水平管内冷凝换热实验研究

顾宗保 ,郭 雨 ,李 蔚,2 ,何 燕*

(1.青岛科技大学 机电工程学院,山东 青岛 266061;2.浙江大学 能源工程学院,浙江 杭州 310027)

两相换热作为一种高效的换热方式,深入应用于国民生活的各个领域。而两相流态则影响着换热管路的换热系数和压降。流态分析是分析两相流动最常用的方式之一。事实上,水平管内部的两相流动受到蒸汽剪切力或重力的支配。例如,当重力支配内部流动时,管内流动表现为分层波状流态和间歇流态,当剪切力支配内部流动时,管内流动表现为环状流态。在评估两相换热系统的性能时,质量流量,干度、饱和温度等等都将对流态产生影响,同时也会使经典模型的预测产生偏差。为设计更高效的两相换热系统,使用流形图来确定各个工况下的两相流态,了解两相流态的转变及其在过程中的影响是很有必要的。

学者们对两相流形图做了大量的研究。例如:BAKER[1]首次创建了空气-油和油-水流形图,使用液体和气体的质量流量来绘制流形图。TEITEL和DUKLER[2]则对两种流态间的转变做了详细的描述。他们所开发的流形图也是最广为人知的。STEINER[3]对他们的工作做了修正,以质量流量和干度来绘制流形图,使冷凝或蒸发过程更为清晰。KATTAN 等[4]和HAJAL等[5]也采用了类似的方式来呈现流形图。CAVALLINI等[6]也提出了一种较为简便的流形划分模式,依据简单的判据来确定两种不同流态间的转换。使用弗洛德数(JG)和马丁内利参数(Xtt)对质量流量范围进行划分进而来判别流动状态。

国内外通过提高表面粗糙度来增强水平管内的冷凝和沸腾传热已经是非常普遍。LIU 和SAKR[7]对几种被动强化技术进行了回顾,如粗糙表面和添加凹坑等技术。CHEN 等[8]早在2001年以水作为工质在凹坑管中进行了单相实验研究,他们的结果表明:在给定雷诺数下,凹坑管的换热性能是光管的1.25～2.37倍。XIE等[9]通过建立k-ε湍流模型来计算凹坑管内的单相换热性能,其雷诺数范围:5 000～30 000。他们认为凹坑管换热系数可能会受到其表面凹坑的大小及深度的影响。ZHENG 等[10]同样进行了数值方面的研究,他们采用由凹坑或凸起强化后的微通道,以水作为工质,待流动充分发展后通过微通道。对于圆形微通道,在其内表面具有对称的凸起时表现出极好的换热性能。而对于环型通道,表面凸起通道的换热强化效果比表面凹坑通道表现更好。MASHOUF等[11]在水平管和凹坑管内进行了R600a对流冷凝实验研究。他们发现凹坑管的传热系数是光管的1.2～2.0倍。此外,他们还指出在凹坑管中,较低的干度下会发生间歇流向环形流的过渡。WANG 等[12]研究了冷风在不同凹坑排列的凹坑管中的传热特性。结果发现,平行或交错布置凹坑的管子具有相似的性能。AROONRAT 和WONGWISES[13]使用R134a在球形凹坑管内进行冷凝实验研究,他们发现凹坑管的冷凝换热系数是光管的1.3～1.4 倍。对不同凹坑间距和螺距的管子使用同种工质进行冷凝传热和流动的研究。结果表明,当螺距和间距减小时,凹坑管的冷凝换热系数和压降均有增加。

最近,KUKULKA 等[14-15]在其论文中介绍了一种具有交错花瓣花纹和凹坑的Vipertex EHT 三维强化管。他们的研究表明,这类EHT 管型的污垢生成速率低于光管。此后,LI 等[16]采用工质R410A,测试管型为光管、1EHT 管和微翅片管。对三种管型的换热性能进行了评估,指出1EHT 管具有最高的内表面积换热效率。郭瑞恒等[17]同样采用R410A 作为冷媒对1EHT、2EHT-1、2EHT-2进行冷凝实验。结果指出实验所选用的三种强化管都表现出优于光管的冷凝换热系数。CHEN 和LI[18]使用R410A 对两根2EHT 管和一根光管进行了冷凝局部换热实验,发现2EHT 管具有较好的传热性能。大量的研究表明,凹坑和阵列花纹的不同排布都可以有效的增强冷凝换热。

本研究通过实验的方法探究凹坑对管内流动及换热性能的影响,同时为此类管型的数值模拟提供部分数据支撑。学者们在以往的研究中提出了许多流形图或流形间转换的准则。但是,对于具有此类图案的管型在冷凝过程中的流形研究并不多见。因此,本研究依赖可视化装置对管内流态进行观测,研究凹坑及花瓣阵列对流态的影响,进而分析其对换热性能带来的影响。

1 实验部分

1.1 实验装置

冷凝换热测试实验系统简图如图1所示,测试系统包括:预热段、测试段、过冷段3个主要部分,配合温度、压力和流量测量装置进行各种工况下的冷凝实验。预热段通过恒温水浴的方式加热工质以达到合适的测试段进口工况。测试段是实验系统的关键部位,装有被测试管的套管换热器被安放在这里。使用PID模块精确控制测试段恒温水槽温度在10～75 ℃内,通过控制流量的方式,维持套管换热器环形侧雷诺数大于4 300,以满足湍流的计算条件。过冷段使用导热油冷却工质,维持试验系统热平衡,同时保证下一循环中进入泵的工质为液体。工质在整个系统中的动力由泵提供,同时控制泵转速可得到合适的工质流量。

图1 实验系统简图和1EHTa管图Fig.1 Schematic drawings of the experimental apparatus and 1EHTa tube

实验系统在填注工质后进行实验,通过控制预热段、实验段、过冷段达到合适的饱和压力、进出口干度。保压运行0.5 h,待系统运行稳定后采取实验数据。以20 s的间隔采取同一工况下的连续10组数据,取平均后作为一个工况点。实验共计采取6～8个工况点。完成实验后对工质进行回收,减低系统压力,关闭各段阀门。

测试段的套管换热器如图1所示,流动布置方式为逆流布置。长2 m 的测试管(1EHTa和ST)位于内部,外套管是内径17 mm 的铜光管。套管外部包裹致密的保温材料防止套管换热器大量漏温。本次工作中所采用的冷凝实验条件如下:1)测试工质为R410A;2)饱和温度为318.15 K;3)质量流速100～200 kg·(m2·s)－1;4)干度范围0.8～0.2。

1.2 数据处理

采用分离热阻的方式,确定套管换热器热量传递方向上的各段热阻,分别确定管壁热阻,管外侧热阻,管内热阻。最后获得管内换热系数。

测试段的总换热量是通过水侧热平衡得到

其中:Qw,ts是测试段总换热量;cpl,w,ts是定压比热容;mw,ts是套管环型侧水流量;Tw,ts,in和Tw,ts,out是测试段进出口水温。

由此可知若无污垢热阻被测试管内部换热系数

其中:Ai和Ao是测试管内外表面积;di和do是测试管内外径;kwall是测试管材料的导热系数。其中对数平均温差TLMTD由下式计算:

ho是管外侧换热系数,通过Gnielinski[19]公式计算得到。该公式具有较高的预测精度(当0.5≤Pr≤2 000,3 000≤Re≤5×106),被广泛应用于生产科研领域:

其中:(μbulk/μwall)0.14是物性参数比,用来修正壁面温度对壁面附近流体黏度的影响;kw是水的导热系数;dh是套管换热器中环型侧的水力直径。其中,f是由Petukhov关联式[20]计算(当3 000≤Re≤5×106时)得出:

进入测试段的工质干度通过预热段的换热量来确定:

其中:Qlat、Qsens分别是潜热和显热;cpl,ref是液态工质定压比热;mref是工质质量流量;hlv是工质汽化潜热;Tsat和Tref,ph,in分别是工质饱和温度和预热段的进口温度;xin是测试段的进口干度。

测试段的出口干度则由式(9)计算:

依据Mofat[21]提供的误差传播计算方式计算实验数据的不确定性,并假设Gnielinski方程的精度为10%。计算结果为测试段总换热系数不确定性为0.51%,管内换热系数不确定性为5%,环形侧水换热量不确定性为0.24%。表1 提供了所有的参数的不确定性。

表1 测量参数误差Table 1 Measurement parameter error

2 结果与讨论

2.1 R410A在光管和1EHTa管内的冷凝流形

当管内工质处于中低流速下,内部流体是在重力的主导下进行冷凝过程,而不是剪切力,内部流形主要集中在分层/分层波状流。CAVALLINI[6]等人根据大量的实验数据,提出了一种管内冷凝换热流动时的流形转变线(公式10),该转变线使用弗洛德数(JG)和马丁内利参数(Xtt)来判别流动状态的改变。他们认为在不考虑观测到的具体流形,仅仅考虑影响冷凝传热系数的参数,对流量范围内进行流形的划分,是更为简单和有效的。在以剪切力为主的环形流态中,温差对传热特性的影响是很小的,而在受重力控制的分层/分层波状流态中,传热系数将受到温差的制约。这与DOBSON 和CHATO[22]的结论相似。如图2、图3所示,基于Cavallini的转变线公式,光管及1EHTa管在测试流速范围内,均处于分层波状流态,即ΔT-dependent。随着质量流速的增加,光管和1EHTa管的数据点逐渐逼近流形转变线。

图2 光管冷凝流形图Fig.2 Flow pattern map of smooth tube

图3 1EHTa冷凝流形图Fig.3 Flow pattern map of 1EHTa tube

图4展示了在实际测试中所拍摄的光管出口局部冷凝流态图。质量流速G＝100 kg·(m2·s)－1,干度在0.2～0.4范围时光管流形呈现平稳的分层波状流(SW),并且液膜随干度的增加而减薄。干度x＞0.4时液膜出现较为明显的波浪状态。当G＝150 kg·(m2·s)－1时,干度在0.2～0.5范围内液膜层都处于较为明显的波浪状态,干度x＞0.5以后液膜层中有液滴飞溅脱离,而被气体夹带,随着干度的增加越来越剧烈。而G＝200 kg·(m2·s)－1时,只有x＝0.2、0.3的状态下是明显的波浪状态,其他干度范围内均出现液滴的飞溅,从而脱离液膜层,甚至出现持续性的液滴夹带现象。管壁顶部有薄薄的液膜流动,出现类似于环形流(S-A)的流动状态。

图4 铜光管出口冷凝流态图Fig.4 Condensation outlet flow pattern of smooth tube

如前所述,Cavallini流形图是在流量范围内进行划分流动状态。本次工作所测试光管的流动状态落于由重力控制的ΔT-dependent分层波浪流区域。根据对实际拍摄的局部流态图可验证Cavallini流形图的准确性。尽管在流速和干度较高时出现了形似环形流动的流形,但这只是剪切力逐渐开始对流态施加更大的影响。在较低流速下,剪切力的作用仅仅使气液界面波动的剧烈,而重力作用占据主导地位。因此气液界面以下液膜流动较为平稳。在此次实验工况范围内,尽管随着流速、干度的增大,剪切力开始对流态施加更大的影响,但是重力始终占据主导地位。观测到的流态从平稳分层流到气液界面剧烈波动,甚至出现密集的液滴夹带现象,但在重力占据主导地位的作用下,始终处于ΔT-dependent分层波浪流区域。

1EHTa管的出口局部流态图如图5所示。质量流速G＝100 kg·(m2·s)－1时的流态与光管流态类似,在较低干度下呈现较为稳定的分层流动。随着干度的增加冷凝液膜减薄,同时气液界面出现较为剧烈的波动。G＝150 kg·(m2·s)－1、干度范围0.2～0.4 时冷凝液膜呈现明显的波浪状流动,x＝0.5时出现更为巨大的波峰,液膜层扰动更为剧烈。当x＞0.5时,出现液滴飞溅、夹带类似环形流动的现象,随着干度增加液膜层进一步减薄,液滴夹带现象更为显著。质量流速达到G ＝200 kg·(m2·s)－1时,在干度0.2 时就表现处极为剧烈的波动,波峰触及管壁顶部。自干度0.3开始,液膜剧烈抖动的同时伴随液滴飞溅和夹带。随着干度增加此类现象更为清晰。干度x＞0.5后底部仍然存在液膜层,当其液滴飞溅及夹带现象极为明显。管壁四周都出现了薄液膜,管子中心区域表现为气体和液滴的混合流动。称之为环形流态。

与光管在Cavallini流形图上的划分一致,所有的1EHTa管的数据点均落在ΔT-dependent分层波浪流区域。与光管类似,在低质量流速下管内流动状态受重力控制,呈现分层波状流态。实际观测则不然,在质量流速G＝200 kg·(m2·s)－1工况下出现明显的环形流动,G＝150 kg·(m2·s)－1较高干度下出现半环形流态。这与Cavallini流形图的划分不匹配。CAVALLINI等[6]是在不考虑观测到的具体流形,从仅考虑对换热有影响的参数出发,对流量范围内进行流形划分的基础上提出的流形图。在仅考虑影响冷凝传热系数的参数时,其对1EHTa管状态位于ΔT-dependent分层波浪流区域内的预测是准确的。在实际观测到的环形流动与半环形流动可能是由于壁面结构带来更多的液膜层扰动,从而使气液界面波动剧烈。在质量流速200 kg·(m2·s)－1时,壁面结构导致液膜湍流剧烈,部分液体被甩出液膜层。而干度增加液膜层减薄,液滴更易飞溅而出,壁面次级花瓣状花纹易于液滴的附着,并在剪切力的作用下拉伸成膜。

因此,在实验测试范围内,1EHTa管的流动状态主要受重力控制。在实际测试中观测到半环型及环形流态,这是可能是由于1EHTa管壁面结构对两相流动施加的影响导致的。

2.2 R410A在光管和1EHTa管内的冷凝换热特性

光管与1EHTa管冷凝换热系数随干度的变化规律如图6所示。1EHTa管的冷凝换热系数较光管大1.12～1.88倍。光管换热系数随干度的增加有轻微的增幅,1EHTa管则有较大的增幅。其原因在于,两相流密度随着干度的增加而降低,对流传热得到改善。此外,1EHTa管在较高干度下出现环形流动,此时冷凝液膜较均匀的分布于管周,液膜层减薄,热阻减小,导致传热系数更高。管壁结构带来的换热面积的增加和液膜热边界层破裂导致的热阻降低,都对传热系数的增加做出贡献。随着干度的增加,1EHTa管底部内凹结构暴露在气相中部分会逐步增加,该部分附着极薄的液膜,这也大大增加了冷凝传热系数。

图6 管内换热系数与干度的关系Fig.6 Relationship between heat transfer coefficient and vapor quality

图7呈现了冷凝换热系数与质量流速的关系。可以看到随着质量流速的增加,光管与1EHTa管的换热系数均有略微的增幅。DOBSON 和CHATO[22]指出在低质量流速下流速的变化对冷凝换热系数的贡献是微乎其微的。这与本次实验结果是相似的。在低质量流量下分层流和分层波状流占据主导地位,在此流态下热量的传递主要通过热传导的方式通过管子顶部液膜。顶部冷凝液在重力作用下向底部汇聚并流出管子。在此状态下,影响传热系数的主要因素是液膜厚度,但液膜厚度在波状流态下对质量流量并不敏感,所以在实验流速条件下传热系数随质量流量的变化不明显。如在前述,1EHTa管在质量流速G＝200 kg·(m2·s)－1时观测到环形流动。在流态理论中,由分层流向环形流过渡时会出现明显的换热性能的提升。实验数据则表现出相对平稳的换热系数,环形流态对换热性能几乎没有影响。可能有以下原因:1)流态理论中的环形流动是由剪切力作为控制力形成的,而实际观测到1EHTa管的环形流是由壁面结构所导致的。2)较低流速下壁面结构在分层流区域的影响与环形流态对换热性能的影响是一致的。1EHTa管冷凝换热系数的增加几乎都由干度带来的,从图中可以明显的看出干度增加对换热系数的贡献是极大的。光管则不然,干度的变化并未带来换热性能的增加。其原因是,1EHTa管的壁面结构对冷凝液膜及内部蒸汽流动带来极大的扰动,一定程度上加强了液相和气相区域的对流换热。与前述相类似,随着干度的提升,底部凸起结构暴露在气相中的区域加大。该区域仅有极薄的液膜覆盖,该区域的扩大导致传热性能的提升。

图7 管内质量流速与换热系数的关系Fig.7 Relationship between heat transfer coefficient and mass flux

本研究定义了PF 性能因子来评价1EHTa管内冷凝换热性能。以光管为基准,工质在管内换热系数的比与换热面积的比的比值。意为除去面积的影响,其余因素对冷凝换热性能的改善。PF 计算公式为

其中,HTC1EHTa和HTCST为1EHTa管和光管的冷凝换热系数,A1EHTa和AST分别为二者的换热面积。

图8为制冷剂R410A 在1EHTa管内进行冷凝换热时的PF 值。

图8 性能因数PFFig.8 Performance factors for the 1EHTa tube

1EHTa 管的PF 因子均在1.5 以上。除了1EHTa管内换热面积的增加会带来冷凝换热系数的提高,表面结构也会对管内换热系数给予正面影响。在3个不同的流速下,PF 因子均随着干度的增加在提高。这与前文讨论类似,在干度提升时1EHTa管的表面结构对换热性能有很好的改善。干度的增加导致液膜层的减薄,管壁内凹结构顶端逐步暴露在气相中,其上覆盖极薄的液膜大大提升换热性能。从图8也可看出,流速的增加并不一定带来PF 因子的增加。质量流速200 kg·(m2·s)－1时,1EHTa管PF 因子较低于其他两个流速,并且在达到最高干度时,PF 因子有所下降。这是由于流速的增加对光管换热系数有轻微的增加,而对1EHTa 管的增幅微乎其微。并且在干度0.8下,观测到的流形为环形流态,此时液膜层已是极薄的,管子壁面结构带来的液膜层湍流、扰动等影响有所下降,导致性能因子的降低。

3 结 论

本次工作主要研究了光管和1EHTa管在不同干度、不同流速时冷凝工况下的内部流态及换热性能。主要结论有:

1)光管和1EHTa管内部流动均受重力控制,即ΔT-dependent。该流态下换热性能依赖管内外温差。根据所拍摄的流形图,发现光管和1EHTa管内部冷凝流态主要集中在分层、分层波浪流。在部分干度和流速下出现半环形、环形流态。

2)1EHTa管在较高干度和流速下出现的半环形、环形流态,是由于管子壁面结构带来液膜层的剧烈扰动导致的,其仍然是受重力控制的流动,剪切力并没有达到环形流所需要的强度。

3)光管和1EHTa管换热性能在实验流速范围内,并未随着流速的增加而显著增加。这是由于在分层或分层波状流态下,液膜厚度对质量流量不敏感。而在此流态下液膜厚度是换热性能的主要影响因素。1EHTa管的冷凝换热系数比光管大1.12～1.88倍。干度的增加对两种管子的换热性能均有提升,并且对1EHTa管的提升较为明显。

4)1EHTa管的PF 因子均在1.5以上,并随干度的增加而增加。但流速的增加并不一定带来PF因子的增加。质量流速200 kg·(m2·s)－1时,1EHTa管PF 因子较低于其他两个流速,并且在达到最高干度时,PF 因子有所下降。