谷 雨， 龔 路 遠(yuǎn)， 郭 亞 麗， 沈 勝 強

( 大連理工大學(xué) 遼寧省海水淡化重點實驗室， 遼寧 大連 116024 )

0 引 言

水平管內(nèi)氣體冷凝是工業(yè)生產(chǎn)中的一種重要現(xiàn)象，常出現(xiàn)在工業(yè)生產(chǎn)過程中，比如海水淡化系統(tǒng)、制冷系統(tǒng)、電站系統(tǒng)和其他工業(yè)設(shè)備中．在低溫多效蒸發(fā)海水淡化系統(tǒng)中，這種相變和多相流現(xiàn)象是一種非常重要的傳熱過程，因為相對于非相變流動，這種過程傳熱系數(shù)更高．在低溫多效蒸發(fā)海水淡化設(shè)備中，管外的噴淋海水蒸發(fā)換熱和管內(nèi)的蒸汽冷凝換熱這兩種相變換熱使設(shè)備整體的生產(chǎn)效率非常高．氣體在水平管內(nèi)流動過程中，由于氣液溫度和氣液相的變化，換熱模式非常復(fù)雜．因此，水平管內(nèi)蒸汽冷凝傳熱的研究對低溫多效蒸發(fā)海水淡化系統(tǒng)優(yōu)化有重要意義．眾多學(xué)者[1-4]對管內(nèi)凝結(jié)流動的換熱問題進行了研究．

Shah[5]認(rèn)為質(zhì)量流率越大，管周的換熱效果差異越?。嬎愕玫降膿Q熱經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式在環(huán)狀流下準(zhǔn)確率較高，是一種值得廣泛應(yīng)用的關(guān)聯(lián)式．Dobson等[6]通過對邊界層的研究發(fā)現(xiàn)，在低干度的工況下質(zhì)量流率對換熱效果影響不大．王補宣等[7-8]通過實驗研究發(fā)現(xiàn)，現(xiàn)有經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式對小管徑冷凝換熱預(yù)測效果不佳．

Cavallini等[9-10]測量了制冷劑R22、R32、R125、R410A、R236ea、R134a和R407C在直徑8 mm 水平管內(nèi)的局部傳熱系數(shù)和壓降，并對蒸汽速度、飽和溫度、蒸汽干度和蒸汽與管壁溫差等參數(shù)進行了較大范圍的測量．結(jié)果表明，在環(huán)狀流狀態(tài)下，純流體和接近共沸點的混合物冷凝傳熱系數(shù)變化隨著質(zhì)量流率、蒸汽干度和飽和溫度的變化而變化；但在分層流狀態(tài)下，流動僅僅受蒸汽與管壁溫差的影響．據(jù)此提出對環(huán)狀流、環(huán)狀分層流、分層流和彈狀流等不同流動狀態(tài)進行關(guān)聯(lián)式研究．

Thome等[11]簡化了兩相流的流型結(jié)構(gòu)，通過簡化后模型，對形成的膜狀凝結(jié)區(qū)角度進行計算，得出不同換熱區(qū)的面積比值，通過對這個面積比值的加權(quán)平均計算，得出整體冷凝傳熱系數(shù)．

Shen等[12]建立了一個內(nèi)徑18 mm、換熱長度8 m的水平管實驗臺，以真空環(huán)境下的水蒸氣作為換熱介質(zhì)，研究了飽和溫度在50、60、70 ℃，質(zhì)量流率為3.0～7.9 kg/(m2·s)，氣體干度為0.1～0.9，管壁沿圓周0°、20°、40°、60°、90°、180°方向上的局部傳熱系數(shù)，發(fā)現(xiàn)蒸汽與冷卻水的溫差加大，對分層流動的上部區(qū)域即膜狀凝結(jié)區(qū)影響較大，對下部凝結(jié)液聚集區(qū)影響較小，并提出了局部傳熱系數(shù)的經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式．

由于氣液兩相流動的復(fù)雜性以及實驗工況的多樣性，眾多學(xué)者進行了不同的研究．但研究多限于大質(zhì)量流率的實驗，對于橫管降膜海水淡化領(lǐng)域內(nèi)真空條件單位面積下小質(zhì)量流率的冷凝研究較少．因此對該條件下蒸汽在管內(nèi)冷凝換熱特性的研究具有重要意義．

1 實驗裝置結(jié)構(gòu)

通過建立真空工況下的水平管換熱實驗臺，可以得到低質(zhì)量流率下蒸汽冷凝流動的熱力學(xué)分布數(shù)據(jù)．圖1是換熱實驗臺設(shè)備結(jié)構(gòu)圖，可以發(fā)現(xiàn)，本實驗臺可以分成4個組成系統(tǒng)．

圖1 換熱實驗臺設(shè)備結(jié)構(gòu)Fig.1 Equipment structure of heat exchange experiment bench

電加熱鍋爐用來生成實驗介質(zhì)蒸汽，其底部裝有4個9 kW的加熱棒．加熱棒連接固態(tài)調(diào)壓器，用來調(diào)節(jié)加熱功率，從而調(diào)節(jié)實驗蒸汽質(zhì)量流率和溫度．進水水箱底部裝有2個9 kW加熱棒，用來對冷卻水溫度進行調(diào)節(jié)．實驗管段和進水水箱通過循環(huán)水泵相連接，循環(huán)水泵出口安裝有閥門和渦輪流量計，用來確定實驗工況下的冷卻水質(zhì)量流量．

實驗管段單元為套管結(jié)構(gòu)，實際換熱長度為1 700 mm．換熱管段單元有兩段，總換熱長度為3 400 mm．采用HAL77-2A銅管，外徑40 mm，管壁厚度1 mm．在每段換熱管段單元進出口處都安裝有熱電偶和壓力傳感器．管段單元間安裝有石英玻璃觀察視鏡，用來觀察流型變化．換熱銅管管壁上每0.4 m間距布置一圈熱電偶，用來測量實驗條件下各個角度的溫度．在換熱管段上布置了8圈熱電偶．每圈熱電偶的分布角度如圖2所示．

圖2 溫度測點圓周方向分布Fig.2 Circumferential distribution of temperature measuring point

實驗管段尾部連接氣液分離器、冷凝器和無油真空泵．對氣液分離器上的液位計進行測量和計算，可以得到管段內(nèi)冷凝液單位時間的生成體積．冷凝器同樣安裝有液位計，對其進行測量和計算可以得到未冷凝氣體單位時間的生成體積．無油真空泵抽取系統(tǒng)中的不凝結(jié)氣體，并為實驗管段單元提供實驗需要的真空度．實驗數(shù)據(jù)中的熱力學(xué)參數(shù)通過數(shù)據(jù)采集器進行匯總并在計算機中進行記錄．對于每個工況，都在穩(wěn)態(tài)下進行3次測量．

2 數(shù)據(jù)和參數(shù)處理

當(dāng)實驗臺處于穩(wěn)態(tài)的工況下，冷凝換熱量可以通過兩個實驗管段單元內(nèi)冷卻水的溫度變化、質(zhì)量流量和比熱容求得．計算公式如下：

Q=Q1+Q2

(1)

Q1=(tc,out,1-tc,in,1)mc,1cp

(2)

Q2=(tc,out,2-tc,in,2)mc,2cp

(3)

式中：Q為兩段換熱單元總換熱量；Q1、Q2分別為第一和第二單元管段換熱量；tc，in，1、tc，out，1、tc，in，2、tc，out，2分別是第一和第二單元冷卻水進出口溫度；mc，1和mc，2分別為第一和第二單元冷卻水單位時間質(zhì)量流量；cp是冷卻水在實驗溫度下的比定壓熱容．

冷凝換熱量還可以通過計算管內(nèi)冷凝所產(chǎn)生的熱量得到，可以用氣液分離器內(nèi)凝結(jié)液單位時間內(nèi)質(zhì)量流量ml與其汽化熱r相乘得到：

Q=mlr

(4)

在實驗過程中，實驗管段系統(tǒng)都被橡塑材質(zhì)覆蓋，在實驗臺絕熱的狀態(tài)下，式(1)和式(4)計算的換熱量應(yīng)相同．兩者計算得到的換熱量對比如圖3所示，誤差在±5%之內(nèi)，認(rèn)為實驗臺保溫性能良好，有較好的傳熱數(shù)據(jù)可靠性．

圖3 兩種換熱量計算方法對比Fig.3 Comparison of two heat exchange calculation methods

蒸汽在水平管內(nèi)冷凝的過程中，由于流動狀態(tài)不同，管壁不同位置的傳熱系數(shù)并不相同．因此，在管壁不同橫截面處布置熱電偶，可以得到不同位置的局部溫度ti(i=a，b，c，d，e，f)，如圖2所示．在管長方向上，本文設(shè)置8圈熱電偶進行局部溫度研究．對每圈局部溫度進行面積加權(quán)分析，可以得到所在橫截面上的溫度tw，n(n=1～8)，其表達(dá)式如下：

(5)

由于換熱銅管管壁厚度為1 mm，非常薄，熱阻影響極小，因此換熱管內(nèi)部和外部溫度可以假設(shè)為相同．在實驗臺處于穩(wěn)態(tài)的工況下，冷卻水質(zhì)量流量不變，冷卻水流過套管間的環(huán)狀空間，其流速在環(huán)狀空間內(nèi)相同，所以管外冷卻水在管壁周向各個位置的對流換熱傳熱系數(shù)是恒定的．

由于冷卻水流過管壁，在管壁周向上速度一致，可以假設(shè)管壁外冷卻水對流換熱平均傳熱系數(shù)hwc周向上不變．通過對冷卻水進出口平均溫度tc和橫截面壁面面積加權(quán)平均溫度tw，n進行計算，得到冷卻水對流換熱傳熱溫差Δtwc和第一或第二單元套管內(nèi)部冷卻水對流換熱平均傳熱系數(shù)，計算公式如下：

(6)

Δtwc,n=tw,n-tc

(7)

(8)

其中F為管壁換熱面積．

實驗管段內(nèi)蒸汽凝結(jié)平均傳熱系數(shù)h，可以通過計算實驗管段內(nèi)蒸汽飽和溫度ts和壁面面積加權(quán)平均溫度tw，n的差值計算，公式如下：

Δtsw,n=ts-tw,n

(9)

(10)

式中：ts為第一和第二單元管段內(nèi)蒸汽的飽和溫度．可以通過計算管內(nèi)壓力的平均值，查詢水蒸氣物理性質(zhì)得到．而管段內(nèi)的平均壓力可以通過在管段單元進出口中設(shè)置的壓力傳感器得到．

由于管壁熱阻很小，可以認(rèn)為管內(nèi)流動局部熱流密度和同位置管外對流熱流密度相同，而且冷卻水局部傳熱系數(shù)和冷卻水平均傳熱系數(shù)一致．可以用如下公式表達(dá)：

hiΔti=hwc,iΔtwc,i

(11)

hwc,i=hwc

(12)

對式(11)和(12)進行計算，橫截面位置i處的管內(nèi)流動局部傳熱系數(shù)hi可以用如下公式計算得到：

(13)

其中Δti可以通過管段單元內(nèi)蒸汽飽和溫度ts和管壁局部溫度tw，i相減得到，即

Δti=ts-tw，i

(14)

Δtwc，i通過管壁局部溫度與冷卻水平均溫度相減得到，計算公式如下：

Δtwc,i=tw，i-tc

(15)

對于總傳熱溫差Δtsc，本文定義為實驗管段入口蒸汽溫度ts，in和同工況同實驗單元內(nèi)冷卻水入口溫度tc，in的差值，計算公式如下：

Δtsc=ts,in-tc,in

(16)

3 實驗數(shù)據(jù)及討論

3.1 溫度數(shù)據(jù)分析

溫度分布是分析水平實驗管段內(nèi)蒸汽凝結(jié)換熱性質(zhì)的基礎(chǔ)，不同換熱條件下管壁上的溫度和管內(nèi)部的飽和溫度都是計算局部傳熱系數(shù)的重要參數(shù)．圖4～6是入口飽和溫度tsat為70 ℃，不同總傳熱溫差和不同質(zhì)量流率條件下的管壁周向溫度分布．

圖4是質(zhì)量流率為3.49 kg/(m2·s)，總傳熱溫差為3 ℃時的溫度分布結(jié)果．在如上的實驗條件下，管壁溫度在流體流動方向上，從位置L/D=6.6到L/D=72.4呈現(xiàn)出逐漸降低的趨勢．在圓周方向上，溫度的變化趨勢可以分為三部分．第一部分是a點和b點，這兩個方向上溫度變化趨勢比較劇烈，因為隨著蒸汽流動距離的增加，冷凝液持續(xù)增加，管壁底部隨著冷凝液的堆積，熱阻增大，導(dǎo)致局部傳熱系數(shù)降低．蒸汽進口處和管遠(yuǎn)端同樣角度下，溫差較大．第二部分是c點和d點，該區(qū)域在本次實驗中，管壁直接接觸蒸汽，管壁冷凝液膜逐漸增厚，但是在管壁支持力、重力、摩擦阻力、氣液兩相流間的剪切應(yīng)力的多重作用下，液膜產(chǎn)生堆積較少，液膜厚度較薄，局部傳熱系數(shù)降低較少．第三部分是e點和f點，這部分冷凝液膜最薄，換熱效果最好，導(dǎo)致其溫度從蒸汽入口到管遠(yuǎn)端的變化程度最小．在實驗管段后部區(qū)域，L/D=72.4處，蒸汽在管段前部冷凝完成，管段后部蒸汽單位體積含氣量較少，蒸汽流速顯著降低，對液膜軸向剪切應(yīng)力下降，液膜軸向流速降低，管段頂部液膜出現(xiàn)了流動方向速度降低點，導(dǎo)致頂部液膜厚度增加，f點溫度比同位置e點溫度低0.07 ℃．

圖4 G=3.49 kg/(m2·s)時管壁局部溫度Fig.4 Local temperature of the tube wall at G=3.49 kg/(m2·s)

對比圖4、5發(fā)現(xiàn)，總傳熱溫差由3 ℃提高到7 ℃，溫度趨勢類似，但相同角度不同管長上的管壁溫度有了比較大的差距，a點的最大溫差為2.1 ℃．在L/D=6.6處，由于蒸汽接觸管壁距離比較小，換熱不充分，凝結(jié)液堆積少，所以即使在總傳熱溫差加大的情況下，其各個角度上的溫差也很小，最大僅為0.3 ℃．而在L/D=72.4處，各個角度上的溫差有比較大的變化，最大溫差為1.5 ℃．由于液膜的存在，a點依然是溫度最低點．

由圖6可以發(fā)現(xiàn)，隨著蒸汽質(zhì)量流率增加到6.12 kg/(m2·s)，蒸汽流速加大，蒸汽和壁面的換熱效果增強．在蒸汽入口處，相對于低流速的情況，管壁的溫度變化減?。鴵Q熱效果的增強，也加大了冷凝傳熱系數(shù)，同時由于蒸汽質(zhì)量流率增加，更多的蒸汽冷凝成液體，使底部的堆積效應(yīng)增強，而氣液兩相流間的剪切應(yīng)力增加較小，導(dǎo)致管遠(yuǎn)端底部的液膜增厚，換熱效果降低．從圖中可以看出，在L/D=72.4處，a點和b點與其他點的溫差較大，曲線斜率較大．

圖5 Δtsc=7 ℃時管壁局部溫度Fig.5 Local temperature of the tube wall at Δtsc=7 ℃

圖6 G=6.12 kg/(m2·s)時管壁局部溫度Fig.6 Local temperature of the tube wall at G=6.12 kg/(m2·s)

圖7是管壁局部溫度在長度上的分布．隨著蒸汽流動距離的增加，管壁的溫度整體呈逐漸降低趨勢．而凝結(jié)液作為阻礙換熱的熱阻，隨著長度的增加而增加，但在圓周方向上，熱阻分布并不均勻．在a點，凝結(jié)液膜產(chǎn)生換熱熱阻，而隨著角度的增大，液膜變薄，熱阻減小，換熱量增加，管壁溫度升高．在f點，管壁溫度沿長度方向的最大溫差為0.1 ℃．在a點，管壁溫度沿長度方向的最大溫差為1.0 ℃．

圖7 管壁局部溫度在長度上的分布Fig.7 Local temperature distribution of the tube wall over the length

3.2 局部傳熱系數(shù)的分布

在圖8中，隨著入口蒸汽質(zhì)量流率的降低，蒸汽流速降低，由于氣液兩相流間的剪切應(yīng)力降低，管段底部凝結(jié)液的流速相應(yīng)也減小，因此管壁上部液膜厚度增加，管壁下部凝結(jié)液液位增加．如上所述都對管內(nèi)凝結(jié)傳熱起到阻礙作用，因此管壁上部和下部的局部傳熱系數(shù)隨著蒸汽質(zhì)量流率的升高而升高，但不同位置升高的幅度不同．在實驗管橫截面e點和f點，實驗管內(nèi)部始終處于膜狀凝結(jié)狀態(tài)，因此此處傳熱系數(shù)受蒸汽流速的影響更大，傳熱系數(shù)在低質(zhì)量流率下對比變化也更大．底部積液區(qū)受影響較小，但是較大的蒸汽流速，加大了氣液相速度差，導(dǎo)致?lián)Q熱效果更好，所以在同樣位置大質(zhì)量流率傳熱系數(shù)更大．Shen等[12]建立了低質(zhì)量流率蒸汽水平管內(nèi)冷凝實驗臺，管內(nèi)徑為18 mm，其結(jié)果顯示，局部傳熱系數(shù)隨著質(zhì)量流率的增大而增大．本實驗與其結(jié)果吻合度較好．

圖8 L/D=38.2局部傳熱系數(shù)分布Fig.8 Local heat transfer coefficient distribution at L/D=38.2

圖9展示了不同位置的總傳熱溫差對局部傳熱系數(shù)的影響．由于總傳熱溫差變化影響換熱量和凝結(jié)率，較大的總傳熱溫差產(chǎn)生較大的凝結(jié)率，在其他條件相同的情況下形成更厚的液膜．而在冷凝的過程中，管內(nèi)頂部冷凝方式為膜狀冷凝，更大的總傳熱溫差導(dǎo)致了更厚的液膜，從而產(chǎn)生更大的熱阻，對傳熱系數(shù)影響比較大．而底部的換熱方式為凝結(jié)液和管壁底部的對流換熱，圖9中這3種條件下，由于入口蒸汽質(zhì)量流率相同，蒸汽流速幾乎相同，導(dǎo)致氣液兩相流的相對速度變化很小，總體來說，對底部凝結(jié)液對流換熱區(qū)的影響也較小．從圖中可以看出，在a點和b點，不同總傳熱溫差條件下，局部傳熱系數(shù)差距很?。趀點和f點變化很大，這是因為較低的總傳熱溫差產(chǎn)生較小的液膜厚度，熱阻相對較小，局部傳熱系數(shù)更高．

圖9 G=5.3 kg/(m2·s)的局部傳熱系數(shù)分布Fig.9 Local heat transfer coefficient distribution at G=5.3 kg/(m2·s)

4 結(jié) 論

(1)隨著入口蒸汽質(zhì)量流率的增加，蒸汽流速增大，管壁頂部膜狀凝結(jié)換熱區(qū)傳熱系數(shù)增大，由于剪切應(yīng)力的作用，底部凝結(jié)液對流換熱區(qū)的凝結(jié)液流速增大，傳熱系數(shù)增大，但增大的幅度小于膜狀凝結(jié)換熱區(qū)．

(2)隨著蒸汽流動距離的增加，由于重力的作用，管頂部凝結(jié)液沿管壁流到管底部聚積，液膜厚度變化小，整體溫度變化?。艿撞磕Y(jié)液聚積多，換熱效果差，管壁局部溫度變化大．

(3)由于傳熱溫差的存在，蒸汽局部溫度沿流動方向逐漸降低．隨著總傳熱溫差的增大，單位時間換熱量增大，冷凝液更多，從而使管壁頂部的液膜增厚，局部傳熱系數(shù)顯著降低．由于重力的作用，凝結(jié)液在管底部聚積，形成對流換熱區(qū)域，在入口蒸汽質(zhì)量流率不變的情況下，蒸汽流速不變，管壁底部的局部傳熱系數(shù)變化較?。?/p>