汽氣液滴形管與圓管外凝結(jié)換熱的研究

1、汽汽-氣液滴形管與圓管外凝結(jié)換熱的研究氣液滴形管與圓管外凝結(jié)換熱的研究 1摘要 2前言 3實(shí)驗(yàn)幾何尺寸及物理模型 4數(shù)學(xué)模型及計(jì)算求解 5目錄結(jié)果分析 6 實(shí)驗(yàn)驗(yàn)證及結(jié)論1為了研究管型對(duì)汽-氣凝結(jié)換熱的影響和強(qiáng)化汽-氣凝結(jié)換熱過(guò)程，建立了汽-氣在液滴形管與圓管外凝結(jié)換熱所形成的氣液膜的厚度及換熱系數(shù)沿管壁分布的綜合數(shù)學(xué)模型。通過(guò)有限差分的方法，以天然氣燃燒產(chǎn)生的煙氣為例對(duì)兩種管型進(jìn)行了計(jì)算比較。在有效換熱面積相等的情況下，與圓管相比，液滴形管上半部分管徑小，壓力梯度大，有利于排液，下半部分表面曲率大，亦有利于排液; 液滴形管表面形成的氣膜薄，液膜亦薄，珠狀凝結(jié)區(qū)域大，液珠尺寸小，凝結(jié)換熱系數(shù)大

2、; 液滴形管對(duì)顯熱傳遞亦有一定的強(qiáng)化作用。通過(guò)實(shí)驗(yàn)對(duì)計(jì)算結(jié)果進(jìn)行了比較驗(yàn)證，結(jié)果表明該模型亦適用于橢圓管和其它汽-氣混合流體種類(lèi)。摘要前言2汽-氣混合流體的凝結(jié)換熱廣泛存在于工程換熱裝置的換熱過(guò)程中，因此提高汽-氣凝結(jié)換熱效率對(duì)經(jīng)濟(jì)效益的提高和能源的有效利用具有重大意義。管型對(duì)凝結(jié)換熱有很大的影響。換熱管型不僅對(duì)流體的流場(chǎng)有直接的影響，對(duì)在換熱過(guò)程中所形成的氣膜和液膜的形狀和厚度也有直接的影響。為提高換熱效率，應(yīng)盡量使液膜變薄，即能將凝結(jié)的流體迅速排泄掉。不同管型的排液能力有著不同的差異，同時(shí)氣膜層的形狀和厚度也受管型的影響。因此選擇最佳管型，有利于強(qiáng)化換熱，提高換熱器的換熱性能。文獻(xiàn)1對(duì)液滴

3、形管凝結(jié)換熱性能進(jìn)行了實(shí)驗(yàn)研究，但未得到氣液膜厚度在液滴形管與圓管外分布的不同。通過(guò)雙膜理論和邊界層理論得到了汽-氣在液滴形管和圓管外凝結(jié)換熱所形成的氣液膜的厚度沿管壁的分布，對(duì)液滴形管和圓管表面形成的氣液膜厚度及凝結(jié)換熱特性進(jìn)行了比較，為強(qiáng)化換熱提供理論指導(dǎo)。 3圓管的外直徑為8mm; 液滴形管的長(zhǎng)軸長(zhǎng)度為10mm，短軸長(zhǎng)度為6mm。二者有效換熱面積相等管表面曲率由e表示，其計(jì)算式為 e = 其中a 為半短軸長(zhǎng)，b 為半短軸長(zhǎng)。由此可得，圓管的表面曲率e =0;液滴形管上半部分的表面曲率e = 0，下半部分的表面曲率e=0.903508。 實(shí)驗(yàn)幾何尺寸及物理模型圓管、液滴形管橫截面ab-a2

4、23建立物理模型所做的假設(shè)1) 總壓力為常數(shù)，且僅在氣液界面處發(fā)生凝結(jié); 2) 氣液膜層內(nèi)的流動(dòng)傳熱傳質(zhì)均為穩(wěn)態(tài); 3) 氣液膜層內(nèi)的流動(dòng)均為層流;4) 氣液膜厚度遠(yuǎn)小于圓管半徑; 5) 汽-氣混合流體流動(dòng)為勢(shì)流; 6) 液膜內(nèi)溫度分布為線性; 7) 忽略界面熱阻，氣液界面溫度為氣液界面處凝結(jié)汽分壓力下的飽和溫度; 8) 氣液界面速度連續(xù); 9) 壁面溫度為常數(shù);10) 氣膜層內(nèi)混合氣體密度不變; 11) 汽-氣混合流體為理想氣體。 汽-氣凝結(jié)換熱的物理模型及坐標(biāo)系x 切向位置; yl液膜徑向位置; y 為氣膜徑向位置; p 為總壓力; U為主流流速; Tb為主流溫度; Wnc，b為主流不凝結(jié)

5、氣體濃度; ue為氣膜外緣速度; l為液膜厚度; m為氣膜厚度; u為動(dòng)量邊界層; t為傳熱邊界層; Tw為壁面溫度。圖2 中， 與 的關(guān)系為tan=( 1 ) tan 2e4數(shù)學(xué)模型及計(jì)算求解sin ) e 1 1 ( U ue2同時(shí)，氣膜層壓力梯度滿(mǎn)足如下關(guān)系5: ( 5)將式( 4) 、( 5) 代入氣膜層內(nèi)動(dòng)量微分方程3并結(jié)合其邊界條件得氣液界面流速為: ( 6) 式中: 為混合流體運(yùn)動(dòng)粘度; Sc 為施密特?cái)?shù);液膜內(nèi)的壓力梯度等于氣膜層內(nèi)壓力梯度與表面張力之和2，4，即式中: 為表面張力系數(shù); 為曲率半徑。將式( 7) 代入液膜內(nèi)動(dòng)量微分方程并結(jié)合其邊界條件得液膜內(nèi)流速為:xuxpe

6、 u esin11vA u23/1ieUmScvACv 23/ 2222223/ 222/sin12sin11sin;iWnc,1aeaeeUgAbWncCmse4數(shù)學(xué)模型及計(jì)算求解incbncmWWlnD- mc，iWnc,lnbWncxuxpe u e式中: 為汽-氣動(dòng)力粘度; l為液膜動(dòng)力粘度;液膜內(nèi)x 方向單位面積流量變化為:式中: l為液膜密度。氣液界面熱量平衡式為:式中: l為液膜導(dǎo)熱系數(shù); hfg為折算氣化潛熱，計(jì)算式為由式( 2) 、( 9) 得氣液膜厚度及氣液界面溫度的關(guān)系式為:4數(shù)學(xué)模型及計(jì)算求解由氣液界面速度連續(xù)得氣液膜厚度及氣液界面溫度的另一關(guān)系式為:當(dāng) = 0 時(shí)，存

7、在如下條件，氣膜分離后，凝液量采用ose 關(guān)聯(lián)式7計(jì)算，其表達(dá)式為:液膜分離后，汽-氣凝結(jié)依然發(fā)生，且為珠狀凝結(jié)。這是由于壓力梯度和表面張力的作用，凝結(jié)液在管壁表面無(wú)法形成液膜，而是以液珠的形式存在。文獻(xiàn)8研究得到煙氣冷凝過(guò)程中，珠狀凝結(jié)比膜狀凝結(jié)傳熱系數(shù)高18 22 倍。 數(shù)學(xué)模型采用C + + 編程求解。氣膜分離前，計(jì)算求解的未知量為氣液界面溫度、液膜厚度及氣膜厚度。當(dāng) = 0 時(shí)，式( 12) 自動(dòng)成立。將式( 13) 前三項(xiàng)代入式( 11) ，然后與式( 10) 、式( 13) 第四項(xiàng)聯(lián)立消元得到關(guān)于氣液界面溫度的關(guān)系式，采用簡(jiǎn)單迭代法求解氣液界面溫度。當(dāng) ( 氣膜分離角) 時(shí)，式(

8、11) 中的微分采用迎風(fēng)差分離散，步長(zhǎng)為 =0. 005rad，然后與式( 10) 、式( 12) 聯(lián)立消元得到關(guān)于氣液界面溫度的關(guān)系式，采用簡(jiǎn)單迭代法求解氣液界面溫度。收斂精度均為| Ti Ti0 | /Ti ?；旌狭黧w流速較大時(shí)，氣膜在管壁下半部分會(huì)發(fā)生分離。氣膜發(fā)生分離后，計(jì)算求解的未知量為氣液界面溫度和液膜厚度。由式( 9) 、( 10) 和( 14) 聯(lián)立消元得到關(guān)于液膜厚度的關(guān)系式，采用簡(jiǎn)單迭代法求解液膜厚度。收斂精度為| l l0 | /l 4以天然氣燃燒產(chǎn)生的煙氣進(jìn)行計(jì)算，計(jì)算的結(jié)構(gòu)參數(shù)和物理參數(shù)與實(shí)驗(yàn)參數(shù)相同，計(jì)算得到氣膜、液膜、總傳熱系數(shù)和對(duì)流傳熱系數(shù)分別在液滴形管與圓管外

9、沿管壁的分布。5結(jié)果分析氣膜厚度沿管壁的分布?xì)饽ず穸妊毓鼙谥饾u增大。流速較大時(shí)，由于壓力梯度較大，氣膜在減速增壓區(qū)會(huì)發(fā)生分離。對(duì)于有效換熱面積相等的液滴形管和圓管，由于液滴形管上半部的半徑小于圓管的半徑，液滴形管表面形成的氣膜厚度小于圓管表面形成的氣膜厚度。氣膜越薄，對(duì)凝結(jié)汽傳遞的阻力越小。5結(jié)果分析液膜厚度沿管壁的分布?xì)饽し蛛x前，液膜厚度沿管壁逐漸增大。氣膜分離后，液膜厚度陡增，且液膜厚度增大的較快，其主要原因是液膜進(jìn)入減速增壓區(qū)。當(dāng)液膜厚度增大得特別大時(shí)，液膜內(nèi)層粘性力消失，液膜在重力和表面張力的作用下脫落。液膜分離后，汽-氣混合流體在管壁上的凝結(jié)方式為珠狀凝結(jié)，凝結(jié)換熱大大增強(qiáng)。與圓管相

10、比，在管壁上半部分，液滴形管表面液膜厚度較小，其主要原因是，液滴形管上半部分管徑小，壓力梯度大，排液快;在管壁下半部分，由于液滴形管下半部分表面曲率大，表面張力大，使液膜會(huì)提前脫落，從而增大珠狀凝結(jié)的區(qū)域。在如圖 所示的工況下，圓管外液膜分離角為141. 879o，液滴形管外液膜分離角為118. 949o，液滴形管的珠狀凝結(jié)區(qū)域約比圓管的增大1. 3 倍。5結(jié)果分析總傳熱系數(shù)沿管壁的分布總傳熱系數(shù)沿管壁逐漸減小，氣膜分離后，凝結(jié)換熱強(qiáng)化，總傳熱系數(shù)有所增大，然后逐漸減小。與圓管相比，在管壁上半部分，液滴形管表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)大于圓管的。其主要原因?yàn)椋旱涡喂芡庖耗づc主流之間形成的氣膜厚度小，傳質(zhì)阻力

11、小，較多的蒸汽能到達(dá)氣液界面凝結(jié)，而且液膜厚度較小，液膜傳熱阻力亦小。液膜分離前，與圓管相比，在管壁下半部分，由于液滴形管液膜厚度較圓管的增大快，液滴形管表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)略小于圓管的。液膜分離后，液滴形管的珠狀凝結(jié)區(qū)域大于圓管的，而且液滴形管的表面張力大，其表面形成液珠尺寸比圓管的小，凝結(jié)換熱將大大增強(qiáng)。因此，液滴形管的凝結(jié)換熱特性大于圓管的。在如圖所示的工況下，即使不考慮管壁下半部分的珠狀凝結(jié)，與圓管相比，液滴形管的總傳熱系數(shù)還提高4. 26%。5結(jié)果分析對(duì)流傳熱系數(shù)沿管壁的分布同時(shí)，與圓管相比，液滴形管對(duì)對(duì)流顯熱的傳遞亦有一定的強(qiáng)化作用。在如圖6 所示的工況下，液滴形管的平均對(duì)流傳熱系數(shù)約為圓

12、管的1. 154 倍6實(shí)驗(yàn)裝置及結(jié)論誤差分析: 1) 模型計(jì)算為單管，實(shí)驗(yàn)為管束，在管束中，各管之間是相互影響的，流速、熱力參數(shù)和物性參數(shù)沿管束是變化的;2) 煙氣為過(guò)熱態(tài)，剛開(kāi)始時(shí)是不發(fā)生凝結(jié)的，當(dāng)煙氣溫度降到水蒸汽分壓力對(duì)應(yīng)的飽和溫度時(shí)才發(fā)生凝結(jié); 3) 模型未考慮珠狀凝結(jié)的換熱量; 4) 測(cè)量?jī)x器存在一定的誤差。6實(shí)驗(yàn)裝置及結(jié)論實(shí)驗(yàn)所使用的燃料是陜北天然氣。換熱管束采用純銅材料制成，換熱面積為0. 0961m2。換熱器采取錯(cuò)列布置，間距比為s1 /s2 =1. 5: 1. 3，其中s1為垂直于主流方向相鄰兩根管的間距，s2為平行于主流方向相鄰兩根管的間距。對(duì)于液滴形管，煙氣流動(dòng)方向與液滴

13、形管長(zhǎng)軸平行。為了保證連續(xù)燃燒，采用體積約0. 2m3，壓力為200MPa 的貯氣罐，通過(guò)二級(jí)減壓以滿(mǎn)足燃?xì)鉅t的燃燒需要。換熱器進(jìn)出口煙氣溫度采用精度為0. 01的水銀溫度計(jì)進(jìn)行測(cè)量; 冷卻水進(jìn)出口溫度采用鎳鉻-康銅熱電偶進(jìn)行測(cè)量。熱電偶的輸出端通過(guò)補(bǔ)償線直接連到IMP 數(shù)據(jù)采集板的輸入端。利用SolomatLimited company 產(chǎn)的微壓計(jì)測(cè)試儀，測(cè)試壓力、速度及流量。利用Kane International limited 生產(chǎn)的KM9106 綜合煙氣分析儀進(jìn)行煙氣成份分析。實(shí)驗(yàn)總換熱系數(shù)的實(shí)驗(yàn)值，根據(jù)測(cè)出的參數(shù)值由下式求得:式中: h 為總換熱系數(shù); Gw為冷卻水流量; tw為冷卻水傳熱溫差; cpl為冷卻水定壓比熱容; A 為換熱面積; tm為對(duì)數(shù)平均溫差。圓管實(shí)驗(yàn)值與計(jì)算值的相對(duì)誤差在13. 08% 以?xún)?nèi)，如表1 所示; 液滴形管實(shí)驗(yàn)值與計(jì)算值的相對(duì)誤差在14. 76%以?xún)?nèi)6實(shí)驗(yàn)裝置及結(jié)論結(jié)論1) 建立了液滴形管、圓管外汽-氣凝結(jié)氣液膜厚度及傳熱系數(shù)沿管壁分布的綜合數(shù)學(xué)模型，以天然氣燃燒產(chǎn)物為例進(jìn)行了計(jì)算，并與實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)進(jìn)行了比較驗(yàn)證;2) 氣膜分離前，氣液膜厚度沿管壁逐漸增大，總傳熱系數(shù)沿管壁逐漸減小。氣膜分離后，液膜厚度陡增，總傳熱系數(shù)有所增大，液膜急劇增大而分離，由于表面曲率大，液滴形管外