化工原理-传热综合实验报告-数据处理

化工原理传热综合实验报告数据处理七、实验数据处理1.蒸汽冷凝与冷空气之间总传热系数K的测定，并比较冷空气以不同流速u流过圆形直管时，总传热系数K的变化。实验时蒸汽压力：0.04MPa（表压力），查表得蒸汽温度T=109.4℃。实验装置所用紫铜管的规格162mmmm、1.2lm，求得紫铜管的外表面积200.010.060318576281.oSdlmmm。根据24ssVVuAd、0.012dm，得到流速u，见下表2：表2流速数据取冷空气进、出口温度的算术平均值作为冷空气的平均温度，查得冷空气在不同温度下的比热容pc、黏度、热传导系数、密度，如下表3所示：表3查得的数据t进/℃t出/℃t平均/℃pcJkg℃PasWm℃3kgm22.177.349.710050.00001960.02831.09324.380.952.610050.00001970.028511.083126.382.754.510050.00001980.028651.076527.88355.410050.00001980.028721.076529.983.656.7510050.00001990.028791.069931.883.757.7510050.000020.028861.066633.783.858.7510050.00002000.028931.063335.68459.810050.00002010.0291.06根据公式=VspspQmcttctt出进出进、lnmTtTttTtTt进出进出，求出Q序号31sVmh1ums12.56.1402371072512.2804742137.518.4207113241024.56094843512.530.7011855361536.84142264717.542.9816597582049.12189685和mt，0S已知，由0mQKSt，即可求出蒸汽冷凝与冷空气之间总传热系数K。不同流速u下，蒸汽冷凝与冷空气之间总传热系数K见下表4：表4不同流速下的总传热系数K序号1umsQWmt℃2KWm℃16.14023710742.10782555.172720812.65281954212.2804742185.5694129251.7403900227.41812552318.42071132127.121193849.6749489642.42574126424.56094843165.8886548.9159944556.22308757530.70118553200.489229747.7171082669.65717165636.84142264231.805511346.9650771181.82718737742.98165975260.252643446.2097913393.37057816849.12189685286.447333345.3774295104.65351讨论：由上表可以看出：随着流体流速的增加，冷空气与蒸汽之间的总传热系数K也在增加，说明增大流速有利于促进流体间的传热。2.冷空气在圆形直管内作强制湍流时对流传热系数的测定。实验时所用紫铜管的规格162mmmm、1.2lm，求得紫铜管的内表面积20.00.04523893121.23iiSdlmmm。取3个取温点的算术平均值作为进、出口的壁温，然后根据公式lnwwmwwttttttttt进进出出进进出出，求出冷空气和管壁的对数平均温差mt，Q已知，由imQSt，即可确定冷空气在圆形直管内强制湍流时的对流传热系数。经计算，不同流速u所对应的对流传热系数如下表5所示：表5不同流速下的对流传热系数序号1umsQWmt℃2Wm℃16.14023710742.10782552.1290105617.855457212.2804742185.5694129248.6677052538.86559545318.42071132127.121193846.7296570860.13301939424.56094843165.8886545.821381680.02692612530.70118553200.489229744.8114814398.89842794636.84142264231.805511344.13365594116.1024795742.98165975260.252643443.40293793132.5450961849.12189685286.447333342.56409613148.7609732讨论：（1）不同流速下的总传热系数K与对流传热系数：序号2Wm℃2KWm℃117.85545712.65281954238.8655954527.41812552360.1330193942.42574126480.0269261256.22308757598.8984279469.657171656116.102479581.827187377132.545096193.370578168148.7609732104.65351由上表可以看出：总传热系数K总是接近并小于对流传热系数小的一侧流体的对流传热系数，要想提高K，关键在于提高较小侧流体的对流传热系数。（2）壁温与壁两侧流体温度：根据表1，壁温在106℃左右，实验所用的饱和蒸汽温度为109.4℃，冷流体进口温度2235℃，出口温度7784℃，可以看出壁温总是接近对流传热系数较大侧流体的温度。3.Nu和Re之间关系的确定。根据公式idNu、pcPr、iduRe，结合表3、表5可以分别求出在不同雷诺数Re下的努赛尔特准数Nu、普兰特准数Pr，见下表6：表6雷诺数Re、努赛尔特准数Nu、普兰特准数Pr之间的关系序号ReNuPr14108.9464237.5712185150.69604240328081.60908616.358721340.696203087311987.8462925.186604980.696308901415983.7950533.437434310.694611769519757.7133241.22199150.696413685623577.0368348.275459270.696465696727353.0566454.978954470.696517456831086.0959261.556264760.696568966对于低黏度流体，在圆形直管内做强制湍流时，关系式可表示为：0.4mNuCRePr对上式左右两边同时取对数，得到直线方程：0.4lglglgNuCmRePr在双对数坐标系中对0.4NuRePr作图，得到图2：拟合出的直线方程为1.032952.76902yx。所以，1.03295m、0.0017C，即1.032950.40.0017NuRePr。误差分析：实验测得的关系式与Dittus-Boelter关系式不同，原因如下：①前两次实验的雷诺数10000Re，对实验结果有影响；②本实验条件下0.690.7,120Pr，不适用于Dittus-Boelter关系式；③实验固有误差影响。