，会阻碍液膜流动，使液膜变厚 , ；但 u 时，会吹散液膜， 。一般冷凝器设计时，蒸汽入口在其上部，此时蒸汽与液膜流向相 同，有利于 。（5）蒸汽过热的影响 蒸汽温度高于操作压强下的饱和温度时称为过热蒸汽。 过热蒸汽与比其饱和温度高的壁面接触（ t W>t s），壁面无冷凝现 象，此时为无相变的对流传热过程。过热蒸汽与比其饱和温度低的壁 面接触（ t W<t s），由两个串联的传热过程组成：冷却和冷凝。整个过程是过热蒸汽首先在气相下冷却到饱和温度，然后在液膜 表面继续冷凝，冷凝的推动力仍为 t=t s t

28、 W。一般过热蒸汽的冷凝过程可按饱和蒸汽冷凝来处理，所以前面的 公式仍适用。但此时应把显热和潜热都考虑进来 r cp（tv ts） r ，为过 热蒸汽的比热和温度。工业中过热蒸汽显热增加较小，可近似用饱和 蒸汽计算。（6）冷凝面的高度及布置方式 以减薄壁面上的液膜厚度为目的。（7）强化传热措施对于纯蒸汽冷凝，恒压下 t s 为一定值。即在气相主体内无温差也 无热阻， 的大小主要取决于液膜的厚度及冷凝液的物性。所以，在流 体一定的情况下，一切能使液膜变薄的措施将强化冷凝传热过程。减小液膜厚度最直接的方法是从冷凝壁面的高度和布置方式入 手。如在垂直壁面上开纵向沟槽，以减薄壁面上的液膜厚度。还可在

29、壁面上安装金属丝或翅片，使冷凝液在表面张力的作用下，流向金属 丝或翅片附近集中，从而使壁面上的液膜减薄；使冷凝传热系数得到二、液体沸腾时的对流传热系数对液体加热时，液体内部伴有液相变为气相产生汽泡的过程称为 沸腾。按设备的尺寸和形状可分为：大容器沸腾： 加热壁面浸入液体， 液体被加热而引起的无强制对流 的沸腾现象。管内沸腾：在一定压差下流体在流动过程中受热沸腾 （强制对流）； 此时液体流速对沸腾过程有影响，而且加热面上气泡不能自由上浮， 被迫随流体一起流动，出现了复杂的气液两相的流动结构。工业上有再沸器、蒸发器、蒸汽锅炉等都是通过沸腾传热来产生 蒸汽。管内沸腾的传热机理比大容器沸腾更为复杂。本

30、节仅讨论大容 器的沸腾传热过程。气泡的生成和过热度 由于表面张力的作用，要求气泡内的蒸气压力大于液体的压力。 而气泡生成和长大都需要从周围液体中吸收热量，要求压力较低的液 相温度高于汽相的温度，故液体必须过热，即液体的温度必须高于气 泡内压力所对应的饱和温度。在液相中紧贴加热面的液体具有最大的 过热度。液体的过热是新相小气泡生成的必要条件。粗糙表面的气化核心 开始形成气泡时，气泡内的压力必须无穷大。这种情况显然是不 存在的，因此纯净的液体在绝对光滑的加热面上不可能产生气泡。气 泡只能在粗糙加热面的若干点上产生，这种点称为气化核心。无气化 核心则气泡不会产生。过热度增大，气化核心数增多。气化核心是一 个复杂的问题，它与表面粗糙程度、氧化情况、材料的性质及其不均 匀性质等多种因素有关。2沸腾曲线如图所示，以常压水在大容器内沸腾为例，说明 t 对的 影响。（1）AB 段， t=t Wt s， t 很小时，仅在加热面有少量汽