程國(guó)鵬，馮立斌，陳鵬飛

(昆明理工大學(xué) 冶金與能源工程學(xué)院，云南 昆明 650093)

0 引言

管殼式換熱器在核電站、石油化工、大型動(dòng)力電站及制冷空調(diào)工程等領(lǐng)域有著廣泛使用，國(guó)內(nèi)外學(xué)者們也從未停止過對(duì)其進(jìn)行研究和改進(jìn)，采用分布阻力、表面滲透度、容積多空度等多種理論手段對(duì)管殼式換熱器進(jìn)行了不同流動(dòng)形式下的模擬計(jì)算［1－4］，并于1974 年首次將計(jì)算流體力學(xué)CFD 運(yùn)用于管殼式換熱器數(shù)值模擬研究［5］，取得了豐碩的研究成果。但目前理論研究大多僅限于單相流動(dòng)的二維和三維模擬分析，而研究表明多數(shù)管殼式換熱器殼側(cè)流動(dòng)存在兩相流［6］，所以殼側(cè)兩相流動(dòng)的實(shí)驗(yàn)?zāi)M就顯得尤為必要，在這方面國(guó)內(nèi)學(xué)者已有一些重要理論成果:2000 年，上海交通大學(xué)的黃興華建立了管殼式換熱器殼側(cè)紊流流動(dòng)的三維數(shù)值模型，對(duì)殼側(cè)流體流動(dòng)及傳熱進(jìn)行了研究，對(duì)冷凝器兩相流動(dòng)進(jìn)行了模擬分析［7－8］;呂彥力等發(fā)表于河南科技大學(xué)學(xué)報(bào)上的文章研究了旁路流對(duì)換熱器殼側(cè)氣液兩相流動(dòng)特性的影響［9］;陳達(dá)衛(wèi)等在煉油技術(shù)與工程雜志上對(duì)TEMA －F 型換熱器殼側(cè)環(huán)狀流時(shí)兩相流換熱進(jìn)行了模擬仿真［10］。通過分析近年來管殼式換熱器的一些理論實(shí)驗(yàn)成果不難發(fā)現(xiàn)，研究的重點(diǎn)主要集中于改善流動(dòng)質(zhì)量、優(yōu)化結(jié)構(gòu)形式［11］、提高換熱效率、如何消除原有結(jié)構(gòu)換熱死區(qū)等方面，而流動(dòng)換熱模擬水平的提高、大量CFD 軟件的使用無疑為這些研究提供了重要手段，但湍流模擬的復(fù)雜性決定了未來一段時(shí)間里管殼式換熱器的研究重點(diǎn)仍為如何使流體流動(dòng)產(chǎn)生更廣泛的小渦湍流，進(jìn)一步提高換熱質(zhì)量。

本文將著重于對(duì)基本尺寸的管殼式換熱器殼側(cè)進(jìn)行三維沸騰換熱的研究分析，得到切合實(shí)際的殼側(cè)流動(dòng)、換熱數(shù)據(jù)，為以后管殼式換熱器的改進(jìn)和合理使用提供參考依據(jù)。

1 數(shù)據(jù)處理

本論文參考實(shí)際使用情況及應(yīng)用價(jià)值，并考慮處理難度，將設(shè)定換熱器為單管程、弓形折流板管殼式換熱器，利用Gambit 強(qiáng)大的前處理能力對(duì)其進(jìn)行構(gòu)造模型、網(wǎng)格劃分、邊界設(shè)定等操作，然后使用Fluent 軟件做進(jìn)一步初始設(shè)置，引入自定義函數(shù)UDF，建立相應(yīng)計(jì)算模型，采用合理的兩相流模型和求解器對(duì)其進(jìn)行迭代計(jì)算。

1．1 參數(shù)設(shè)定

管殼式換熱器采用弓形折流板，單管程，見圖1。換熱器殼側(cè)長(zhǎng)為1 200 mm，內(nèi)徑為Ф150 mm，折流板厚度為3 mm，間距為260 mm，距殼側(cè)邊緣為210 mm，圓缺距圓心為35 mm，排氣缺口位于折流板的上方，換熱管采用三角形排列，外徑為Ф16 mm，內(nèi)徑為Ф14．2 mm，各換熱管中心距為22 mm，共31根，殼側(cè)冷水進(jìn)口和蒸汽出口管徑均為Ф60 mm，進(jìn)水口距殼側(cè)邊120 mm，出氣口距殼側(cè)邊100 mm。冷凝水進(jìn)水溫度為25℃，流速為1 m/s，出口為飽和水蒸氣。換熱管過熱水蒸氣進(jìn)氣溫度為140℃，出口溫度為103℃。

圖1 換熱器尺寸圖

1．2 前處理

首先用Gambit 軟件畫出管殼式換熱器殼側(cè)模型圖(如圖2)。由于折流板厚度較小對(duì)流動(dòng)影響不大，為了提高網(wǎng)格質(zhì)量，使計(jì)算簡(jiǎn)化，這里忽略折流板厚度影響，只做wall 處理;由于模型結(jié)構(gòu)的復(fù)雜性，首先要對(duì)模型體進(jìn)行分塊，然后逐次分區(qū)域劃分網(wǎng)格，對(duì)殼側(cè)進(jìn)出口段采用相對(duì)規(guī)則的Hex －cooper式網(wǎng)格，對(duì)結(jié)構(gòu)較復(fù)雜的各個(gè)弓形板間用Tet/Hybrid－TGrid 方式劃分網(wǎng)格。最后對(duì)各個(gè)面進(jìn)行相應(yīng)的邊界設(shè)定。

1．3 Fluent 計(jì)算

1．3．1 計(jì)算模型選擇

圖2 網(wǎng)格圖

兩相流模型選擇:VOF(Volume of Fluid)模型是在整個(gè)計(jì)算域內(nèi)對(duì)一種連續(xù)和一種非連續(xù)的不互溶并且有相對(duì)明顯界面的兩相流進(jìn)行分別求解的計(jì)算模型;而混合物模型對(duì)象可以是顆?；蛘吡黧w，能夠模擬勻質(zhì)彌散相對(duì)完全混合的兩相流，對(duì)其進(jìn)行整體計(jì)算;當(dāng)多種流體以網(wǎng)格尺寸完全混合時(shí)，歐拉模型通過流體相互影響分別計(jì)算更能反映真實(shí)情況，缺點(diǎn)是計(jì)算量較大。

論文主要涉及水蒸氣和液態(tài)水的兩相流模型，屬于氣液兩相流(不同的有氣液、氣固、液固、液液兩相流［11］)，考慮水蒸氣和水混合特點(diǎn)以及對(duì)計(jì)算難度和精度的要求，本論文將采用混合物模型。

湍流模型選擇:對(duì)于一般工程流體計(jì)算，標(biāo)準(zhǔn)的k－ε 方程已經(jīng)完全可以滿足精度要求，其形式為

式中

k——湍動(dòng)能/m2·s－2;

ε——湍流耗散率/m2·s－3;

ρm——流體密度/kg·m－3;

u——流體速度/m·s－1;

Pt——由平均速度梯度引起的湍動(dòng)能k 的生成項(xiàng);

μ——流體動(dòng)力粘度;

μt——湍流粘性系數(shù);

σk、σε——與k、ε 對(duì)應(yīng)的普朗特?cái)?shù);

Cε1、Cε2、Cμ——經(jīng)驗(yàn)常數(shù)。

1．3．2 迭代設(shè)置

將模型引入Fluent，采用分離式求解器，多相流采用混合物模型，粘性方程用標(biāo)準(zhǔn)k －ε 模型(選擇粘性熱傳遞)，激活能量項(xiàng)，控制條件選重力作用項(xiàng)為－y 方向9．81，由于是沸騰換熱，兩相流涉及水和水蒸氣的質(zhì)量轉(zhuǎn)換、氣化潛熱等問題，所以要自建能量、質(zhì)量轉(zhuǎn)換的自定義函數(shù)UDF，將其引入邊界條件設(shè)定中(如圖3 所示)。

為了使問題簡(jiǎn)化，本文將換熱管邊界溫度進(jìn)行分段常量設(shè)置，分為高溫段和低溫段。

圖3 自定義函數(shù)UDF 導(dǎo)入

圖4 溫度圖

圖5 速度矢量圖圖

圖6 水蒸氣體積分?jǐn)?shù)圖

1．4 計(jì)算結(jié)果

通過速度矢量圖(圖5)得知在弓形板后方形成了較明顯的大尺度渦湍流，使得整體流動(dòng)速度明顯放緩，阻力損失增大，壓力降低，成為流動(dòng)死區(qū)，這樣就造成了溫度圖(圖4)中弓形板后溫度過高、熱量聚集的現(xiàn)象，而較低的流速也進(jìn)一步降低了這些地方的有效換熱溫差，對(duì)換熱極為不利，最終形成了換熱死區(qū);通過水蒸氣分布圖(圖6)不難看出水蒸氣相主要集中在殼側(cè)后部，并且越往上水蒸氣所占比例越大，這也符合水蒸氣密度小于水的事實(shí)。

2 總結(jié)

通過溫度圖、速度矢量圖得知在弓形板后存在較明顯的換熱死區(qū)，再結(jié)合水蒸氣相主要分布區(qū)域，總結(jié)對(duì)管殼式換熱器主要影響和改進(jìn)建議如下:

(1)換熱死區(qū)的存在對(duì)換熱質(zhì)量形成較大影響，可以通過在弓形板上增加導(dǎo)流孔減小影響，提高換熱質(zhì)量，增大有效溫差;

(2)弓形板后過高的熱量聚集使得弓形板前后形成了較大的溫差，再加上板后區(qū)域相對(duì)封閉的大尺度湍流影響，這就對(duì)弓形板的強(qiáng)度，耐腐蝕性提出了很高要求，在生產(chǎn)過程中要適當(dāng)提高弓形板質(zhì)量等級(jí);

(3)水蒸氣相主要出現(xiàn)在管殼式換熱器殼側(cè)流動(dòng)的后部，并且越往上比例越大，這樣就在殼側(cè)腔體頂部和出口連接位置出現(xiàn)了水蒸氣的聚集，溫度也隨之升高，所以在結(jié)構(gòu)上這一區(qū)域要有較好的耐高溫和耐腐蝕性。

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