管内湍流传热膜系数的计算.pdfVIP

—— 主里塑塑堂全塑三=堕兰查兰盒笙塞堂!＆一—— 管内湍流传热膜系数的计算 雷筱芬 江西工业贸易职业技术学院，南昌330100 在管——壳式换热器、套管换热器、水浸或喷淋排管等管式换热器的设计或校核时，均需计 算管内传热膜系数。由于湍流时的传热膜系数远大于层流时的，并比过渡流时大，因此在设计时 宜尽量使管内处于湍流状态，加之尽可能使管内外处于逆流换热而取得最大的平均温度差，从而 可使完成一定换热量下，传热面积为最小，尤其在管内热阻是主要热阻的情况下。尽管在设计管 内湍流传热时，随流速提高，其管内对流传热膜系数增大而热阻下降，从而可减小传热面积，因 而使设备投资减小，但是随流速提高，管内压降却随即迅速增高，因而却使操作费用急速增大； 因此在换热器设计时，有一最宜管内流速问题，必须由计算确定，然而可使管内保持湍流状态下 换热却是经常的情况，加之过渡流时的对流传热膜系数有时是按下述公式(1)计算的湍流时的对 流传热膜系数乘以一定的校正系数而得f4】，所以，在管式换热器的设计或校核时，管内湍流传热 膜系数的计算，则更是甚关重要的。 管内湍流传热膜系数的计算，文献中曾推荐过多种计算公式，但是工程中使用最广泛的却是 以下两个公式。第一个公式是Dittos和Boelter于1930年提出的公式【l、2～。 Nu--0．023Re0吓■ 温之差不大的情况(即，粘度沿热流方向上变化小的情况)，对于水，这一差值一般为20一300C， 对于粘度随温度变化大的油类，此差值≤l002；所有流体物理性质均按流体进出口算数平均温度 下估计。式(1)中的无因次数群 留普兰特数，再用实验值修正方程的系数和指数而构成。它被我国化学工程手册f1】，日本的化学 工学便览闭推荐用于粘度不高的流体在管内湍流传热时的传热膜系数的计算。然而文献【1指出， 上式对实验数据的误差达25％，误差较大。其次，式(1)若以因次分析的基础来构成时，则未能 作者简介：雷筱芬，女。1962年3月出生，高级讲师 塑堕童些—— 描述过程的传递机理，若以雷诺类似律来构成时，则首先承认了管内的温度分布侧形(profile)与 速度分布侧形总是重合(即，以假定Pr=l作为前提来推导)，这一假定并不符合实际(尤其对于液 体，除液态金属的P‘1外，一般液体的Pr值均大于或远大于l，所以它们在管内流动传热时，温 度和速度侧形总是不相重合)，此外在公式中又人为地保留着普兰特数(原已假定Pr-1)，因此， 这一公式用于描述过程机理的理论性大为降低，而更多地带着经验性质。第三，本公式适用于充 分发展的湍流区，并规定，该区是从L／d≥60开始【“4(Ir一管长；d——管子公称内径)，而 有的文献又认为是从L／d≥50H开始，还有的文献指出当L／d≤20时，式(1)的计算值需乘以如 下的校正值嘲 Nu=Nu【1+(告)“] (2) 的校正项，则可现实地解决到底是U，d60、或L／d50、或I／d20时需要校正的有争议的问题。 计算管内湍流传热膜系数的另一常用公式为四 (3) ．、／∈78(I平正1)‘、L’1 №=』1+12鬻7萝瀑攀茜【1+(却 温差不大，且流体粘性不大的情况下同。式中的￡可按FiloneIllco公式瞎计算 ￡=(1．82109I沮e一1．64)-2 (4) Friction 式(4)中的摩擦因数￡与范宁摩擦因数(Fanning 原始形式可根据冲量理论、将适用于管内完全发展的湍流时的关系式经修正后得出，也可用边界 层温度和速度分布关系代入边界层积分方程中、求解后用实验数据修正而得出，其应用条件是： 式(4)配套，被德意志联邦共和国工程师协会工艺与化学工程学会推荐用于管内湍流传热膜系数 式(3)的计算值对实验数据的误差为5-6％I珥，且在公式的原形求解构成时，只假定湍流的普兰 特数Pn=1，而未假定流体的普兰数Pr=1(即，粘性动量传递的运动粘度，等于粘性热量传递的导 温系数，或=