不凝结气体水平管外凝结传热分析

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1、不凝结气体水平管外凝结传热分析作者：黄志光 汪荣顺 顾安忠阅读：373 次上传时间：2006-01-25推荐人：sourceOO (已传论文360套)简介： 本文阐述了不凝结气体对凝结换热的影响机理，回顾了不凝结气体-蒸汽混合物凝结换热的计算方 法，包括：基于边界层理论的数值方法，Peterson质扩散模型以及关联式法。本文采用双膜理论，结合迭 代法求气液分界面气体浓度的方法，分别计算水蒸汽-空气，制冷剂-空气混合物在水平管外凝结传热的换 热系数。计算结果与文献已有的试验数据对比表明：双膜计算方法可用于不凝结气体浓度 10%以下的水平 管外层流膜状凝结问题的设计计算，精度约在 15%。此法可用

2、于已知换热管壁面温度条件下的水平管外不 凝结气体与蒸汽混合物的凝结换热系数计算。关键字：不凝结气体 凝结换热 关联式0 引言Othmer最早发现1-，蒸汽中含有少量不可凝性气体，会对凝结传热产生负面影响，其计算有如下特点： (1)由于蒸汽潜热的存在，热负荷与温度的关系为非线性关系，因此不能像单相气体冷却那样计算传热速率。 (2)随着冷凝的进行，蒸汽的露点在不断变化，因此又不能采用努谢尔特公式计算。 (3)在混合气体管外膜态凝结中，不凝结气体富集在气-液表面形成了一个扩散层，气体扩散层存在的气体浓差推动蒸汽向界面扩散凝结。因此，既有显热传递过程、又有蒸汽扩散、冷凝传热过程。 (4)凝液流向竖直向

3、下，而在扩散层中同时存在对流和扩散作用。由于气-液相界面处于动态平衡中，不断有凝结液体产生，这种凝结对气液界面有一种“抽吸”作用。 (5)气-液界面的粘性力使气体扩散层有下沉趋势。当不凝结气体分子量小于凝结蒸汽分子量时，扩散层向上发展；反之，则向下发展。不凝结气体存在时，换热系数计算有三种方法： (1)基于边界层理论的数值方法。研究者通常对流边界层的动量、能量积分方程，然后通过有限差分法等数值方法求解。(2)基于Peterson扩散层模型的分析方法，然后采用传热传质类比方法以及迭代计算等方法求解。 (3)关联式法，包括系数法、迭代关联法、非迭代关联法。迭代模型往往需要通过迭代方法求界面的温度、

4、浓度、压力等参数。而非迭代模型避开求气液界面参数。各类关联式列表如下：表 1 不凝结气体-蒸汽混合物凝结传热关联式文献关联式及适用范围1杆恥他。式中宀为含不凝结气体的蒸汽混合物的运动粘度； % 是不凝结气体的摩尔分数；血是不凝结气体在可凝蒸汽中的互扩散系数。 适于040%。2-30.1 x血 0.87445 Re 22700 隔八碗严燈临神5式中：丽也0.074/二了1抵5）晁1 ,式中表示不凝结气体质量分量。适于蒸汽-不凝 结气体管内的凝结传热。5f 二 l/l/s 式中.二梵无龄 /埠兀加 = 1+7至冥104班尸f,Tf,1表示界面剪力及表面波动对凝液液膜换热的影响，九R曲表示界面剪力对

5、液膜厚度的减小效果，扎曲是凝液流量的函数。N 是不凝结气体质量含量的函数。适于蒸汽-空气管内凝结传热。胚-兀盘血阻叫纬+勿-兀捡阻叫）阴与，式中耐PA为无因次准数。适于低压水蒸汽-空气管内凝结传热。广仃p -l-,|5 TF7i4门-曲，适于水蒸汽-空气45度斜波纹槽道管内冷凝传热，班=200硕，空气质量含量DMM；Cb=o.亚严哆5，适于垂直波纹槽道管内冷凝传热，班二200740， 空气质量含量验=0皿7邓。以上试验数据的经验关联式对解决条件类似的问题简捷有效。但是，试验数据均为管内水蒸汽-空气/氦气混合物凝结换热的经验公式，而针对管外凝结换热的研究很少。本文应用 Peterson 的双膜模

6、型解决不凝结气体存在时管外层流膜状凝结传热问题。1 双膜模型图 1 管外膜状凝结示意图及热阻分析图 2 混合气体温度、压力及浓度分布不凝结气体与蒸汽混合物管外凝结现象及双膜模型的热阻分析示如图 1。图1 混合气体温度、压力及浓度分布出自文献。蒸汽-不凝结气体边界层传热、传质基础：气相主体向管壁的传热，既有显热的传递，又有潜热的传递，两者之和为总的传热量。显热传递可用气体传热膜系数计算。潜热传递的计算比较复杂。当蒸汽扩散至换热管壁，若管壁温度低于蒸汽露点，则蒸汽在管壁冷凝形成液膜。气相主体的蒸汽分压与液膜温度对应的饱和蒸汽压之差即为传质推动力。蒸汽在冷凝液膜上冷凝，放出潜热。显热与潜热再通过液膜

7、、管壁冷流体液膜传至冷流体。气流边界层传热包括显热传热戸、蒸汽凝结潜热传热用就。因此能量方程可写为：dQ = dm沁與鍵七饨d直仏_）（）这一热量等于凝液液膜与壁面的传热量。即：联立式（1）、式（2）可得：紗（爲-兀）=叫辭H餐+蚣（爲-爲）式中：是凝液流量，叽是从气相到液膜的显热传热换热系数, 心是凝结传热换热系数。它由下式求得：由式（3）可得：紗电-兀）=（血沁+蚣）（爲-爲）h所以，总体换热系数水平横管外层流时的膜状凝结平均换热系数按努谢尔特理论计算式。附 = 0.725(7)式中，分别表示有不凝结气体存在时和没有不凝结气体存在时的经过凝液液膜层的传递热量的换热系数。表示由于不凝结气体对

8、凝液的波动效果而导致换热系数增加。McAdams建议值为1.288。对雷诺数小于1800的层流膜状凝结传热，其与试验值符合较好。显热按横掠圆管对流换热公式计算：式中，R亡是混合气体雷诺数。潜热按下式计算9：-1(10)式中：吧吧分别表示不凝结气体在气液界面、主体的质量浓度。考虑到气液界面处两相平衡及道尔顿分压定律，不凝结气体在界面处的质量浓度、温度有如下关系:瑪=4厂拳（01-岖/%）式中：分别是总压强、气液界面蒸汽压力。分别是蒸汽、不凝结气体摩尔质量。实际上，显热传热换热系数匸远比凝结传热换热系数就小，可以忽略，只需求总泅山即可。二者关系如下：(12)而求需要求出气液界面温度，求“朋需要求出

9、界面温度 以及浓度 。因此，可采用以下迭代方法求解。2 计算结果与分析取气液界面温度初始为瓯一兀，按式求，分别求出心,计算堺“血。若二者满足下式，停止迭代计算，否则界面温度增加0.1K，重复计算釘迪血，直至二者满足误差公式。计算框图如图 3 ：10-3(13)0用就图 3 计算框图口 IU 口 D1 口 口 口 Di 口 IE Dffi 口 n? 口 IE：空T质屋出扭仪理我整fur婪卑榇怔H痂迅圖第金览擁觀Ur图4 折算系数随不凝结气体质量浓度对比随着不凝结气体浓度的增加，凝结传热系数降低。对比于纯蒸汽凝结传热，折算系数随不凝结气体质量浓度对比如图 4 所示。当不凝结气体浓度较小时，热阻主要

10、在凝液液膜层；当不凝结气体浓度继续增加，混合气体边界层的热阻增加，并逐渐超过凝液液膜层的热阻。二者的比值如图 4 右栏所示。图中试验数据采用Miller等人的试验数据9-10I1 I1 I1 I1 I1 I1 I1 I1 I1 I1 I1 I U 口9 in I 202 5 3H 9 1丄！12 an Sn- n-.1櫛融畫w+ S 67 S a 10111213试验换热系数WmE.K不屣T悴廓尔柠度-图5换热系数随着不凝结气体摩尔浓度变化规律制冷剂R113-空气、蒸汽-空气凝结换热系数随不凝结气体浓度变化规律示如图5。不凝结气体浓度增加，凝结换热系数随之减小。当浓度减小到1.5%左右，换热系

11、数的降低趋缓。这一趋势对制冷剂及水蒸汽 同样存在。图6 计算值与试验值的误差分析3 结论本文采用双膜理论，结合管外气体边界层凝结传热关联式，分析研究了蒸汽-空气或制冷剂-空气在水 平管外凝结传热。结论如下：对不凝结气体浓度小于 10%的混合气体管外层流膜状凝结，双膜理论计算精 度约在15%。误差分析示如图 6。因此，当壁面温度已知时，可应用双膜理论，采用迭代法求凝液与气液 界面处不凝结气体浓度，从而计算出水平管外不凝结气体与蒸汽混合物凝结传热系数。参考文献1 尾花英朗 ( 日 ). 热交换器设计手册- 上册 M. 北京 : 石油工业出版社, 1981: 3812 Siddique M, Gol

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