中各区域的特点。
I 泡状流 II 塞状流 III 弹状流 IV 波浪状流 V 环状流 VI 分层流a 间歇干燥区 b 长期干燥区
图16 水平蒸发管中的流动形式
I区：壁面上形成的汽泡进入水中，汽泡较小。当水流速低时，由于汽与水的密度不同，在重力影响下，使汽泡趋于管道的上半部，因汽泡小而数量多，称为“泡状流”。沿管内壁均有水，使管壁得到冷却，安全性好。当水流速增大后，水的动能可带动汽泡趋于管中间，使汽泡均匀分布。
II区：随着汽泡数量增多，汽泡聚合而成大汽泡，在水流中流动，好像是个汽塞，称为“塞状流”。此大汽泡也是趋于沿管上半部流动。
III区：在塞状流的基础上，汽泡又变大，变长，形状像子弹，称为“弹状流”。在弹状汽泡四周仍有水层，可以冷却管壁。
IV区：蒸汽连成一片。蒸汽的速度增大，使汽水分界面掀起扰动的波浪称为“波浪状流”，此波浪被甩到管壁上部，使上部管壁经常有水冷却。形成间歇干燥区。
V区：当蒸汽速度很高，汽流就位于管道中心流动，形成汽核，在汽核周围有一层水膜，通常是下部水膜厚，上部水膜薄。水膜沿管内壁呈环状，故称为“环状流”。如果上部失去水膜，形成长期干燥区，将使管壁得不到冷却而超温损坏。
VI区：管内水流速和蒸汽流速都很低时，由于重力的影响，使蒸汽沿管道上部流动，水沿管道下部流动，在蒸汽上部边界没有水膜，汽与水的分界面很光滑，称为“分层流”。
以上六种流动型式的热力（传热）和水力（流阻）特性是不同的。从安全性的角度来看，只有“分层流”是不好的，所以蒸发器在运行中，不允许出现“分层流”。下面将逐步解释此问题。
（二）水沸腾的传热过程
沸腾的定义是：在水的内部（而不是水的表面）产生汽泡的汽化过程。例如管内是饱和水，吸热后，在管壁上就会形成汽泡，这就叫沸腾。
沸腾过程可分两种，一种是大空间沸腾，水是依靠自然对流作上下运动的，例如家庭用水壶烧开水、壶底的水吸热后上升，周围的水下降吸热，最后使壶内之水温都升高。另一种是对流沸腾，即水在管内流动而沸腾，余热锅炉的蒸发器内的水就属于对流沸腾。
由于蒸发器内水温的不同，又可将沸腾分为过冷沸腾和饱和沸腾，现分别叙述之。 1．过冷沸腾
过冷的意义与本章第二节中提到的欠温是相同的，即水温低于饱和温度。 过冷沸腾指的是：整个水温低于饱和温度，但在局部区域沸腾产汽。
例如：进入蒸发器的水温通常是汽包压力对应的饱和水温，而进入蒸发器的水的压力要大于汽包压力，这是因为经循环泵后水压升高，此时的水温对应于水压而言，是过冷的。如果汽包压力是4MPa，对应的饱和水温是250.3℃，当水压升到4.2MPa时，对应的饱和水温应该是253.2℃，表明过冷度约为3”C。
具有过冷度的水进入蒸发管，管外有高温烟气加热，使管壁温度升高，当壁温高于饱和
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温度时，使紧贴着管壁的水层温度也能略高于饱和温度，在此水层内的水会汽化（即沸腾）。汽泡的产生、长大和脱离将会强烈地扰动水层，使换热加强，即换热系数增大，这就叫做“过冷沸腾”。例题三A余热锅炉的蒸发器I中，进入蒸发器的水沿最下排管内流动，此时最下排管子与540℃的高温烟气接触，有可能发生过冷沸腾。一般来说，由于管内的水温低于饱和温度，当这些汽泡脱离壁面进入主水流中，就会发生凝结现象，此时的过冷沸腾能够稳定进行。如果水流速低，管壁上部产生之汽泡不能脱离壁面，将会在管壁上形成汽膜，使管壁不能冷却，因壁温升高使强度下降而损坏，所以对于过冷沸腾也要注意其破坏性。
2．饱和沸腾
水不断被加热，直至全部水温达到饱和温度以后，就发生饱和沸腾。此时蒸汽不会再凝结，蒸发器的大部份管内都进行着饱和沸腾。为了计算传热量，需要了解饱和沸腾时的换热系数的计算。饱和沸腾的传热随流动型式而不同，通常可以分为二类，一类是图16中的泡状流、塞状流、弹状流，其特点是汽泡周围都有水层存在，汽泡在水流中流动，称为“饱和泡态沸腾”。另一类是图16中的环状流，水在四周流动，汽在中心区流动，各自有流通截面和流速，称为“两相强迫对流”，这两种沸腾的产汽方式也是不同的。
（1）饱和泡态沸腾：汽泡常在管壁上产生、长大、再脱离。从管壁上带走热量有两种方式。一种是汽泡生成需要热量，汽泡脱离就带走热量。另一种是靠壁面内的水层的换热来带走热量，两者都起作用，综合后使传热增强，所以换热系数很大。
（2）两相强迫对流：管内壁处有水层，水层的水温比饱和温度大的数值不足以在管壁上形成汽泡。也就是说水温的过热度不够。此时只能靠水层内水的流动所形成的对流换热，把管壁的热量转移到水层，使水层与蒸汽的分界面上有水蒸发成蒸汽，连续的蒸发过程就把热量带走。这种“环状流”的水和汽流速高，水层的对流换热强，所以水层的温度难以升高到有足够的过热度，对于这种在汽水表面产汽的过程，通常不叫“沸腾”，而命名为“两相强迫对流”。
在实际工程中可以根据热负荷、质量含汽率等参数来确定沸腾的形式，作为计算传热系数，两者差别不大，同时考虑到沿管段的热负荷和质量含汽率都是在变化的，也难以精确分开，所以不再分别叙述其传热计算。
国外学者认为；饱和泡态沸腾和两相强迫对流的汽化过程中，都存在泡态沸腾和对流两种传热机理。例如从管壁上产汽，出现小汽泡，这是泡态沸腾。不产汽泡的区域有水层流动，这是对流传热，同样，在两相强迫对流过程中，水层表面形成的蒸发过程，也扰乱了水层，其作用与泡态沸腾相同。
3．传热过程：
水沸腾时的换热系数是很大的。从例题三的计算中，可以看到两相对流的换热系数为单相对流的3.9倍，即3.9×5024＝19593.6W/(m2℃)，泡态沸腾时的换热系数为（19130.2，误）6923.7W/(m2℃)。最后的沸腾换热系数为（38724，误）20286W/(m2℃)。
下面将对上节计算公式加以说明。
沸腾时换热系数达到五位数字，这是因为汽泡的产生，长大和脱离严重地扰乱了水的边界层，使水分子活跃，增加了紊流度，使换热增强。
蒸发器管内的水的沸腾过程包括“泡态沸腾和两相对流“的传热过程，所以采用公式（24）的计算型式。
（1）?dl 是两相流强制对流换热系数，在管内流动时，可以写成通用型式： ?0.80.4??0.023RePrdl
D
式中的导热系数?、雷诺数Re和普朗特数Pr，都是汽和水两相流的物理量，实际中难以确定。
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所以按照单相饱和水在管内流动时的各物理量来计算换热系数，然后用试验方法，找出修正
－
系数F，经多次试验结果，得到有汽存在时的修正系数F＝3.5（X tt）0.5。
当含汽量增加，意味着汽泡多，其扰动加剧使换热加强，从公式（28）也可以看出含汽率X增加，两相参数X tt值减少，系数F增加。
随着压力增加，蒸汽的密度增加，水的密度降低(解释：饱和状态的温度和压力是一一对应的，压力增加意味着温度增加，因此水的密度下降)。水的粘度减小，而汽的粘度略增，汽与水的物性差别减小，说明汽泡之作用减弱，使换热减弱，从公式（28）也可以看出压力增加使汽水密度比增加，使X tt值增加，尽管水汽粘度比减小，但其占的比重小。综合后仍使Xtt值增加，系数F减小。
（2）S?F 是管内沸腾时的换热系数
?F 是考虑沸腾时汽泡的作用而具有的换热系数，通常是按照大容积沸腾换热来计算的，经过许多学者试验总结，大容积沸腾换热系数与热负荷0.7次方成比例，还与汽和水的物性有关，例如：导热系数、密度、粘度、表面张力、比热等等。在饱和状态下，这些物性都与压力有关，所以用物性系数C来表示，整理为?F ＝C·q0.7，即公式（25），C可从图12中查得。
由于管内流动条件下的沸腾与大容积沸腾有差别，所以用修正系数S来修正，此修正系数是按照试验结果而整理的。当水流的雷诺数大，表明偏离大容积沸腾的程度大，S值就小，当水流中含汽量大，蒸汽存在的形式会以弹状、环状为主，此时考虑蒸汽存在的系数F增加，也表明远离大容积沸腾，此时S值也减小。反之，含汽量少，汽以泡态形式存在，接近大容积沸腾，S值就大，从例题三的计算中，蒸发器内的水沸腾换热系数是大容积沸腾换热系数的10％，即S值为0.1，尽管S值小，仍保证沸腾换热系数达到一万以上。
以上讨论的传热过程都是正常流型下的换热，总的换热系数大，是安全的。现用例题三的计算数据来说明其安全性。
利用公式（15）及考虑污垢的公式（19），得到
?1 ?1?Q?? ???Rn???tnb?t?Anb?2?
?1? ??tnb?t??Q??Rn?/Anb?? ?2?已知Q＝49714×103W，?2＝（38724误）20286 W/(m2℃) 1?0.000196?Rn?0.0002453误?
?2
Anb?0.145?28?18?10.668?779.6
得到tnb一t＝15.64℃ （12.5℃，误）
已知水温为195.4℃，则管壁温度tnb 为211.04℃（208℃误），碳钢管材可以在400℃下长期工作，所以是安全的。 （三）汽水分层
汽水分层即是图16中的分层流，下部是水沸腾流动，上部是汽流动。 1．分层流的传热
分层流是在水流速很低时出现的流动型式，此时蒸汽流速也很低。管内有水的区域，仍能有较好的传热效果。水速低，接近大容积沸腾，其换热系数仍很大，使管壁温度为正常值。在蒸汽区域，没有水，因蒸汽的导热系数只是水导热系数的5.5％，所以其换热系数小。再加上蒸汽流速低，更不利于换热。当蒸汽流速为2m/s时，压力参数与例题三相同，此时蒸汽的
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换热系数?2为140W/(m2℃)，将此数值用来计算管壁温度。
49714?103?1?t?t??0.00017? nb ?? 466 ℃
779.6?140?
此时管壁温度为661.4℃，很显然，这个温度超出了碳钢承受的温度，使管材的强度大大下降而导致管子破坏。换句话说，在上述情况下，因蒸汽的换热系数小，不能把蒸汽侧的管壁的热量带走，故使壁温上升。
注：这只是一个孤立的计算。实际上，由于燃机排气温度只有500～600℃，管壁温度不可能升高到如此高的温度。
2．分界面的疲劳应力
汽水分层的界面常常会上下变化，使得这部分管壁交替地与汽、水接触，与汽接触时则壁温上升，与水接触时壁温下降。由于壁温的交替变化，使材料产生疲劳热应力，减弱其工作的安全性。
综合以上两点，对水平式蒸发器而言，必须防止汽水分层的产生，这是设计者和运行者都需要注意的事项。
3．引起汽水分层的因素
前面已提到分层是在水速和汽速都很低的条件下产生的。除此以外，还与压力、质量含汽率x、管子内径、热负荷q有关。
(1)流速的影响
在蒸发管内水连续汽化，各个管截面处的两相混合物的流速也随之而变化，很难用混合物的实际流速来表示流速的大小。人们常用“质量流速”来表示通常的“流速”大小。其定义是：单位截面上单位时间内流过的质量，单位为kg/s?m2。对管子而言，管径不变则其流通截面不变。根据质量不灭定律，管内流体的质量也不变，所以管子各个截面处的质量流速都是相同的数值，使用起来十分方便。可以用入口处的质量流速来表示整根管子的流速。用G（kg/s）表示质量流量，f表示面积，整理后得到：（所谓质量流速即“密流”。）
G1
质量流速???V??w0 ff式中，?－入口处水的密度；
w0－入口处水的流速，此流速又称为“循环流速”，是常用的参数。
当管径、压力、质量含汽率都不变的条件下，两相流的流型随质量流速?w0的变化而改变。质量流速低时，流型是分层流。若质量流速增大，流型会转为塞状流、泡状流。这是因为流速高，动能大，扰动强，水流可以带汽泡一同流动。汽泡垂直上升的运动被高速水流阻碍，不能集中到管子上部，分层流就被破坏了。国外学者根据试验结果得出了一些数据，说明质量流速与分层流的关系，示于图17及图18中。
（2）压力的影响（饱和压力与饱和温度一一对应，压力增加，温度必然增加。）
压力对分层流的影响是比较复杂的，以压力增高为例进行分析，压力增高有两方面不同的效果，一方面是水的表面张力减小，汽泡直径小，从水中上升的阻力变小，有利于分层。另一方面是汽与水的密度差变小，即重力影响减小（浮升力减小），不利于分层。根据试验结果，压力的影响表示在图17及图18中，图17中下面二条曲线显示了压力的双重作用，随着压力增加，容易出现分层流，对应的质量流速也增大，当压力达到12MPa后。随着压力增加，分层流的范围减小，对应的质量流速又减小。
（3）质量含汽率的影响
质量含汽率x的定义已在管内沸腾换热系数中介绍过，对一根连续受热的管子可以用平均质量合汽率来表示，质量合汽率的倒数是循环倍率K，
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1G K??xD
两个指标都是经常被采用的。
一台锅炉的产汽量D是确定的数值，而进入蒸发器的水量则与其它条件有关。 对于图2所示的自然循环余热锅炉，进入蒸发器内的水量取决于汽包高度、下降管直径、上升管管径、管子根数以及传热量大小。其循环倍率比较大，约为15～30，对应的质量含汽率比较小，约为0.03～0.07。
对于本余热锅炉的进水量G则可以任意选定，因为水量由循环泵供给的，根据所需要的流量G选择对应的循环泵，就能满足要求。但进水量G的大小与安全性和经济性有关。要综合考虑来确定进水量G。如果选择进水量多，循环泵输送的流量要多，泵的尺寸就大。水量多使得蒸发器的水流速高，流阻增加，泵的扬程也要高，这样的循环泵制造要复杂些，运行中耗电也多，显然是不经济性的。如果选择进水量少，质量流速要减小，质量含汽率增加，容易出现分层流，对安全性不利。
根据研究资料，循环倍率最好不小于5，小于5时容易出现不安全现象，所以A锅炉选用的循环倍率K为5～6，选用循环泵的流量为160dm3/s，在工作压力条件下的质量流量G为139kg/s，产汽量D为24.6kg/s，循环倍率K＝5·7；对应的x＝0.175，平均质量合汽率为0.088。图17中四条曲线是根据不同含汽率作出的。质量含汽率大，对应的质量流速也增加。
图17 出现分层流的质量流速
图18 消除分层流的最小循环流速
（4）管子内径与热负荷的影响
热负荷q值大，单位面积上传热量多，产汽量也多，易引起分层流，从图18中可以看到消除分层所需的循环流速W0也大，即质量流速要高。
管内径大，即空间大，也易引起分层流，所需的循环流速也要大。 4．蒸发器的最小质量流速的确定
（1）A炉中的蒸发器的最小质量流速：
已知压力约为1.4MPa，管内径为46mm，平均热负荷q为63767W/m2，从图18中查得循环流速w0为0.4m/s。此时水的密度为870kg/m3，质量流速?w0为350kg/m2?s。设计的质量流速应大于350kg/m2s，才能防止分层流的出现。
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