热质交换原理与设备-第三章.ppt

在做出上述假定后以一小段液膜为微元体、列出质量、动量，能量三个平衡关系式导出微分方程并求解。把坐标f取为重力方向，见图3-11。在稳态情况下，解得： 局部表面传热系数 因而整个竖壁的平均表面传热系数为 努谢尔持的理论分析可推广到水平圆管及球表面上的层流膜状凝结，平均表面传热系数的计算式为 横管和竖壁的平均表面传热系数的计算式有二点不同：特征长度横管用d，而竖壁用l，两式系数不同。在其他条件相同时，横管平均表面传热系数hH与竖壁平均表面传热系数hV的比值为 在l/d=50时，横管的平均表面传热系数是竖管的2倍，所以冷凝器通常都采用横管的布置方案。 膜层中凝结液的流态也有层流与湍流之分。为了判别流态，需要采用膜层雷诺数(Re)。所谓膜层雷诺数是根据液膜的特点取当量直径为特征长度的雷诺数。以竖壁为例，在离开液膜起始处为x＝l处的膜层雷诺数为 对于Re＞1600的湍流液膜，热量的传递除了靠近壁面的极薄的层流底层仍依靠导热方式外，其它区域以湍流传递为主，换热比层流时大为增强。图3-13上的实验数据亦表明了这一点。对于底部已达到湍流状态的竖壁凝结换热，其沿整个壁面的平均表面传热系数可按下式计算： (2)湍流膜状凝结换热 文献[36]中按上述原则整理的以下实验关联式，可供计算整个壁面的平均表面传热系数之用： 上面我们介绍了在一些比较理想的条件下饱和蒸汽膜状凝结换热的计算式。工程实际中所发生的膜状凝结过程往往更为复杂，例如蒸汽中可能有不凝结的成分，在竖直方向上水平管可能是叠层布置的，等等。本节就讨论这些因素对膜状凝结换热有什么影响：先从比较简单的典型情况入手，设法获得这种情况下的关联式，然后再远一考虑其他因素，引入一些修正。 (3)影响膜状凝结的因素 1)不凝结气体 蒸汽中含有不凝气体，即使含量极微，也会对凝结换热产生十分有害的影响。例如，水蒸气中质量含量占1％的空气能使表面传热系数降低60％，后果是很严重的。对此现象可作如下分析。在靠近液膜表面的蒸汽侧，随着蒸汽的凝结，蒸汽分压力减小而不凝结气体的分压力增大。蒸汽在抵达液膜表面进行凝结前，必须以扩散方式穿过聚积在界面附近的不凝结气体层。因此，不凝结气体层的存在增加了传递过程的阻力。同时蒸汽分压力的下降，使相应的饱和温度下降，减小了凝结的驱动力，也使凝结过程削弱。 努谢尔特的理沦分析忽略了蒸汽流速的影响，因此只适用于流速较低的场合，如电站冷凝器等。蒸汽流速高时(对于水蒸气，流速大于10m/s时)、蒸汽流对液膜表面会产生明显的的粘滞应力、其影响又随蒸汽流向与重力场同向或异向、流速大小以及是否撕破液膜等而不同。一般来说，当蒸汽流动方向与液膜向下的流功同方向时，使液膜拉薄，h增大；反力向时则会阻滞液膜的流动使其增厚，从而使h减小。 2)蒸汽流速 3)过热度 前面的讨论都是针对饱和蒸汽的凝结而古的。对于过热蒸汽，实验证实，只要把计算式中的潜热改用过热蒸汽与饱和液的焓差，亦可用前述饱和蒸汽的实验关联式计算过热蒸汽的凝结换热。过热度越大，凝结换热系数越小。 努谢尔待的理论分析忽略了液膜的过冷度的影响，并假定液膜中温度呈线性分布析表明，只要用r’代替计算公式中的r，就可以照顾到这两个因素的影响： 4)液膜过冷度及温度分布的非线性 5)管子排数 前面推导的横管凝结换热的公式只适用于单根横管。对于沿液流方向由n排横管组成的管束的换热，理论上只要将式(3-27)中的特征长度d换成nd即可计算。实际上这是过分保守的估计，因为上排凝结液并不是平静地落在下排管上，而在落下时要产生飞溅以及对液膜的冲击扰动。飞溅和扰动的程度取决于管束的几何布置、流体物性等，情况比较复杂。设计时最好参考适合设计条件的实验资料。 在不少工业冷凝器(如冰箱小的制冷剂蒸气冷凝器)中，蒸汽在压差作用下流经管子内部，同时产生凝结，此时换热的情形与蒸汽的流速有很大关系。以水平管中的凝结为例，当蒸汽流速低时，凝结液主要积聚在管子的底部，蒸汽则位于管子上半部，其截面形状如图3-14(a)所示。如果蒸汽流速比较高，则形成所谓环状流动，凝结液较均匀地展布在管子四周，而中心则为蒸汽核。随着流动的进行，液膜厚度不断增厚以致凝结完时占据了整个截面。 6)管内冷凝 在动力冷凝器中，如果系统密封良好，由于纯净水蒸汽膜状凝结换热表面传热系数很大，凝结侧热阻不占主导地位。但实际运行中凝汽器的泄漏是不可避免的，空气的漏入使冷凝器平均表面传热系数明显下降。实践表明，采用强化措施可以收到实际效益。在制冷剂的冷凝器中，主要热阻在凝结一侧，凝结换热的强化就有更大现实意义。强化膜状凝结换热的基本原则是尽量减薄粘滞在换热表而上的液膜厚度、实现的方法包括用各种带有尖锋的表面使在其上冷凝的液膜减薄，以及使己凝结的液体尽快从换热表面上排泄掉。对于水平管外凝结，已经开发出两种有效方法：一种是采用