1、蒸汽发生器的热计算蒸汽发生器的热计算 第四章 蒸汽发生器的热计算可分为两种形式：蒸汽发生器的热计算可分为两种形式： 一种是以求取蒸汽发生器所须传热面积为主要目的的计算称为一种是以求取蒸汽发生器所须传热面积为主要目的的计算称为 设计计算。这时是在结构型式和一些基本热工参数已经确定的设计计算。这时是在结构型式和一些基本热工参数已经确定的 条件下，求取传热面积的大小。条件下，求取传热面积的大小。 另一种是对已有设备进行校核计算。这时设备传热面积为已知另一种是对已有设备进行校核计算。这时设备传热面积为已知 量，然后根据一些已知热工参数去计算另一些热工参数，以确量，然后根据一些已知热工参数去计算另一些热
2、工参数，以确 定该设备是否能够满足工作需要。定该设备是否能够满足工作需要。 本章主要介绍蒸汽发生器的设计热计算。本章主要介绍蒸汽发生器的设计热计算。 蒸汽发生器热计算概述蒸汽发生器热计算概述 第四章 在进行蒸汽发生器的设计热计算之前，首先需要知道以下基本参数：在进行蒸汽发生器的设计热计算之前，首先需要知道以下基本参数： (1) 蒸汽发生器的蒸汽产量；蒸汽发生器的蒸汽产量； (2) 一回路冷却剂的工作压力；一回路冷却剂的工作压力； (3) 一回路冷却剂进出蒸汽发生器的温度；一回路冷却剂进出蒸汽发生器的温度； (4) 蒸汽发生器传热管的几何尺寸；蒸汽发生器传热管的几何尺寸； (5) 蒸汽发生器传热
3、管内的冷却剂流速；蒸汽发生器传热管内的冷却剂流速； (6) 蒸汽发生器二回路侧的额定工作压力；蒸汽发生器二回路侧的额定工作压力； (7) 蒸汽发生器二回路侧的给水温度。蒸汽发生器二回路侧的给水温度。 以上参数一般都是在系统方案设计和设备结构设计时确定。以上参数一般都是在系统方案设计和设备结构设计时确定。 第四章 蒸汽发生器的传热面积由传热方程计算得到，即蒸汽发生器的传热面积由传热方程计算得到，即 ln tk Q F 式中，式中，F为传热面积为传热面积,m2； 为换热量，为换热量，W； k为传热系数，为传热系数，W/m2； 为对数平均温差，为对数平均温差，。 Q ln t （4-1） 第四章 蒸
4、汽发生器换热量大小由蒸汽产量确定。蒸汽发生器换热量大小由蒸汽产量确定。 如果是自然循环蒸汽发生器，还要考虑排污带走的热量。如果是自然循环蒸汽发生器，还要考虑排污带走的热量。 计算公式的一般形式为：计算公式的一般形式为： 式中，式中，D为蒸汽发生器的蒸汽产量，为蒸汽发生器的蒸汽产量，kg/s；r为二回路水的汽化潜热，为二回路水的汽化潜热，J/kg； 为蒸汽发生器的排污量，为蒸汽发生器的排污量，kg/s；il、if分别为二回路饱和水比焓和给水进口分别为二回路饱和水比焓和给水进口 比焓，比焓，J/kg。 设计计算时，蒸汽发生器的排污量可按蒸汽产量的设计计算时，蒸汽发生器的排污量可按蒸汽产量的1%估算
5、，即估算，即Dd =1D 。 蒸汽发生器的传热温差一般都是按对数平均温差计算，通用计算式为：蒸汽发生器的传热温差一般都是按对数平均温差计算，通用计算式为： （4-2） fld iiDDrDQ d D t tt t t ln maxmin max min ln （4-3） 第四章 式中：式中： 为所计算换热区间的最大温度端差和最小端差。为所计算换热区间的最大温度端差和最小端差。 在使用公式在使用公式(4-3)计算传热温差时，计算传热温差时，应特别注意：应特别注意：在计算区间内，任意一侧的在计算区间内，任意一侧的 流体都不能既有相变换热又有单相介质换热。流体都不能既有相变换热又有单相介质换热。 对
6、于蒸汽发生器的不同换热区间，如，预热段、蒸发段和过热段，应分段分对于蒸汽发生器的不同换热区间，如，预热段、蒸发段和过热段，应分段分 别计算传热温差和换热量。别计算传热温差和换热量。 在计算传热温差时还应注意的大小是否满足要求在计算传热温差时还应注意的大小是否满足要求，因为此温差的大小会直接，因为此温差的大小会直接 影响到蒸发段的传热面积和二回路的饱和蒸汽压力。当一回路和二回路工质影响到蒸发段的传热面积和二回路的饱和蒸汽压力。当一回路和二回路工质 的特性给定时，大小也是确定的，不需另作确定。的特性给定时，大小也是确定的，不需另作确定。 在蒸汽发生器的设计阶段，为保证热交换能有效进行，一般要求一、
7、二回路在蒸汽发生器的设计阶段，为保证热交换能有效进行，一般要求一、二回路 的最小温差在的最小温差在1025之间。之间。 minmax tt、 当当1.7时，可用算术平均温差代替对数平均温差，这时的误差不超过时，可用算术平均温差代替对数平均温差，这时的误差不超过+2.3% minmax 2 1 tttm （4-4） 第四章 传热系数传热系数k的计算需在分别计算得到一、二回路换热系数及管壁和污的计算需在分别计算得到一、二回路换热系数及管壁和污 垢的导热热阻后，由传热系数公式计算得到：垢的导热热阻后，由传热系数公式计算得到： f o w ii o RR d d k 111 式中：式中：di、do分别
8、为传热管的内径和外径，分别为传热管的内径和外径，m； 为传热管内侧换热系为传热管内侧换热系 数，数，W/(m2 )； 为传热管外侧换热系数，为传热管外侧换热系数，W/(m2 )； 为管壁的为管壁的 导热热阻，导热热阻，(m2 )/W； 为污垢热阻，为污垢热阻，(m2 )/W。 注意：注意：式（式（4-5）是按传热管外侧表面为基准计算传热面积时的传热）是按传热管外侧表面为基准计算传热面积时的传热 系数计算公式。当然，也可以按传热管内表面计算传热面积，这时的系数计算公式。当然，也可以按传热管内表面计算传热面积，这时的 传热系数计算公式与式（传热系数计算公式与式（4-5）略有不同。）略有不同。 i
9、o w R f R （4-5） 第四章 蒸汽发生器的换热量是由冷却剂从反应堆带出的，因此根据热平衡方蒸汽发生器的换热量是由冷却剂从反应堆带出的，因此根据热平衡方 程可程可以求出蒸汽发生器一回路侧的冷却剂流量以求出蒸汽发生器一回路侧的冷却剂流量，即，即 （4-6） oi iiGQ 111 oi ii Q G 11 1 或或 （4-7） 式中，式中，G1为冷却剂流量，为冷却剂流量，kg/s；i1i、i1o分别为蒸汽发生器一回路侧冷分别为蒸汽发生器一回路侧冷 却剂的进、出口比焓，却剂的进、出口比焓，J/kg； 为蒸汽发生器的热效率，一般取为蒸汽发生器的热效率，一般取 。 应当指出的是，这里只是从传热
10、的角度确定冷却剂流量，在实际设计应当指出的是，这里只是从传热的角度确定冷却剂流量，在实际设计 时，还需要综合考虑反应堆的热工水力特性及其它因素后才能确定。时，还需要综合考虑反应堆的热工水力特性及其它因素后才能确定。 99. 097. 0 传热过程：传热过程： 蒸汽发生器的传热，是由温度较高的一回路冷却剂向温度较低的二回蒸汽发生器的传热，是由温度较高的一回路冷却剂向温度较低的二回 路工质进行的。在压水堆核动力装置中，一般都设计成一回路冷却剂路工质进行的。在压水堆核动力装置中，一般都设计成一回路冷却剂 在蒸汽发生器的传热管内流动，二回路工质在传热管外流动。在蒸汽发生器的传热管内流动，二回路工质在传
11、热管外流动。 温度大约为温度大约为300左右的欠饱和压力水进入传热管子后，约以左右的欠饱和压力水进入传热管子后，约以35米米/ 秒的速度流动，向传热管内壁强烈地放热。压力水流出传热管时温度秒的速度流动，向传热管内壁强烈地放热。压力水流出传热管时温度 约降低约降低30左右。左右。 在二回路侧，工质从传热管束获得热量，处于强烈的沸腾状态，产生在二回路侧，工质从传热管束获得热量，处于强烈的沸腾状态，产生 饱和蒸汽或过热蒸汽。饱和蒸汽或过热蒸汽。 当然，对于一些特殊用途的核动力装置，也可能使用管内直流蒸汽发当然，对于一些特殊用途的核动力装置，也可能使用管内直流蒸汽发 生器。这时，一回路冷却剂在管外流动
12、，二路工质在管内流动。不管生器。这时，一回路冷却剂在管外流动，二路工质在管内流动。不管 怎样，蒸汽发生器内的传热过程都由以下几部分组成：怎样，蒸汽发生器内的传热过程都由以下几部分组成： 蒸汽发生器的传热过程蒸汽发生器的传热过程 第四章 传热过程的组成：传热过程的组成： 不管怎样，蒸汽发生器内的传热过程都由以下几部分组成：不管怎样，蒸汽发生器内的传热过程都由以下几部分组成： (1) 一回路冷却剂对管壁的强迫对流换热；一回路冷却剂对管壁的强迫对流换热； (2) 通过管壁和污垢层的导热；通过管壁和污垢层的导热； (3) 传热面管壁对二回路工质的沸腾换热。传热面管壁对二回路工质的沸腾换热。 第四章 一
13、回路冷却剂对管壁的强迫对流换热一回路冷却剂对管壁的强迫对流换热 这里只介绍一回路冷却剂在这里只介绍一回路冷却剂在管内流动的情况管内流动的情况。这时流体在管内的强迫。这时流体在管内的强迫 对流放热一般都处于紊流区，对于这一换热方式，各国热工研究部门对流放热一般都处于紊流区，对于这一换热方式，各国热工研究部门 已作过很多试验研究，得出了许多经验公式。已作过很多试验研究，得出了许多经验公式。 应用最多的是迪图斯应用最多的是迪图斯-贝尔特贝尔特(Ditus-Boelter)公式：公式： n fff PrRe023. 0Nu 8 . 0 ff f f f f f dud Re,Nu 其中：其中： （4-
14、8） 第四章 式中：式中： （4-9） 液体被冷却或气体被加热时液体被冷却或气体被加热时n=0.4，液体被加热或气体被冷却时，液体被加热或气体被冷却时n=0.3。 此式适用于流体与壁面具有中等以下温差的场合，以流体的平均温度此式适用于流体与壁面具有中等以下温差的场合，以流体的平均温度 为定性温度，以管内径为特性尺寸，实验验证适用范围：为定性温度，以管内径为特性尺寸，实验验证适用范围：Ref=104 1.2105；Prf=0.7120； 式（式（4-8）可进一步改写为）可进一步改写为 L d/60 8 . 02 . 0 f udc n f ff f cPr023. 0 8 . 0 由式（由式（4
15、-2）可以看出，强迫对流放热的大小主要取决于一回路水的）可以看出，强迫对流放热的大小主要取决于一回路水的 最大允许流速，目前核动力设备的容量愈来愈大，为了缩小筒体和减最大允许流速，目前核动力设备的容量愈来愈大，为了缩小筒体和减 薄管板，薄管板，趋向于选取高流速，但必须考虑允许的流动压降和侵蚀速率。趋向于选取高流速，但必须考虑允许的流动压降和侵蚀速率。 对于不锈钢管，从防止侵蚀的观点出发，管内流速可允许为对于不锈钢管，从防止侵蚀的观点出发，管内流速可允许为4.66.1 m/s，但是为了降低泵耗功，通常限制管内流速为，但是为了降低泵耗功，通常限制管内流速为3.14.6 m/s。一般。一般 传热管内
16、水的流速在传热管内水的流速在5 m/s左右。左右。 第四章 管壁和污垢层的导热管壁和污垢层的导热 蒸汽发生器内的导热过程包括两部分：蒸汽发生器内的导热过程包括两部分： 一是通过传热管壁的导热；一是通过传热管壁的导热； 另一个是通过污垢层的导热。另一个是通过污垢层的导热。 其中污垢热阻的产生主要在二回路侧，因为由补水带入的杂质其中污垢热阻的产生主要在二回路侧，因为由补水带入的杂质 和回路中的腐蚀产物进入蒸汽发生器后，绝大部分将会滞留下和回路中的腐蚀产物进入蒸汽发生器后，绝大部分将会滞留下 来，这样当蒸汽发生器工作一段时间以后，就会在管壁表面结来，这样当蒸汽发生器工作一段时间以后，就会在管壁表面结
17、 一定厚度的污垢，尽管一般情况下污垢层很薄，但它的导热系一定厚度的污垢，尽管一般情况下污垢层很薄，但它的导热系 数很小，因而会产生很大的热阻，在进行蒸汽发生器的设计时数很小，因而会产生很大的热阻，在进行蒸汽发生器的设计时 必须给予充分的考虑。在一回路侧，冷却剂通常可以保持很高必须给予充分的考虑。在一回路侧，冷却剂通常可以保持很高 的清洁度，因此这一侧的污垢热阻一般可以忽略不计。的清洁度，因此这一侧的污垢热阻一般可以忽略不计。 第四章 1 管壁的导热热阻管壁的导热热阻 传热面金属管壁的热阻是指沿管壁径向的导热热阻，计算公式传热面金属管壁的热阻是指沿管壁径向的导热热阻，计算公式 为为 i o w
18、o w d dd Rln 2 式中：式中：di，do分别为传热管内径和外径，分别为传热管内径和外径，m；w为管壁导热系数，为管壁导热系数， W/m。 由式（由式（4-10）可以看出，影响管壁导热热阻的）可以看出，影响管壁导热热阻的主要因素是主要因素是:传热传热 管材料和管壁厚度管材料和管壁厚度，而管壁厚度又与工作压力、传热管材料和，而管壁厚度又与工作压力、传热管材料和 几何尺寸有关。几何尺寸有关。 （4-10） 第四章 传热管的选取：传热管的选取： 材料的选取材料的选取：在满足耐腐蚀性和加工工艺的前提下，传热管应当尽量在满足耐腐蚀性和加工工艺的前提下，传热管应当尽量 选择强度大、导热系数高的材
19、料。选择强度大、导热系数高的材料。选择高强度材料，选择高强度材料，可使传热管壁厚可使传热管壁厚 度减薄度减薄，这一方面，这一方面有利于减少传热管材料的消耗量，有利于减少传热管材料的消耗量，另一方面另一方面也使传也使传 热管壁的导热热阻下降，如果传热管材料本身也具有较高的导热系数，热管壁的导热热阻下降，如果传热管材料本身也具有较高的导热系数， 则可以大大降低导热热阻，传热系数显著提高，从而使传热面积减少，则可以大大降低导热热阻，传热系数显著提高，从而使传热面积减少， 使整台蒸汽发生器的重量尺寸下降。使整台蒸汽发生器的重量尺寸下降。 传热管直径的确定则传热管直径的确定则需综合考虑，因为受热面管径对
20、蒸汽发生器的结需综合考虑，因为受热面管径对蒸汽发生器的结 构和重量都有很大的影响，构和重量都有很大的影响，一般蒸汽发生器的设计，就是从考虑管径一般蒸汽发生器的设计，就是从考虑管径 开始的，开始的，管径尺寸直接影响到蒸汽发生器的热力计算、水动力计算、管径尺寸直接影响到蒸汽发生器的热力计算、水动力计算、 以及蒸汽发生器的结构。以及蒸汽发生器的结构。管径愈小管径愈小，管壁愈薄，热阻愈小，传热系数，管壁愈薄，热阻愈小，传热系数 也愈高，可使蒸汽发生器的体积紧凑，重量轻，节省材料，成本低。也愈高，可使蒸汽发生器的体积紧凑，重量轻，节省材料，成本低。 因此为了减轻蒸汽发生器的重量和体积，往往希望选取小直径
21、管做为因此为了减轻蒸汽发生器的重量和体积，往往希望选取小直径管做为 传热面。传热面。 第四章 传热管的选取：传热管的选取： 但是管径选得也不能太小，否则又会带来一些新的问题：但是管径选得也不能太小，否则又会带来一些新的问题： (1) 大量细小的传热管管孔给管板的加工、制造带来困难。大量细小的传热管管孔给管板的加工、制造带来困难。 (2) 在水力光滑区，流动摩擦阻力与管径的在水力光滑区，流动摩擦阻力与管径的1.25次方成反比，因此过度次方成反比，因此过度 减小管径会使流动阻力大幅度增加，增加泵耗功。减小管径会使流动阻力大幅度增加，增加泵耗功。 (3) 如果保持冷却剂流速不变，则传热管数量增加，管
22、束直径增大，如果保持冷却剂流速不变，则传热管数量增加，管束直径增大， 使蒸汽发生器的管束结构变得矮胖，这样既给管板加工带来困难，也使蒸汽发生器的管束结构变得矮胖，这样既给管板加工带来困难，也 不利于二回路侧的水循环。不利于二回路侧的水循环。 (4) 如果保持传热管数量和管束直径不变，则管束高度增加，细长的如果保持传热管数量和管束直径不变，则管束高度增加，细长的 传热管刚性差，运行时容易产生振动。为了防止振动的发生，需增加传热管刚性差，运行时容易产生振动。为了防止振动的发生，需增加 支撑板数量，这样既增加了制造成本，也增加了二回路侧的流动阻力。支撑板数量，这样既增加了制造成本，也增加了二回路侧的
23、流动阻力。 第四章 2 污垢热阻污垢热阻 污垢热阻是由于管壁积垢而产生的热阻。污垢热阻是由于管壁积垢而产生的热阻。 自自20世纪世纪30年代年代Sieder提出污垢系数的概念以来，各国科学家对污垢提出污垢系数的概念以来，各国科学家对污垢 的形成机理进行了大量的研究，力图为换热设备的设计提供一个通用的形成机理进行了大量的研究，力图为换热设备的设计提供一个通用 而又准确的预测模型，但由于污垢的形成过程非常复杂，涉及多个学而又准确的预测模型，但由于污垢的形成过程非常复杂，涉及多个学 科的相互交叉科的相互交叉,使得实际研究工作进展缓慢。使得实际研究工作进展缓慢。 目前在工程设计中目前在工程设计中,对污
24、垢热阻的影响往往采用以下三种方法来确定。对污垢热阻的影响往往采用以下三种方法来确定。 （）降低换热系数，以考虑相应侧污垢的影响；（）降低换热系数，以考虑相应侧污垢的影响； （）列出专项（）列出专项,采用经验数据。（这是通常采用的一种方法）采用经验数据。（这是通常采用的一种方法） （）在计算传热系数时，不计污垢热阻，而在确定传热面时引入一（）在计算传热系数时，不计污垢热阻，而在确定传热面时引入一 个考虑了污垢层热阻影响的安全系数。个考虑了污垢层热阻影响的安全系数。 多数情况下采用第二种方法。多数情况下采用第二种方法。不同设计者根据各自的实验和运行经验，不同设计者根据各自的实验和运行经验， 使用的
25、污垢热阻值的大小各不相同，一般大约在使用的污垢热阻值的大小各不相同，一般大约在0.261040.52104 (m2 K)/W之间。之间。 第四章 二回路侧的沸腾换热二回路侧的沸腾换热 沸腾沸腾是通过大量汽泡的形成、成长和运动将工质由液态转换到是通过大量汽泡的形成、成长和运动将工质由液态转换到 汽态的一种剧烈蒸发过程，汽态的一种剧烈蒸发过程，是对流换热的主要方式之一是对流换热的主要方式之一，它广，它广 泛存在于日常生活和各种工业技术领域。泛存在于日常生活和各种工业技术领域。 沸腾换热是一种高强度热传递方式，沸腾换热是一种高强度热传递方式，按沸腾发生的条件可分为按沸腾发生的条件可分为 均质沸腾和非
26、均质沸腾。均质沸腾和非均质沸腾。前者前者是指在液体内部没有固定的加热是指在液体内部没有固定的加热 壁面，汽泡是由能量较集中的液体高能分子团的运动与聚集而壁面，汽泡是由能量较集中的液体高能分子团的运动与聚集而 产生的，产生的，非均质沸腾非均质沸腾主要是指汽泡在与液体接触的固体加热面主要是指汽泡在与液体接触的固体加热面 上产生、成长的沸腾过程，故又称表面沸腾。上产生、成长的沸腾过程，故又称表面沸腾。 第四章 在非均质沸腾中在非均质沸腾中，按照沸腾液体的流动特性，按照沸腾液体的流动特性，又可分为大容积又可分为大容积 沸腾和流动沸腾。沸腾和流动沸腾。前者前者是指浸没于原来静止的容器内的加热面是指浸没于
27、原来静止的容器内的加热面 上的液体所发生的沸腾，流体的流动是由自然对流和汽泡的成上的液体所发生的沸腾，流体的流动是由自然对流和汽泡的成 长、运动所形成的对流而引起的。长、运动所形成的对流而引起的。而流动沸腾而流动沸腾则是指在定向运则是指在定向运 动的液体中发生的沸腾，这种定向运动既可由外力驱动所致，动的液体中发生的沸腾，这种定向运动既可由外力驱动所致， 也可以由自然对流形成。也可以由自然对流形成。 在自然循环蒸汽发生器和管外直流蒸汽发生器中在自然循环蒸汽发生器和管外直流蒸汽发生器中，二回路侧工，二回路侧工 质在管间沸腾。关于这一类型的沸腾换热计算，有人认为可以质在管间沸腾。关于这一类型的沸腾换
28、热计算，有人认为可以 用管内流动沸腾换热公式，但在工程上大都采用大空间核态沸用管内流动沸腾换热公式，但在工程上大都采用大空间核态沸 腾换热公式计算。而在管内直流蒸汽发生器中，则只能按流动腾换热公式计算。而在管内直流蒸汽发生器中，则只能按流动 沸腾换热计算。沸腾换热计算。 第四章 1 大容积沸腾换热大容积沸腾换热 液体主体温度达到饱液体主体温度达到饱 和温度和温度ts，壁温，壁温tw高于高于 饱和温度时所发生的饱和温度时所发生的 沸腾沸腾称为饱和沸腾。称为饱和沸腾。 水在大容积内的饱和水在大容积内的饱和 沸腾曲线如图沸腾曲线如图4-1所示。所示。 可以看出，在饱和沸可以看出，在饱和沸 腾时，随着
29、壁面过热腾时，随着壁面过热 度的增高，会出现度的增高，会出现四四 个换热规律全然不同个换热规律全然不同 的区域。的区域。 第四章 1 大容积沸腾换热大容积沸腾换热 在在AB区域内区域内，壁温仅，壁温仅 超过液体的饱和温度超过液体的饱和温度 几度，还达不到产生几度，还达不到产生 汽泡所必需具有的过汽泡所必需具有的过 热度时，壁面传给液热度时，壁面传给液 体的热量不足以使液体的热量不足以使液 体产生相变，沸腾不体产生相变，沸腾不 发生，因此，发生，因此，壁面与壁面与 液体之间的热交换属液体之间的热交换属 于单相流体自然对流于单相流体自然对流 换热。换热。 第四章 1 大容积沸腾换热大容积沸腾换热
30、当过热度增加到一定当过热度增加到一定 数值后，数值后，从壁面上从壁面上B 点开始产生汽泡。点开始产生汽泡。随随 着加热面热流密度进着加热面热流密度进 一步增加，壁面温度一步增加，壁面温度 升高，过热度增加。升高，过热度增加。 这时可以观察到汽泡这时可以观察到汽泡 在加热面许多核心位在加热面许多核心位 置上形成、长大和跃置上形成、长大和跃 离的现象，汽泡在加热面上的形成与增长将液体从表面处排开，汽泡离的现象，汽泡在加热面上的形成与增长将液体从表面处排开，汽泡 跃离加热面后液体又流回来，使液体在加热面上产生强烈的扰动跃离加热面后液体又流回来，使液体在加热面上产生强烈的扰动, 换换 热系数和热流密度
31、都急剧增大。热系数和热流密度都急剧增大。由于由于这时汽化核心产生的汽泡对换热这时汽化核心产生的汽泡对换热 起着决定性的影响，故而称其为核态沸腾。起着决定性的影响，故而称其为核态沸腾。 第四章 1 大容积沸腾换热大容积沸腾换热 在接近在接近C点处点处，过热，过热 度的增加使加热面上度的增加使加热面上 大量增加的汽泡逐渐大量增加的汽泡逐渐 形成蒸气膜，将液体形成蒸气膜，将液体 和加热面隔开，液体和加热面隔开，液体 难于和加热面接触。难于和加热面接触。 此时，过热度的增加此时，过热度的增加 并不再使传热量有显并不再使传热量有显 著的增加，曲线达到著的增加，曲线达到 最高点，最高点，热流密度达热流密度
32、达 到液体核态沸腾时的到液体核态沸腾时的 最大值最大值 。 qc 第四章 1 大容积沸腾换热大容积沸腾换热 在在CD区间内，区间内，加热面加热面 上部分处于核态沸腾，上部分处于核态沸腾， 部分处于膜态沸腾，膜部分处于膜态沸腾，膜 态沸腾和核态沸腾交替态沸腾和核态沸腾交替 出现，处于不稳定状态，出现，处于不稳定状态， 因此因此一般称其为过渡沸一般称其为过渡沸 腾。腾。在此区间内，随着在此区间内，随着 ts的升高，膜态沸腾的升高，膜态沸腾 部分愈来愈大，换热热部分愈来愈大，换热热 流密度也不断下降，流密度也不断下降，在在 D点处热流密度达到最点处热流密度达到最 低值低值qmin，形成稳定的，形成稳
33、定的 膜态沸腾。膜态沸腾。 第四章 1 大容积沸腾换热大容积沸腾换热 进入稳定膜态沸腾区进入稳定膜态沸腾区 域之后域之后，液体与加热，液体与加热 面间的温差很大，加面间的温差很大，加 热面的温度上升得很热面的温度上升得很 高，这时加热面通过高，这时加热面通过 蒸汽向液体的辐射传蒸汽向液体的辐射传 热逐渐增加到相当大热逐渐增加到相当大 的数值，因此，的数值，因此，热流热流 密度随密度随ts的增加出现的增加出现 再增加的趋势，一直再增加的趋势，一直 到加热面烧毁为止。到加热面烧毁为止。 第四章 1 大容积沸腾换热大容积沸腾换热 C点是沸腾换热曲线上点是沸腾换热曲线上 非常重要的一个极值非常重要的一
34、个极值 点。点。因为当核态沸腾因为当核态沸腾 从从C点转变为膜态沸腾点转变为膜态沸腾 时，换热将急剧恶化，时，换热将急剧恶化， 特别是在定热流加热特别是在定热流加热 的情况下，的情况下，只要热流只要热流 密度值略大于，密度值略大于，加热加热 壁面的温度就会壁面的温度就会 急剧飞升至急剧飞升至E点。点。当过热度增加到一定如果这时壁温已超过金属材料当过热度增加到一定如果这时壁温已超过金属材料 能承受的温度，则金属壁将烧红，甚至烧毁。因此，能承受的温度，则金属壁将烧红，甚至烧毁。因此，C点对应的热流点对应的热流 密度称为临界热负荷密度称为临界热负荷(CHF)。这种由于换热偏离核态沸腾（这种由于换热偏
35、离核态沸腾（DNB）而）而 造成的传热恶化一般造成的传热恶化一般称为第一类沸腾传热恶化，或第一类沸腾危机。称为第一类沸腾传热恶化，或第一类沸腾危机。 第四章 在压水堆动力装置中，在压水堆动力装置中，自然循环蒸汽发生器自然循环蒸汽发生器一般都具有较高的循环一般都具有较高的循环 倍率，蒸发段的平均热负荷远低于临界热负荷，倍率，蒸发段的平均热负荷远低于临界热负荷，不会出现第一类沸不会出现第一类沸 腾传热恶化。腾传热恶化。 对于大容积沸腾换热的研究，已有几十年的历史，积累了大量的资对于大容积沸腾换热的研究，已有几十年的历史，积累了大量的资 料和经验或半经验公式。但是，由于影响沸腾换热的因素很多，如料和
36、经验或半经验公式。但是，由于影响沸腾换热的因素很多，如 热负荷、工作压力、壁面材料、表面粗糙度、介质种类、加热方式热负荷、工作压力、壁面材料、表面粗糙度、介质种类、加热方式 等。因此，等。因此，迄今为止还没有一个公认的通用计算公式。迄今为止还没有一个公认的通用计算公式。 工程中使用较多的是罗逊诺工程中使用较多的是罗逊诺(Rohsenow)的计算公式的计算公式 m l gll w slp gr q C r tc Pr 31 , （4-11） 第四章 式中：式中： 为饱和液体的定压比热容，为饱和液体的定压比热容，J/ (kg )；r为汽化潜热，为汽化潜热，J/kg； g为重力加速度，为重力加速度，
37、m/s2；q为热流密度，为热流密度，W/m2； 为壁面为壁面 过热度，过热度，； 为饱和液体的动力粘度，为饱和液体的动力粘度，kg/ (m s)； 、 为相应于为相应于 饱和液体和饱和蒸气的密度，饱和液体和饱和蒸气的密度，kg/m3； 为液体为液体-蒸气界面的表面张力，蒸气界面的表面张力， N/m；Prl为饱和液体的普朗特准则数；为饱和液体的普朗特准则数；m为经验指数，对于水为经验指数，对于水m=1， 对于其他液体对于其他液体m=1.7； 实验常数，与介质和加热面金属的配合情况实验常数，与介质和加热面金属的配合情况 有关，有关，具体数值可阅文献。具体数值可阅文献。 （4-12） sws ttt
38、 l l g w C 对于压力对于压力p=0.14.0 MPa压力下的水，压力下的水，俄罗斯学者推荐的饱和沸腾计俄罗斯学者推荐的饱和沸腾计 算式为算式为: 7 . 015. 0 557. 0qp 式中，式中，为换热系数，为换热系数，W/m2 ；p为绝对压力，为绝对压力，Pa；q为热流密度为热流密度, W/m2。 lp c , 第四章 2 管内流动沸腾换热管内流动沸腾换热 管内沸腾放热的主要管内沸腾放热的主要特点是流特点是流 体的运动受到管壁的严格限制。体的运动受到管壁的严格限制。 大容积沸腾所具有的沸腾工况大容积沸腾所具有的沸腾工况 也存在于管内沸腾中，但是由也存在于管内沸腾中，但是由 于两相
39、流动对沸腾有很大的影于两相流动对沸腾有很大的影 响，使管内沸腾具有与大容积响，使管内沸腾具有与大容积 沸腾所不同的一些特点。沸腾所不同的一些特点。 图图4-2是均匀低加热热流下垂直是均匀低加热热流下垂直 管道内流动沸腾时的流型演变、管道内流动沸腾时的流型演变、 传热工况过渡、壁温和流体温传热工况过渡、壁温和流体温 度分布情况。度分布情况。 第四章 2 管内流动沸腾换热管内流动沸腾换热 过冷液体以一定流速从管道底部流入，过冷液体以一定流速从管道底部流入， 在向上流的过程中不断被加热。当避面在向上流的过程中不断被加热。当避面 温度低于起始沸腾所需要的过热度时，温度低于起始沸腾所需要的过热度时， 流
40、动为单相流动，流动为单相流动，换热为强迫单相对流换热为强迫单相对流 换热。换热。 当壁面温度达到一定数值后，当壁面温度达到一定数值后，壁面上开壁面上开 始产生气泡，换热进入沸腾换热区。在始产生气泡，换热进入沸腾换热区。在 这一区段内，当液体温度低于当地饱和这一区段内，当液体温度低于当地饱和 温度时，温度时，称为过冷沸腾，相应的流型为称为过冷沸腾，相应的流型为 泡状流。泡状流。 当液体温度达到当地饱和温度时当液体温度达到当地饱和温度时，称为，称为 饱和核态沸腾，流型则随着汽泡的聚集、饱和核态沸腾，流型则随着汽泡的聚集、 长大而由泡状流转变为弹状流。长大而由泡状流转变为弹状流。 第四章 2 管内流
41、动沸腾换热管内流动沸腾换热 当含汽量达到一定值时当含汽量达到一定值时，将在管中心形，将在管中心形 成蒸汽芯，而液体则被排挤到壁面，呈成蒸汽芯，而液体则被排挤到壁面，呈 环状液膜，这时的环状液膜，这时的流型被称为环状流，流型被称为环状流， 换热也逐渐进入液膜蒸发区。换热也逐渐进入液膜蒸发区。 随着环状流的进一步发展随着环状流的进一步发展，液膜会变得，液膜会变得 越来越薄，当含汽率达到某一临界值时，越来越薄，当含汽率达到某一临界值时， 液膜将被蒸干，液膜将被蒸干，相对应的点称为干涸点，相对应的点称为干涸点， 或蒸干点。或蒸干点。这时，液相以液滴的形式弥这时，液相以液滴的形式弥 散于汽流中，散于汽流
42、中，称为雾状流。称为雾状流。汽相则与壁汽相则与壁 面直接接触，呈现为湿蒸汽的强迫对流面直接接触，呈现为湿蒸汽的强迫对流 换热，因而引起换热系数陡降，壁面温换热，因而引起换热系数陡降，壁面温 度大幅度上升。度大幅度上升。 这种由于液膜蒸干而引起的传热恶化称这种由于液膜蒸干而引起的传热恶化称 为第二类传热恶化，或第二类沸腾危机为第二类传热恶化，或第二类沸腾危机. 第四章 2 管内流动沸腾换热管内流动沸腾换热 当汽流中的液滴全部蒸发后当汽流中的液滴全部蒸发后，流动转变，流动转变 为单相蒸汽流动，为单相蒸汽流动，相应的换热是单相对相应的换热是单相对 流换热。流换热。 在高负荷、高过冷度条件下，在高负荷
43、、高过冷度条件下，管内流动管内流动 沸腾也可能发生膜态沸腾而引发第一类沸腾也可能发生膜态沸腾而引发第一类 传热恶化。传热恶化。 但在压水堆直流蒸汽发生器中，但在压水堆直流蒸汽发生器中，由于热由于热 负荷和一回路温度都比较低，因此负荷和一回路温度都比较低，因此一般一般 不会发生膜态沸腾，而第二类传热恶化不会发生膜态沸腾，而第二类传热恶化 的出现却是不可避免的。的出现却是不可避免的。这时，由于热这时，由于热 负荷较低，蒸汽流速快，又有液滴对壁负荷较低，蒸汽流速快，又有液滴对壁 面进行冷却，因此不会象发生第一传热面进行冷却，因此不会象发生第一传热 恶化那样对壁面造成严重破坏。恶化那样对壁面造成严重破
44、坏。 第四章 由于管内流动沸腾换热特性随流型的改变会发生很大变化，因此，由于管内流动沸腾换热特性随流型的改变会发生很大变化，因此，直直 流蒸汽发生器的热力计算须分段进行。流蒸汽发生器的热力计算须分段进行。如果是进行初步的估算，则可如果是进行初步的估算，则可 以简单地将流道以简单地将流道分成三段计算分成三段计算，即以沸腾起始点和蒸干点为分区点，即以沸腾起始点和蒸干点为分区点， 将换热区划分为过冷水区、沸腾区和过热蒸汽区。将换热区划分为过冷水区、沸腾区和过热蒸汽区。 其中沸腾起始点位置其中沸腾起始点位置的确定可以利用的确定可以利用Bergles等人提出的计算式进行计等人提出的计算式进行计 算：算：
45、 0234. 0 16. 2 156. 1 8 . 1 p swONB ttpCq 式中：式中： ；q为热流密度，为热流密度，W/m2；p为压力，为压力，bar；tw为壁面温为壁面温 度，度，；ts为饱和温度，为饱和温度，。 计算时，计算时，须分别按热平衡和单相对流换热公式确定沸腾起始点的流体须分别按热平衡和单相对流换热公式确定沸腾起始点的流体 平均温度和对流换热系数，并通过试算最后确定沸腾起始点位置。平均温度和对流换热系数，并通过试算最后确定沸腾起始点位置。 1082C （4-13） 式中：式中：p为压力，为压力，Pa； 为质量流速为质量流速, 。 公式的实验范围：公式的实验范围： MPa；
46、 。 第四章 蒸干点的位置蒸干点的位置可以通过计算可以通过计算界限含汽率界限含汽率来确定，来确定，即流道中蒸干点处的即流道中蒸干点处的 含汽率通常称为界限含汽率含汽率通常称为界限含汽率。 计算界限含汽率的公式比较多计算界限含汽率的公式比较多，其中多罗舒克等人的经验公式在蒸汽，其中多罗舒克等人的经验公式在蒸汽 发生器参数范围内的计算值与实验值相符，更多的公式介绍可参见文发生器参数范围内的计算值与实验值相符，更多的公式介绍可参见文 献。献。 （4-14） 45. 0 15. 0 586. 1 Gpxc G smkg 2 2000500G smkg 2 第四章 前苏联中央锅炉汽轮机前苏联中央锅炉汽轮
47、机 研究所还根据实验数据研究所还根据实验数据 绘制了确定汽水混合物绘制了确定汽水混合物 在竖直管内在竖直管内(内径内径di32 mm)和水平管内和水平管内(内径内径 di15 mm) 的界限含汽率的界限含汽率 线算图（如图线算图（如图4-3所示），所示）， 利用该图可以比较方便利用该图可以比较方便 地得到临界含汽率。地得到临界含汽率。 第四章 对于管内沸腾换热的计算，现有的公式很多。对于管内沸腾换热的计算，现有的公式很多。但由于两相流动和换但由于两相流动和换 热的机理非常复杂，迄今还没有一个普遍适用的计算公式，只能根热的机理非常复杂，迄今还没有一个普遍适用的计算公式，只能根 据实际情况酌情选用；据实际情况酌情选用； 目前使用比较多的是陈氏计算公式目前使用比较多的是陈氏计算公式。该公式是建立在叠加传热原则。该公式是建立在叠加传热原则 基础上的，即认为管内流动沸腾换热的总换热量等于核态沸腾和强基础上的，即认为管内流动沸腾换热的总换热量等于核态沸腾和强 迫对流换热之和。其基本定义式为迫对流换热之和。其基本定义式为 swgfwl ttttq （4-15） 式中：式中： 为按迪图斯为按迪图斯-贝尔特公式计算的分液相对流换热系数，即贝尔特公式计算的分液相对流换热系数，即 l F d l
