Число Нуссельта - Nusselt number

В динамика жидкостей, то Число Нуссельта (Nu) - отношение конвективный к проводящий теплопередача на граница в жидкость. Конвекция включает оба адвекция (движение жидкости) и распространение (проводимость). Проводящая составляющая измеряется в тех же условиях, что и конвективная, но для гипотетически неподвижной жидкости. Это безразмерное число, тесно связанный с жидкостью Число Рэлея.^[1]

Число Нуссельта, равное единице, представляет собой перенос тепла за счет чистой теплопроводности.^[2] Значение от 1 до 10 характерно для снаряд или же ламинарный поток.^[3] Большее число Нуссельта соответствует более активной конвекции, при этом турбулентный поток обычно в диапазоне 100–1000.^[3] Число Нуссельта названо в честь Вильгельм Нуссельт, внесшие значительный вклад в науку о конвективном теплообмене.^[2]

Аналогичным безразмерным свойством является Число Био, что касается теплопроводность для твердого тела, а не для жидкости. Аналогом числа Нуссельта по массообмену является Номер Шервуда.

Определение

Число Нуссельта - это отношение конвективной теплопередачи к кондуктивной через границу. Тепловые потоки конвекции и кондукции равны параллельно друг к другу и к поверхности, нормальной к граничной поверхности, и все перпендикуляр к иметь в виду поток жидкости в простом случае.

${\displaystyle \mathrm {Nu} _{L}={\frac {\mbox{Convective heat transfer }}{\mbox{Conductive heat transfer }}}={\frac {h}{k/L}}={\frac {hL}{k}}}$

куда час это конвективный коэффициент теплопередачи потока, L это характерная длина, k это теплопроводность жидкости.

• Подбирать характерную длину следует по направлению роста (или толщины) пограничного слоя; некоторые примеры характерной длины: внешний диаметр цилиндра (внешний) поперечный поток (перпендикулярно оси цилиндра), длина вертикальной пластины, проходящей естественная конвекция, или диаметр сферы. Для сложных форм длина может быть определена как объем жидкого тела, деленный на площадь поверхности.
• Теплопроводность жидкости обычно (но не всегда) оценивается на температура пленки, который для инженерных целей может быть рассчитан как иметь в виду -средняя температура жидкости в объеме и температура поверхности стенки.

В отличие от приведенного выше определения, известного как среднее число Нуссельта, локальное число Нуссельта определяется путем принятия длины как расстояния от границы поверхности^[4] до местной достопримечательности.

${\displaystyle \mathrm {Nu} _{x}={\frac {h_{x}x}{k}}}$

В иметь в виду, или же средний, число получается путем интегрирования выражения по интересующему диапазону, например:^[5]

${\displaystyle {\overline {\mathrm {Nu} }}={\frac {1}{H}}\int _{0}^{H}{\mathrm {Nu} _{x}(x)\cdot dx}}$

Контекст

Понимание конвективных пограничных слоев необходимо для понимания конвективного теплообмена между поверхностью и жидкостью, протекающей мимо нее. Тепловой пограничный слой образуется, если температура свободного потока жидкости и температура поверхности различаются. Температурный профиль существует из-за обмена энергией в результате этой разницы температур.

Тепловой пограничный слой

Скорость теплопередачи может быть записана как,

${\displaystyle {{Q}_{y}}=hA\left({{T}_{s}}-{{T}_{\infty }}\right)}$

А поскольку теплопередача на поверхности происходит за счет теплопроводности,

${\displaystyle {{Q}_{y}}=-kA{\frac {\partial }{\partial y}}{{\left.\left(T-{{T}_{s}}\right)\right|}_{y=0}}}$

Эти два члена равны; таким образом

${\displaystyle -kA{\frac {\partial }{\partial y}}{{\left.\left(T-{{T}_{s}}\right)\right|}_{y=0}}=hA\left({{T}_{s}}-{{T}_{\infty }}\right)}$

Перестановка,

${\displaystyle {\frac {h}{k}}={\frac {{\left.{\frac {\partial \left({{T}_{s}}-T\right)}{\partial y}}\right|}_{y=0}}{\left({{T}_{s}}-{{T}_{\infty }}\right)}}}$

Сделав его безразмерным путем умножения на репрезентативную длину L,

${\displaystyle {\frac {hL}{k}}={\frac {{\left.{\frac {\partial \left({{T}_{s}}-T\right)}{\partial y}}\right|}_{y=0}}{\frac {\left({{T}_{s}}-{{T}_{\infty }}\right)}{L}}}}$

Теперь правая часть представляет собой отношение градиента температуры на поверхности к эталонному градиенту температуры, а левая часть аналогична модулю Био. Это становится отношением теплопроводного теплового сопротивления к конвективному тепловому сопротивлению жидкости, иначе известному как число Нуссельта, Nu.

${\displaystyle \mathrm {Nu} ={\frac {h}{k/L}}={\frac {hL}{k}}}$

Вывод

Число Нуссельта может быть получено безразмерным анализом Закон Фурье поскольку он равен безразмерному градиенту температуры на поверхности:

${\displaystyle q=-kA\nabla T}$, куда q это скорость теплопередачи, k постоянная теплопроводность и Т то жидкость температура.

Действительно, если: ${\displaystyle \nabla '=L\nabla }$, и ${\displaystyle T'={\frac {T-T_{h}}{T_{h}-T_{c}}}}$

мы приходим к

${\displaystyle -\nabla 'T'={\frac {L}{kA(T_{h}-T_{c})}}q={\frac {hL}{k}}}$

затем мы определяем

${\displaystyle \mathrm {Nu} _{L}={\frac {hL}{k}}}$

поэтому уравнение становится

${\displaystyle \mathrm {Nu} _{L}=-\nabla 'T'}$

Интегрируя по поверхности тела:

${\displaystyle {\overline {\mathrm {Nu} }}=-{{1} \over {S'}}\int _{S'}^{}\mathrm {Nu} \,\mathrm {d} S'\!}$,

куда ${\displaystyle S'={\frac {S}{L^{2}}}}$

Эмпирические корреляции

Обычно для свободной конвекции среднее число Нуссельта выражается как функция Число Рэлея и Число Прандтля, записывается как:

${\displaystyle \mathrm {Nu} =f(\mathrm {Ra} ,\mathrm {Pr} )}$

В противном случае для принудительной конвекции число Нуссельта обычно является функцией Число Рейнольдса и Число Прандтля, или же

${\displaystyle \mathrm {Nu} =f(\mathrm {Re} ,\mathrm {Pr} )}$

Эмпирический доступны корреляции для самых разных геометрий, которые выражают число Нуссельта в вышеупомянутых формах.

Свободная конвекция

Свободная конвекция у вертикальной стены

Цитируется^[6] как исходящие от Черчилля и Чу:

${\displaystyle {\overline {\mathrm {Nu} }}_{L}\ =0.68+{\frac {0.663\,\mathrm {Ra} _{L}^{1/4}}{\left[1+(0.492/\mathrm {Pr} )^{9/16}\,\right]^{4/9}\,}}\quad \mathrm {Ra} _{L}\leq 10^{8}}$

Свободная конвекция от горизонтальных пластин

Если характерная длина определена

${\displaystyle L\ ={\frac {A_{s}}{P}}}$

куда ${\displaystyle \mathrm {A} _{s}}$ - площадь поверхности пластины и ${\displaystyle P}$ это его периметр.

Затем для верхней поверхности горячего объекта в более холодной среде или нижней поверхности холодного объекта в более горячей среде.^[6]

${\displaystyle {\overline {\mathrm {Nu} }}_{L}\ =0.54\,\mathrm {Ra} _{L}^{1/4}\,\quad 10^{4}\leq \mathrm {Ra} _{L}\leq 10^{7}}$

${\displaystyle {\overline {\mathrm {Nu} }}_{L}\ =0.15\,\mathrm {Ra} _{L}^{1/3}\,\quad 10^{7}\leq \mathrm {Ra} _{L}\leq 10^{11}}$

И для нижней поверхности горячего объекта в более холодной среде или верхней поверхности холодного объекта в более горячей среде.^[6]

${\displaystyle {\overline {\mathrm {Nu} }}_{L}\ =0.52\,\mathrm {Ra} _{L}^{1/5}\,\quad 10^{5}\leq \mathrm {Ra} _{L}\leq 10^{10}}$

Принудительная конвекция на плоской пластине

Плоская пластина в ламинарном потоке

Местное число Нуссельта для ламинарного обтекания плоской пластины на расстоянии ${\displaystyle x}$ ниже по потоку от края пластины, определяется выражением^[7]

${\displaystyle \mathrm {Nu} _{x}\ =0.332\,\mathrm {Re} _{x}^{1/2}\,\mathrm {Pr} ^{1/3},(\mathrm {Pr} >0.6)}$

Среднее число Нуссельта для ламинарного обтекания плоской пластины от края пластины до расстояния ниже по потоку ${\displaystyle x}$, дан кем-то^[7]

${\displaystyle {\overline {\mathrm {Nu} }}_{x}\ ={2}\cdot 0.332\,\mathrm {Re} _{x}^{1/2}\,\mathrm {Pr} ^{1/3}\ =0.664\,\mathrm {Re} _{x}^{1/2}\,\mathrm {Pr} ^{1/3},(\mathrm {Pr} >0.6)}$

^[8]

Сфера в конвективном потоке

В некоторых приложениях, таких как испарение сферических капель жидкости в воздухе, используется следующая корреляция:^[9]

${\displaystyle \mathrm {Nu} _{D}\ ={2}+0.4\,\mathrm {Re} _{D}^{1/2}\,\mathrm {Pr} ^{1/3}\,}$

Принудительная конвекция в турбулентном потоке в трубе

Корреляция Гниелинского

Соотношение Гниелинского для турбулентного течения в трубках:^[7][10]

${\displaystyle \mathrm {Nu} _{D}={\frac {\left(f/8\right)\left(\mathrm {Re} _{D}-1000\right)\mathrm {Pr} }{1+12.7(f/8)^{1/2}\left(\mathrm {Pr} ^{2/3}-1\right)}}}$

где f - это Коэффициент трения Дарси который может быть получен из График Moody или для гладких трубок из соотношения, разработанного Петуховым:^[7]

${\displaystyle f=\left(0.79\ln \left(\mathrm {Re} _{D}\right)-1.64\right)^{-2}}$

Корреляция Гниелинского действительна для:^[7]

${\displaystyle 0.5\leq \mathrm {Pr} \leq 2000}$

${\displaystyle 3000\leq \mathrm {Re} _{D}\leq 5\times 10^{6}}$

Уравнение Диттуса-Боелтера

Уравнение Диттуса-Боелтера (для турбулентного потока) представляет собой явная функция для вычисления числа Нуссельта. Ее легко решить, но она менее точна при большой разнице температур в жидкости. Он предназначен для гладких труб, поэтому рекомендуется использовать его для грубых труб (большинство коммерческих применений). Уравнение Диттуса-Боелтера:

${\displaystyle \mathrm {Nu} _{D}=0.023\,\mathrm {Re} _{D}^{4/5}\,\mathrm {Pr} ^{n}}$

куда:

${\displaystyle D}$ это внутренний диаметр круглого воздуховода

${\displaystyle \mathrm {Pr} }$ это Число Прандтля

${\displaystyle n=0.4}$ для нагреваемой жидкости, и ${\displaystyle n=0.3}$ для охлаждаемой жидкости.^[6]

Уравнение Диттуса-Боелтера справедливо для^[11]

${\displaystyle 0.6\leq \mathrm {Pr} \leq 160}$

${\displaystyle \mathrm {Re} _{D}\gtrsim 10\,000}$

${\displaystyle {\frac {L}{D}}\gtrsim 10}$

Пример Уравнение Диттуса-Боелтера является хорошим приближением, в котором разница температур между объемной жидкостью и поверхностью теплопередачи минимальна, что позволяет избежать сложности уравнения и итеративного решения. Отбор воды со средней температурой основной жидкости 20 ° C, вязкостью 10,07 × 10⁻⁴ Па · с и температура поверхности теплопередачи 40 ° C (вязкость 6,96 × 10⁻⁴, поправочный коэффициент вязкости для ${\displaystyle ({\mu }/{\mu _{s}})}$ можно получить как 1,45. Он увеличивается до 3,57 при температуре поверхности теплопередачи 100 ° C (вязкость 2,82 × 10⁻⁴ Па · с), что существенно влияет на число Нуссельта и коэффициент теплопередачи.

Корреляция Зидера-Тейта

Корреляция Зидера-Тейта для турбулентного потока является неявная функция, поскольку он анализирует систему как нелинейную краевая задача. Результат Зидера-Тейта может быть более точным, поскольку он учитывает изменение вязкость (${\displaystyle \mu }$ и ${\displaystyle \mu _{s}}$) из-за изменения температуры между средней температурой жидкости в объеме и температурой поверхности теплопередачи соответственно. Корреляция Зидера-Тейта обычно решается с помощью итерационного процесса, так как коэффициент вязкости будет меняться по мере изменения числа Нуссельта.^[12]

${\displaystyle \mathrm {Nu} _{D}=0.027\,\mathrm {Re} _{D}^{4/5}\,\mathrm {Pr} ^{1/3}\left({\frac {\mu }{\mu _{s}}}\right)^{0.14}}$^[6]

куда:

${\displaystyle \mu }$ вязкость жидкости при объемной температуре жидкости

${\displaystyle \mu _{s}}$ - вязкость жидкости при температуре поверхности границы теплопередачи

Корреляция Зидера-Тейта действительна для^[6]

${\displaystyle 0.7\leq \mathrm {Pr} \leq 16\,700}$

${\displaystyle \mathrm {Re} _{D}\geq 10\,000}$

${\displaystyle {\frac {L}{D}}\gtrsim 10}$

Принудительная конвекция в полностью развитом ламинарном потоке трубы

Для полностью развитого внутреннего ламинарного потока числа Нуссельта имеют тенденцию к постоянному значению для длинных труб.

Для внутреннего потока:

${\displaystyle \mathrm {Nu} ={\frac {hD_{h}}{k_{f}}}}$

куда:

D_час = Гидравлический диаметр

k_ж = теплопроводность жидкости

час = конвективный коэффициент теплопередачи

Конвекция с равномерной температурой для круглых труб

От Incropera & DeWitt,^[13]

${\displaystyle \mathrm {Nu} _{D}=3.66}$

Последовательность OEIS A282581 дает это значение как ${\displaystyle \mathrm {Nu} _{D}=3.6567934577632923619...}$.

Конвекция с равномерным тепловым потоком для круглых труб

Для случая постоянного поверхностного теплового потока^[13]

${\displaystyle \mathrm {Nu} _{D}=4.36}$

Смотрите также

• Номер Шервуда (массообменное число Нуссельта)
• Уравнение Черчилля – Бернштейна
• Число Био
• Число Рейнольдса
• Конвективная теплопередача
• Коэффициент теплопередачи
• Теплопроводность

внешняя ссылка

• Простой вывод числа Нуссельта из закона охлаждения Ньютона (Проверено 23 сентября 2009 г.)

Рекомендации

1. Ченгель, Юнус А. (2002). Тепломассообмен (Второе изд.). Макгроу-Хилл. п. 466.
2. Ченгель, Юнус А. (2002). Тепломассообмен (Второе изд.). Макгроу-Хилл. п. 336.
3. «Число Нуссельта». Школа инженерии Уайтинга. Получено 3 апреля 2019.
4. Юнус А. Ченгель (2003). Теплопередача: практический подход (2-е изд.). Макгроу-Хилл.
5. Э. Санвиценте; и другие. (2012). «Переходное естественное конвекционное течение и теплообмен в открытом канале». Международный журнал термических наук. 63: 87–104. Дои:10.1016 / j.ijthermalsci.2012.07.004.
6. Incropera, Фрэнк П.; ДеВитт, Дэвид П. (2000). Основы тепломассообмена (4-е изд.). Нью-Йорк: Вили. п. 493. ISBN  978-0-471-30460-9.
7. Incropera, Фрэнк П.; ДеВитт, Дэвид П. (2007). Основы тепломассообмена (6-е изд.). Хобокен: Вайли. стр.490, 515. ISBN  978-0-471-45728-2.
8. Инкропера, Фрэнк П. Основы тепломассообмена. Джон Вили и сыновья, 2011 г.
9. Макаллистер С., Чен Дж-Й. и Карлос Фернандес-Пелло, А. Основы процессов горения. Springer, 2011. гл. 8 шт. 159
10. Гниелинский, Фолькер (1975). «Neue Gleichungen für den Wärme- und den Stoffübergang в бурном durchströmten Rohren und Kanälen». Форш. Ing.-Wes. 41 (1): 8–16. Дои:10.1007 / BF02559682.
11. Incropera, Франк П .; ДеВитт, Дэвид П. (2007). Основы тепломассообмена (6-е изд.). Нью-Йорк: Вили. п. 514. ISBN  978-0-471-45728-2.
12. "Температурный профиль металлической трубы парогенератора" (PDF). Архивировано из оригинал (PDF) 3 марта 2016 г.. Получено 23 сентября 2009.
13. Incropera, Франк П .; ДеВитт, Дэвид П. (2002). Основы тепломассообмена (5-е изд.). Хобокен: Вайли. С. 486, 487. ISBN  978-0-471-38650-6.