Per le portate di massa G=1200 e G=1600 kg m-2 s-1 si sono eseguite delle riprese mediante videocamera ad alta velocità Photron Mini UX100, in grado di registrare fino a 800'000 fps con una risoluzione di 640x8 pixel. Le riprese in questione vengono eseguite a 32'000 fps con una risoluzione di 1280x152 pixel.
Le condizioni operative sono quelle riportate in Tabella 5.1. I test vengono eseguiti a distanza di qualche giorno da quelli descritti precedentemente, tuttavia i risultati ottenuti non differiscono da quelli riportati in Tabella 5.2.
Le immagini significative vengono proposte in Figura 5.16 e Figura 5.17, dove l’immagine originale presa dalla videocamera, viene affiancata da un rendering eseguito con MatLab, il quale permette una visualizzazione più semplificata del fenomeno oltre a fornire informazioni sulle dimensioni delle bolle presenti.
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Figura 5.16 Innesco di ebollizione per G=1200 kg m-2 s-1 Tsat=30°C (q=95.7 kW m-2 x=0.01)
Figura 5.17 Innesco di ebollizione per G=1600 kg m-2 s-1 Tsat=30°C (q=88 kW m-2 x=-0.01)
Alla portata più bassa (Figura 5.16) sono ben evidenti delle scie di bolle che dipartono da un unico punto, il sito di nucleazione attivo. Le bolle accrescono e si staccano dalla parete senza mai arrivare ad ostacolare il normale deflusso del fluido lungo il canale. Si fa notare che dei due siti di nucleazione evidenziati in Figura 5.16 uno è sulla parete verticale del canale mentre l’altro è sul fondo dello stesso.
In Figura 5.17, invece, il minor flusso termico imposto causa una minore frequenza di ebollizione e dunque le scie prima evidenziate non si notano. Si osserva inoltre che le bolle quando partono dal sito di nucleazione, non vanno verso il centro del canale, ma seguono la corrente rimanendo adagiate alla parete; solo quando si forma un agglomerato di bolle allora avviene il distacco da quest’ultima. Il basso flusso termico e l’elevata velocità del liquido potrebbero essere tra le cause di tale fenomeno, il quale non è facilmente riportabile in una serie di immagini per la scarsa illuminazione ottenuta durante la ripresa.
Per accertare la veridicità di quanto detto occorrerebbero ulteriori visualizzazioni a flussi termici maggiori.
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5.6 Conclusioni
Osservando le perdite di carico e la temperatura di parete è stato individuato, a quattro diversi valori di portata di massa specifica, l’innesco di ebollizione. Dai risultati sperimentali si osserva che, a parità di temperatura di saturazione (Tsat=30 °C), il flusso termico a cui viene innescata l’ebollizione aumenta all’aumentare della portata specifica, tuttavia il surriscaldamento del fluido alla parete rimane circa costante e pari a (Tw – Tsat)ONB=5 – 6 °C. Utilizzando una videocamera ad alta velocità è stato possibile registrare il fenomeno dell’innesco a due portate G=1200 e G=1500 kg m-2 s-1. I filmati evidenziano i siti di nucleazione attivi e mostrano come le bolle si distacchino da esso prima di aver raggiunto dimensioni tali da ostacolare la corrente del liquido e provocare quindi reflussi.
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- CAPITOLO 6 -
SCAMBIO TERMICO PER EBOLLIZIONE IN CONVEZIONE
FORZATA
In questo capitolo verrà descritto il processo di ebollizione in convezione forzata. Saranno introdotte alcune correlazione valide per i macrocanali e altre sviluppate per i microcanali.
6.1 Canali convenzionali
I regimi di deflusso, e le regioni di scambio termico, che si instaurano in un canale bollente con flusso termico costante imposto alle pareti vengono schematizzati in Figura 6.1.
Figura 6.1 Sviluppo di un deflusso bifase in un tubo con flusso termico imposto sulle pareti
Si consideri un tubo verticale alimentato alla base con una portata costante di liquido puro sottoraffreddato, che si muove verso l’alto (Figura 6.1). Il tubo sia uniformemente riscaldato:
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il flusso termico sia costante, ed uniforme su tutta la superficie del condotto. Sia esso inoltre sufficientemente basso.
Nel primo tratto di tubo (regione A) il liquido aumenta la propria temperatura e la temperatura di parete rimane al di sotto del valore necessario per la nucleazione: si ha scambio termico per convezione forzata nella fase liquida.
Ad una certa distanza dall’ingresso, la temperatura di parete è sufficientemente alta per dare luogo alla nucleazione di bolle: il fenomeno può avvenire in presenza di liquido sottoraffreddato (tratto B). Si parla quindi di ebollizione nucleata in liquido sottoraffreddato. In questa regione la temperatura di parete è circa costante, la differenza di temperatura tra parete e fluido diminuisce linearmente. Il titolo termodinamico aumenta e il coefficiente di scambio termico, definito come α=q/(Tw-Tsat), aumenta con esso.
Le bolle cederanno il calore latente alla fase liquida che aumenta di temperatura. Quando l’entalpia media della miscela liquido-gas è pari all’entalpia del liquido saturo alla pressione del sistema il titolo è zero e la temperatura media della massa è pari alla temperatura di saturazione: in realtà si avrà liquido sottoraffreddato nel centro del tubo e vapore generato alla parete a causa del profilo radiale di temperatura.
Nelle regioni C, D si ha ebollizione in liquido saturo, il titolo va aumentando, le temperature della parete e del fluido rimangono costanti e quindi anche il coefficiente di scambio termico. Nelle regioni B e C si ha deflusso a bolle; all’aumentare del titolo le bolle si uniscono e si ha deflusso a sacche (tratto D) e successivamente anulare (E, F).
Proseguendo lungo il tubo, il film liquido alla parete nel moto anulare si assottiglia sempre di più; il cuore gassoso accelera e aumenta quindi, lo sforzo tangenziale esercitato sul film liquido. L’elevata velocità della fase gassosa strappa delle gocce di liquido dall’interfaccia e le trascina con sé.
In questa regione (E, F) il meccanismo di scambio termico cambia: i siti di nucleazione si disattivano, il calore viene trasportato per convezione lungo il film liquido e poi si ha evaporazione all’interfaccia liquido-vapore (evaporazione convettiva).
Quando il film liquido alle pareti si secca si ha la crisi termica (dryout); il liquido persiste sottoforma di gocce disperse nel core gassoso. I coefficienti di scambio si abbassano rispetto alla regione precedente. Poiché abbiamo flusso termico costante imposto, la temperatura di parete subisce un marcato innalzamento. La zona compresa tra la crisi termica e il punto in cui l’entalpia media è pari a quella del vapore saturo secco alla pressione operativa viene detta regione povera di liquido. In questa regione (G) aumenta la velocità, poiché aumenta il titolo, e il calore si trasferisce in due modi. Nel primo modo esso attraversa la fase vapore e arriva alle gocce, facendole evaporare all’interfaccia. L’altra modalità è per contatto diretto: le gocce di liquido impattano la superficie ed assorbono il calore latente necessario per l’evaporazione. Si assiste dunque ad una diminuzione della temperatura di parete.
Dopo l’evaporazione di tutte le gocce di liquido, il deflusso è nella regione monofase allo stato vapore (H, regione del vapore surriscaldato). Qui il coefficiente di scambio termico si porta
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Figura 6.2 Coefficiente di scambio termico in funzione del titolo durante vaporizzazione in tubo
Nel caso di ebollizione in canale orizzontale, il cui processo viene schematizzato in Figura 6.3, la gravità promuove regimi di deflusso asimmetrici (moto stratificato e anulare) con porzioni secche di tubo lambite da vapore. Per questo motivo il coefficiente di scambio termico, medio sul perimetro, è più basso rispetto al tubo verticale. Il dryout parziale inoltre permette la presenza di vapore surriscaldato prima che tutto il liquido sia evaporato. Qualora non avvenisse stratificazione il tubo orizzontale si comporta come quello verticale.
Figura 6.3 Regimi di deflusso durante ebollizione in un tubo orizzontale
Per quanto detto nella parte introduttiva, i meccanismi di scambio termico che intervengono nel flow boiling sono due: l’ebollizione nucleata e l’evaporazione convettiva. Nel primo il coefficiente di scambio termico è funzione del flusso termico imposto alla parete, mentre il secondo dipende dalla velocità, quindi dalla portata di massa specifica G e dal titolo di vapore
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𝛼𝑛𝑏= f(𝑞) (6.1)
𝛼𝑐𝑏= f(𝐺, 𝑥) (6.2)
Prima di presentare i modelli sviluppati per la stima del coefficiente di scambio termico bifase è interessante vedere come essi combinino le due componenti sopra citate. La tipica espressione è la seguente
𝛼𝑡𝑝= (𝛼𝑛𝑏𝑛 + 𝛼𝑐𝑏𝑛 )1𝑛 (6.3)
La legge esponenziale di Eq 6.3 viene mostrata in Figura 6.4 per fissate condizioni di pressione di saturazione, portata e titolo.
Si assume che αcb non sia funzione del flusso termico, perciò è rappresentato da una linea orizzontale; mentre il termine legato all’ebollizione nucleata è rappresentato da una retta, poiché tipicamente considerato funzione del flusso termico imposto, ma non della portata. A seconda del valore di n in Eq. 6.3 negli anni sono stati proposti i diversi modelli che saranno poi descritti in § 6.3.
Figura 6.4 Coefficiente di scambio termico bifase in funzione del flusso termico (wlv.com/heat-transfer-databook)