沸腾换热计算式资料讲解
《传热学》第七章 凝结与沸腾换热
适用范围：
水平管：
适用范围：
（由于管径不会很大， 一般不会到达紊流）
进行修正后，得到：
垂直壁层流膜状凝结换热平均表面传热系数：
垂直壁与水平管凝结换热强度的比较—— 由于垂直壁定型尺寸远大于水平管，因而水平管凝结换热性能 更好，在实际管外凝结式冷凝器设计中多采用水平管。
垂直壁层流膜状凝结换热另一准则方程：
层流膜状凝结换热 速度变化规律：
蒸气静止，且对液膜无黏滞应力作用
层流膜状凝结换热 温度变化规律：
ts为蒸气饱和温度
可采用对流换热微分方程组对垂直壁层流膜状凝结换热加以研究
1.X方向液膜动量方程： 将： 代入，得：
v为蒸汽密度
假定液膜流动缓慢，则惯性力项可忽略，动量方程可简化为：
一般情况下：
从而：
已知壁温：
二、管内沸腾换热
特征：由于流体温度随流向逐渐 升高，沸腾状态随流向不断改变
液相单相流 h较低
垂 直 管 内 沸 腾
Байду номын сангаас
泡状流
h升高
块状流
h高
环状流
h高
气相单相流
h急剧降低
水平管内沸腾
液 相 单 相 流
泡 状 流
块 状 流
波 浪 流
环 状 流
气 相 单 相 流
汽水分层，管上半部局部换热较差
第七章重点： 1.膜状凝结换热特征和计算方法
2.沸腾换热的四个阶段 3.热管的工作原理
谢谢观看
三、水平管束管外凝结换热
上一层管子的凝液流到下一层管 子上，使下一层管面的膜层增厚
下层管上的h比上层管的h低
计算方法：用nd代替d代入水平单管管外凝结换热计算式
纯质制冷剂管内沸腾换热的计算方法
纯质制冷剂管内沸腾换热的计算方法Key words local flow boiling heat transfer coefficients; quality; divisional calculation method目前各种教科书和设计手册中，在进行蒸发器设计时，制冷剂沸腾侧的换热系数都按不分流型的平均换热系数来计算。
然而在实际沸腾过程中，随着沸腾的不断进行，制冷剂的流动情况不同，处于不同的流型，而且壁温沿程也有较大的变化，这几方面的影响都使局部换热系数发生很大的变化。
因此，只按一个平均的换热系数来设计蒸发器必然造成较大的误差。
鉴于此，我们采用分段计算的方法来计算局部换热系数。
对于纯质制冷剂，不同的文献资料推荐的计算公式有差别，因此有必要对各个计算公式作分析比较，并与实验数据进行对比，筛选出与实验数据吻合良好的计算方法及计算公式，为经济而有效的设计蒸发器提供参考。
1 两相流换热区分流型的模型Chawla把制冷剂在管内蒸发时的传热粗略地分成两个换热区——沫态沸腾区换热和两相受迫对流换热区。
B·slipcevic按照Chawla的资料，整理出相应于不同换热区域的计算公式:沫态沸腾区（1）两相强制对流换热区（2）其中各参数的确定见参考文献[1]。
上面两个换热区的分界，视质量流速与热流密度的关系确定。
当时，按沫态沸腾换热（公式（1））计算，当时，应按两相强制对流换热（公式（2））计算。
本人对B·slipcevic整理出的相应于不同换热区域的公式的计算值与从不同文献[2~5]中收集到的R12、R22、R134a等不同工质的局部沸腾换热系数的实验数据进行了比较，结果显示B·slipcevic 公式的计算值与实验值相比主要偏高，绝对平均偏差为56.7%。
B·slipcevic公式在沫态沸腾区或两相强制对流换热区的计算值均不随干度变化，这与沫态沸腾区的实验情况比较相符，但与两相强制对流换热区的实验情况相差很远。
《传热学》第7章-凝结与沸腾换热
补充例题3
v 思路： 膜态沸腾换热套用公式计算即可。
稳定的膜态沸腾时，金属丝的电流的发热量 一部分通过沸腾换热传给了水，其余部分则 使金属丝的内能增加（温度升高），这是一 个能量平衡。
补充例题3
v 解：膜态沸腾换热系数的计算套教材中的公式，略 去。结果为： h=236.70 W/(m2.℃)
每米长金属丝的传热量为:
理论解的修正
h
=
0.943
gγρ
µH (ts
2λ3 − tw
1/ 4
)
实验证实： Re < 20
时，实验结果与理论解相吻合
Re > 20 时，实验结果比理论解高20%
所以在工程计算时将该式的系数加大20%
h
=
1.13
gγρ 2λ3
µl(ts − tw
)
1/
4
定性温度
tm
传热学
第7章 凝结与沸腾换热 Condensation and boiling
简介
蒸气被冷却凝结成液体的换热过程称为凝结换热； 液体被加热沸腾变成蒸气的换热过程称为沸腾换热
——有相变的对流换热
一般情况下，凝结和沸腾换热的表面传热系数要比单相 流体的对流换热高出几倍甚至几十倍。
7-1 凝结换热现象
膜状凝结换热 的主要阻力
=
1 2
(ts
+
tw
)
其他
单根水平圆管外壁面上的层流膜状凝结换热平均表面传热系数
h=
( ) 紊流膜状凝结换热
0.729
gγρ µd ts
2λ3 − tw
1/ 4
( ) 整个垂直壁面的平均表面传热系数
传热学第六章凝结与沸腾换热
珠状凝结：凝结液体不能很好地润湿壁面，凝结 液体在壁面上形成一个个小液珠。珠状凝结时， 所形成的液珠不断长大，在非水平的壁面上，因 受重力作用，液珠长大到一定尺寸后就沿壁面滚 下。在滚下的过程中，一方面会合相遇的液珠， 合并成更大的液滴，另一方面也扫清了沿途的液 珠，更利于蒸汽的凝结。凝结液只是局部隔断了 蒸汽与壁面间的换热，因此其热阻要远小于膜状 凝结。
层的导热热阻是主要热阻这一特点，忽略次要因 素，是分析求解换热问题的一个典范。 Nusselt膜状理论：凝结换热系数h只决定于膜的 厚度。
合理简化假设： 1）常物性； 2）蒸汽静止，汽液界面上无对液膜的粘滞应力； 3）液膜的惯性力可以忽略；
4）汽液界面无温差，界面上液膜温度等于饱和温度，tδ=ts；
7.凝结表面的几何形状
纯净水蒸气凝结表面传热系数很大，凝结侧热阻不是主要部 分。若实际运行中有空气漏入，则表面传热系数明显下降。
对制冷剂凝结，主要热阻在凝结一侧，必须对凝结换热进行 强化。方法：
(1)用各种带有尖锋的表面，使在其上凝结的液膜减薄； (2)使已凝结的液体尽快从换热表面排泄掉。 (3)对水平管外凝结，可采用各种类型锯齿管或低肋管冷凝
亦适用。实验表明：当膜层Re<1600时为层流。
2.湍流膜状凝结换热实验关联式
Nu = Ga1/(
Prw Prs
)
1 4
(Re
3 4
−
253)
+
9200
式中：Ga — 伽里略数，Ga = gl 3 .
ν2
Prw — 以tw为定性温度的 Pr Ga、Re 、Prs — 以ts为定性温度
4.液膜过冷度及温度分布的非线性
沸腾换热计算式
沸腾换热计算式沸腾换热计算式(1) 大容器饱和核态沸腾前面的分析表明，影响核态沸腾的因素主要是壁面过热度和汽化核心数，而汽化核心又受到墨面材料及其表面状况、压力和物性的影响。
由于因素比较复杂，如墨面的表面状况受表面污染、氧化等影响而有不同，文献中提岀的计算式分歧较大。
在此仅介绍两种类型的计算式：一种是针对某一种液体的；另一种是广泛适用于各种液体的。
当然，针对性强的计算式精确度往往较高。
对于水，米海耶夫推荐的在105〜4X 10 6Pa压力下大容器饱和沸腾的计算式为Cj = (JJ224 *5!°^ 疋巧按q=h At的关系，上式也可转换成h二G严旷小(3-5)C2二(L5W5 W\/伽"・V • K)以上两式中h:沸腾换热表面传热系数，W/(m2・K)p:沸腾绝对压力，Pa;△ t:壁面过热度，C；q：热流密度，W/m2基于核态沸腾换热主要是气泡高度扰动的强制对流换热的设想验关联式式中C pi：饱和液体的比定压热容，J/(kg • K);C wl:取决于加热表面-液体组合情况的经验常数,推荐以下使用性光的实(3-4)r:汽化潜热,J/kg;g:重力加速度,m/s 2;Pr i：饱和液体的普朗数,Pr i=C pi卩i/k i饱和液体的动力粘度,kg/(m • s);P i、p v：饱和液体和饱和蒸汽的密度,kg/mY :液体-蒸汽截面的表面张力，N/m;s:经验指数，对于水s=1,对于其他液体s=表面-液体组合情况Gvi水-铜烧焦的铜抛光的铜水-黄铜水-铂水-不锈钢磨光并抛光的不锈钢化学腐蚀的不锈钢机械抛光的不锈钢苯-铬乙醇-铬由实验确定的C wi值见表3-1表3-1各种表面-液体组合情况的C wi值0 . S 04图3-5铂丝加热水的沸腾换热实验数据的整理水在不同压力下沸腾的实验数据与式（3-6）的比较见图3-5式（3-6）还可以改写成为以下便于计算的形式2）由于沸腾换热的复杂性，目前在各类对流换热的准则式中以沸腾换热准回式与实验数据的偏差程度最大。
第六章 凝结与沸腾换热
grρl2λ3l
µll(ts − tw
1/
)
4
推广应用到水平圆管外的膜状凝结，平均表面传
热系数为 hH
=
0.729
µl
grρl2λ3l
d (ts − t
w
1/
)
4
hH = 0.77 l 1/4
hV
d
注意：竖壁的计算公式同样适用于竖圆管，比较
圆管竖放和水平放置的效果，为什么？
华北电力大学
刘彦丰
传热学 Heat Transfer
华北电力大学
刘彦丰
传热学 Heat Transfer
1、分析解的简化假定
（1）常物性； （2）蒸汽是静止的，对液膜表面无粘性力作用；
（3）液膜流速缓慢，忽略液膜的惯性力； （4）汽液界面上无温差；
（5）液膜内部的热量传递只靠导热；
（6）忽略液膜的过冷度；
（7）ρv << ρl ；
（8）液膜表面无波动。
有影响。
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二、凝结换热的强化
通过上述分析可知，液膜的导热热阻是膜状凝 结换热的主要热阻。因此，强化膜状凝结换热的关 键措施就是设法将凝结液从换热面排走、尽可能减 小液膜厚度。例如，目前工业上由水平管束构成的 冷凝器都采用低肋管或锯齿形肋片管，利用凝结液 的表面张力将凝结液拉入肋间槽内，使肋端部表面 直接和蒸气接触，达到强化凝结换热的目的。
7.4沸腾传热
定义： a 沸腾：工质内部形成大量气泡并由液态转换到气态 的一种剧烈的汽化过程 b 沸腾换热：指工质通过气泡运动带走热量，并使壁 面冷却的一种传热方式
沸腾换热也是对流换热的一种，因此，牛顿冷却公式仍然适用
沸腾分类
饱和沸腾 大空间沸腾
过冷沸腾
管内沸腾 饱和沸腾 过冷沸腾
t ts t ts
2 过冷度 只影响过冷沸腾，不影响饱和沸腾，因自然对流换热
时， h (tw t f )n ，因此，过冷会强化换热。
3 液位高度
当传热表面上的液位足够高时， 沸腾换热表面传热系数与液位 高度无关。但当液位降低到一 定值(临界液位)时，表面传热 系数会明显地随液位的降低而 升高。
4 重力加速度
随着航空航天技术的进步，超重力和微重力条件下的传热规律
将同样的两滴水分别滴在温度为120℃和300 ℃的锅面上，试问哪只锅上的水先被烧干， 为什么？
大容器饱和沸腾曲线 t tw ts 0
Departure from Nucleate boiling
C E
B
Natural convection
Nucleate boiling
A
D
Transition boiling
dW 0, dV d 4 R3 , dA d 4R2 3
pv
pl
2
R
pv pl , pl ps Tv Tl Ts
大容器沸腾换热计算式
1 大容器饱和核态沸腾
影响核态沸腾的因素主要是过热度和汽化核心数，而 汽化核心数受材料、表面状况、压力等因素的支配，所以 沸腾换热的情况液比较复杂，导致计算公式分歧较大。目 前存在两种计算是，一种是针对某一种液体，另一种是广 泛适用于各种液体的。
知识点：大空间沸腾换热计算PPT.
cw 0.013 0.013 0.006 0.010 0.027
液体壁面材料 水—金刚砂磨光的铜 水—金、磨光的不锈钢 水—化学腐蚀的不锈钢 水—机械磨光的不锈钢 四氯化碳—金刚砂磨光的铜
cw 0.0128 0.0080 0.0133 0.0132 0.007
知识点：大空间沸腾换热计算
Δ t─沸腾温差(壁面过热度)，℃； μ ─饱和液体的动力粘度，kg／m.s； ρ 、ρ v─相应于饱和液体与饱和蒸汽的密度，kg／m σ ─液体—蒸汽界面表面张力，N／m； S─经验指数，对于水S=l，对于其他液体S=1.7。 cw 值 表1
表1
cw值
液体壁面材料 水—铜 水—铂 水—黄铜 苯—铬 乙醇—铬
知识点：大空间沸腾换热计算
目前，对于大空间沸腾换热计算，不同学者提出了不同 的实验数据和计算公式。由于沸腾换热比较复杂，他们提出 的这些数据和公式往往分歧较大。在此仅介绍两种类型的计 算式。一种类型是针对水的，另一种类型是适用于各种液体 的。 对于水在大容器中饱和沸腾时，米海耶夫(MuxeeB)推荐 在0.1～4MPa压力下的计算公式为 0.533 p 0.15 q 0.7 W/m2·℃ （1） 由于 q t 的关系，将上式表示为 （2） 0.122 t 2.33 p 0.5 W/m2·℃ 式中 p─沸腾时的绝对压力，pa； Δ t─沸腾温差（ t w t s)，W／m2。 对于各种不同液体在不同壁面材料的大空间中泡态沸腾 罗森瑙 (Rohsenow)提出以下实验关联式：
cp t q cw rPr r g ( v )
1
3
（3）
式中 cp─饱和液体定压比热，J／kg.℃； cw─取决于液体和壁面材料不同组合情况的实验系数， 见表1； r─液体的汽化潜热，J／kg； g─重力加速度，m／s2； Pr─饱和液体的普朗特准则；
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沸腾换热计算式沸腾换热计算式(1)大容器饱和核态沸腾前面的分析表明，影响核态沸腾的因素主要是壁面过热度和汽化核心数，而汽化核心数又受到墨面材料及其表面状况、压力和物性的影响。
由于因素比较复杂，如墨面的表面状况受表面污染、氧化等影响而有不同，文献中提出的计算式分歧较大。
在此仅介绍两种类型的计算式：一种是针对某一种液体的；另一种是广泛适用于各种液体的。
当然，针对性强的计算式精确度往往较高。
对于水,米海耶夫推荐的在105～4×106Pa压力下大容器饱和沸腾的计算式为(3-4)按q=h△t的关系,上式也可转换成(3-5)以上两式中 h:沸腾换热表面传热系数,W/(m2·K)p:沸腾绝对压力,Pa;△t:壁面过热度,℃;q:热流密度,W/m2。
基于核态沸腾换热主要是气泡高度扰动的强制对流换热的设想,推荐以下使用性光的实验关联式:(3-6)式中 c pl:饱和液体的比定压热容,J/(kg·K);C wl:取决于加热表面-液体组合情况的经验常数;r:汽化潜热,J/kg;g:重力加速度,m/s2;Pr l:饱和液体的普朗数,Pr l=c plμl/k l;μl:饱和液体的动力粘度,kg/(m·s);ρl、ρv:饱和液体和饱和蒸汽的密度,kg/m3;γ:液体-蒸汽截面的表面张力,N/m;s:经验指数,对于水s=1,对于其他液体s=1.7。
由实验确定的C wl值见表3-1。
表面-液体组合情况C wl水-铜烧焦的铜0.0068抛光的铜0.0130水-黄铜0.0060水-铂0.0130水-不锈钢磨光并抛光的不锈0.0060钢化学腐蚀的不锈钢0.0130机械抛光的不锈钢0.0130苯-铬0.101乙醇-铬0.0027表3-1 各种表面-液体组合情况的C wl值图3-5 铂丝加热水的沸腾换热实验数据的整理水在不同压力下沸腾的实验数据与式(3-6)的比较见图3-5。
式(3-6)还可以改写成为以下便于计算的形式:(3-7)这里要着重指出两点：1）式（3-6）实际上也是形如Nu=f（Re，Pr）或St=f（Re，Pr）的主则式。
其中：是以单位面积上的蒸汽质量流速q/r为特征速度的Re数；为特征长度，它正比于旗袍脱离加热面时的直径。
不难证明，r/c pl△t就是St数，其中Nu数也以为特征长度。
2）由于沸腾换热的复杂性，目前在各类对流换热的准则式中以沸腾换热准回式与实验数据的偏差程度最大。
以图3-5所示情形为例，当已知△t计算q时，计算值与实验值的偏差可达±100％；而由于q～△t3，因而已知q计算△t时，则偏差可缩小到±33％左右。
对于制冷介质而言，以下的库珀(Cooper）公式目前得到教广泛的应用：（3-8）式中，M r为液体的分子量；p r为对比压力（液体压力与该流体的临界压力之比）；R p为表面平均粗糙度，μm（对一般工业用管材表面，R p为0.3～0.4μm）；q为热流密度，W/m2；h的单位为W/（m2·K）。
【例3-1】图3-1为1大气压下饱和水的沸腾曲线，试求此加热系统的C wl值。
【解】按式（3-6）确定C wl。
已知：s=1，饱和温度t s=100℃。
饱和水的物性从附录查得为:c p=4.22kJ/(kg·K),Pr=1.75,ρl=958.4kg/m3,γ=0.0589N/m,μ=0.000283kg/(m·s),而ρv=0.598kg/m3,r=2257kJ/kg。
于是从图3-1读得:q=4×105W/m2时,△t=10℃。
于是讨论该例题给出了如何由实验测定值来确定不同的固-液配对时系数C wl值的方法。
根据实验数据计算C wl时，为取得一个平均值，应当测定数个q下的△t值，然后通过计算获得其平均值。
【例3-2】R-12及R-22由于其对大气臭氧层有破坏作用已被国际社会规定禁止生产、使用或即将停止生产与使用。
R-134a是用以替代它们的一种新制冷剂。
为了查明其传热性能，进行了大容器水平光管沸腾换热试验，到得了表3-2所列的数据:试验条件是t s=5℃(p s=0.349MPa)。
R-134a的分子量为M r=102,临界压力为p c=4.06MPa,试将库珀公式简化成h=cq0.67的形式,并对计算值h c及实验值h e的差别进行比较。
【解】式(3-8)可转化为取R p=0.3μm,则m=0.2246。
于是有表面传热系数的计算值h c与实测值h e的对比如表3-3所示。
计算值与实测值对比表3-3q(W/m2) 2.09×1062.51×1042.93×1043.35×1043.76×1044.11×1041.19×1044.61×104h c38904398487853375766612061706609 (h e-h c)/h e 4.1 1.37.3 5.9 4.8 5.312.9 4.9讨论应用式(3-8)时的一个不确定的因素是R p值的选取。
这个量与式(3-6)中的C wl相类似,取决于表面的条件，其值的选取完全是经验性的。
根据现有文献,对商售铜观管,R p一般为0.3～0.4μm。
(2)大容量沸腾的临界热流密度应用汽模的泰勒不稳定性原理导得的大容器沸腾的临界热流密度的半经验公式可推荐作计算之用,该式为(3-9)(3)大容量膜态沸腾膜态沸腾中,汽膜的滚动和换热在许多方面类似于膜状凝结中液膜的流动和换热，适宜用简化的边界层做分析。
对于横管的膜态沸腾,仅需将凝结式中的λ和μ改为蒸汽的物性,用ρv(ρl-ρv)代替ρl2,并用实验系数0.62代替凝结式中的0.729,即(3-10)此式除ρ及r的值由饱和温度t s决定外,其余物性均以平均温度t m=(t w+t s)/2为定性温度,特征长度为管外径d(单位为m)。
如果加热表面为球面,则式(3-10)中的系数为0.67,其余同上。
应该指出，由于汽膜热阻较大，而壁温在膜态沸腾时很高，壁面的净换热量除了按沸腾计算的以外，还有辐射换热。
辐射换热的作用会增加汽膜的厚度，因此不能认为此时的总换热量是按对流换热与辐射换热方式各自计算所得之值的简单叠加。
勃洛姆来建议采用以下超越方程来计算考虑对流换热与辐射换热相互影响在内的复合换热的表面传热系数:(3-11)式中,hc、hr分别为按对流换热及辐射换热计算所得的表面传热系数，其中h c按式（3-10）计算,而h r按下式确定：(3-12)式中,ε为沸腾换热表面的发射率,σ为斯蒂芬-玻尔兹曼常数。
【例3-3】水平铂线通电加热,在1.013×105Pa的水中产生稳定膜态沸腾。
已知t w-t s=654℃,导线直径为1.27mm,求沸腾换热表面传热系数。
【解】ρv、λv、μ由t m=(t w+t s)/2=427℃确定。
从附录查得:ρv0314kg/m3,λv=0.0505W/(m·K),μ=0.0243×10-3kg/(m·s)。
ρl=958.4kg/m3,r=2257×103J/kg。
膜态沸腾换热表面传热系数按式(3-10)计算,得讨论 1)设壁面发射率ε=0.9,则由式(3-12)可得由式(3-11)得由此解得h=323W/(m2·K)此值小于简单叠加之值(366W/(m2·K))。
2)此时热流密度为q=h△t=323W/(m2·K)×654℃=2.11×105W/m2在同样的热流密度下,如果不发生膜态沸腾而是处于旺盛沸腾阶段,则据式(3-5)估计可得(4)制冷剂水平管束外大空间的沸腾放热由于采暖空调领域对制冷剂的沸腾放热特别关注，有必要对其沸腾换热怍一特别介绍。
制冷剂的沸腾放热是一个很复杂的过程，目前尚未有统一的、适用范围广泛的公式予以描述，只能采用某些在特定条件下得出的经验公式进行计算。
对于光管管束上的沸腾，其放热公式可按如下公式近似计算：当热流密度q<2100W/m2时，（3-13）当热流密度q>2100W/m2时，（3-14）式中，t0为氨的沸点。
1)肋管上的沸腾放热大于光管，由于加肋以后，在t与q相同的条件下，气泡生成与增长的条件,肋管较光管有利。
2)管束上沸腾放热大于单管。
由于下排管子表面上产生的气泡向上浮升时引起液体附加扰动的影响程度依赖于蒸发压力p、热流密度q和管排间距等。
而且肋管管束的h大于光管管束，有的资料介绍，在相同的温度下，R-12肋管管束的沸腾放热系数比光管管束大70％,R-22大90％。
3)物性对沸腾放热系数有影响，R-22的沸腾放热系数比R-12大20％。
4)制冷剂中含油对沸腾放热系数h的影响与含油浓度有关，当含油浓度≤6％时可不考虑这项影响,含油量再增加可使h降低。
对于氟利昂错排正三角形排列的肋管管束，当2000W／m2≤Q≤6000W／m2，纵向管排数Z≤10时,可按下式计算：（3-15）公式(3-15)中放热系数h和热流密度q是相对于整个肋外表面积的。
式中压力p0的单位为bar,管束修正系数εz取决于热流密度、纵向的管子列数Z和管子粗糙度，若2000W/m2≤q≤6000W/m2时,εz=1.0。
当热流密度再增加，纵向列数大于10，可使εz小于1,这是由于上排各肋管被蒸汽包围所致；如果不按热流密度的大小分区，也可按下式计算多排管束上的平均沸腾放热系数：（3-16）式（3-16）中的单位同前，适用条件：q=103～104W/m2，t=-30～0℃，s/d（管心/管距）=1.15～1.43，纵向平均管列数Z=15～20。
（5）制冷剂的管内沸腾制冷剂在管内沸腾时出现复杂的气一液两相流动，随着沿途不断地受热，含气量、流速和流动结构都在不断变化，而流速与流动结构又影响气泡的产生、成长和脱离：管内的沸腾放热系数除了与液体的物性、热流密度q，沸腾压力p0等有关，还与管内流体的流速、管径、管长以及管子的放置位置、流体流向等因素有关。
流动方向自下面上，气泡容易脱离壁面，放热系数也较大。
对于立管内的沸腾放热，其平均放热系数可按下式计算：（3-17）氟利昂在水平管内的沸腾放热系数，当进口处液体流速v0=0.05～0.5m/s，蒸汽干度：入口x1=0.04～0.25，出口x2=0.9～1.0时，可按下式进行计算：q≤4000W/m2时（3-18a）q≥0.6～25kW/m2，v m=50～600kg/（m2·s）时（3-18b）式中，v m：制冷剂的质量流速，kg/（m2·s）；A：系数，它与制冷剂的性质和蒸发程度有关，见表3-4。
国外对氟利昂在水平管内的沸腾放热进行了大量的实验研究，研究指出：公式(3-18b)中的A值是由实验求得的，而对于没有进行实验研究的制冷剂，A值是未知数。