水平管内气液两相流型及换热的研究进展

陈 于，马 麟，白羽林

( 丹佛斯(天津)有限公司,天津 301700 )

通常，对制冷剂的传热性能的研究主要分为管外沸腾、管内沸腾、管外冷凝和管内冷凝。在大多数冷凝器中，工质的冷凝是在管内进行的。根据蒸汽质量流速的大小，水平管内流动凝结换热一般认为存在两种主要的传热机理，即层流膜状凝结和强迫对流凝结。当蒸汽质量流速很低时，蒸汽在管子上部形成层流凝结液膜，而凝结液则在管子底部积聚而向下流动，部分研究者[1-2]认为这时通过管子底部液体的传热可以忽略不计。在工程应用中，水平管内蒸汽流动的速度一般都较高，雷诺数通常都高于3.5×104，也就是说工程实际中常见的是强迫流动凝结过程。因此，研究管内强迫流动的凝结换热是工质相变传热的一个重要内容。由于凝结现象本身的复杂性和对现象本质的认识局限性，目前的理论尚不足以对工质在管内流动凝结问题进行完整的理论求解，采用实验方法整理获取的关联式又具有一定的局限性[3-4]。

1 水平管内气液两相流型简介

对于两相流，通常用流动方式来描述流动分布，即相分布，称为流型；用流动机制来描述每相的层流和湍流，称为流动机制。流型和流动机制是相互关联的。气相为层流，液相为湍流，大半是气泡状两相流动；气相为湍流，液相为层流时，往往是雾(滴)状流动。气相和液相之间，可以有各种不连续的流动，如弹状流、塞状流或搅拌流。两相均为层流时，在水平流动中会出现分层流；两相均为湍流时，在垂直流动中会出现环状流等。因此，在气液两相流中，可以用几种流型代表流动方式。

由于重力的作用，水平管中气液两相流会呈现明显的相分布不均匀性，液相趋向于沿管道底部流动。水平管中的气液两相流主要流型如图1所示，包括泡状流、平滑层状流、波状流、塞状流、弹状流、环状流、雾状流。

图1 水平管内气液两相流流型

(1)泡状流：气泡趋于管道上部，下部较少。其分布与流速关系很大。液相流速增大，分布趋于均匀。

(2)塞状流：气泡聚结长大而形成气塞，与垂直上升流中弹状流相似。大气塞后有小气泡，由泡状流过渡而来。

(3)分层流：

1)出现在W′,W″都比较小的情况；

2)两相完全分离，气相在管道上方流动；

3)气液之间有明显的分界面。

(4)波状流：气相流速足够高时，由于气相的作用，在界面上产生一个扰动波，扰动波向前推进向波浪一样，形成波状流。

(5)弹状流：在波状流基础上，随着气相流速的增加，会使这些扰动波碰到流道的顶部表面，形成气弹。

(6)环状流：受重力作用，周向液膜厚度不均匀。出现在气相流速较高、流量比较大，而液相流速较低时。当壁面粗糙时，液膜可能不连续。

2 水平管内气液两相流型图的研究

在两相流质量流速、流体物性、管道几何形状、尺寸及安装方式确定的条件下，可以通过气液两相流型图判别管内流型。流型图是根据流型变换的实验数据进行总结归纳，再按照某些流动参数在坐标图上绘制成分割不同流型的曲线。

早期，两相流型的研究主要集中在气液混合物绝热系统和气液非绝热沸腾时的两相流动。这也为水平管内凝结的两相流型研究奠定了基础。1971年，Solidman和Azer[5]针对水平管内凝结的两相流型进行了系统研究，实验过程中，他们观察到9种不同流型，包括塞状流、波状流、弹状流、半环状流、环状流、波环状流、波半环状流、雾环状流、雾状流。其中，波状流、塞状流、弹状流、雾状流、半环状流和环状流这6种流型，普遍认为是主要流型。其他3种则认为是过渡性流型。

根据实验测试结果，他们还给出了四种不同的流型图，分别为：

2)以参数λ和ψ为坐标的Baker流型图；

3)以气、液折算速度作为坐标的流型图；

4)以总的质量速度和蒸汽干度为坐标的流型图。

研究者认为第一种流型图比较全面的反映了观察到的实际情况。此外，还发现传热率和进口过热度对凝结流型的转变具有影响。

Soliman[6-8]针对水平管内凝结，提出另一种预测流型转变的方法。针对水平管内凝结，研究者将流型分为波状流、环状流和雾状流，并提出了判断流型转换的两个准则：一是波状流转变为环状流的判断准则，二是环状流转变为雾状流的判断准则。需要说明的是，Soliman认为虽然从流型的流动角度，尤其是气液分界面的稳定性方面，分层流、波状流和弹状流具有较大的差别，但是三种流型都有分层结构的特点，因而将三种流型归类为波状流。假设波状流和环状流之间转换是由于液膜的惯性力和所受到的重力作用达到了平衡，他推导得出了表示惯性力和重力之比的无因次Froude数：

Rel≤1250

(1)

Rel≥1250

(2)

式中，Xtt为Lockart Martinelli参数，Ga为Galileo数。通过实验得出波状流和环状流的转换判据为Fr=7，当Fr<7时是波状流，当Fr>7时是环状流。

对环状流和雾状流的流型转换，Soliman假设形成雾状流的主要作用力为气体的惯性力，阻碍形成雾状流的作用力为液体的粘性力和表面张力。通过修正的无因次Weber准则数表示三种作用力的强弱：

Rel≤1250

(3)

其中，Suv为Suratman数。

通过实验得出环状流和雾状流之间的流型转换判据：

We<20时，为环状流；

We>30时，为雾状流。

采用Fr和We为坐标的流型图，称为Soliman流型图。

图2 Soliman流型图

Mandhane等[9]通过空气和水在水平管内流动的大量的实验数据，通过实验段的压力和温度下计算汽、液相的折算速度为坐标，绘制出Mandhane流型图。有人将该流型图用于水平管内凝结过程，但是发现Mandhane流型图预测与制冷剂的两相流型实验观测结果具有较大偏差，通过分析得出Mandhane流型图是建立在常温常压下空气-水的实验基础上。Hanrattgy通过考虑不同工质间的密度差异，对气相折算速度进行修正：

得出新的Mandhane流型图，并与实验结果非常吻合。

图3 Mandhane流型图

Taitel和Dukler[10]通过对Mandhane流型图进行理论分析，采用以下参数：

构成不同的坐标系统来描述流型的转变，所得流型图被称为Taitel-Dukler流型图。

图4 Tailel-Dukler流型图

Jaster和Kosky[11]1976年在预示水平管内凝结换热时，指出可以通过轴向剪切力和重力之比B来确定是否为环状流：

当B>29时，总是出现环状流。

Palen等[12]在1977年提出另外一种流型判据。他们在观测玻璃管内膜状凝结时发现可以通过Wallis采用的无因次气体速度来区分不同的流型：

通过大量的研究表明：水平管内蒸汽凝结时，主要有三种流型：环状流、分层流以及间歇流。

环状流通常出现在凝结的初始段。此时，凝结液流动主要受蒸汽剪切力控制，重力作用可以忽略不计，凝结液膜厚度随着管长增加而逐渐变厚，而沿管周方向变化不大。

分层流时，重力为主要作用力，剪切力作用相对较小。此时，凝结液在重力作用下沿管壁流向管道底部，凝结液和蒸汽分层的向前流动。在水平管的上部，凝结液膜厚度沿周向是变化的，但是与管长基本无关。

在间歇流区域，气体的轴向剪切力和重力对凝结液的作用均可忽略不计。间歇流尽管基本上还是分层的，但是蒸汽剪切力对凝结液的流动有明显影响。蒸汽剪切力作用使气液界面产生剧烈的波动，沿流动方向运动的波浪又使气液界面变得更加紊乱。

3 水平光滑管内环状流凝结换热关联

式的研究

在不同的流型中，蒸汽剪切力和重力起到的作用并不相同，其相应的换热规律也会有很大差别。大量研究人员通过实验和理论推导的方法，各自得出了不同形式的水平管内凝结换热的关联式。

(1)Cvaallini一Zeeehin水平光管内凝结换热关联式[13]：

1974年Cavallnii和Zechcnli提出适用于水平管内凝结换热的关系式，无量纲关联式为：

Cavallini一Zecchin将关联式的计算值与Rll、R12、R21、R22、R113、R114的实验数据相比较，标准误差8%～48%，所有数据的平均误差30%。

注：此式适用于环状流。

(2)Shah水平光管内纯工质凝结换热系数关联式[14]：

1979年，Shah综合了各种文献的结果，用474个数据得出了竖管、水平管和倾斜管管内的强迫流动凝结换热的的计算关联式，这些关联式既可计算饱和蒸汽完全凝结时的对流换热凝结换热系数，也可计算进出口均为气液混合物时不完全凝结的凝结换热系数，它可以表示成如下形式:

作者推荐的主要参数范围:管径7～40mm，质量流速11～4000 kg/(m2s)，干度0～l，蒸气速度3～300m/s，饱和温度21～355℃，以及任意的热流密度、管道方向(竖立、水平和倾斜)及流型。

(3)Dobson一Chato水平光管内凝结换热关联式[15]：

1998年，Dobosn和Chato在实验的基础上，提出了适用于环状流、波动流的凝结换热关联式，形式如下：

1)环状流计算关联式：

适用条件：干度0～1，Frso>20。

2)波动流计算关联式：

α=

(4)Cavallini水平内螺纹管中纯工质凝结换热系数关联式[16]：

2000年，Cavallini在Cavallini-Zecchin水平光管中强制对流凝结换热关联式的基础上提出了螺纹管内凝结换热的关联式：

注:此关联式适用条件是水平内螺纹管、内交叉肋管，流型为环状流。

Cavallini认为影响凝结换热系数的因素有内螺纹管的内径、导热系数、质量流速、表面张力、动力粘度、气液相密度、以及齿片高度、齿数、螺旋角、齿片顶角等管形参数。

(5)Yu-Koyama水平内螺纹管中纯工质凝结换热系数关联式[17]：

1998年，Yu-Koyama根据R134a、R123、R22的实验数据，验证了自己的关联式。此关联式中Nuf和Nub强制对流和自然对流的努谢特数。

注：此关联式的适用条件是水平内螺纹管。

Yu-Koyoma认为强制对流换热系数主要取决于：工质的气液相密度、内螺纹管的平均内径、动力粘度系数。而自然对流的凝结换热系数主要取决于：内螺纹管的平均直径、普朗特数、空隙率、饱和温度、管壁温度、动力粘度系数、工质的等压潜热、管长等因素的影响。

(6)Kuahski-Azer水平内螺纹管纯工质凝结换热系数关联式：

1988年，Kaushik和Azer[18]根据不同研究者的大量的实验数据，总结出纯工质在螺纹管内的凝结换热系数计算关系式，形式如下：

对于Fl<1.4

对于Fl>1.4

注:此关联式使用条件是水平内螺纹管、流型为环状流。

Kaushik和Azer认为凝结换热系数会受到内螺纹管的内径、工质的气液相密度、工质的干度变化量、齿数、螺旋角、齿高、齿厚、管长、质量流速、动力粘度系数、导热系数、普朗特数、临界压力等因素的影响。

4 总结

本文对水平管内凝结的气液两相流型，以及不同坐标形式的流型图进行了系统梳理和详细介绍，得出了水平管内环状流、波状流和雾状流之间转换的依据。并选取六个较为经典的水平光滑管和内螺纹管内凝结换热的经验型关联式，对考虑因素、工况等作了详细介绍。

通过以上介绍，可以看出国内外学者和研究人员对于水平管内气液两相流的流型以及转换研究的较为透彻，对不同类型管内凝结换热得出了较为实用的关联式。但是，关于气液两相流型转换的机理和换热机理研究很少，可作为下一步研究的重点和主要方向。

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