列管式廢熱鍋爐換熱管煙氣傳熱特性數值模擬及分析

邵杰（蘭州石化公司電儀事業部電氣一車間，甘肅蘭州730070）

列管式廢熱鍋爐換熱管煙氣傳熱特性數值模擬及分析

邵杰
（蘭州石化公司電儀事業部電氣一車間，甘肅蘭州730070）

采用氣固兩相流對廢熱鍋爐的換熱管傳熱特性進行數值計算，分析了管徑、流速對傳熱的影響。其中連續相采用Realizable k-ε模型求解，顆粒相采用DPM模型求解，并且考慮了顆粒的輻射特性及其與離散相間的雙向耦合；采用DO模型計算輻射方程。

對流換熱；輻射換熱；廢熱鍋爐

隨著我國能源形勢越來越嚴峻，廢熱資源的回收利用越來越受到國家和用能大戶的重視。廢熱資源在工業能耗中占有相當大的比例，其數量可以根據熱力學定律和工業流程計算獲得［1］，這部分能源的順利回收可產生巨大的經濟效益和社會效益。同時，在節能減排和環境保護政策的支持下，各種提高能源利用效率的設備相繼被開發并在實踐中得到應用。近些年，能源綜合利用的進一步深化使得各種余熱鍋爐越來越多，然而高溫煙氣熱能回收中同時存在氣體的對流換熱和氣體、固體顆粒的輻射換熱，傳熱過程復雜。對列管式廢熱鍋爐換熱管的傳熱進行模擬，為該形式廢熱鍋爐的設計提供一些參考。

1　研究對象及模型

在以煤、石油、天然氣等為燃料的燃燒設備中，燃燒產物通常含有一定濃度的二氧化碳、水蒸汽和固體顆粒，在金屬冶煉過程中也會產生一氧化碳等氣體和固體顆粒，這些過程氣體具有非灰輻射特性［2］。在一定的溫度下，這些氣體的輻射能力不僅取決于氣體容積和形狀，而且還與表面的位置有關［3］。在廢熱鍋爐傳熱中存在非灰氣體輻射、固體顆粒輻射、對流和導熱的復合能量交換，且輻射換熱量常常不能忽略。

列管式余熱鍋爐由上筒體、下筒體和換熱管等組成，上、下筒體外表面絕熱處理，簡化結構如圖1所示。

圖1　鍋爐結構圖

2　數值計算方法

過程氣體的流動及傳熱采用歐拉-拉格朗日方法進行計算，既在Euler坐標系下建立微分方程組求解其流動、傳熱，在Lagrange坐標系下應用牛頓第二定律跟蹤求解流場中的每個粒子的運動軌跡；連續相、離散相的相互作用服從牛頓第三定律，以源項添加與各自的求解方程中實現相間的耦合［5］。

2.1連續相控制微分方程

流動及換熱過程涉及到以下控制方程［6］：

連續性方程：

動量守恒方程：

能量守恒方程：

式中：u，v，w——速度在三個坐標上的分量；ρ——密度；U為速度矢量；Su，Sv，Sw——三個動量方程的廣義源；η——動力粘度；h——比焓；λ——導熱系數；Sh——內熱源。

由于輻射計算與流場和一般的傳熱方程形式完全不同，需要考慮空間不同方向上的傳熱，所以沒有梯度項，因而也不能使用通用的能量和傳熱方程表示，只能在能量源項中考慮，因此需要單獨列出輻射傳遞方程，通過求解輻射傳遞方程來得到輻射熱流，也就是說使用輻射傳遞方程求解輻射傳熱產生的能量源項。對于吸收、發射、散射性介質，在位置r處沿著方向s的輻射傳遞方程（RTE）為［7］：

文中采用離散坐標模型（DOM）求解輻射方程。DO模型計算范圍涵蓋了從表面輻射、半透明介質輻射到燃燒問題中出現的參與性介質輻射在內的各種輻射問題，可以計算灰體輻射，也可以計算非灰體輻射，是計算中經常使用的一個模型。

2.2離散相運動方程

連續相與顆粒相間的相互作用采用雙向耦合方法計算，y方向的顆粒運動方程如下［8］：

2.3網格劃分及邊界條件

由于上下筒體絕熱處理，沒有熱量交換，現以單根換熱管為幾何模型，對其劃分六面體結構化網格，且在近壁面處加密，壁面采用無滑移邊界條件和標準壁面函數。換熱管長度為5410mm，壁厚5 mm，氣體入口采用速度邊界條件，溫度Tin=1323 K，顆粒質量流量為1g/s；出口采用自由出流邊界條件；操作壓力Pabs=3051325Pa；換熱管外空間壓力為3MPa，內壁為灰體輻射，發射率為0.89，粒徑分布采用Rosin-Rammler分布［9］。為便于計算模型采用如下假設：①換熱管熱阻為常數，為1.2 W/（m·K）；②過程氣體視為理想氣體；③忽略氣體散射［4］。

2.4材料物性參數

過程氣體在不同溫度下的物理參數通過氣體物性參數表經擬合得到，適用范圍為750K到1600K，擬合結果如式（8）～（10）。

氣體比熱容cp：

動力粘度η：

導熱系數λ：

過程氣體中的固體顆粒輻射能力遠強于氣態流體，本文計算證固體顆粒發射系數取ε=0.83［10］。

3　模擬結果討論

3.1換熱管傳熱模擬

所有換熱管為并聯關系，且結構尺寸相同，取單根換熱管為研究對象。氣體的輻射率是氣體當地溫度Tg、氣體分壓力p和平均射線程長s乘積的函數，既εg=f（Tg，ps），故非灰氣體輻射換熱量受到氣體幾何容積的影響［4］。對于列管式換熱器影響幾何容積的因素有管段長度和內徑，現以內徑為變量，固定進氣溫度為1323K、流速為10m/s，進行換熱計算。換熱管內徑d分別取50mm、100mm、150mm、200mm、250mm、300mm。圖2為相同進口速度下，過程氣體溫度隨內徑變化的等值線圖如圖2所示。

圖2　過程氣體溫度隨內徑變化（v=10　m/s）

圖3為相同進口速度下，換熱量隨內徑變化情況。

圖3　換熱量隨內徑變化（v=10　m/s）

流速變化使熱邊界層厚度發生變化，影響流體向固體壁面的導熱，進而影響總換熱量?，F以進口速度為變量，固定進氣溫度T為1323K、換熱管內徑d為100mm，進行換熱計算。進口速度v分別取9m/ s、10m/s、11m/s、12m/s、13m/s、14m/s、15m/s。圖 4為相同管徑下，過程氣體溫度隨進口流速變化的等值線圖。

圖4　過程氣體溫度變化（d=100　mm）

圖5為相同換熱管規格下，換熱量隨進口速度變化情況。

圖5　換熱量隨進口速度變化（d=100　mm）

在列管式廢熱鍋爐設計過程中經常用到復合換熱表面傳熱系數來確定換熱溫差及換熱面積，同時也為了表示換熱管在不同工況下的換熱效果，將復合換熱表面傳熱系數在各工況下的變化情況進行整理，如圖6所示：

圖6　復合表面傳熱系數的變化

3.2結果分析

圖2和圖4展示了過程氣體溫度變化情況，隨著管徑和流速的增加，流量增大，出口溫度隨之增加。

由圖3可知，隨著管徑的增大，輻射換熱量呈線性增加，對流換熱量相對穩定，總換熱量增加；輻射換熱比例增大，但增加速率逐漸減小，對流換熱比例相應減小。當管徑d＜250mm時，隨著管徑的增大，輻射換熱量占總換熱量的比例增加明顯，當d＞250mm時，該比例增加減緩。既隨著管徑的增加，對流換熱量變化很小，輻射換熱量顯著增加。

由圖5可知，對于d=100mm的換熱管，隨著速度的增加，總換熱量雖然增加，但輻射換熱量逐漸減小，由14%逐漸降低到7.3%；由于流速增加，流體擾動增強，導致邊界層變薄，對流換熱量增加顯著。既隨著流速的增加，對流換熱量增加，輻射換熱量減小。

在圖3和圖5中，輻射換熱量占總換熱量的最大比例25.7%，當進口速度v=10m/s，管徑d=300 mm時，輻射換熱比例為25.7%，列管式廢熱鍋爐以對流方式換熱為主。

圖6展示了復合換熱表面換熱系數的變化情況。當管徑一定時，隨著流速的增加，復合換熱系數增加。流速一定時，對流換熱量變化平穩，當管徑d＜150mm時，由于輻射換熱比例小，總換熱量增加較小，隨著管徑的增大，復合換熱系數減??；當管徑d＞150mm時，輻射換熱比例逐漸增大，總換熱量變化大，隨著管徑的增大復合換熱系數增大。

由以上分析可知，增加流速和管徑都會使總換熱量增加，但由于顆粒對管壁的磨損，流速的增加受到了一定限制，處于高溫高壓狀態時，更應該限制管內的最大流速；同時，流速的增加將增大鍋爐阻力，增加動力設備的能耗，對下游的工藝或設備也會造成影響。而增大換熱管管徑可以在不增加流速的情況下增大換熱量，可以滿足對最大流速限制的要求。

4　結語

（1）在列管式廢熱鍋爐換熱過程中以對流換熱為主，輻射換熱占總換熱量的最大比例為25.7%；

（2）相同流速下，隨著管徑的增大，復合換熱表面換熱系數先減小后增大，輻射換熱占總換熱的比例逐漸增大，當進口速度v=10m時，管徑每增加50 mm，輻射換熱量平均增加50%；

（3）相同管徑情況下，隨著流速的增加，復合換熱表面換熱系數增大，輻射換熱占總換熱的比例減小，當管徑d=100mm時，進口速度每增加1m/s，輻射換熱量減小7.7%。

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