本实验采用的物系是混合戊烷2水，摩尔组成如下：nC5=68.0，iC5=31.0，C4和C6正烷烃各为015，它们的混合物性可按混合规则计算。实验用的直接接触式环流换热器。气升管<=90mm，循环水降液管<=100mm，蒸气逸出管<=100mm.环流换热器高416m，气升管与降液管均高410m，两管间距015m，有效实验段为316m.冷凝器采用卧式列管，总换热面积为2m2。为了提高戊烷的回收率，减少原料的损失，在回收罐顶设置冷阱。冷阱的容积20L，内有一根6m长的铜制蛇管与回收罐相连，冷却介质为冰水混合物。戊烷进料采用氮气加压法，并通过转子流量计（流程0～25Lh）和进料阀控制。

　　实验前换热器内注满水并加热至指定温度，低沸点工质从换热器的底部进入，与气升管内的连续相热介质接触后立即气化，产生的蒸气推动热介质循环；降温后的热介质经过加热又重新升温至接触前的温度，工质蒸气则由换热器的顶部逸出，经过冷凝后循环使用。

　　实验在常压下进行，热水温度在40～55℃的范围内，戊烷的进料量为5～20Lh，实验中的孔板直径<=5mm.

　　2　实验结果分析与讨论

　　21　连续相和分散相的平均传热温差

　　连续相的温度分布随着热水（电荒加剧促进空气能热水器行业发展）的初始温度和工质流量变化，分散相的温度（即工质沸点）随着轴向压力分布而变化，而轴向的压力又受气含率的影响。给出了一组连续相和分散相的温度分布曲线，虚线处表示分散相已完全气化。在气化段内，连续相不断放热导致其温度沿轴向逐渐下降，待分散相完全气化后则认为温度基本恒定，因此可通过连续相的轴向温度分布判断气化段高度。积分可以求算气化段内两相间的平均传热温差。平均传热温差是关系戊烷气化传热的重要变量，有的文献中忽略了连续相的温度变化和静压头对工质沸点的影响而采用热水的初始温度进行关联。在本实验中连续相的温度变化和静压头对实验结果都有影响。可以看到在同一工质流量下，连续相的初始温度越高，平均传热温差越大；在相同的初始温度下，平均传热温差随工质流量的增大有略微下降的趋势。

　　22　气化段高度

　　气化段高度由连续相的温度分布来判断，实验表明它随平均传热温差的增大而减小，当平均传热温差低于某一值（<115℃）时，在有效实验段内气化段尚未结束，此时hv>316m；流量对气化段高度的影响不很显著。当平均传热温差增大并达到某一值（1010℃）时，分散相液滴迅速气化完毕，同时连续相的循环速度增大，戊烷液滴随循环热介质上行的速度也增大，因此气化段高度基本表现为一个恒定值。本文中，此极限值为016m.由于热水和戊烷接触后即开始降温，同时热水的循环流动带动戊烷液滴上行，使得戊烷上升的实际速度加快，因此Sideman（1964）提出有关气化段高度的微观模型不适用于本实验。为了便于模型建立和理论设计计算，本文认为气化段高度仅取决于连续相和分散相的平均传热温差，将实验数据进行关联得到公式。

　　23　气化段平均体积传热系数

　　平均体积传热系数定义，Q为工质完全气化所需吸收的热量，因此工质流量增大意味着整个气化段的传热量增大，同时气含率也增大，这样就增大了气2液2液三相的湍动程度，使得传热系数加大。根据式（3）可见传热温差低有利于体积传热系数的增大，但是式表明传热温差低又导致气化段高度的增大，这对体积传热系数的增大又起了反作用，结合两式得：平均体积传热系数随两相间平均传热温差的增大而减小。

　　根据两相流传热理论，增大液速抑制了气相的湍动效果，不利于两相间的传热。在同一工质流量下，平均传热温差大时连续相的循环液速也大，从这点也说明传热温差较低时促进传热系数的增大。

　　然而在实际应用中不能只考虑传热温差的影响，还要注意到降低传热温差会增大气化段高度，使得设备投资增大。对于本实验来说，平均传热温差在115～1115℃时，气化段高度为315～016m.

　　3　DCRE的泡滴群体积传热系数模型

　　31　模型的建立与推导

　　有关单个液滴在停滞的不互溶连续相中垂直上升的传热模型已经比较成熟，模型表明对流传热膜系数取决于泡滴的直径、蒸发状态和传热温差。

　　又考虑到传热温差的影响，提出了准数形式关联的半经验公式在DCRE的运行过程中，连续相是流动的，而且静压头对传热温差的影响较大，基于以上等人的工作，本文作如下假定：①泡滴呈球形；②分散相内铺展的液膜极薄，内部无环流；③液滴在上升过程中按刚性球处理；④分散相的温度等于工质的沸点，并随轴向的压力梯度而变化；⑤不考虑泡滴的聚并和破裂现象；⑥轴向上同一截面处的泡滴直径无径向分布；⑦泡滴内未气化的液相热阻远小于连续相的热阻。所以采用准数关联形式气升管截面气含率Ε与泡滴的直径d、密度Θd和上升速度Ub都是沿气升管轴向高度z随着气化分率x变化的，所以Pe和Ja也是随x而变化的，因此Kv沿气升管轴向最终表现为x的函数。

　　对于单个液滴与连续相的物性和喷嘴的直径有关，已给出了相应的关联式。推导出气升管气化段内的气含率分布表达式表示工质完全气化后的气含率，由定义提出的关联式算。式积分即可求平均体积传热系数。

　　32　平均体积传热系数的模型计算

　　用式计算平均体积传热系数时是相当麻烦的。为了方便，本文在模型推导过程中各参数均采用平均值，并在实验基础上进行了回归。

　　根据式求气化段内的平均气含率，气化段内的分散相的平均密度分散相泡滴的平均密度代入式中即得用准数表示的平均体积传热系数方程表明平均体积传热系数随着工质流量的增大而增大，随平均传热温差的增大而减小；模型值与实验值吻合得很好，偏差基本在-10～10的范围内。平均体积传热系数模型值与实验值的比较这与式中的结论基本相符，从而又进一步验证了实验结果。

　　33　体积传热系数分布的模型计算

　　如前所述，随着工质气化分率的变化，体积传热系数沿气升管轴向也变化。假设连续相和分散相之间不发生传质，这样就得到体系的动量方程对于此微分方程可采用龙格2库塔法求算，再联立式即可得到轴向气化分率分布。

　　结合式即得气升管内半经验半理论体积传热系数轴向分布模型。

　　34　模型计算结果的分析与讨论

　　体积传热系数分布的模型计算值与传热温差、工质流量的关系。在液滴的气化传热过程中，热量主要通过泡滴底部的液相边界层传递给泡滴，随着液滴的蒸发，底部液相边界层面积的相对减小，所以传热系数沿轴向逐渐下降。

　　4　结论

　　（1）平均体积传热系数随工质流量的增大而增大，随平均传热温差的增大而减小。

　　（2）随着工质的不断气化，两相间的温差也发生变化，从而导致轴向上的体积传热系数随上升高度而逐渐下降。

　　（3）在实验基础上，结合微观的液滴气化传热理论，推导出相应的半经验半理论的平均体积传热系数模型和气升管内体积传热系数轴向分布模型，使该模型的适应范围更为广泛。