廢熱鍋爐內部流場流動與傳熱分析

沈文朋 莫隴剛 宋 偉 仲 誠

（1.天華化工機械及自動化研究設計院有限公司；2.蘭州理工大學石油化工學院；3.中石油蘭州石化公司化工儲運中心）

工業化的進步需要能源作為依托，目前全世界對能源的需求在持續不斷地增加，因此開發能夠代替不可再生能源的新能源、大力開展節能減排工作已經十分迫切［1］。 化工廠加熱爐中產生的煙氣排煙溫度比較高，大部分熱量直接被排放而無法被利用，不僅造成了能源的浪費，還加劇了溫室效應［2］。 廢熱鍋爐回收裝置是針對煙氣能源回收的一種廣泛實施的應用技術，這也促使廢熱回收裝置成為能源研究領域的熱門方向，不斷獲得新的研究成果。 張群力等分析了目前煙氣余熱回收利用中存在的一些典型問題，并提出了解決問題的思路，為煙氣余熱回收利用技術的研究與推廣提供了參考［3］。LEE C E等利用熱力學分析方法發現控制廢氣溫度可以獲得較高的效率［4］。 廢熱鍋爐中典型的管殼式結構也有大量學者進行了研究。 劉敏珊等采用CFD方法模擬了換熱效果不佳的管殼式換熱器殼程存在的傳熱死區［5］。 付磊等采用Workbench軟件建立了管殼式換熱器三維實體模型，對換熱器管側和殼側的兩流程耦合進行計算［6］。 呂金麗等采用數值模擬的方法模擬了殼側發生相變的管殼式換熱器的兩相流動和相變傳熱［7］。PAISARN N和THIANPONG C等先后研究了不同插物結構對管程換熱性能的影響，從實驗結果發現插物結構為紐帶時，換熱性能提升較大［8，9］。 SARADA S NAGA等針對臥式管殼式換熱器，通過對比不同寬度的紐帶結構，發現紐帶寬度26 mm時換熱性能提升較高［10］。 張亮等利用數值模擬分析發現，波紋管在殼程進口流速超過2 257 kg/h時，繼續增加進口流速，換熱效果減弱［11］。MARWA BEN SLIMENE等以弓形折流板換熱器為研究對象，采用數值模擬軟件建立了管殼式換熱器三維實體模型，之后對殼程流體的速度場、溫度場和冷凝水體積分布情況進行了分析研究［12］。 孟芳提出一種新型的單殼程雙螺旋對稱折流板換熱器，提高了換熱效率［13］。 俞接成和諸葛一然用Fluent軟件模擬了3種不同折流板間距的管殼式換熱器的流動與傳熱， 分析了3種結構下換熱器的傳熱特性，發現減小折流板間距會增加流動阻力，對傳熱系數影響不大［14］。 YU C L等提出一種新型六角形阻振折流桿，通過數值模擬證明新型折流桿結構相比于傳統結構抗振性能更優［15］。

筆者以丙烷脫氫油氣廢熱回收一體化裝置中丙烷換熱段為研究對象，通過數值模擬，對此結構下管程和殼程的流體換熱進行模擬計算，研究廢熱鍋爐內不同位置管程和殼程的溫度分布，并對比不同煙氣進口速度和丙烷進口速度對換熱特性的影響。

1 幾何建模

由于丙烷脫氫油氣廢熱回收一體化裝置中丙烷換熱段尺寸較大， 管束和折流板數量較多，模型較為復雜， 現有條件無法對其進行模擬，因此，進行模型簡化，只模擬35根換熱管，研究丙烷進口與煙氣進口速度對換熱器換熱特性的影響。管殼式換熱器換熱管呈正方形排列， 利用Solidworks建模，對模型進行簡化，具體結構參數如下：

殼體總長 1 450 mm

殼體外徑 240 mm

殼體厚度 10 mm

換熱管長 1 150 mm

進出口內徑 40 mm

進出口長度 40 mm

換熱管內徑 15 mm

換熱管間距 25 mm

折流板數量 6個

折流板間距 150 mm

折流板高度 160 mm

折流板厚度 10 mm

換熱器管程和折流板的分布模型截面圖如圖1所示。

圖1 換熱器管程和折流板的分布模型截面圖

2 流體控制方程

2.1 基本假設

為方便計算，對模型的基本假設為：煙氣為不可壓縮的理想氣體；煙氣中各組分成分各處均勻分布；忽略輻射換熱的影響；廢熱鍋爐內的流動與傳熱均處于穩態工況運行。

2.2 控制方程

質量守恒方程：

3 計算域及網格劃分

計算域分為管程流體域（圖2a）與殼程流體域（圖2b）兩部分，網格劃分時，先將建好的三維模型進行體積抽取。 體積抽取完成之后，將模型導入Fluent-meshing中進行非結構化網格劃分，殼程網格數1 074 699，管程網格數613 247，質量均合格且滿足無關性驗證。 整體、局部網格圖如圖3所示。

圖2 管程、殼程流體域

圖3 整體、局部網格圖

4 求解方法

邊界條件采用速度進口和壓力出口。 煙氣走管程，煙氣混合物氣體成分按表1設置，進口溫度設為500 ℃，丙烷走殼程，進口溫度37 ℃。 模擬采用SIMPLE算法對壓力和速度進行耦合，采用最小二乘法梯度空間離散格式，壓力離散格式、能量方程、動量方程、湍動能和湍流耗散率空間離散格式均為二階迎風格式。 當進出口流量偏差小于0.1%，并且各方向的速度、k值、ε等參數誤差小于10-4，能量方程誤差小于10-6時認為計算收斂。

表1 煙氣組分表

5 結果與分析

5.1 流線分布

模擬管程和殼程的流體流動與換熱， 圖4為兩種流體的流線圖，可以看到管程煙氣流線沿換熱管流動，基本為直線型。 殼程流線可以看到其運動軌跡呈S型，因為折流板的折流作用，使得丙烷在流動過程中與煙氣充分換熱。

圖4 兩種流體流線分布圖

5.2 溫度分布

煙氣進口速度為4 m/s，丙烷進口速度為1 m/s時，模擬管程與殼程的流動換熱。圖5為管程與殼程流體域溫度分布圖，由圖可以看到換熱效果明顯，折流板的作用比較顯著。

圖5 管程與殼程溫度分布總圖

圖6為管程溫度云圖， 可以看到從進口到出口，溫度沿換熱管逐漸降低。 由于管程流體為高溫煙氣，在入口處溫度最高，為500 ℃。 當熱流體流過換熱管時， 與管外冷流體發生熱量交換，熱流體溫度下降，出口溫度為212 ℃。

圖6 管程溫度云圖

從圖7可以看出殼程流體溫度的變化情況。由于殼程流體為冷流體——丙烷，因此在殼程入口處溫度最低，為37 ℃。丙烷流過殼體，在折流板的擾流作用下與換熱管內的高溫煙氣發生熱量交換， 使殼程出口位置的丙烷具有最高溫度，為365 ℃。在折流板背流處，流體溫度普遍高于其他區域，這是因為在折流板背流處，由于漩渦流的存在，流體只在該區域內打轉，無法沿流道流走，與流通流體進行熱量交換。 從而隨著時間的進行，漩渦流不斷與換熱管進行熱量交換，使得自身溫度升高，高于周圍流體。

圖7 殼程溫度云圖

圖8為沿z軸的管程截面溫度云圖，z軸數值越大，越遠離管程進口。 圖8a為z=200 mm截面的溫度， 可以看到最高溫度與最低溫度相差較大，這是因為折流板的存在使得折流板背流處丙烷停留時間較長，換熱比其他地方充分，所以該處溫度低于其他區域。 圖8b～d依次是z為400、600、800 mm截面的溫度， 可以看到相同的管程長度，溫度變化幅度升高，說明管程中煙氣溫度換熱沿換熱管長度越來越強。

圖8 管程z軸截面溫度云圖

圖9所示為沿z軸方向的殼程截面溫度云圖，z軸的數值越大， 表明越接近殼程進口。 圖9a為z=200 mm截面的溫度云圖，可以看到最高溫度與最低溫度相差也較大。 圖9b～d依次是z為400、600、800 mm截面的溫度云圖，可以看到溫度增加幅度沿z軸反方向越來越大， 說明越遠離殼程進口，換熱越充分。 同時從圖9中可以看到，截面圖中心處溫度比周邊溫度高，說明內部區域換熱管換熱量大于周邊換熱管換熱量。

圖9 殼程z軸截面溫度云圖

5.3 煙氣進口速度的影響

設丙烷進口速度為1 m/s，分別計算煙氣進口速度為1、2、3、4、5 m/s時， 煙氣和丙烷出口溫度，其變化曲線如圖10所示。 隨著煙氣進口速度的增大，煙氣和丙烷出口速度均增大，因為高溫煙氣速度越大，管程中的煙氣停留時間越短，換熱越少，因此出口溫度越高。 而殼程中丙烷在換熱過程中，接觸的煙氣溫度越高，使得出口溫度越高。

圖10 煙氣進口速度影響曲線圖

5.4 丙烷進口速度的影響

設煙氣進口速度為1 m/s，分別計算丙烷進口速度為1、2、3、4、5 m/s時， 煙氣和丙烷出口溫度，其變化曲線如圖11所示。 隨著丙烷進口速度的增大，煙氣和丙烷出口速度均減小，因為丙烷速度越大，相對高溫煙氣速度越小，管程中的煙氣停留時間越長，換熱越多，因此出口溫度越低。 而殼程中丙烷在換熱過程中， 接觸的煙氣溫度越低，使得出口溫度越低。

圖11 丙烷進口速度影響曲線圖

6 結論

6.1 折流板對溫度分布有較大影響，在折流板背流處，由于漩渦流的存在，流體只在該區域內打轉，使得流體不斷與換熱管進行熱量交換，自身溫度不斷升高，流體溫度普遍高于其他區域。

6.2 在同一截面，管束中心區域溫度高于其他區域。 無論是管程還是殼程，流體在流動換熱過程中沿換熱管方向換熱效果越來越強。

6.3 隨著煙氣進口速度增大，管程和殼程出口溫度均升高，而丙烷進口速度對出口溫度的影響與煙氣相反。