張延豐， 杜 莉， 姚立影， 李 煌， 馬金偉， 張 杰，趙明明，王團亮

（1.甘肅藍科石化高新裝備股份有限公司，甘肅 蘭州 730070；2.中國石化股份有限公司 中原油田 普光分公司，河南 濮陽 457001）

熱能是工業(yè)過程二次能源主要表現(xiàn)形式，工業(yè)過程中大量余熱被排放到大氣中，因此，采用先進余熱回收與利用技術(shù)回收煙氣余熱具有十分重要的意義［1-2］。余熱鍋爐是一種大量使用的余熱回收設(shè)備，通過回收高溫余熱產(chǎn)生蒸汽，降低排煙溫度，有效提高了工業(yè)裝置能源利用率。隨著計算機技術(shù)的飛速發(fā)展，流體仿真技術(shù)越來越成熟，應(yīng)用越來越廣。國內(nèi)外眾多學(xué)者對余熱鍋爐的流動及傳熱機理進行了仿真分析。Antonio Gomez等［3］確定了余熱鍋爐的簡化結(jié)構(gòu)，并將數(shù)值模擬的結(jié)果與實際運行數(shù)據(jù)對比，驗證了模型簡化的合理性。周樟華等［4］將模型中的受熱部件做多孔介質(zhì)［5-6］簡化處理，模擬了鍋爐內(nèi)煙氣的三維穩(wěn)態(tài)定常流動。崔成云等［7］將受熱面簡化為多孔介質(zhì)，阻力系數(shù)根據(jù)設(shè)計值人為給定，采用標(biāo)準 κ-ε湍流［8-11］模型對余熱鍋爐入口煙道流場進行了數(shù)值分析。

以往的研究將余熱鍋爐作為一個整體進行模擬，存在計算周期長和過度簡化造成的失真問題。筆者認為煙氣余熱鍋爐雖然是一個整體，但其流體流動換熱主要集中在換熱段。基于此，文中改用分段式處理方法將換熱段從余熱鍋爐整體中剝離出來，針對換熱段同時存在光管及翅片管的具體情況，逐一建立屏管和過熱段管束、蒸發(fā)段管束及省煤段管束的三維模型，進行穩(wěn)態(tài)流動的數(shù)值模擬，研究余熱鍋爐內(nèi)煙氣流動特性、流體流經(jīng)各換熱段的流場及壓力情況。

1 煙氣余熱鍋爐換熱段整體概況

1.1 結(jié)構(gòu)組成

普光天然氣凈化廠6套聯(lián)合裝置共計12臺廢尾氣焚燒爐余熱鍋爐，由意大利FBM/MACCHI公司設(shè)計和制造。該尾氣焚燒爐余熱鍋爐為煙道式結(jié)構(gòu)，采用水汽自然循環(huán)，由上汽包、下集箱及進出口管箱組成。進口設(shè)備存在造價高、交貨周期長等問題，并且在運行中暴露出露點腐蝕問題，急需實現(xiàn)該余熱鍋爐的國產(chǎn)化研制。

煙氣余熱鍋爐換熱段（圖1）主要由屏管、過熱段、蒸發(fā)段及省煤段組成。過熱段分為3級，分別為一級過熱段、二級過熱段和三級過熱段，其中一級過熱段與二級過熱段為并聯(lián)布置。

圖1 煙氣余熱鍋爐換熱段結(jié)構(gòu)組成示圖

1.2 工作原理

煙氣余熱鍋爐工作時，高溫?zé)煔庥蓳Q熱段入口進入，依次經(jīng)過屏管、三級過熱段、一級（二級）過熱段、蒸發(fā)段及省煤段后，由出口管箱流出，完成余熱回收。

1.3 流通截面

該煙氣余熱鍋爐外形尺寸為12m×3.6m×10m，煙氣進口橫截面尺寸為3.6 m×3.6 m，出口橫截面尺寸為2.6 m×2.8 m。煙氣流經(jīng)屏管、三級過熱段、蒸發(fā)段的流通截面尺寸均為6.6 m×2.8 m，流經(jīng)一、二級過熱段的流通截面尺寸為3.3 m×2.8 m，流經(jīng)省煤段的流通截面尺寸為4.2 m×2.8 m。

1.4 管束特征

屏管管束、三級過熱段管束均為光管，其中屏管管束錯列布置，三級過熱段管束順列布置。一級過熱段管束、二級過熱段管束結(jié)構(gòu)相同，均為翅片管［12］，順列布置，共4列。 蒸發(fā)段管束為翅片管，順列布置，共14列。省煤段管束為翅片管，順列布置，共3列。

2 煙氣余熱鍋爐換熱段流體流動模擬

2.1 物理模型

煙氣余熱鍋爐換熱段管束三維模型見圖2～圖5。煙氣余熱鍋爐是一個整體，但其流體流動換熱主要集中在換熱段。以往的研究將余熱鍋爐作為一個整體進行模擬，存在計算周期長和過度簡化造成失真等問題。

圖2 屏管和三級過熱段管束三維模型

圖3 一級和二級過熱段管束三維模型

圖4 蒸發(fā)段管束三維模型

圖5 省煤段管束三維模型

2.2 邊界設(shè)置

采用ANSYS下的mesh模塊對物理模型進行網(wǎng)格劃分，網(wǎng)格形式為非結(jié)構(gòu)化網(wǎng)格，同時對翅片區(qū)域進行局部網(wǎng)格加密處理。邊界條件設(shè)置為速度入口和壓力出口。余熱鍋爐內(nèi)部煙氣的流動屬于湍流流動，遵循連續(xù)介質(zhì)的一般動力學(xué)定律，湍流運動中的各個物理量都是隨時間和空間變化的，流場中任一空間點上的流動參數(shù)滿足黏性流體流動的 Navier-Stokes 方程組［13-14］，本文采用標(biāo)準κ-ε湍流模型。

2.3 流體參數(shù)

煙氣余熱鍋爐換熱段流體物性及管束結(jié)構(gòu)參數(shù)見表1。

2.4 計算方法

模擬軟件中提供了2種求解器，一種是適合不可壓縮流動的分離求解器，它可順序地逐一求解各方程；另一種是適合可壓縮流動的耦合式求解器，即同時求解連續(xù)方程、動量方程、能量方程及組分輸運方程的耦合方程組。本文研究的氣體流速低，故采用分離求解器求解。壓力-速度耦合采用SIMPLE方法，壁面為無滑移壁面［15］。

表1 煙氣余熱鍋爐換熱段物性及結(jié)構(gòu)參數(shù)

3 煙氣余熱鍋爐換熱段管束模擬計算結(jié)果與分析

3.1 屏管和三級過熱段管束

針對圖2的屏管和三級過熱段管束三維模型進行模擬計算。

此模型中，屏管和三級過熱段管束布置方式為正交。計算時，煙氣流經(jīng)屏管前端的溫度設(shè)置為630℃，煙氣流出三級過熱段管束的溫度設(shè)置為576℃，煙氣物性采用該換熱段的平均值。計算得到的壓力云圖、速度矢量云圖及速度流線圖見圖6～圖 8。

圖6 屏管和三級過熱段管束壓力云圖

圖7 屏管和三級過熱段管束速度矢量云圖

圖8 屏管和三級過熱段管束速度流線圖

圖6為屏管和三級過熱段管束壓力云圖，可以看出，沿?zé)煔饬鲃臃较?，壓力逐漸減小，壓力在-5.3～16.6 Pa。同時可觀察到，橫向（煙氣流動方向為縱向）2排管之間的壓力大于換熱管正后方的壓力，這是因為沿?zé)煔饬鲃臃较?，由于受到換熱管束的阻擋作用，壓力逐漸減弱。經(jīng)計算，煙氣流經(jīng)屏管和三級過熱段管束的總壓降為13.6 Pa。

圖7為屏管和三級過熱段管束速度矢量云圖，從圖中可看出，2排換熱管橫向之間的速度明顯變大，煙氣在換熱管的背風(fēng)側(cè)形成流動死區(qū)。這是因為當(dāng)煙氣流經(jīng)換熱管束時，由于管束的存在，流通面積減小，速度變大，同時在換熱管束的背風(fēng)側(cè)形成流動死區(qū)，速度為0～10 m/s。

圖8為屏管和三級過熱段管束速度流線圖，可觀察到粒子的運動軌跡，由于受到管束的干擾作用，粒子的運動方向發(fā)生變化。

3.2 一級和二級過熱段管束

針對圖3的一級和二級過熱段管束三維模型進行模擬計算。此模型中，一級和二級過熱段為并聯(lián)布置。煙氣同時經(jīng)過一級和二級過熱段。煙氣流經(jīng)一級和二級換熱段前端溫度為576℃，流出溫度為409℃，煙氣物性采用該換熱段的平均值。計算得到的一級和二級過熱段管束壓力云圖、速度矢量云圖及速度流線圖見圖9～圖11。

圖9 一級和二級過熱段管束壓力云圖

圖10 一級和二級過熱段管束速度矢量云圖

圖11 一級和二級過熱段管束速度流線圖

圖9為一級和二級過熱段管束壓力云圖，分析圖9可知，沿著煙氣的流動方向，壓力逐漸減小，壓力在 -89.6～4.54 Pa，相比于屏管及三級過熱段，壓降變化更大。這是因為該換熱管為翅片管，相比于光管壓降損失更大。經(jīng)計算，煙氣流經(jīng)一級和二級過熱段管束的總壓降為70 Pa。

圖10為一級和二級過熱段管束速度矢量云圖，從圖中可看出，流速較大的位置主要集中在2排換熱管的正中間，管束背風(fēng)側(cè)存在一定的流動死區(qū)，但相較于屏管及三級換熱段管束，死區(qū)面積明顯減小。這主要是因為一級和二級過熱段管束同一排兩相鄰的換熱管距離較遠，后面換熱管對前面換熱管的阻力作用減弱。

圖11為一級和二級過熱段管束速度流線圖，從圖中可以看出，煙氣在流經(jīng)翅片管束時，在換熱管的前端翅片部分未有煙氣流過，煙氣由前端流入，經(jīng)上、下端流出。

3.3 蒸發(fā)段管束

針對圖4的蒸發(fā)段管束三維模型進行模擬計算。此模型中，蒸發(fā)段管束為翅片管，管列數(shù)為14。計算時，煙氣流入蒸發(fā)段管束前端溫度為409℃，換熱后流出溫度為256℃，煙氣物性采用該換熱段的平均值。計算得到的蒸發(fā)段管束的壓力云圖、速度矢量云圖及速度流線圖見圖12～圖 14。

圖12 蒸發(fā)段管束壓力云圖

圖13 蒸發(fā)段管束速度矢量云圖

圖14 蒸發(fā)段管束速度流線圖

圖12為蒸發(fā)段管束壓力云圖，分析圖12可知，沿著煙氣的流動方向，壓力逐漸減小，壓力為0～10.2 Pa。經(jīng)計算，煙氣流經(jīng)蒸發(fā)段管束的總壓降為 234 Pa。

圖13為蒸發(fā)段管束速度矢量云圖，分析圖13可知，煙氣在流經(jīng)蒸發(fā)段管束時，在管束背風(fēng)側(cè)形成流動死區(qū)，且沿著流動方向，流體的流動狀態(tài)發(fā)生改變，管束背風(fēng)側(cè)流動死區(qū)逐漸減小，2排換熱管束間隙的流速也相應(yīng)減小。這是因為管束間距較小，煙氣大部分從管束的上部及下部流出，換熱管中心區(qū)域流動阻力較大，煙氣通過量很小。

圖14為蒸發(fā)段管束速度流線圖，煙氣流經(jīng)翅片管時，在翅片管的前端及后端形成流動死區(qū)，大部分煙氣經(jīng)翅片管的上部及下部流出。

3.4 省煤段管束

針對圖5的省煤段管束三維模型進行模擬計算。此模型中，省煤段管束共有3列，換熱管為翅片管。煙氣流入省煤段前端溫度為256℃，流出溫度為229℃，煙氣物性采用該換熱段的平均值。計算得到的省煤段管束的壓力云圖、速度矢量云圖及速度流線圖見圖15～圖17。

圖15 省煤段管束壓力云圖

圖16 省煤段管束速度矢量云圖

圖17 省煤段管束速度流線圖

圖15為省煤段管束壓力云圖，從圖15可以看出，沿?zé)煔饬鲃臃较?，壓力逐漸減小，壓力為2.4～569 Pa。

圖16為省煤段管束速度矢量云圖，同前面幾個換熱段有明顯的不同，煙氣最大流速不是出現(xiàn)在2排換熱管之間，而是出現(xiàn)在管束的背風(fēng)側(cè)，并且沿著煙氣的流動方向，管束背風(fēng)側(cè)流速逐漸增大。

圖17為省煤段管束速度流線圖，從流線圖中可以看出，造成該現(xiàn)象的主要原因是在翅片管的后上方及后下方出現(xiàn)漩渦，導(dǎo)致2排換熱管之間的流速減小，大部分煙氣經(jīng)翅片管流過，并在換熱管背風(fēng)側(cè)速度達到最大。由于省煤段管束流通截面積減小，流速增大，且溫度較低，故密度、黏度增大。經(jīng)計算，煙氣流經(jīng)省煤段管束的總壓降為 560 Pa。

3.5 總壓降比較

經(jīng)模擬計算，煙氣流經(jīng)屏管及三級過熱段換熱管束的壓降為13.6 Pa，流經(jīng)一級、二級過熱段換熱管束的壓降為70 Pa，流經(jīng)蒸發(fā)段的壓降為234 Pa，流經(jīng)省煤段的壓降為 560 Pa，煙氣由入口到出口合計壓降為877.6 Pa。從現(xiàn)場應(yīng)用DCS系統(tǒng)采集到的煙氣入口壓力為-1.1 kPa，出口壓力為-0.3 kPa，計算壓降為800 Pa。比較模擬壓降值與實際壓降值，計算結(jié)果與實際應(yīng)用的誤差為9.7%。

4 結(jié)語

本文采用數(shù)值分析軟件進行了煙氣余熱鍋爐換熱段流體流動特性的數(shù)值模擬計算。模擬結(jié)果表明，當(dāng)同排換熱管間距較小時，流經(jīng)翅片管的煙氣流速較小，當(dāng)增大同排換熱管間距時，背風(fēng)側(cè)流動死區(qū)明顯減小。當(dāng)相鄰2排換熱管之間間距較小時，沿著流動方向，管束背風(fēng)側(cè)流動死區(qū)逐漸減小，煙氣流經(jīng)翅片管區(qū)域的速度逐漸增大，且在末端流動出現(xiàn)漩渦。當(dāng)相鄰2排換熱管之間間距較大時，煙氣最大流速出現(xiàn)在管束的背風(fēng)側(cè)，同時在翅片管的后上方及后下方出現(xiàn)漩渦，大部分煙氣從翅片管中心區(qū)流過。在進行管束布置時，要綜合考慮管束的布置方式，以最大限度提高換熱效率并減小壓降。