数值模型：板翅式换热器微通道内汽化相变过程
板翅式换热器中换热过程都伴随着相变，冷流体发生蒸发相变，相对于单相区对流换热，相变区域的潜热换热过程传热性能更强，是换热器中的关键的换热发生区域。板翅式换热器性能提升的关键在于正确掌握两相相变过程中的热值传递特性。
针对板翅式换热器的两相研究主要集中于不同结构分配器的分配性能分析以及两相均布器的性能优化。因此，需要建立适用的传热传质模型，以反映板翅式换热器的汽化相变过程。
1.1 模型对象描述
通常板翅式内部结构如图 1 所示，由流道的入口流入后，通过封条未堵住的通道开口，流入对应流道的换热翅片层，经过一定长度的均流分布段后，均匀流入包含翅片的换热通道，并与相邻层间不同流道的介质发生换热，在经过均流段汇集至出口对应的封头区域，最后从出口流出。
流体在流动通道中发生的传热过程根据流体相态可以分为3 个阶段：过冷段、两相段、过热段。对于冷流体在整个过程中存在汽化沸腾现象，其中 带来的不同相间的热值过程对传热的影响十分显著。
则正确描述两相段的汽化相变过程在板翅式换热器的传热性能研究中十分关键。 板翅式换热器中，冷流体在低干度下的汽化相 变过程属于流动沸腾，此时主要的传质发生区域是聚集在换热表面。对于产生的气泡，热容相对小， 局部温度会上升，使得周围液相汽化，气泡尺寸增 长，然后脱离壁面。
对于中干度情况下，环状流的气液发生分层，换热表面接触的主要相仍为液相， 因此传质过程与低干度类似，但在气泡成长后会发 生突入中间气相部分的现象，在液膜较薄的情况下，可能会发生液膜断裂，气相与换热壁面直接接 触，传热性能开始发生下降。在高干度雾状流，换 热壁面主要接触气相，为显热传热，气相热容小，温度上升快，传热性能急剧下降，传质区域主要发 生在两相的相界面。
换热通道内介质两相间的相互作用主要有以下 3 种：
1）气相成核、脱离过程；
2）气泡成长突破液膜的过程；
3）气相流速增大，撕裂液膜、夹带液滴的过程。
在整个汽化相变过程中，起到决定性作用的力有 5 种，分别是气相粘性力、液相粘性 力、气液相间表面张力、气液相间的剪切作用力、重力，如图 2 所示。 通过在模型的连续性方程中加入气液两相质量传递源项，在动量方程中加入表面张力源项和剪 切力源项，在能量方程中加入潜热传热源项，从而 将汽化相变过程需要考虑的各个因素反映到控制方程中。
1.2 控制方程
根据 N-S 方程，对于图示的 3 种类型的控制单元，针对汽化相变模型可建立如下的基本控制方程。气相和液相的连续性方程如下：
式中，αl 和α1 分别代表控制单元内部气相和液相的体积分数；右侧为传质质量源项 Sm，反映传质 过程中两相间的传质质量；Fσ 为表面张力项； ∇·(k∇T)为显热源项，Q 为潜热源项；Fσ 表面张力 项，可通过连续表面张力（CSF）模型求取：
本文数值模拟使用的模型如图 3 所示，选用了 平直形板翅式换热器的换热通道为例，基于商用软 件 FLUENT 进行流动模拟。
采用 VOF 模型作为模 拟两相流模型，连续表面张力模型（CSF）作为模 拟表面张力模型，实现两相分布、流型转变过程的模拟；同时通过 FLUENT 的用户自定义方程(UDFs) 分别建立针对壁面及非壁面的传质模型，以实现通 过对网格类型的判断以采用不同方式计算传质质量，模拟实现气泡形成、突破液膜的过程；采用VOF-CSF 模型作为表面张力模型。
模拟使用六面体结构化网格进行网格划分，对通 道表面的边界层区域以及可能出现气液交界面的区 域进行了加密。网格独立性验证结果如下，在最大网格尺寸不超过 0.05 mm 时且壁面附近的网格单元尺寸不超过 0.0025 mm 时，换热系数及传质质量计算误 差低于 2%。因此采用 0.05 mm 作为基准网格尺寸及 0.0025 mm 作为边界层加密尺寸，保证模拟结果精度。
3.1 模型验证
模型验证结果如图 4 所示。 通过与实验结果对比，两相工况下传热趋势与 实验结果趋势一致，最大的误差为 10.57%，出现在 低干度区域。平均传热系数的偏差为 6.6%。
3.1 不同干度下流型模拟
分别针对质流密度对应的工况进行模拟，对应的近饱和流的相变情况如图 5 所示。 在低干度工况下，气相占据空间较少，气泡以离散形式存在，受到液相拖曳而流动，此时气液两 相的流速是相同的，不存在滑移速度。
在中干度工况下，由于气相增加，占据空间也随之增加，气泡之间形成连续的气流，从而将液相 阻断，形成气液交界面。在换热器的流动通道为水 平且流动速度较低的情况下，由于重力的作用，使得液相会向通道一侧聚集，此时形成的流型为分层 流；在换热器流动通道方向为竖直方向的情况下， 液相不会发生单层聚集的情况，此时由于液相粘性力及气液相间表面张力的作用下，液相会趋向于附着在通道表面，而气相在通道中心流动，气相的流 动速度会高于液相，产生滑移速度，此时的流型为 环状流；在通道水平且高质流密度的情况下，也会形成环状流，但上下两侧的液膜厚度会有所差异。
在高干度工况下，由于气相已经占据了绝大部 分的通道空间。由于液相体积不足无法形成液膜，液相只能以小液滴的形式存在，受到高速气流的卷 袭而随之流动，而部分液相会因重力作用趋于一侧 的现象依然存在。
3.2 相变传热传质过程模拟
在引入了传热传质模型后，板翅换热器通道内传热传质过程的模拟结果如图6 所示。
由图中可看出，液膜在壁面与高温的管壁发生换热，由于达到饱和压力，发生汽化成核，并随着传质质量的增加而长大，然后跟随液相的流动离开。
随着干度增加后，部分较大气泡相互接触，形成更大的气泡，并受到液相的拖曳作用而拉长，由于重力的作用下，气泡开始附着到了通道的一侧，形成了分层流。在低质流密度的工况下，由于流速 较慢，气泡受到的拖曳作用也越小，更趋于形成气 液分层的情况，此时气相与壁面直接换热，传热系数下降。而对于高质流密度的工况而言，由于气泡难以在低干度下聚集变大，因此壁面上主要还是液相，从而传热系数相对于低质流密度要高。
3.3 不同传热温差工况传热性能对比
质流密度为 20 kg/m2 kg，不同热流密度的工况的传热系数如图7所示，传热系数随着热流密度增大而增大，并在中低干度下增幅明显，而在高干度下传热系数的增幅下降。而传热系数随干度上升呈现先上升后下降的趋势，不同热流密度下传热系数的下降节点都在 0.4 干度附近。热流密度为 6,000 W/m2 ，不同质流密度的工况的传热系数如图8所示，传热系数随着质流密度增 大而增大，并呈现正比上升的趋势。不同质流密度下随着质流密度上升，传热系数最高点出现时的干度上升，质流密度 60 kg/m2 s 时，最高点则出现在 0.4 附近，而质流密度 60 kg/m2s 时出现在 0.6 附近。
1）基于 VOF 模型、连续表面张力模型、接触角模型，建立了板翅式换热器汽化相变过程的数 值模拟模型。
2）针对相变过程中发生的传质现象，在连续性方程引入质量传递项，以预测在通道内部发生 的气泡产生过程；在能量方程加入潜热项，以预测伴随着传质过程的介质温度变化。
3）对不同干度下的饱和状流、泡状流、环状流、雾状流等流型进行了模拟，结果显示流型不 仅与干度工况有关，还与质流密度有关。
4）对不同质流密度工况下的全液相的传质模型进行模拟，高质流密度工况下不易形成气液分 层现象，有利于传热。
5）传热系数随着热流密度增大而增大，并在中低干度下增幅明显；传热系数随干度上升呈现 先上升后下降的趋势；传热系数随着质流密度增 大而增大，传热系数最高点出现时的干度上升。