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(1.上海理工大學(xué) 能源與動力工程學(xué)院，上海 200093;2.上海寶鋼節(jié)能環(huán)保技術(shù)有限公司，上海 200093)

0 引言

在煉焦過程中，從焦?fàn)t炭化室逸出的荒煤氣溫度高達650～850℃，其攜帶顯熱約占焦?fàn)t輸入能量總額的36%，就焦?fàn)t產(chǎn)物帶出熱量而言，荒煤氣顯熱居第二位，僅略低于紅焦炭顯熱。目前干熄焦技術(shù)已經(jīng)成熟應(yīng)用，紅焦炭顯熱已實現(xiàn)高效回收利用，對于荒煤氣顯熱的回收，多年以來，國內(nèi)外相關(guān)學(xué)者進行了大量的研究，并取得了顯著成果，形成了一系列的荒煤氣顯熱回收技術(shù)，例如上升管汽化冷卻技術(shù)、導(dǎo)熱油夾套技術(shù)、氮氣夾套技術(shù)、熱管式換熱技術(shù)及余熱鍋爐技術(shù)等。這些技術(shù)采用的主要的換熱結(jié)構(gòu)主要有三種形式：夾套管式、余熱鍋爐、熱管，其中夾套式和熱管式結(jié)構(gòu)布置方便，造價較低，但存在由于受熱面布置空間小、受熱面易結(jié)焦等導(dǎo)致熱回收效率低的問題，余熱鍋爐結(jié)構(gòu)盡管能夠解決受熱面布置空間不足及易結(jié)焦的問題，但存在由于沿程管路較長散熱損失嚴(yán)重以及結(jié)構(gòu)改造成本較高等問題，因此，至今未形成一個成熟、高效的回收方案[1-3]。

本文針對由于熱回收裝置受熱面布置空間不足，導(dǎo)致荒煤氣顯熱得不到充分回收，因而熱回收效率較低的問題，提出了一種荒煤氣顯熱深度回收方案，并進行熱力計算，為工程實踐提供技術(shù)和理論支持。

1 荒煤氣顯熱深度回收方案

針對受熱面布置空間不充分，在不影響系統(tǒng)運行的前提下，采用組合式高效換熱結(jié)構(gòu)強化換熱系數(shù)，增加換熱面積，進行荒煤氣的顯熱深度回收。系統(tǒng)由上升管、橋管、下降管三段式結(jié)構(gòu)，從設(shè)計的成熟性和換熱是否高效考慮，上升管換熱結(jié)構(gòu)采用復(fù)合夾套管式結(jié)構(gòu)形式，下降管采用多層膜式壁結(jié)構(gòu)形式。在上升管夾套管換熱結(jié)構(gòu)的基礎(chǔ)上增加下降管多層膜式壁換熱結(jié)構(gòu)，增加了換熱面積且強化了換熱系數(shù)以實現(xiàn)荒煤氣顯熱深度回收，結(jié)構(gòu)示意如圖1。另外，在低溫換熱段即下降管熱回收段采取鎳涂層、噴氨等除焦措施以防受熱面結(jié)焦影響熱回收系統(tǒng)運行。而上升管夾套管式換熱器的應(yīng)用已經(jīng)相當(dāng)成熟，故本文僅研究多層膜式壁換熱器在下降管對荒煤氣顯熱深度回收。

圖1 荒煤氣顯熱回收系統(tǒng)裝置示意圖

本文下降管采用三層膜式壁換熱結(jié)構(gòu)，三管圈采用等間距，內(nèi)管圈形成的空間上部用堵板堵住，荒煤氣從三層膜式壁形成的環(huán)形空間流過，故外圈水冷壁和內(nèi)圈水冷壁單面受熱，而中管圈水冷壁為雙面受熱。另外，在下降管段荒煤氣側(cè)管壁使用鎳涂層，且在下降管段的荒煤氣入口安裝氨水噴淋裝置，用以清除凝析的煤焦油，以保證顯熱回收系統(tǒng)持續(xù)運行，下降管換熱裝置入口橫截面(A-A)如圖2所示。

圖2 下降管換熱裝置入口橫截面結(jié)構(gòu)示意圖

2 荒煤氣顯熱深度回收熱力計算

2.1 熱力計算總體思路

系統(tǒng)通過在上升管換熱器的基礎(chǔ)上增加了下降管多層膜式壁換熱器和除焦裝置，以保證將荒煤氣降到更低的溫度，回收更多的熱量。由于橋管采取有保溫措施且無換熱裝置，本文計算時，假設(shè)橋管絕熱，因此將上升管出口荒煤氣溫度作為下降管荒煤氣入口溫度。下降管給水方式為從除氧器出來的水補入汽包，與汽包水混合，然后混合后的汽包水逆流給入下降管，產(chǎn)生的汽水混合物由下降管出口返回汽包進行汽水分離。熱力計算過程是基于能量守恒方程和傳熱方程進行的，熱力計算流程如圖3所示。

在熱力計算過程中，需要進行兩次的迭代計算，包括管壁溫度的迭代計算和荒煤氣出口溫度的迭代計算。在迭代過程中，先保證荒煤氣側(cè)放熱量和總的傳熱量誤差在1%以內(nèi)之后再去進行管壁溫度的迭代計算。

圖3 計算流程圖

2.2 計算過程

經(jīng)過上升管換熱器后流量為400 Nm3/h、入口溫度為535℃的荒煤氣進入下降管換熱器繼續(xù)換熱，熱力計算初始數(shù)據(jù)如表1。

表1下降管段熱力計算初始數(shù)據(jù)

名稱/單位符號數(shù)值下降管外管圈中心直徑/md0.45管圈間距/ms0.02換熱高度/ml1.5換熱管外徑/mdo0.025換熱管內(nèi)徑/mdi0.02荒煤氣入口溫度/℃Tg535工質(zhì)壓力/MPap1.9下降管工質(zhì)入口焓/kJ·kg-1ii874工質(zhì)密度/kg·m-3ρs230.4工質(zhì)的定壓比熱/kJ·(kg·℃)-1cp3.28工質(zhì)導(dǎo)熱系數(shù)/W·(m·℃)-1λs0.66工質(zhì)運動粘度/Pa·sμ0.153×10-6管壁導(dǎo)熱系數(shù)/W·(m·℃)-1λb42下降管工質(zhì)進口過冷度/℃△t5除氧器給水溫度/℃T0104給水量/t·h-1qw5.85排污率/[%]D排5熱損失系數(shù)/[%]η損2

2.2.1 荒煤氣熱物性參數(shù)計算

熱力計算過程中將荒煤氣進出口平均溫度作為荒煤氣定性溫度/℃，荒煤氣熱物性參數(shù)采用文獻[4]中計算數(shù)據(jù)的擬合公式:

焦?fàn)t荒煤氣粘度的計算公式為

μ(t)=(9.195 26+0.022 18t-1.142 93×10-5t2+4.131 31×10-9t3)×10-6

(1)

焦?fàn)t荒煤氣導(dǎo)熱系數(shù)的計算公式如下

λ(t)=(6.006 67+0.017 91t)×10-2

(2)

焦?fàn)t荒煤氣比熱容的計算公式如下

Cp(t)=5.725 14+0.002 44t-1.642 86×10-7t2

(3)

焦?fàn)t荒煤氣密度計算公式如下

(4)

焦?fàn)t荒煤氣焓值的計算公式如下

I(t)=38.114 5+7.394 16t+0.002 99t2

(5)

2.2.2 荒煤氣側(cè)傳熱計算

荒煤氣側(cè)對受熱面的傳熱包括對流傳熱和輻射傳熱。

假設(shè)荒煤氣出口溫度為tg2/℃，則由熱平衡方程，荒煤氣對受熱面放熱量為

(6)

式中qm——荒煤氣流量/Nm3·h-1；

對于輻射傳熱:

假設(shè)下降管管壁灰污層平均溫度為tb/℃。

根據(jù)氣體輻射的特點和輻射熱交換方程式，可推導(dǎo)出焦?fàn)t內(nèi)荒煤氣對受熱面的輻射傳熱量[5-6]

(7)

式中εg、εb——氣體、固體壁面的黑度，查得εg=0.209、εb=0.8；

tg、tb——氣體，固體壁面的溫度/℃；

Ag——氣體在壁面溫度下的吸收率(簡化計算中Ag=εg、b，即等于氣體在壁面溫度下的黑度，查得εg、b=0.236)[7-8]。

對于對流換熱

下降管受熱面結(jié)構(gòu)同時具有夾套管特點又具有膜式壁特點，其對流傳熱系數(shù)為[7]

(8)

式中D2——套管內(nèi)徑;

D1——套管外徑。

d2=D2-D1,且使用條件D1/D2>0.2。

同時存在輻射和對流，以輻射傳熱系數(shù)α1f的形式表達輻射交換，有

q1f=α1f(tg-tb)

(9)

式中tg、tb——氣體和固體的平均溫度/℃。

則荒煤氣側(cè)的總換熱系數(shù)α1表達式可以表示為

α1=α1d+α1f

(10)

荒煤氣側(cè)的傳熱方程為

(11)

式中A——下降管荒煤氣側(cè)換熱面積/m2。

則由式(11)可得荒煤氣側(cè)管壁灰污層溫度為

(12)

α1——荒煤氣側(cè)的換熱系數(shù)(為對流換熱系數(shù)和輻射換熱系數(shù)的總和)/W·(m2·℃)-1。

荒煤氣顯熱回收系統(tǒng)總的熱回收效率

(13)

式中h1——上升管進口荒煤氣焓值/kJ·kg-1；

h2——下降管出口荒煤氣焓值/kJ·kg-1。

2.2.3 工質(zhì)側(cè)傳熱計算

當(dāng)換熱工質(zhì)處于單相時，圓管中的對流換熱系數(shù)為[6]

(14)

式中d2——圓管內(nèi)徑;

實驗驗證范圍Re=104～1.2×105,Pr=0.7～120,l/d2≥60。

當(dāng)換熱工質(zhì)處于沸騰狀態(tài)時，圓管內(nèi)對流換熱系數(shù)采用以下計算方法[5]

(15)

αpf=2.2×(P0.14+1.83×10-4×P2)×q0.7

(16)

式中αpf——流體沸騰時的換熱系數(shù)/W·(m2·℃)-1；

αdl——單相流體換熱系數(shù)/W·(m2·℃)-1;

按照式(14)計算；

p——工質(zhì)壓力/MPa；

q——工質(zhì)的壁面熱負荷/W·m-2；

其適用范圍為：p=0.2～17 MPa，q=104～6×106W/m2。

換熱工質(zhì)出口焓計算

(17)

式中hli——給水入口焓/kJ·kg-1；

Q′——給水吸熱量/kW；

qlm——給水量/kg·s-1。

2.2.4 總傳熱量計算

總傳熱系數(shù)

(18)

式中α1——荒煤氣側(cè)的總換熱系數(shù)；

α2——工質(zhì)側(cè)的對流換熱系數(shù)；

由總傳熱方程，可計算下降管換熱器總傳熱量為

Q=KAΔt

(19)

式中K——受熱面總的傳熱系數(shù)/W·(m2·℃)-1；

A——下降管荒煤氣側(cè)受熱面積/m2；

2.2.5 蒸汽產(chǎn)量計算

單個下降管顯熱回收裝置蒸發(fā)量

(20)

式中φ——保熱系數(shù)，φ=1-η損，η損為熱損失系數(shù)；

Q——下降管換熱裝置總傳熱量(包括內(nèi)外通道的總傳熱量)/W；

D排——下降管排污量/kg·s-1；

i′——飽和水焓值/kJ·kg-1；

i″——飽和蒸汽焓值/kJ·kg-1；

i給水——除氧器給水焓值/kJ·kg-1。

2.3 計算結(jié)果與分析

進行迭代校核計算后，熱力計算結(jié)果如表2所示，由于下降管荒煤氣內(nèi)外通道除了因換熱面積不同導(dǎo)致的傳熱量不同外其他熱力計算結(jié)果基本一致，故表中僅展示了下降管外通道計算結(jié)果及內(nèi)通道的傳熱量計算結(jié)果。計算結(jié)果表明：下降管荒煤氣側(cè)對流換熱系數(shù)占總換熱系數(shù)的92.1%，表明下降管荒煤氣側(cè)對流換熱方式占主導(dǎo)地位，這是由于下降管荒煤氣流通截面積較小，荒煤氣流速較高，對流換熱系數(shù)大，而下降管荒煤氣溫度較低，故輻射換熱較弱；下降管荒煤氣出口平均溫度為301.3℃，而常壓下荒煤氣中重質(zhì)焦油成分的冷凝開始溫度為400～500℃[9-10]，且最易結(jié)焦[11]，故在下降管段需采取一定的除焦措施，以保證熱回收系統(tǒng)持續(xù)高效運行；一般荒煤氣顯熱回收過程中，要保證荒煤氣出口溫度在500℃以上，以防止荒煤氣中煤焦油在受熱面凝析結(jié)焦影響換熱[12]，采用該荒煤氣顯熱回收方案對荒煤氣顯熱進行回收，能夠突破由于焦油凝析結(jié)焦問題帶來的荒煤氣出口溫度的限制，下降管換熱器能夠產(chǎn)生1.9 MPa飽和蒸汽174 kg/h，系統(tǒng)總熱回收效率高達65%,可實現(xiàn)荒煤氣顯熱的深度回收。

表2熱力計算結(jié)果

名稱/單位符號數(shù)值下降管(外)荒煤氣出口平均溫度/℃Tg2301.3下降管(外/內(nèi))荒煤氣對受熱面放熱量/kWQ2放65.18/51.28下降管(外)荒煤氣側(cè)總換熱系數(shù)/W·(m2·℃)-1α189下降管(外)荒煤氣側(cè)對流換熱系數(shù)/W·(m2·℃)-1α1d82下降管(外)受熱壁面灰污層平均溫度/℃tb276下降管(外)工質(zhì)側(cè)換熱系數(shù)/W·(m2·℃)-1α29276下降管(外)總傳熱系數(shù)/W·(m2·℃)-1K68下降管(外/內(nèi))總傳熱量/kWQ65.14/51.3下降管(外)工質(zhì)出口焓/kJ·kg-1io944.28下降管總蒸汽產(chǎn)量/kg·h-1Dt174系統(tǒng)總熱回收效率/[%]ηt65

3 結(jié)論

系統(tǒng)通過增加下降管多層膜式壁換熱器對荒煤氣顯熱進行深度回收，通過熱力計算得出以下結(jié)論：

(1)下降管荒煤氣側(cè)對流換熱系數(shù)占總換熱系數(shù)的92.1%，故下降管對流換熱方式占主導(dǎo)地位，而輻射換熱影響很小。

(2)下降管荒煤氣出口平均溫度為301.3℃，遠低于500℃，下降管段煤焦油會大量凝析并結(jié)焦，需要采取除焦措施以保證熱回收系統(tǒng)持續(xù)高效運行。

(3)采用上述方案對焦?fàn)t荒煤氣顯熱進行回收，突破了由于焦油凝析結(jié)焦帶來的荒煤氣出口溫度的限制，下降管換熱器能夠產(chǎn)生1.9 MPa飽和蒸汽174 kg/h，系統(tǒng)總熱回收效率高達65%，可實現(xiàn)對荒煤氣顯熱的深度回收。

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