沸腾换热计算式
沸腾换热计算式
沸腾换热计算式
(1)大容器饱和核态沸腾
前面的分析表明，影响核态沸腾的因素主要是壁面过热度和汽化核心数，而汽化核心数又受到墨面材料及其表面状况、压力和物性的影响。由于因素比较复杂，如墨面的表面状况受表面污染、氧化等影响而有不同，文献中提出的计算式分歧较大。在此仅介绍两种类型的计算式：一种是针对某一种液体的；另一种是广泛适用于各种液体的。当然，针对性强的计算式精确度往往较高。
对于水,米海耶夫推荐的在105～4×106Pa压力下大容器饱和沸腾的计算式为
(3-4)
按q=h△t的关系,上式也可转换成
(3-5)
以上两式中 h:沸腾换热表面传热系数,W/(m2·K)
p:沸腾绝对压力,Pa;
△t:壁面过热度,℃;
q:热流密度,W/m2。
基于核态沸腾换热主要是气泡高度扰动的强制对流换热的设想,推荐以下使用性光的实验关联式:
(3-6)
式中 c pl:饱和液体的比定压热容,J/(kg·K);
C wl:取决于加热表面-液体组合情况的经验常数;
r:汽化潜热,J/kg;
g:重力加速度,m/s2;
Pr l:饱和液体的普朗数,Pr l=c plμl/k l;
μl:饱和液体的动力粘度,kg/(m·s);
ρl、ρv:饱和液体和饱和蒸汽的密度,kg/m3;
γ:液体-蒸汽截面的表面张力,N/m;
s:经验指数,对于水s=1,对于其他液体s=1.7。
由实验确定的C wl值见表3-1。
表面-液体组合情况C wl
水-铜
烧焦的铜0.0068
抛光的铜0.0130
水-黄铜0.0060
水-铂0.0130
水-不锈钢
磨光并抛光的不锈
0.0060
钢
化学腐蚀的不锈钢0.0130
机械抛光的不锈钢0.0130
苯-铬0.101
乙醇-铬0.0027
表3-1 各种表面-液体组合情况的C wl值
图3-5 铂丝加热水的沸腾换热实验数据的整理水在不同压力下沸腾的实验数据与式(3-6)的比较见图3-5。
式(3-6)还可以改写成为以下便于计算的形式:
(3-7)
这里要着重指出两点：
1）式（3-6）实际上也是形如Nu=f（Re，Pr）或St=f（Re，Pr）的主则式。其中：
是以单位面积上的蒸汽质量流速q/r为特征速度的Re数；为特征长度，
它正比于旗袍脱离加热面时的直径。不难证明，r/c pl△t就是St数，其中Nu数也以
为特征长度。
2）由于沸腾换热的复杂性，目前在各类对流换热的准则式中以沸腾换热准回式与实验数据的偏差程度最大。以图3-5所示情形为例，当已知△t计算q时，计算值与实验值的偏差可达
±100％；而由于q～△t3，因而已知q计算△t时，则偏差可缩小到±33％左右。
对于制冷介质而言，以下的库珀(Cooper）公式目前得到教广泛的应用：
（3-8）
式中，M r为液体的分子量；p r为对比压力（液体压力与该流体的临界压力之比）；R p为表面平均粗
糙度，μm（对一般工业用管材表面，R p为0.3～0.4μm）；q为热流密度，W/m2；h的单位为W/（m2·K）。
【例3-1】图3-1为1大气压下饱和水的沸腾曲线，试求此加热系统的C wl值。
【解】按式（3-6）确定C wl。
已知：s=1，饱和温度t s=100℃。饱和水的物性从附录查得
为:c p=4.22kJ/(kg·K),Pr=1.75,ρl=958.4kg/m3,γ=0.0589N/m,μ=0.000283kg/(m·s),而
ρv=0.598kg/m3,r=2257kJ/kg。
于是
从图3-1读得:q=4×105W/m2时,△t=10℃。于是
讨论该例题给出了如何由实验测定值来确定不同的固-液配对时系数C wl值的方法。根据实验数据计算C wl时，为取得一个平均值，应当测定数个q下的△t值，然后通过计算获得其平均值。
【例3-2】R-12及R-22由于其对大气臭氧层有破坏作用已被国际社会规定禁止生产、使用或即将停止生产与使用。R-134a是用以替代它们的一种新制冷剂。为了查明其传热性能，进行了大容器水平光管沸腾换热试验，到得了表3-2所列的数据:
试验条件是t s=5℃(p s=0.349MPa)。R-134a的分子量为M r=102,临界压力为p c=4.06MPa,试将库珀公式简化成h=cq0.67的形式,并对计算值h c及实验值h e的差别进行比较。
【解】式(3-8)可转化为
取R p=0.3μm,则m=0.2246。于是有
表面传热系数的计算值h c与实测值h e的对比如表3-3所示。
计算值与实测值对比表3-3
q(W/m2) 2.09×1062.51×1042.93×1043.35×1043.76×1044.11×1041.19×1044.61×104
h c38904398487853375766612061706609 (h e-h c)/h e 4.1 1.37.3 5.9 4.8 5.312.9 4.9
讨论应用式(3-8)时的一个不确定的因素是R p值的选取。这个量与式(3-6)中的C wl相类似,取决于表面的条件，其值的选取完全是经验性的。根据现有文献,对商售铜观管,R p一般为0.3～0.4μm。
(2)大容量沸腾的临界热流密度
应用汽模的泰勒不稳定性原理导得的大容器沸腾的临界热流密度的半经验公式可推荐
作计算之用,该式为
(3-9)
(3)大容量膜态沸腾
膜态沸腾中,汽膜的滚动和换热在许多方面类似于膜状凝结中液膜的流动和换热，适宜用简化的边界层做分析。对于横管的膜态沸腾,仅需将凝结式中的λ和μ改为蒸汽的物性,用
ρv(ρl-ρv)代替ρl2,并用实验系数0.62代替凝结式中的0.729,即
(3-10)
此式除ρ及r的值由饱和温度t s决定外,其余物性均以平均温度t m=(t w+t s)/2为定性温度,特征
长度为管外径d(单位为m)。如果加热表面为球面,则式(3-10)中的系数为0.67,其余同上。
应该指出，由于汽膜热阻较大，而壁温在膜态沸腾时很高，壁面的净换热量除了按沸腾计算的以外，还有辐射换热。辐射换热的作用会增加汽膜的厚度，因此不能认为此时的总换热量是按对流换热与辐射换热方式各自计算所得之值的简单叠加。勃洛姆来建议采用以下超越方程来计算考虑对流换热与辐射换热相互影响在内的复合换热的表面传热系数:
(3-11)
式中,hc、hr分别为按对流换热及辐射换热计算所得的表面传热系数，其中h c按式（3-10）计算,而h r按下式确定：
(3-12)
式中,ε为沸腾换热表面的发射率,σ为斯蒂芬-玻尔兹曼常数。
【例3-3】水平铂线通电加热,在1.013×105Pa的水中产生稳定膜态沸腾。已知t w-t s=654℃,导线直径为1.27mm,求沸腾换热表面传热系数。
【解】ρv、λv、μ由t m=(t w+t s)/2=427℃确定。从附录查
得:ρv0314kg/m3,λv=0.0505W/(m·K),μ=0.0243×10-3kg/(m·s)。
ρl=958.4kg/m3,r=2257×103J/kg。
膜态沸腾换热表面传热系数按式(3-10)计算,得
讨论 1)设壁面发射率ε=0.9,则由式(3-12)可得
由式(3-11)得
由此解得
h=323W/(m2·K)
此值小于简单叠加之值(366W/(m2·K))。
2)此时热流密度为
q=h△t=323W/(m2·K)×654℃=2.11×105W/m2
在同样的热流密度下,如果不发生膜态沸腾而是处于旺盛沸腾阶段,则据式(3-5)估计可得
(4)制冷剂水平管束外大空间的沸腾放热
由于采暖空调领域对制冷剂的沸腾放热特别关注，有必要对其沸腾换热怍一特别介绍。
制冷剂的沸腾放热是一个很复杂的过程，目前尚未有统一的、适用范围广泛的公式予以描述，只能采用某些在特定条件下得出的经验公式进行计算。
对于光管管束上的沸腾，其放热公式可按如下公式近似计算：
当热流密度q<2100W/m2时，
（3-13）
当热流密度q>2100W/m2时，
（3-14）
式中，t0为氨的沸点。
1)肋管上的沸腾放热大于光管，由于加肋以后，在t与q相同的条件下，气泡生成与增长的条件,肋管较光管有利。
2)管束上沸腾放热大于单管。由于下排管子表面上产生的气泡向上浮升时引起液体附加扰动的影响程度依赖于蒸发压力p、热流密度q和管排间距等。而且肋管管束的h大于光管管束，有的资料介绍，在相同的温度下，R-12肋管管束的沸腾放热系数比光管管束大70％,R-22大90％。
3)物性对沸腾放热系数有影响，R-22的沸腾放热系数比R-12大20％。
4)制冷剂中含油对沸腾放热系数h的影响与含油浓度有关，当含油浓度≤6％时可不考虑这项影响,含油量再增加可使h降低。
对于氟利昂错排正三角形排列的肋管管束，当2000W／m2≤Q≤6000W／m2，纵向管排数
Z≤10时,可按下式计算：
（3-15）
公式(3-15)中放热系数h和热流密度q是相对于整个肋外表面积的。式中压力p0的单位为bar,管束修正系数εz取决于热流密度、纵向的管子列数Z和管子粗糙度，若
2000W/m2≤q≤6000W/m2时,εz=1.0。当热流密度再增加，纵向列数大于10，可使εz小于1,这是由于上排各肋管被蒸汽包围所致；
如果不按热流密度的大小分区，也可按下式计算多排管束上的平均沸腾放热系数：
（3-16）
式（3-16）中的单位同前，适用条件：q=103～104W/m2，t=-30～0℃，s/d（管心/管距）=1.15～1.43，纵向平均管列数Z=15～20。
（5）制冷剂的管内沸腾
制冷剂在管内沸腾时出现复杂的气一液两相流动，随着沿途不断地受热，含气量、流速和流动结构都在不断变化，而流速与流动结构又影响气泡的产生、成长和脱离：管内的沸腾放热系数除了与液体的物性、热流密度q，沸腾压力p0等有关，还与管内流体的流速、管径、管长以及管子的放置位置、流体流向等因素有关。流动方向自下面上，气泡容易脱离壁面，放热系数也较大。
对于立管内的沸腾放热，其平均放热系数可按下式计算：
（3-17）氟利昂在水平管内的沸腾放热系数，当进口处液体流速v0=0.05～0.5m/s，蒸汽干度：入口x1=0.04～0.25，出口x2=0.9～1.0时，可按下式进行计算：
q≤4000W/m2时
（3-18a）
q≥0.6～25kW/m2，v m=50～600kg/（m2·s）时
（3-18b）
气液两相流和沸腾传热.pdf0
第一章绪论 第一节两相流及其定义 异质物体或系统中，各存在分界面的独文物质称之为相。众所周知，自然界常见酌物质有三相，即固相+液相和气相。因此，由任意两种存在分界试坤独物质组成【十体或系统 都称之，为两相物体或两相表统。树如，水和己的撮合物为一种两相物体，因为水和卸：都是存 在分界面的独立物质。但是，'盐水浴液是一种单相物体，田为在此溶液中盐和水之间无分界 面，盐和水不居两种独立存在的物质。 两相物体的流动称为两相流。在两相城中，两相之闻不仅存在分界面，面且进一公界面是随者派动在不断变化的。因此，两相觥可定义为存在变动外界面的两种狡文物质组成的物体的 . 流动。气体和固体耦粒洇合物的流动为一种两相流，因为在此甜动表统中不仅存在两种独立 物质，而且这两种物质之间的分界面是随流动面变化的。 根据两相流的定义，可以将两相褓大致分为如下三类，气体和液体共同流动时气筱两相流，气体和固体耦】位共同流动的气团两相流·液体和固体解放共同流动的液固两相流。忱 外，两种不同组分液体的共同流动也届于两相流范辟， 本书主要讨论气液两相流的流体动力学和悦据传热问题。 气踺两相流根据物质组分的不同又可分为两种。由同一组分枸顶种相组成髀气液两相流称为单组分】液两相舐，例如由木鼓汽和水构成的两相硫。由不同组士的两种相组成肿气踺 两相硫称为】组公气液两相流，例如由空气卸水构成的气淹两相流。在不监生相变的流动过 程中，单组分两相流和】煳i分两相流适用同样的物理规铮，因而可通称为气液两相硫。 棣揖散热惜晚的不同，气密两相硫还可公为绝热气淹两相掀和有热弈换酌气密两相硫。 当存在热交投时，在单组分气筱两相部中伴随菹流动含线工质的相交。 两·相铈这一术语在本世纪30年代苜光出现于美国的一些研究生论文中。l945年，苏碟苜先将毡一来语应用于正式出版的学术刊物上。 莫+ 苏、银三国在本世纽20年代已''开始了气淹两相硫的研究工作，日本姑子即年代，我国在60年代也开始了这方面的研究工：，ff；·。' 总的来说，气被两相硫的研究历史较短，它是一门 年轻的大有发思前逮脾单科。 第二节气液两相流和传热学科的进展与工程的关系 气淹两相涨体的雅动工况在动力，化工、按酯、制冷、石油，冶金等工业中经徐迪到。 】这些工业的具有热弈换的设备中还存在两相硫体酌传热问题。例如，在核电站和火力发电 姑中的各种部聘管、各式气雅混合器，气液分离器、各种热交换鹊、楫饬, 化学反拉俊各， -I- PDF 文件使用”pdfFactory Pro 试用版本创建
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，
强化沸腾传热的方法
沸腾传热强化技方法及比较 摘要针对强化沸腾传热方法，本文主要主要对粉末烧结法、喷涂法进行了介绍，分析了各种方法的优缺点, 并对各种方法的强化传热效果进行了比较。 关键词沸腾传热；强化传热；喷涂多孔表面；粉末多孔表面 Boiling heat transfer enhancement techniques and comparison Abstract:To the enhanced boiling heat transfer method, this paper mainly focuses on introducing the powder sintering method, spray method .analyzing the advantages and disadvantages of various methods, and comparing the various methods of heat transfer enhancement effect. Key words: Boiling heat transfer Heat transfer enhancement Spraying porous surface Powder porous surface 1 前言 在常规能源不断减少, 节约和有效使用能源的要求不断提高的形势下, 强化传热技术已经成为传热研究领域的一个重要课题. 强化传热研究, 特别是强化沸腾传热研究, 对提高能源的有效利用率, 新能源开发和高热负荷下材料的热保护等有重要意义. 目前强化沸腾传热的主要方法是改善传热表面结构。常用的表面结构有各种形状的沟槽、肋片和多孔表面。其中自20 世纪60 年代发展起来的多孔表面换热器以其高效沸腾换热、低温差沸腾、高临界热流密度和良好的反堵塞能力, 已成为一种工业应用前景广泛的换热装置。本文主要进行喷涂多孔表面、粉末多孔表面等沸腾传热研究, 分析了各种方法的优缺点, 并对各种方法的强化传热效果进行了比较。 2沸腾强化传热技术 对汽泡的成因和运动规律的研究是掌握沸腾原理和探讨沸腾传热强化方法的基础, 已有的研究表明, 影响汽泡状沸腾传热的主要因素有： ( 1) 流体特性参数的影响汽体压力增高能使汽化核心增多, 汽泡脱离频 率增大, 因而能使沸腾传热增强。流体与换热表面的接触角小, 则汽泡脱离频率增高, 因而能增强沸腾传热。 ( 2) 换热面特性的影响换热面的加工方法、表面粗糙度、材料特性以及新旧程度都能影响沸腾传热的强弱。试验表明, 同一液体在抛光壁面上沸腾传热时, 其传热系数比在粗糙壁面上沸腾传热时低,这主要是由于光洁表面上汽化核心较少的缘故。液体在新的换热面上沸腾时, 传热系数较高, 随着运行时间增长, 一部分汽化核心丧失了汽化能力, 于是传热系数逐渐下降到某一稳定值。传热面材料能否被液体湿润, 对传热系数也有相当影响, 同样条件下, 液体和材料特性组
沸腾传热
沸腾传热 开放分类：物理、热量 沸腾传热 boiling heat transfer 热量从壁面传给液体，使液体沸腾汽化的对流传热过程。化工生产中常用的蒸发器、再沸器和蒸气锅炉，都是通过沸腾传热来产生蒸气的。 类型按液体所处的空间位置，沸腾可以分为：①池内沸腾。又称大容器内沸腾。液体处于受热面一侧的较大空间中，依靠汽泡的扰动和自然对流而流动。如夹套加热釜中液体的沸腾。②管内沸腾。液体以一定流速流经加热管时所发生的沸腾现象。这时所生成的汽泡不能自由上浮，而是与液体混在一起，形成管内汽液两相流。如蒸发器加热管内溶液的沸腾。 机理沸腾传热与汽泡的产生和脱离密切相关。汽泡形成的条件是:①液体必须过热;②要有汽化核心。这些条件是由汽泡与周围液体的力平衡和热平衡所决定的。根据表面张力，可算出汽泡内的蒸气压力pv 为： 式中pe为周围液体的压力,忽略液柱静压时,即为饱和蒸气压ps；σ为汽液界面张力；R为汽泡半径。由于pv>ps，汽泡内蒸气的饱和温度Tv必然大于与ps对应的饱和温度Ts。汽泡周围的液体若要汽化进入汽泡，则它的温度Te必须大于或至少等于汽泡内蒸气的饱和温度，即Te≥Tv。从上式可知，当R=0时，pv将趋于无限大。因此在一个绝对光滑的平面上是不可能产生汽泡的，必须有汽化核心。加热表面上的划痕或空穴中含有的气体或蒸气，都可作为汽化核心。紧贴这些核心的液体汽化后，形成汽泡并逐渐长大，然后脱离表面，接着又有新的汽泡形成。在汽泡形成与脱离表面时造成液体对壁面的强烈冲击和扰动，所以对同一种液体来说，沸腾传热的传热分系数要比无相变时大得多。常压下水沸腾时的传热分系数一般为1700～51000W/(m2·K)。 沸腾曲线池内沸腾根据过热度（加热壁面温度TW与液体饱和温度Tm之差,ΔT=TW-Tm）的大小,分为泡核沸腾和膜状沸腾（见图）。当过热度很小时，传热取决于单相液体的自然对流。当过热度增大时，汽泡不断在壁面上产生，并在液体中上升和长大,这对液体对流起着显著作用,称为泡核沸腾。此阶段中传热分系数h，随ΔT增大而明显上升。当过热度超过某临界值时，汽泡大量产生，在壁面连结成汽膜，称为膜状沸腾。在此阶段初期，汽膜不稳定，随时破裂变成大汽泡，离开加热面。随过热度的增大，汽膜渐趋稳定。由于汽膜的热导率很低，使传热分系数下降。当过热度很大时，辐射传热起了重要作用，使传热分系数重新上升。由于泡核沸腾具有传热分系数大和壁温低的优点，故工业设备中的沸腾传热多在此状况下进行。 影响沸腾传热的因素影响沸腾传热过程的因素很多，包括液体和蒸气的性质、加热面的表面物理性质和粗糙程度，尤其重要的是液体对表面的润湿性以及操作压力和温度差。在泡核沸腾范围内，温度差越大，传热分系数也越大。加热壁面粗糙和能被液体润湿时，也能使传热分系数增大。据此，将细小金属颗粒沉积于金属板或管上，制成金属多孔表面，可使沸腾传热分系数提高十几倍至几十倍。
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沸腾换热计算式 沸腾换热计算式 (1)大容器饱和核态沸腾 前面的分析表明，影响核态沸腾的因素主要是壁面过热度和汽化核心数，而汽化核心数又受到墨面材料及其表面状况、压力和物性的影响。由于因素比较复杂，如墨面的表面状况受表面污染、氧化等影响而有不同，文献中提出的计算式分歧较大。在此仅介绍两种类型的计算式：一种是针对某一种液体的；另一种是广泛适用于各种液体的。当然，针对性强的计算式精确度往往较高。 对于水,米海耶夫推荐的在105～4×106Pa压力下大容器饱和沸腾的计算式为 (3-4) 按q=h△t的关系,上式也可转换成 (3-5) 以上两式中 h:沸腾换热表面传热系数,W/(m2·K) p:沸腾绝对压力,Pa; △t:壁面过热度,℃; q:热流密度,W/m2。 基于核态沸腾换热主要是气泡高度扰动的强制对流换热的设想,推荐以下使用性光的实验关联式: (3-6) 式中 c pl:饱和液体的比定压热容,J/(kg·K); C wl:取决于加热表面-液体组合情况的经验常数;
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对流换热与准则数
单相流体对流换热及准则关联式部分 返回一、基本概念 主要包括对流换热影响因素；边界层理论及分析；理论分析法（对流换热微分方程组、边界层微分方程组）；动量与热量的类比；相似理论；外掠平板强制对流换热基本特点。 1、由对流换热微分方程知，该式中没有出现流速，有人因此得出结论：表面传热系数h与流体速度场无关。试判断这种说法的正确性? 答：这种说法不正确，因为在描述流动的能量微分方程中，对流项含有流体速度，即要获得流体的温度场，必须先获得其速度场，“流动与换热密不可分”。因此表面传热系数必与流体速度场有关。 2、在流体温度边界层中，何处温度梯度的绝对值最大?为什么?有人说对一定表面传热温差的同种流体，可以用贴壁处温度梯度绝对值的大小来判断表面传热系数h的大小，你认为对吗? 答：在温度边界层中，贴壁处流体温度梯度的绝对值最大，因为壁面与流体间的热量交换都要通过贴壁处不动的薄流体层，因而这里换热最剧烈。由对流换热微分方程，对一定表面传热温差的同种流体λ与△t均保持为常数，因而可用绝对值的大小来判断表面传热系数h的大小。3、简述边界层理论的基本论点。 答：边界层厚度δ、δt与壁的尺寸l相比是极小值； 边界层内壁面速度梯度及温度梯度最大； 边界层流动状态分为层流与紊流,而紊流边界层内,紧贴壁面处仍将是层流,称为层流底层； 流场可以划分为两个区：边界层区（粘滞力起作用）和主流区，温度同样场可以划分为两个区：边界层区（存在温差）和主流区（等温区域）； 对流换热热阻主要集中在热边界层区域的导热热阻。层流边界层的热阻为整个边界层的导热热阻。紊流边界层的热阻为层流底层的导热热阻。 4、试引用边界层概念来分析并说明流体的导热系数、粘度对对流换热过程的影响。
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： )(f w t t h q -= )/(2m W 或2Am 上热流量 )(f w t t h -=Φ )(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 ),,,,,,,,(l c t t u f h p f w μαρλ= 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 对流换热 无相变换热 受迫对流换热 内部流动换热 圆管内受迫流动 非圆形管内受迫流动 外部流动 外掠平板 外掠单管 外掠管束（光管；翅片管） 自然对流换热 无限空间 竖壁；竖管 横管 水平壁（上表面与下表面） 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 相变换热 凝结换热 垂直壁凝结换热 水平单圆管及管束外凝结换热 管内凝结换热 沸腾换热 大空间沸腾换热 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 14 .03/13/13/1)()(Pr Re 86.1w f f f f l d Nu μμ= 或写成 14 .03/1)()(86.1w f f f l d Pe Nu μμ= 式中引用了几何参数准则 l d ，以考虑进口段的影响。 适用范围：16700Pr 48.0<<，75.9)(0044.0< 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： )(f w t t h q -= )/(2m W 或2Am 上热流量 )(f w t t h -=Φ )(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 ),,,,,,,,(l c t t u f h p f w μαρλ= 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 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 14 .03 /13/13/1)() (Pr Re 86.1w f f f f l d Nu μμ= 或写成 14 .03/1)()(86.1w f f f l d Pe Nu μμ= 式中引用了几何参数准则 l d ，以考虑进口段的影响。 适用范围：16700Pr 48.0<<，75.9)( 0044.0< 7.4 沸腾传热的模式 液体的汽化（vaporization）可区分为蒸发（evaporation）和沸腾（boiling）两种。前者指发生在液体表面上的汽化过程，后者则指在液体内部以产生汽泡的形式进行的汽化过程。就流体运动的动力而言，沸腾过程又有大容器沸腾，又称池沸腾（pool boiling）和管内沸腾（in-tube boiling）两种。大容器沸腾时流体的运动是由于温差和汽泡的扰动所引起的，而管内沸腾则需外加的压差作用才能维持。本节通过大容器沸腾的介绍阐明沸腾传热的机理和基本特点，管内沸腾则留待到沸腾传热的影响因素中去介绍。 7.4.1 大容器饱和沸腾的三个区域 现在来做一个观察沸腾传热现象的实验。在盛水的烧杯中置入一根不锈钢细管，通电加热以使其表面上产生汽泡。烧杯底下的电热器用于将水加热到饱和温度，这样在不锈钢管表面上进行的沸腾称为饱和沸腾（saturated boiling）。随着电流密度的加大，亦即表面温度与饱和温度的温差Δt = t w - t s（称为过热度）的增加，烧杯中的水与不锈钢管表面之间的热交换会依次出现以下区域（如图7-14所示）： 图7-14饱和水在水平加热面上沸腾的q~Δt曲线(p = 1.013×105Pa) （1）自然对流区：壁面过热度较小（对于水在一个大气压下的饱和沸腾为Δt < 4℃）时，壁面上没有汽泡产生，传热属于自然对流工况。 （2）核态沸腾区（nucleate boiling）：当加热壁面的过热度Δt > 4℃后，壁面上个别地点（称为汽化核心）开始产生汽泡，汽化核心产生的汽泡彼此互不干扰，称孤立汽泡区，其沸腾景象如图7-15a所示。随着Δt进一步增加，汽化核心增加，汽泡互相影响，并会合成气块及气柱，图景如图7-15b所示。在这两个区中，汽泡的扰动剧烈，传热系数和热流密度都急剧增大。由于汽化核心对传热起着决定性影响，这两区的沸腾统称为核态沸腾（或称泡状沸腾）。核态沸腾有温压小、传热强的特点，所以一般工业应用都设计在这个范围。核态沸腾区的终点为图7-14中热流密度的峰值点。 （3）过渡沸腾区（transition boiling）：从峰值点进一步提高Δt，传热规律出现异乎寻常的变化。热流密度不仅不随Δt的升高而提高，反而越来越降低。这是因为汽泡汇聚覆盖在加热面上，而蒸汽排除过程越趋恶化。这种情况持续到到达最低热流密度为q min为止。这段沸腾称为过渡沸腾，是很不稳定的过程。 （4）膜态沸腾区（film boiling）：从q min起传热规律再次发生转折。这时加热面上已形成稳定的蒸汽膜层，产生的蒸汽有规则地排离膜层，q随Δt的增加 锅炉对流受热面的换热计算 大型电站锅炉的对流受热面是指对流换热为主的对流过热器和再热器、省煤器、空气预热器、直流锅炉的过渡区等，也包括辐射份额较大的屏式受热面。尽管这些受热面的结构布置、工质和烟气的参数都有着很大的不同，辐射传热所占的份额不同，但为了简化计算，均采用对流传热计算的规律，将辐射传热部分折算到对流传热，各个不同受热面的计算方法有所不同。 对流受热面的换热计算，不论是设计计算还是校核计算，都是利用对流传热方程和烟气侧与工质侧的热平衡方程，分别从对流传热和热平衡的角度来表达对流受热面的对流换热量。 对流受热面换热计算的基本方程 1.受热面的对流传热方程 d j , kJ/kg K tH Q B ?= 式中d Q ——以对流方式由烟气传递给受热面内工质的热量，以1kg 燃料（固体、液体）或31m ；燃料（气体）为基准；K ——传热系数,W/(m 2·℃)；t ?——传热温压，℃；H ——参与对流换热的受热面面积，m 2；j B ——锅炉计算燃料量，kg/s 。 2.烟气侧热平衡方程 对各段受热面，烟气侧热平衡方程是基本相同的，为 ()0d y y lk ,kJ/kg Q h h h ?α'''=-+? 式中 ?——保热系数，考虑散热损失的影响；y h '、y "h ——烟气在该受热面入口及出口截面上的平均焓值，kJ/kg ；0lk h ——对应于过量空气系数1α=时，漏入该段受热面烟气侧 的冷空气焓值,kJ/kg ；α?——该段受热面的漏风系数。 3.工质侧热平衡方程 对于布置在不同位置、不同工质状态的受热面，工质吸热量的计算方法不同。 （1）布置在炉膛出口处的屏式过热器或对流过热器。 这一类受热面的工质总吸热量由两部分组成：屏间（或对流受热面）烟气的对流换热量和炉膛烟气的辐射换热量，所以，在计算屏（或对流受热面）的对流换热量时，应从工质吸收的热量中扣除该受热面接受的炉膛辐射热量，即 ()d f j "Q ,kJ/kg D h h Q B '-=- 式中 f Q ——受热面吸收来自炉膛的辐射热量,kJ/kg ;D ——工质流量，kg/s ；"h 、h '——受热面出口及入口的工质焓值,kJ/kg 。 沸腾换热进展 当液体与高于其饱和温度的壁面接触时，液体被加热汽化而产生大量汽泡的现象称为沸腾。 液体在加热面上沸腾时的换热过程，是具有相变点的两相流换热。当加热壁 面温度T W 超过液体的饱和温度 T S 并达到一定数值时，液体即在加热面的某些点 上形成汽泡。这些点称为汽化核心，通常出现在加热表面的凹坑上。汽泡形成后不断长大、脱离、上浮。汽泡在成长大过程中吸收大量汽化潜热，汽泡的脱离和上升动又产生剧烈扰动，所以沸腾换热比单相流体的对流换热强烈得多。一．沸腾换热 1.沸腾换热分类 沸腾有多种形式。如果液体的主体温度低于饱和温度，汽泡在固体壁面上生成、长大，脱离壁面后又会在液体中凝结消失，这样的沸腾称为过冷沸腾；若液体的主体温度达到或超过饱和温度，汽泡脱离壁面后会在液体中继续长大，直至冲出液体表面，这样的沸腾称为饱和沸腾。如果液体具有自由表面，不存在外力作用下的整体运动，这样的沸腾又称为大容器沸腾（或池沸腾）；如果液体沸腾时处于强迫对流运动状态，则称之为强迫对流沸腾，如大型锅炉和制冷机蒸发器的管内沸腾。 （1）大空间沸腾与有限空间沸腾 高于饱和温度的热壁面沉浸在具有自由表面的液体中所进行的沸腾，称为大空间沸腾，又称池沸腾；沸腾过程受到沸腾空间的限制，沸腾产生的蒸汽和液体混合在一起，构成汽液两相混合物（两相流），称为有限空间沸腾，又称受迫对流沸腾或管内沸腾。 图1 加热表面 （2）过冷沸腾与饱和沸腾 流体处于末饱和状态即流体温度低于饱和温度的沸腾现象，称为过冷沸腾；而液体温度始终保持大于液体的饱和温度，则称为饱和沸腾。 2. 沸腾换热机理 （1）气泡的成长过程 实验表明，沸腾只发生在加热面的某些点，而不是整个加热面，这些产生气泡的点称为汽化核心，一般认为，壁面的凹穴和裂缝易残留气体，是最好的汽化核心。 《气液两相流与沸腾换热》读书笔记 姓名：李双双 学号：1110209148 专业：工程热物理 日期：2012.4.18 前言 林宗虎老师的《气液两相流与沸腾换热》一书对管内沸腾做了较为全面的介绍，对于初学者掌握整体的思路有较好的作用，这也是我为什么选择这本书的原因。本笔记是在阅读林老师此书的时候根据自己的理解对每章的内容做了简要的归纳，最后写下了阅读本书的读后感。读完本书后虽然已经对管内沸腾有了基本的了解，但是想要深入了解仅仅本书是不够的，还需课下阅读更多相关书籍和文献。 第一章绪论 新增内容:1、气液两相流体横掠柱体的漩涡脱落特性 2、管道内强制对流换热的强化方法 3、气液两相测试技术和多相流研究进展 两相流定义：存在变动分界面的两种独立物质组成的物体的流动。可以分为气液两相流、气固两相流、液固两相流，此外，两种不同组分的液体的共同 流动也属于两相流范畴。 两相流这一术语首先出现于美国一些研究生论文中，1943年，苏联首先将这一术语应用于 正式出版的学术刊物上。在1930-1940年期间，发表了一些研究气液两相流不稳定行及锅炉水循环中气液两相流动问题的经典型文献。1940-1950年期间，不禁对双组份气液两相流的流动阻力等问题进行了研究，而且还将研究工作深入到具有热交换的单组份气液两相流领域。 气液两相流和传热学科的形成和发展是和工程技术的进展密切相关的。 气液两相流的基本参数-P18 第二章气液两相流的流型和流型图 气液两相流体在水平管中流动时的流型种类比垂直管多，这主要是由于重力的影响使两相有分开流动的倾向造成的。本书介绍了两相流体在水平、垂直、倾斜、U型管、螺旋管、垂直上升狭槽、水平管束、孔板和文丘里管（研究不充分）等中的流型及流型图。 气液逆流中的现象：液泛和回流（对于反应堆的安全性研究有重要意义） 液泛：在逆流接触的气-液反应器或传质分离设备中，气体从下往上流动。当气体的流速增大至某一数值，液体被气体阻拦不能向下流动，愈积愈多，最后从塔顶溢出，称为液泛。在设计设备时，必须使设备的操作不致发生液泛。 回流现象：一带有注液设备的垂直管，液体自管壁上的小孔流下，气体自下往上走。当气体流量降到一定值时，液膜将出现不稳定现象，两相分界面出现较大振幅的波动，液膜有下降到注液区下方的趋势。 鉴于液泛和回流现象对于反应堆安全的重要性，相关工作正在加紧进行。哈尔滨工程大学的李希川等人对竖直窄矩形流道进行了液泛研究，并与传统流道进行了对比。结果表明，竖直窄矩形流道内液泛起始点符合Wallis 关系式，与传统流道液泛起始点以压差突变进行判断不同，窄矩形流道内液泛起始点的判断以有水被携带出流道为标志。窄矩形流道内完全携带点与水流量大小、实验段入口条件无关，只与气体流量大小有关; 流向反转点与试验段壁面干燥程度有关，与水流量大小及气体入口条件无关．《竖直窄矩形流道液泛研究》对于气液两相逆向流的流型图研究很少。研究表明，和气液两相同时向上升或同向下降流动时的流型图不同，在气液两相逆向流动的流型图中，同一区域可以发生多种流型。气液两相流的流型图对于设计是否有意义，目前工程上的大量气液两相流计算一般不考虑流型影最新对流换热公式汇总与分析
7.4 沸腾传热的模式
对流受热面的换热计算
沸腾换热进展
气液两相流与沸腾传热笔记-李双双