沈文朋 莫隴剛 宋 偉 仲 誠(chéng)

（1.天華化工機(jī)械及自動(dòng)化研究設(shè)計(jì)院有限公司；2.蘭州理工大學(xué)石油化工學(xué)院；3.中石油蘭州石化公司化工儲(chǔ)運(yùn)中心）

工業(yè)化的進(jìn)步需要能源作為依托，目前全世界對(duì)能源的需求在持續(xù)不斷地增加，因此開(kāi)發(fā)能夠代替不可再生能源的新能源、大力開(kāi)展節(jié)能減排工作已經(jīng)十分迫切［1］。 化工廠加熱爐中產(chǎn)生的煙氣排煙溫度比較高，大部分熱量直接被排放而無(wú)法被利用，不僅造成了能源的浪費(fèi)，還加劇了溫室效應(yīng)［2］。 廢熱鍋爐回收裝置是針對(duì)煙氣能源回收的一種廣泛實(shí)施的應(yīng)用技術(shù)，這也促使廢熱回收裝置成為能源研究領(lǐng)域的熱門(mén)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(wèn)題，并提出了解決問(wèn)題的思路，為煙氣余熱回收利用技術(shù)的研究與推廣提供了參考［3］。LEE C E等利用熱力學(xué)分析方法發(fā)現(xiàn)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(jié)構(gòu)也有大量學(xué)者進(jìn)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(qū)［5］。 付磊等采用Workbench軟件建立了管殼式換熱器三維實(shí)體模型，對(duì)換熱器管側(cè)和殼側(cè)的兩流程耦合進(jìn)行計(jì)算［6］。 呂金麗等采用數(shù)值模擬的方法模擬了殼側(cè)發(fā)生相變的管殼式換熱器的兩相流動(dòng)和相變傳熱［7］。PAISARN N和THIANPONG C等先后研究了不同插物結(jié)構(gòu)對(duì)管程換熱性能的影響，從實(shí)驗(yàn)結(jié)果發(fā)現(xiàn)插物結(jié)構(gòu)為紐帶時(shí)，換熱性能提升較大［8，9］。 SARADA S NAGA等針對(duì)臥式管殼式換熱器，通過(guò)對(duì)比不同寬度的紐帶結(jié)構(gòu)，發(fā)現(xiàn)紐帶寬度26 mm時(shí)換熱性能提升較高［10］。 張亮等利用數(shù)值模擬分析發(fā)現(xiàn)，波紋管在殼程進(jìn)口流速超過(guò)2 257 kg/h時(shí)，繼續(xù)增加進(jìn)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(duì)象，采用數(shù)值模擬軟件建立了管殼式換熱器三維實(shí)體模型，之后對(duì)殼程流體的速度場(chǎng)、溫度場(chǎng)和冷凝水體積分布情況進(jìn)行了分析研究［12］。 孟芳提出一種新型的單殼程雙螺旋對(duì)稱(chēng)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(dòng)與傳熱， 分析了3種結(jié)構(gòu)下?lián)Q熱器的傳熱特性，發(fā)現(xiàn)減小折流板間距會(huì)增加流動(dòng)阻力，對(duì)傳熱系數(shù)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(guò)數(shù)值模擬證明新型折流桿結(jié)構(gòu)相比于傳統(tǒng)結(jié)構(gòu)抗振性能更優(yōu)［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(duì)象，通過(guò)數(shù)值模擬，對(duì)此結(jié)構(gòu)下管程和殼程的流體換熱進(jìn)行模擬計(jì)算，研究廢熱鍋爐內(nèi)不同位置管程和殼程的溫度分布，并對(duì)比不同煙氣進(jìn)口速度和丙烷進(jìn)口速度對(duì)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(shù)量較多，模型較為復(fù)雜， 現(xiàn)有條件無(wú)法對(duì)其進(jìn)行模擬，因此，進(jìn)行模型簡(jiǎn)化，只模擬35根換熱管，研究丙烷進(jìn)口與煙氣進(jìn)口速度對(duì)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(duì)模型進(jìn)行簡(jiǎn)化，具體結(jié)構(gòu)參數(shù)如下：

殼體總長(zhǎng) 1 450 mm

殼體外徑 240 mm

殼體厚度 10 mm

換熱管長(zhǎng) 1 150 mm

進(jìn)出口內(nèi)徑 40 mm

進(jìn)出口長(zhǎng)度 40 mm

換熱管內(nèi)徑 15 mm

換熱管間距 25 mm

折流板數(shù)量 6個(gè)

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(shè)

為方便計(jì)算，對(duì)模型的基本假設(shè)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(nèi)的流動(dòng)與傳熱均處于穩(wěn)態(tài)工況運(yùn)行。

2.2 控制方程

質(zhì)量守恒方程：

3 計(jì)算域及網(wǎng)格劃分

計(jì)算域分為管程流體域（圖2a）與殼程流體域（圖2b）兩部分，網(wǎng)格劃分時(shí)，先將建好的三維模型進(jìn)行體積抽取。 體積抽取完成之后，將模型導(dǎo)入Fluent-meshing中進(jìn)行非結(jié)構(gòu)化網(wǎng)格劃分，殼程網(wǎng)格數(shù)1 074 699，管程網(wǎng)格數(shù)613 247，質(zhì)量均合格且滿足無(wú)關(guān)性驗(yàn)證。 整體、局部網(wǎng)格圖如圖3所示。

圖2 管程、殼程流體域

圖3 整體、局部網(wǎng)格圖

4 求解方法

邊界條件采用速度進(jìn)口和壓力出口。 煙氣走管程，煙氣混合物氣體成分按表1設(shè)置，進(jìn)口溫度設(shè)為500 ℃，丙烷走殼程，進(jìn)口溫度37 ℃。 模擬采用SIMPLE算法對(duì)壓力和速度進(jìn)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(dòng)量方程、湍動(dòng)能和湍流耗散率空間離散格式均為二階迎風(fēng)格式。 當(dāng)進(jìn)出口流量偏差小于0.1%，并且各方向的速度、k值、ε等參數(shù)誤差小于10-4，能量方程誤差小于10-6時(shí)認(rèn)為計(jì)算收斂。

表1 煙氣組分表

5 結(jié)果與分析

5.1 流線分布

模擬管程和殼程的流體流動(dòng)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?fù)Q熱管流動(dòng)，基本為直線型。 殼程流線可以看到其運(yùn)動(dòng)軌跡呈S型，因?yàn)檎哿靼宓恼哿髯饔?，使得丙烷在流?dòng)過(guò)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(jìn)口速度為4 m/s，丙烷進(jìn)口速度為1 m/s時(shí)，模擬管程與殼程的流動(dòng)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(jìn)口到出口，溫度沿?fù)Q熱管逐漸降低。 由于管程流體為高溫?zé)煔?，在入口處溫度最高，?00 ℃。 當(dāng)熱流體流過(guò)換熱管時(shí)， 與管外冷流體發(fā)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(guò)殼體，在折流板的擾流作用下與換熱管內(nèi)的高溫?zé)煔獍l(fā)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(qū)域，這是因?yàn)樵谡哿靼灞沉魈?，由于漩渦流的存在，流體只在該區(qū)域內(nèi)打轉(zhuǎn)，無(wú)法沿流道流走，與流通流體進(jìn)行熱量交換。 從而隨著時(shí)間的進(jìn)行，漩渦流不斷與換熱管進(jìn)行熱量交換，使得自身溫度升高，高于周?chē)黧w。

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(shù)值越大，越遠(yuǎn)離管程進(jìn)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?yàn)檎哿靼宓拇嬖谑沟谜哿靼灞沉魈幈橥Ａ魰r(shí)間較長(zhǎng)，換熱比其他地方充分，所以該處溫度低于其他區(qū)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(zhǎng)度，溫度變化幅度升高，說(shuō)明管程中煙氣溫度換熱沿?fù)Q熱管長(zhǎng)度越來(lái)越強(qiáng)。

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(shù)值越大， 表明越接近殼程進(jìn)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(lái)越大， 說(shuō)明越遠(yuǎn)離殼程進(jìn)口，換熱越充分。 同時(shí)從圖9中可以看到，截面圖中心處溫度比周邊溫度高，說(shuō)明內(nèi)部區(qū)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(jìn)口速度的影響

設(shè)丙烷進(jìn)口速度為1 m/s，分別計(jì)算煙氣進(jìn)口速度為1、2、3、4、5 m/s時(shí)， 煙氣和丙烷出口溫度，其變化曲線如圖10所示。 隨著煙氣進(jìn)口速度的增大，煙氣和丙烷出口速度均增大，因?yàn)楦邷責(zé)煔馑俣仍酱?，管程中的煙氣停留時(shí)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(guò)程中，接觸的煙氣溫度越高，使得出口溫度越高。

圖10 煙氣進(jìn)口速度影響曲線圖

5.4 丙烷進(jìn)口速度的影響

設(shè)煙氣進(jìn)口速度為1 m/s，分別計(jì)算丙烷進(jìn)口速度為1、2、3、4、5 m/s時(shí)， 煙氣和丙烷出口溫度，其變化曲線如圖11所示。 隨著丙烷進(jìn)口速度的增大，煙氣和丙烷出口速度均減小，因?yàn)楸樗俣仍酱?，相?duì)高溫?zé)煔馑俣仍叫?，管程中的煙氣停留時(shí)間越長(zhǎng)，換熱越多，因此出口溫度越低。 而殼程中丙烷在換熱過(guò)程中， 接觸的煙氣溫度越低，使得出口溫度越低。

圖11 丙烷進(jìn)口速度影響曲線圖

6 結(jié)論

6.1 折流板對(duì)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(qū)域內(nèi)打轉(zhuǎn)，使得流體不斷與換熱管進(jìn)行熱量交換，自身溫度不斷升高，流體溫度普遍高于其他區(qū)域。

6.2 在同一截面，管束中心區(qū)域溫度高于其他區(qū)域。 無(wú)論是管程還是殼程，流體在流動(dòng)換熱過(guò)程中沿?fù)Q熱管方向換熱效果越來(lái)越強(qiáng)。

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