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        套管式流化床傳熱特性的數(shù)值模擬

        2020-04-28 13:04:06趙思元
        石油化工 2020年3期
        關(guān)鍵詞:床層傳熱系數(shù)管壁

        趙思元,司 慧

        (北京林業(yè)大學(xué) 工學(xué)院,北京 100083)

        流化床反應(yīng)器具有傳熱傳質(zhì)效率高、化學(xué)反應(yīng)快等特點(diǎn),已廣泛應(yīng)用于化工和工業(yè)生產(chǎn)中[1-3]。相比于傳統(tǒng)的流化床設(shè)備,具有套管式結(jié)構(gòu)的流化床更加緊湊、更適用于小型流化床設(shè)備,正逐漸受到國內(nèi)外眾多研究者的關(guān)注[3]。韋仕敦大學(xué)開發(fā)了內(nèi)置圓筒形燃燒室的環(huán)形流化床[4],Shedid 等[5]搭建了內(nèi)置圓柱形電加熱裝置的環(huán)形流化床,并研究了環(huán)形區(qū)域的傳熱特性,王力軍等[6]對(duì)Shedid 的實(shí)驗(yàn)結(jié)果進(jìn)行了數(shù)值模擬,進(jìn)一步探究了具有套管式結(jié)構(gòu)的流化床在不同操作條件下的傳熱特性。20世紀(jì)以來,計(jì)算流體力學(xué)(CFD)得到了充分的發(fā)展,成為了解決流體流動(dòng)問題的強(qiáng)大工具。其中,基于歐拉框架的雙流體模型已廣泛應(yīng)用于流化床的數(shù)值模擬[7]。該模型將兩相看成相互耦合但又具有不同運(yùn)動(dòng)特征的連續(xù)介質(zhì),各自具有單獨(dú)的連續(xù)性方程、動(dòng)量方程與能量方程。采用分子動(dòng)理論來求解氣固兩相流中的顆粒相的流動(dòng)特性。相比于單流體模型,雙流體模型考慮了顆粒相的湍流運(yùn)輸以及氣-固兩相間互相滑移引起的阻力,計(jì)算結(jié)果在大多數(shù)情況下更接近于工程實(shí)際[8-15]。

        北京林業(yè)大學(xué)于2016 年搭建了一臺(tái)具有套管式結(jié)構(gòu)的流化床設(shè)備,特點(diǎn)是內(nèi)管為圓形截面的反應(yīng)區(qū),熱煙氣通過內(nèi)外管間的環(huán)形區(qū)域?yàn)閮?nèi)管加熱。本工作對(duì)該裝置在不同操作條件下的傳熱特性進(jìn)行了基于歐拉-歐拉法的三維數(shù)值模擬,并與實(shí)驗(yàn)結(jié)果進(jìn)行了對(duì)比。分析了各部分流體與壁面間的對(duì)流傳熱特性,為工程應(yīng)用和設(shè)備的優(yōu)化設(shè)計(jì)提供理論參考。

        1 實(shí)驗(yàn)裝置及數(shù)值模擬

        1.1 實(shí)驗(yàn)裝置

        以北京林業(yè)大學(xué)搭建的套管式流化床反應(yīng)器為研究對(duì)象,結(jié)構(gòu)如圖1 所示。由圖1 可知,工作時(shí),由燃燒爐4 產(chǎn)生的高溫?zé)煔膺M(jìn)入外管2 和內(nèi)管3 之間的夾層內(nèi),為內(nèi)管加熱;流經(jīng)夾層后尚有一定余溫的熱煙氣經(jīng)回?zé)煿? 進(jìn)入螺旋板換熱器8 內(nèi)進(jìn)行二次利用,同時(shí),流化載氣經(jīng)入口7 進(jìn)入螺旋板換熱器,二者在螺旋板換熱器內(nèi)進(jìn)行換熱,實(shí)現(xiàn)對(duì)載氣的預(yù)加熱;經(jīng)過二次利用后的熱煙氣由排煙口6 排出。其中,反應(yīng)器主體結(jié)構(gòu)參數(shù)為內(nèi)管內(nèi)壁面直徑170 mm,壁厚5 mm,高1 629 mm;外管內(nèi)壁面直徑263 mm,壁厚5 mm,高1 397 mm。底部布風(fēng)板開孔方式為等邊三角形,孔徑1 mm,孔距9 mm,實(shí)際開孔面積18 859 mm2,實(shí)際開孔數(shù)309 個(gè)。內(nèi)管底部填充粒徑為0.5 ~0.75 mm 的石英砂顆粒作為床料,填充高度為75 mm。實(shí)驗(yàn)中所用測溫元件為K 型鎧裝熱電偶。

        裝置運(yùn)行前需進(jìn)行預(yù)加熱,所以可將操作分為兩個(gè)階段:裝置進(jìn)行預(yù)熱時(shí)的固定床階段和實(shí)際運(yùn)行時(shí)的流化床階段。實(shí)驗(yàn)具體操作過程為:1)關(guān)閉流化氣路,使床層處于固定床狀態(tài);2)點(diǎn)燃燃燒爐,為反應(yīng)器進(jìn)行預(yù)熱,同時(shí)記錄燃燒爐出口煙氣溫度;3)調(diào)整液化氣管路燃?xì)馀c助燃風(fēng)比例,同時(shí)觀察火焰顏色,當(dāng)火焰呈淡藍(lán)色時(shí)認(rèn)為燃燒充分;4)觀察反應(yīng)器內(nèi)管950 mm 高度處溫度,待該處溫度達(dá)到300 ℃后,打開流化氣管路球閥,開始流化床進(jìn)料;5)當(dāng)反應(yīng)器內(nèi)管950 mm 高度處溫度達(dá)到400 ℃時(shí),即認(rèn)為已達(dá)到設(shè)計(jì)的工作溫度。

        圖1 套管式流化床實(shí)驗(yàn)裝置示意圖Fig.1 Schematic diagram of double pipe fluidized bed device.

        1.2 數(shù)學(xué)模型

        本工作采用雙流體模型對(duì)上述裝置進(jìn)行三維數(shù)值模擬,流化床內(nèi)氣固兩相間的曳力耦合作用采用Wen-Yu 模型進(jìn)行計(jì)算。采用雙流體模型的控制方程及連續(xù)性方程、動(dòng)量守恒方程、能量守恒方程等本構(gòu)方程相結(jié)合,基于Wen-Yu 模型計(jì)算氣固相間曳力系數(shù),氣相與固相之間、氣相、固相與壁面之間的傳熱僅考慮對(duì)流傳熱。

        1.3 幾何模型與網(wǎng)格劃分

        使用計(jì)算流體力學(xué)軟件Fluent 2019R1 對(duì)目標(biāo)進(jìn)行三維數(shù)值模擬,使用軟件ICEM CFD 19.0 對(duì)三維模型進(jìn)行網(wǎng)格劃分,將控制體劃分為三種不同的網(wǎng)格數(shù)量(66 000,88 029,112 000),網(wǎng)格類型為結(jié)構(gòu)化網(wǎng)格,將控制體劃分為外部的環(huán)形區(qū)與內(nèi)部的反應(yīng)區(qū)兩部分計(jì)算域,類型均為Fluid。由于實(shí)驗(yàn)中所采用的煙氣流速低于1 m/s,且實(shí)驗(yàn)裝置中熱煙氣入口水平位置距外管底面距離為60 mm,比總體軸向長度(1 629 mm)距離近,忽略熱煙氣入口方向的影響,認(rèn)為熱煙氣由環(huán)形區(qū)底部均勻進(jìn)入。為驗(yàn)證不同網(wǎng)格數(shù)量對(duì)計(jì)算結(jié)果的無關(guān)性,采用內(nèi)管出口處溫度模擬結(jié)果為指標(biāo)進(jìn)行網(wǎng)格獨(dú)立性檢驗(yàn),結(jié)果如圖2 所示??紤]到計(jì)算精度和時(shí)間,最終采用中等網(wǎng)格數(shù)量88 029;網(wǎng)格沿X 方向單元格邊長最小值3.08,最大值15.6;沿Y 方向單元格邊長最小值9.17,最大值17.7;沿Z 方向單元格邊長最小值3.08,最大值15.6。外管壁面y+的最小值5.2,最大值16.4;內(nèi)管壁面y+最小值17.3,最大值28.5。網(wǎng)格劃分結(jié)果如圖3 所示。

        圖2 網(wǎng)格獨(dú)立性檢驗(yàn)Fig.2 Mesh independence testing.

        圖3 網(wǎng)格劃分結(jié)果Fig.3 Meshing results.

        1.4 計(jì)算方法及邊界條件

        時(shí)間步長0.001 s,使用SIMPLE算法建立壓力-速度耦合關(guān)系,流化床內(nèi)管載氣入口與外管熱煙氣入口為速度入口,內(nèi)管頂部載氣出口與外管頂部熱煙氣出口為壓力出口,由于內(nèi)管底部布置有氣體預(yù)分布室和布風(fēng)板,可認(rèn)為底部流化載氣入口為均勻布風(fēng)。由于實(shí)驗(yàn)在空曠車間內(nèi)進(jìn)行,室溫相對(duì)恒定且無明顯空氣流動(dòng),裝置與環(huán)境相接觸的壁面可認(rèn)為是恒溫?zé)嶙匀粚?duì)流,將流化床內(nèi)管頂部及底部裸露部分與外管壁面設(shè)置為Convection 邊界;由于熱煙氣與流化載氣及床料通過內(nèi)管壁面進(jìn)行熱交換,將內(nèi)管被外管包裹部分的壁面設(shè)置為Coupled邊界。

        由于實(shí)驗(yàn)中燃燒爐升溫需要一段時(shí)間,所產(chǎn)生的熱煙氣溫度也隨時(shí)間推移逐漸升高,為考慮這一因素對(duì)結(jié)果的影響,將實(shí)驗(yàn)中各時(shí)刻對(duì)應(yīng)的燃燒爐出口處熱煙氣溫度以及螺旋板換熱器出口處溫度分別進(jìn)行曲線擬合,得到溫度隨時(shí)間變化的關(guān)系多項(xiàng)式,再經(jīng)用戶自定義接口編譯進(jìn)Fluent 求解器,定義熱煙氣溫度以及內(nèi)管進(jìn)口處溫度的邊界條件。其他邊界條件及物性參數(shù)見表1。

        表1 模擬參數(shù)Table 1 Simulation parameters

        2 計(jì)算結(jié)果與討論

        2.1 溫度場分析及模型驗(yàn)證

        在預(yù)熱階段,表觀氣速為0,床層處于固定床狀態(tài),初始床層高度75 mm,顆粒粒徑0.6 mm,床層空隙率0.55,環(huán)形區(qū)煙氣流速為0.2 m/s,在將反應(yīng)器內(nèi)核心區(qū)溫度預(yù)熱至300 ℃后,開始流化床進(jìn)料,通入流速為0.36 m/s 的流化載氣,使床層處于鼓泡床狀態(tài),其余初始條件與固定床階段保持一致。對(duì)距內(nèi)管底部950 mm 處的截面上流體溫度取面積分,截面處溫度與實(shí)驗(yàn)值的對(duì)比如圖4 所示。由圖4 可知,流化前,截面處溫度達(dá)到316 ℃,開始流化后,由于流化載氣尚未預(yù)熱完全,截面處溫度先由316 ℃逐漸下降至289 ℃,后又逐漸升高至400 ℃并達(dá)到穩(wěn)定。數(shù)值模擬結(jié)果與實(shí)驗(yàn)實(shí)測值相對(duì)誤差小于7%,驗(yàn)證了雙流體模型的可行性。

        2.2 環(huán)形區(qū)煙氣流速對(duì)平均溫度和對(duì)流傳熱系數(shù)的影響

        圖5 為反應(yīng)器外壁面平均溫度、管內(nèi)950 mm截面處流體溫度在環(huán)形區(qū)不同煙氣流速下的實(shí)驗(yàn)值和模擬值的對(duì)比。由圖5 可知,實(shí)驗(yàn)結(jié)果與數(shù)值模擬結(jié)果具有相似的變化趨勢,外壁面及管內(nèi)流體的平均溫度隨熱煙氣流速的增大呈上升趨勢,但外壁面溫度上升幅度較小,這是由于外壁面的熱損失主要來自于與環(huán)境的對(duì)流換熱,該部分對(duì)流換熱近似于大空間恒溫自然對(duì)流的假設(shè),相對(duì)于外保溫層的熱阻而言,因流速上升而造成的熱阻減小較為微弱,綜合傳熱系數(shù)主要取決于外管直徑及保溫材料的導(dǎo)熱系數(shù),外壁面溫度受煙氣流速影響較小。

        圖4 950 mm 處流體溫度的變化Fig.4 Variation of fluid temperature at 950 mm.

        圖5 不同煙氣流速下流體和外壁面溫度的變化Fig.5 Variation of fluid and wall surface temperature under different flue gas velocity.

        圖6 為不同煙氣流速下環(huán)形區(qū)對(duì)流傳熱系數(shù)的模擬值。由圖6 可知,隨著環(huán)形區(qū)內(nèi)熱煙氣流速的增大,熱煙氣與內(nèi)管間的對(duì)流傳熱系數(shù)有較為明顯的上升,與外管間的對(duì)流傳熱系數(shù)也有小幅度的提高,這是由于煙氣流速的增大使得環(huán)形區(qū)內(nèi)湍流流動(dòng)加劇,從而加快了煙氣在環(huán)形區(qū)內(nèi)、外壁面上邊界層由層流邊界層向湍流邊界層的轉(zhuǎn)變。

        圖6 不同煙氣流速下環(huán)形區(qū)對(duì)流傳熱系數(shù)的變化Fig.6 Variation of annular heat transfer coefficient under different flue gas velocity.

        2.3 顆粒粒徑對(duì)平均溫度和對(duì)流傳熱系數(shù)的影響

        在不同顆粒粒徑下,反應(yīng)器內(nèi)管壁面、管內(nèi)流體的平均溫度以及顆粒相與內(nèi)管壁面、管內(nèi)氣體間的平均對(duì)流傳熱系數(shù)的模擬值如圖7 所示。

        圖7 不同顆粒粒徑下,內(nèi)管壁面和管內(nèi)流體的平均溫度以及對(duì)流傳熱系數(shù)的變化Fig.7 Variation of average temperature and heat transfer coefficient of inner wall and fluid with different particle diameters.

        由圖7 可知,顆粒相與內(nèi)管壁面和氣相間的溫度差隨粒徑的增大而增大,而顆粒相的平均對(duì)流傳熱系數(shù)則隨粒徑的增大而降低。一方面,這是由于對(duì)于同種類的床料來說,小直徑的床料顆粒具有更低的臨界流化速度,形成流態(tài)化后整體具有更高的湍流度,在床層處于鼓泡床狀態(tài)時(shí),這加強(qiáng)了壁面附近顆粒團(tuán)更新頻率,使顆粒團(tuán)能夠從壁面處帶走更多熱量,從而促進(jìn)了內(nèi)管壁面與管內(nèi)流體間的換熱;另一方面,從實(shí)驗(yàn)裝置結(jié)構(gòu)的角度看,在相同的條件下,相比于大顆粒,小顆粒與壁面間具有更大的接觸面積,這意味著二者間具有更多的傳熱接觸點(diǎn)和更小的氣膜,能在一定程度上減小熱阻、提高傳熱系數(shù)。

        2.4 表觀速度對(duì)平均溫度和對(duì)流傳熱系數(shù)的影響

        圖8 為反應(yīng)器內(nèi)管壁面溫度、管內(nèi)流體平均溫度以及流體與內(nèi)管壁面間的平均對(duì)流傳熱系數(shù)的模擬值。

        圖8 不同表觀氣速下,內(nèi)管壁面和管內(nèi)流體的平均溫度以及對(duì)流傳熱系數(shù)的變化Fig.8 Variation of average temperature of inner wall and fluid and heat transfer coefficient in different superficial gas velocity.

        由圖8 可知,一方面,隨著表觀氣速的增大,內(nèi)管壁面溫度和管內(nèi)流體平均溫度降低,二者溫度差逐漸減小。這是由于流速越大導(dǎo)致載氣流量越大,這會(huì)讓流化載氣在單位時(shí)間內(nèi)帶走更多的壁面溫度。另一方面,隨著表觀氣速的增大,流體與內(nèi)管壁面間的平均對(duì)流傳熱系數(shù)先以較快的速度上升,在表觀氣速為1.1 m/s 時(shí)達(dá)到峰值后逐漸降低。這主要是由床層內(nèi)流型的變化導(dǎo)致的,對(duì)于處于鼓泡床狀態(tài)的床層,床層中顆粒相體積分?jǐn)?shù)較大,顆粒相對(duì)流傳熱占主導(dǎo),氣泡的存在促進(jìn)了床內(nèi)氣體、顆粒的混合并加快了顆粒從床層到傳熱表面的交換速度;而表觀氣速的增大會(huì)加快床層內(nèi)氣泡形成、聚并以及破碎的頻率,從而對(duì)管內(nèi)流體與壁面間的對(duì)流換熱起促進(jìn)作用。進(jìn)一步增大表觀氣速,雖然在一定程度上會(huì)增加床內(nèi)流體的湍流強(qiáng)度,但此時(shí)隨著床層密度進(jìn)一步下降,載氣相對(duì)流傳熱逐漸占主導(dǎo)地位,顆粒相流體體積分?jǐn)?shù)迅速降低,床層流型逐漸向湍動(dòng)床狀態(tài)轉(zhuǎn)變,管內(nèi)流體與壁面間的對(duì)流傳熱系數(shù)也隨之下降。

        3 結(jié)論

        1)在內(nèi)管與外管間的環(huán)形區(qū)域中,提高流經(jīng)該區(qū)域的熱煙氣流速,可在一定程度上提高熱煙氣與內(nèi)管壁面間的對(duì)流傳熱系數(shù),但對(duì)外壁面溫度的影響不大。

        2)在床層處于鼓泡床狀態(tài)下時(shí),顆粒相與內(nèi)管壁面和氣相間的溫度差隨粒徑的增大而增大,而顆粒相的平均對(duì)流傳熱系數(shù)則隨粒徑的增大而降低。

        3)逐漸增大表觀氣速會(huì)導(dǎo)致床層流型由鼓泡床向湍動(dòng)床轉(zhuǎn)變,在鼓泡床階段內(nèi),床內(nèi)流體與壁面間的對(duì)流傳熱系數(shù)隨表觀氣速的增大而增大,并在1.1 m/s 左右達(dá)到峰值;進(jìn)一步增大表觀氣速會(huì)導(dǎo)致床層顆粒相體積分?jǐn)?shù)下降,床內(nèi)流體對(duì)流傳熱系數(shù)也隨之下降。

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