tceic.com
简单学习网 让学习变简单
相关标签
当前位置:首页 >> 政史地 >>

对流传热与传质讨论复习题解答参


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∞、tw 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~Re1/2,而管内充分发展的则 hX=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 qw ? ? (tw ? t ? ) 努谢尔数 Nu ?
q 1 u? x ? '(0) ,因此局部换热系数 hx ? w ,局部 x ? t w ? t?

qw x ,所以可得 Nu / Re x ? ? '(0) ,即 Nu~Re1/2; ? (tw ? t? )

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

也不推进方向变化,即
r ? r0

?? ?r

?
r ? r0

? ? t ? tw ? ? ? =常数,而壁温 tw 和流体的混合平均温度 tm 不随径向距离 r 变化,而换 ?r ? tm ? tw ? r ?r
0

热系数是用壁温和流体混合平均温度之差来定义的, h ? 即

qw ? ?t ?? t w ? tm tw ? tm ?r

, 显然为常数。
r ? r0

3、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?=0.0259W/(m.K)) 。 27℃的水以 2 m/s 的速度外掠表面温度为 45℃的平壁,试计算离平壁前缘 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。 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。 答:外掠平壁时, Re x ? 5 ?105 时,层流区,Pr=0.5~15 时 局部表面换热系数 Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 ,平均换热系数 Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3
5 ?106 ? Re x ? 5 ?105 时,过渡流

局部表面换热系数 Nu ? 0.0287 Re x 0.8 Pr 0.6 (Pr=0.5~1) ,平均换热系数 Num ? 2 Nu
Re x ? 5 ?106 时,湍流区

局部表面换热系数 Nu ?

0.0287 Re x 0.8 Pr ,平均换热系数 Num ? 2 Nu 1 ? 0.169 Re?0.1[5 Pr ? 5ln(5 Pr ? 1) ? 14]

(1)定性温度 tm ? (tw ? t? ) / 2 =(45+20)/2=32.5℃ 此时空气物性参数,查表可得 Pr ? 0.70975 , v ? 16.24 ?10?6 m2 / s x=1mm 时, Re x ?
u? x =615.76,层流 v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =7.35, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =14.70

x=2mm 时, Re x ?

u? x =1231.52,层流 v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =10.39, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =20.78

x=5mm 时, Re x ?

u? x =3078.80,层流 v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =16.43, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =32.86

x=10mm 时, Re x ?

u? x =6157.6,层流 v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =23.24, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =46.48

x=50mm 时, Re x ?

u? x =30788.0,层流 v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =51.96, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =103.92

x=100mm 时, Re x ?

u? x =61576.0,层流 v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =73.5, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =147.0

x=200mm 时, Re x ?

u? x =123152.0,层流 v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =103.9, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =207.8

x=300mm 时, Re x ?

u? x =184728.0,层流 v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =127.28, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =254.56

x=1000mm 时, Re x ?

u? x =615760.0,过渡流 v

Nu ? 0.0287 Re x 0.8 Pr 0.6 =1000.17, Num ? 2 Nu =2000.34

x=2000mm 时, Re x ?

u? x =1231520.0,过渡流 v

Nu ? 0.0287 Re x 0.8 Pr 0.6 =1741.4, Num ? 2 Nu =3482.8

x=5000mm 时, Re x ?

u? x =3078800.0,过渡流 v

Nu ? 0.0287 Re x 0.8 Pr 0.6 =3624.5, Num ? 2 Nu =7249.0

x=100000mm 时, Re x ?

u? x =6.15×107,湍流 v

Nu ?

0.0287 Re x 0.8 Pr =38534, Num ? 2 Nu =77068 1 ? 0.169 Re?0.1[5 Pr ? 5ln(5 Pr ? 1) ? 14]

(2)定性温度 tm ? (tw ? t? ) / 2 =(45+27)/2=36℃

此时水,查表可得 Pr ? 4.76 , v ? 71.38 ?10?6 m2 / s x=1mm 时, Re x ?
u? x =28.02, v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =2.96, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =5.92

x=2mm 时, Re x ?

u? x =56.04, v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =4.18, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =8.36

x=5mm 时, Re x ?

u? x =140.1, v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =6.61, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =13.22

x=10mm 时, Re x ?

u? x =280.2, v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =9.35, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =18.7

x=50mm 时, Re x ?

u? x =1401, v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =20.9, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =41.8

x=100mm 时, Re x ?

u? x =2802, v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =29.6, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =59.2

x=200mm 时, Re x ?

u? x =5604, v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =41.8, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =83.6

x=300mm 时, Re x ?

u? x =8406, v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =51.2, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =102.4

x=1000mm 时, Re x ?

u? x =28020, v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =93.5, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =187

x=2000mm 时, Re x ?

u? x =56040, v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =132.2, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =264.4

x=5000mm 时, Re x ?

u? x =140100, v

Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 =209, Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3 =418

x=100000mm 时, Re x ?

u? x =2802000, v

Nu ?

0.0287 Re x 0.8 Pr =9876.3, Num ? 2 Nu =19752.6 1 ? 0.169 Re?0.1[5 Pr ? 5ln(5 Pr ? 1) ? 14]

(3)从以上计算可以看出,外掠平壁对流换热系数随距平壁前缘距离 x 的变化规律为: 在层流区 Nu ? Re x1/ 2 ,在过渡流和湍流区增大速度加快,其关系为湍流区换热系数最大,其次 为过渡流,层流区换热系数较低。这是因为在湍流区流体扰动作用加强了对流换热。 3-2 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、10000mm、20000mm、50000mm、 100000mm 处 局 部 表 面 换 热 系 数 和 层 流 区 的 平 均 换 热 系 数 ( 已 知 20 ℃ 的 空 气 ? =0.0259W/(m.K) 。 ) 答:外掠平壁时, Re x ? 5 ?105 时,层流区,Pr=0.5~15 时 局部表面换热系数 Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3 ,平均换热系数 Num ? 0.664 Re1/ 2 Pr1/ 3
Re x ? 5 ?106 时,湍流区

局部表面换热系数 Nu ? 0.0296 Re 0.8 Pr 0.6 x 见 3-2.xls

4、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推导方法 及步骤。 答:管内充分发展的湍流换热和层流换热的本质区别在于雷诺数不同,管内流动时,Re<2300 为稳定的层流,Re>104 为湍流,2300<Re<104 为过渡流,从而导致了换热系数也不同。 管内充分发展的层流换热其换热系数推导步骤为:先求出管内充分发展区的速度分布,由 边界层充分发展区层流换热的基本关系式,将速度分布代入进行积分求解,由边界条件可求出

温度分布,然后求出按流体能量平均的混合平均温度,根据换热系数的定义式求出换热系数。 管内充分发展的湍流换热其换热系数推导步骤为:由通用速度分布代入剪切力公式可求得 湍流动量扩散率的分布,然后求出管内湍流充分发展的温度分布,把湍流边界层分成层流底层、 缓冲层和主湍流层,求得每一层的温差,即可得管中心温度和壁温之差。确定边界条件下的温 度分布后,就可求解流体混合平均温度和换热系数。 5、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。 答:冷凝换热系数 h ? q / ?T ,从式中可以看出冷凝换热温差增大时,冷凝换热系数减小。
? gr ?l2 ?l3 ? 横管的表面传热系数计算式 hH ? 0.729 ? ? ? ? l d (t s ? t w ) ?
1/ 4

? gr ?l2 ?l3 ? 而竖管的表面传热系数计算式 hV ? 0.943 ? ? ??l (ts ? tw ) ?

1/ 4

特征长度横管用 d,而竖管用 l;两式系数也不同。在其他条件相同时,横管平均表面传热系数
h ?l ? hH 与竖管平均表面传热系数 hV 的比值为 H ? 0.77 ? ? ,l/d=2.86 时 hH=hV,冷凝器中一般 hV ?d ?
1/ 4

l/d>2.86,横管的平均表面传热系数较大,l/d=50 时,横管的平均表面传热系数时竖管的 2 倍, 所以冷凝器通常都采用横管的布置方案。 6、 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。 答:Rohsenow 的大容器核态沸腾换热关系式为:
St ?1 ? Cwl ? Re0.33 ? Prls

C pl?l q ? Nu r Prl ? Re ? ? ?l ?l r g ( ? l ? ? v ) Re? Pr C pl ? ?t r 表示汽化潜热;Cpl 表示 饱和液体的比定压热容,g 表示重力加速度,?l 表示饱和液体的动

其中

St ?

力粘度, wl 取决于加热表面-液体组合情况的经验常数, q 表示沸腾传热的热流密度, s 是 C 经验指数,

?
g ( ?l ? ? v )

为特征长度,它正比于汽泡跃离加热面时的直径,可见汽泡跃离加热

面的运动是影响换热的最重要的因素。 7、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

?vg ? 14.7 ? 107 m?3 K ?1 。 2 ?

答:定性温度 tm ? (tw ? t? ) / 2 =(120+20)/2=70℃ 空气物性参数:Pr=0.706, ? ? 29.21?10?3W /(m ? K ) ,

?v g
v2

? 72.2 ?106 m ?3 K ?1

当 0.1<Pr<10 时, Nux ? 0.411(Grx Pr)1/ 4
av gx3 (tw ? t? ) 10 ? 72.2 ?106 ? 0.253 ? (120 ? 20) =1.128× 8 v2

x=0.25m 时, Grx ?

Nux ? 0.411(Grx Pr)1/ 4 =38.826,

局部表面换热系数 hx ?

Nux ? 38.826 ? 29.21?10?3 ? ? 4.536W /(m2 ? K ) x 0.25

x=L=1.2m 时, Grx ?

av gx3 (tw ? t? ) 10 ? 72.2 ?106 ?1.23 ? (120 ? 20) =1.248× 10 v2

104 ? Grx ? 109 时为层流边界层,因此该壁面上会出现湍流边界层,过渡为湍流边界层的位置为
? Grx v 2 ? xcr ? ? ? ? ? v g (t w ? t? ) ?
1/ 3

? ? 109 ?? ? =0.517m 6 ? 72.2 ? 10 ? (120 ? 20) ?

1/ 3

8、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 tf=80 ℃时,?=857.4 kg/m3,?=0.138W/(m.K) ,c p =2131J/(kg.K) , Pr=490,?=114.7kg/(m.K), t w =20℃时 ? w =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。 答:定性温度 tm ? (t1 ? t2 ) / 2 =(93+67)/2=80℃ 换热量 ? ? Qc p (t1 ? t2 ) ? 1134 ? 2131? (93 ? 67) / 3600 ? 17452.89W

管内油的流速为 um ?

?u d Q 4Q ? =2.9m/s ,雷诺数 Re ? m =991 为层流 2 ? A ?? d ?

对于高 Pr 数( Pr ? 5 )介质,其速度扩散率比温度扩散率大的多,因此速度边界层迅速达到充

分发展时,热边界层才刚发展起来,属于管内进口段的层流换热。
? Re Pr ? ? ? ? 1/ 3 采用齐德-泰特公式求 Nu 数: Nu ? 1.86 ? ? 0.14 ? 21.72 / l ? ? ? l / d ? ? ?w ?
1/ 3

换热系数 h ?

Nu? ? 236.05 / l1/ 3 d

换热量 ? ? hA(tm ? tw ) ? h? dl (tm ? tw ) ? 564.79l 2 / 3
? ? ? 所需管长 l ? ? ? ? 564.79 ?
3/ 2

? 171.78m

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,其流动形式一般为层流,很难达 到充分发展区,属于管内进口段的层流换热,换热器内的换热系数的计算方法为:先根据流速 求出雷诺数,判断流动形式,根据相应的换热关联式求出 Nu 数,根据 Nu 数求出换热系数。 9、 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? 答:对流换热是流体的宏观热运动(热对流)与流体的微观热运动(导热)联合作用的结果。因 为在管内流动和热充分发展段,管内的速度分布和流体的无量纲温度分布都不随流体推进而变 化,管壁处沿径向的无量纲温度梯度
?? ?r

也不推进方向变化,即
r ? r0

?? ?r

?
r ? r0

? ? t ? tw ? ? ? =常 ?r ? tm ? tw ? r ?r
0

数,而壁温 tw 和流体的混合平均温度 tm 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 h ? 没有对流的特征。 10、已知某一电厂凝汽器,蒸汽冷凝侧的放热系数为 ? o =10000 W/m2.K,冷却水的平均温度为 32℃, 当冷却水流速度 Vw=2 m/s 时的对流换热系数为 ? i =3343 W/m2.K,总传热面积为 38000m, 总换热量为 828500kW,试分析当冷却水侧污垢热阻分别为 Rf=1、2、3、4×10-4 m2.K/W 时对 机组性能的影响。 (凝汽器背压每升高 0.000981Mpa,循环热效率降低 0.5% ? 0.7% 答:总传热系数 k ?
1 1
qw ? ?t ?? t w ? tm tw ? tm ?r

,显然为常数,因此仅具有导热的特征而
r ? r0

?o

? Rf ?

1

,换热量 ? ? kA?t

?i

Rf=1×10-4 m2.K/W 时 k ?

1 1

?o
Rf=2×10-4 m2.K/W 时 k ?

? Rf ?

1

=2003.5 W/m2.K, ?t ?

?i
=1669.1W/m2.K, ?t ?

? =10.88℃ kA

1 1

?o
Rf=3×10-4 m2.K/W 时 k ?

? Rf ?

1

?i
=1430.3 W/m2.K, ?t ?

? =13.06℃ kA

1 1

?o
-4

? Rf ?

1

?i
=1251.4 W/m2.K, ?t ?

? =15.24℃ kA

Rf=4×10

m2.K/W 时 k ?

1 1

?o

? Rf ?

1

?i

? =17.42℃ kA

可以看出,在相同的换热量和换热面积下,随着冷却水侧污垢热阻的增大,总传热系数减小, 温差增大,凝汽器背压升高,循环热效率降低,机组性能下降。 10-2、已知某一电厂凝汽器,蒸汽冷凝侧的放热系数为 ? 0 =10000 W/m2.K,不考虑不凝性气体 的影响,冷却水的平均温度为 tw=28℃,冷却水流速度 Vw=2 m/s 时的对流换热系数为 ? i =3343 W/m2.K, 总传热面积为 38000m , 总换热量为 828500kW, 试分析当冷却水侧污垢热阻分别为 Rf =1、 2、3、4×10
-4
2

m2.K/W 时对机组性能的影响。 (凝汽器内蒸汽的饱和温度每升高 1℃,机组热效

率降低 0.26 %) 见 10-2.xls

11、在研究沸腾换热时,为什么要计算临界热流密度?试给出计算临界热流密度的公式并说明 得出该公式的理由。 答:当热流密度超过临界热流密度时,表面换热系数大大下降,将使壁温飞升,导致设备烧毁, 因此计算临界热流密度具有非常重要的意义。 临界热流密度的计算公式为: qmax ?

?
24

1 r ?v 2 ? g? ( ?l ? ?v )?

14

该公式是根据汽膜的泰勒不稳定性原理推导得出的。 12、是否可以用 h x ? ?

?
Tw, x ? T?

?

?T ?y

y ?0, x

来确定外掠平壁湍流换热的对流换热系

数 hx , 试说明确定外掠平壁湍流换热的对流换热系数 h x 和 似假设。 答:不能用 h x ? ?

Nu x 的主要思路和所用到的近

?
Tw, x ? T?

?

?T ?y

y ?0, x

来确定外掠平壁湍流换热的对流换热系数
?u 可略而不计,假定边界层中无量纲速度分 ?x

hx

,在近壁的薄层中假定速度 u 只是 y 的函数,

布的 1/7 次方律,由速度分布可以求得排量厚度和动量厚度与边界层厚度的关系,再根据动量 积分方程式确定动量厚度的变化规律,得到壁面阻力系数,把湍流边界层分成层流底层、缓冲 层和主湍流层,求得每一层的温差,得到总温差,即可求得外掠平壁湍流换热的对流换热系数

hx



Nu x 。

13、对管内充分发展段的层流对流换热,常壁温边界条件时的对流系数比常热流边界条件的对 流换热系数大还是小?为什么?湍流时两种边界条件时的对流换热系数是否有差别?为什么? 答:对管内充分发展段的层流对流换热,常壁温边界条件时的对流系数比常热流边界条件的对 流换热系数小,这是因为二者的无量纲温度分布曲线不同造成的,常热流时,壁面温度梯度较 大,它的换热厚度较小,因此换热系数较高。 湍流时两种边界条件时的对流换热系数,对于低 Pr 数的介质有明显差别,常壁温的低于常 热流的,而对于 Pr=0.7 的空气和高 Pr 数的油类,差别很小或几乎没有,其原因是由于 Pr 数 对整个界面上热阻分配的影响引起的。 14、在求解 0.5<Pr<30 的流体在管内的流动和热充分发展的湍流换热中,是如何假设流速分 布?如何确定

Prt

? 和 t 的?
u y ? ( )1 / 7, uc r0

答 : 管 内 湍 流 充 分 发 展 区 的 速 度 分 布 和 温 度 分 布 假 设 满 足 1/7 方 律 , 即

t ? tw y Pr Pr ? ( )1/ 7 。空气的 t 是 1 的数量级,近壁处 t 略高于 1,而大部分主湍流层约为 0.9,并 tc ? t w r0

趋近一常数。 但对液态金属, 雷诺类似律的结果显著偏高, 这意味着

Prt

应略高于 1, 取

Prt

=1。

对能量方程式积分可得温度分布,将速度分布公式代入与温度分布对应的剪应力公式就可求得

?t 。
15、举例对比分析(空气、水)自然对流和强制对流边界层厚度随 x 变化的规律、局部 Nux 随 x 变化规律。

答:边界层厚度随 x 变化规律:强制对流时

?
x

?

5.0 (以外掠平壁为例) ,即 ? ? x1/ 2 , Re x

自然对流时,

?
x

? 3.936Gr

?1/ 4 x

? 0.952 ? Pr ? ? ? Pr 2 ? ?

1/ 4

(以竖壁自然对流为例)即 ? ? x1/ 4

局部 Nux 随 x 变化规律为: 强制对流时 Nu ? 0.332Re x1/ 2 Pr1/ 3(以外掠平壁为例) 即 Nu x ? x1/ 2 , ,
? ? Pr 2 自然对流时(以竖壁自然对流为例) Nu ? 0.508 ? ? ? 0.952 ? Pr ?
1/ 4

Grx1/ 4 ,即 Nu x ? x 3/ 4 。

16、压力为 0.1Mpa 的饱和水蒸汽,用水平放置、壁温为 90℃的铜管冷凝,采用两种方案:用 直径为 10cm 的铜管一根和直径为 1cm 的铜管 10 根,问两种方案的效果孰优孰劣,为什么?
? gr ?l2 ?l3 ? hH ? 0.729 ? 答:水平管的凝结换热公式 ? ? ? l d (t s ? t w ) ?
1/ 4

两种方案的换热表面积相同,温差相等,由牛顿冷却公式 ? ? hH A?t , 冷凝量 qm ?
? hH A?t , ? r r
1/ 4

?d ? q h 因此两种方案的凝液量之比 m1 ? H 1 ? ? 2 ? qm 2 hH 2 ? d1 ?

? 1 ? ?? ? ? 10 ?

1/ 4

? 0.562 ,

故小管径系统的凝液量是大管径的 1.778 倍,只要保证蒸汽压力和管壁温度在两种情况下相同, 上述结论与蒸汽压力和铜管壁温无关。

17、试结合工程实际阐述强化传热技术应用的的意义及应考虑的因素。


推荐相关:

对流传热与传质讨论复习题解答参

对流传热与传质讨论复习题解答参_政史地_高中教育_教育专区。对流传热与传质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...

网站首页 | 网站地图
All rights reserved Powered by 简单学习网 www.tceic.com
copyright ©right 2010-2021。
文档资料库内容来自网络,如有侵犯请联系客服。zhit325@126.com