邵杰(蘭州石化公司電儀事業(yè)部電氣一車間,甘肅蘭州730070)
列管式廢熱鍋爐換熱管煙氣傳熱特性數(shù)值模擬及分析
邵杰
(蘭州石化公司電儀事業(yè)部電氣一車間,甘肅蘭州730070)
采用氣固兩相流對廢熱鍋爐的換熱管傳熱特性進行數(shù)值計算,分析了管徑、流速對傳熱的影響。其中連續(xù)相采用Realizable k-ε模型求解,顆粒相采用DPM模型求解,并且考慮了顆粒的輻射特性及其與離散相間的雙向耦合;采用DO模型計算輻射方程。
對流換熱;輻射換熱;廢熱鍋爐
隨著我國能源形勢越來越嚴峻,廢熱資源的回收利用越來越受到國家和用能大戶的重視。廢熱資源在工業(yè)能耗中占有相當大的比例,其數(shù)量可以根據(jù)熱力學定律和工業(yè)流程計算獲得[1],這部分能源的順利回收可產(chǎn)生巨大的經(jīng)濟效益和社會效益。同時,在節(jié)能減排和環(huán)境保護政策的支持下,各種提高能源利用效率的設(shè)備相繼被開發(fā)并在實踐中得到應(yīng)用。近些年,能源綜合利用的進一步深化使得各種余熱鍋爐越來越多,然而高溫煙氣熱能回收中同時存在氣體的對流換熱和氣體、固體顆粒的輻射換熱,傳熱過程復雜。對列管式廢熱鍋爐換熱管的傳熱進行模擬,為該形式廢熱鍋爐的設(shè)計提供一些參考。
在以煤、石油、天然氣等為燃料的燃燒設(shè)備中,燃燒產(chǎn)物通常含有一定濃度的二氧化碳、水蒸汽和固體顆粒,在金屬冶煉過程中也會產(chǎn)生一氧化碳等氣體和固體顆粒,這些過程氣體具有非灰輻射特性[2]。在一定的溫度下,這些氣體的輻射能力不僅取決于氣體容積和形狀,而且還與表面的位置有關(guān)[3]。在廢熱鍋爐傳熱中存在非灰氣體輻射、固體顆粒輻射、對流和導熱的復合能量交換,且輻射換熱量常常不能忽略。
列管式余熱鍋爐由上筒體、下筒體和換熱管等組成,上、下筒體外表面絕熱處理,簡化結(jié)構(gòu)如圖1所示。
圖1 鍋爐結(jié)構(gòu)圖
過程氣體的流動及傳熱采用歐拉-拉格朗日方法進行計算,既在Euler坐標系下建立微分方程組求解其流動、傳熱,在Lagrange坐標系下應(yīng)用牛頓第二定律跟蹤求解流場中的每個粒子的運動軌跡;連續(xù)相、離散相的相互作用服從牛頓第三定律,以源項添加與各自的求解方程中實現(xiàn)相間的耦合[5]。
2.1連續(xù)相控制微分方程
流動及換熱過程涉及到以下控制方程[6]:
連續(xù)性方程:
動量守恒方程:
能量守恒方程:
式中:u,v,w——速度在三個坐標上的分量;ρ——密度;U為速度矢量;Su,Sv,Sw——三個動量方程的廣義源;η——動力粘度;h——比焓;λ——導熱系數(shù);Sh——內(nèi)熱源。
由于輻射計算與流場和一般的傳熱方程形式完全不同,需要考慮空間不同方向上的傳熱,所以沒有梯度項,因而也不能使用通用的能量和傳熱方程表示,只能在能量源項中考慮,因此需要單獨列出輻射傳遞方程,通過求解輻射傳遞方程來得到輻射熱流,也就是說使用輻射傳遞方程求解輻射傳熱產(chǎn)生的能量源項。對于吸收、發(fā)射、散射性介質(zhì),在位置r處沿著方向s的輻射傳遞方程(RTE)為[7]:
文中采用離散坐標模型(DOM)求解輻射方程。DO模型計算范圍涵蓋了從表面輻射、半透明介質(zhì)輻射到燃燒問題中出現(xiàn)的參與性介質(zhì)輻射在內(nèi)的各種輻射問題,可以計算灰體輻射,也可以計算非灰體輻射,是計算中經(jīng)常使用的一個模型。
2.2離散相運動方程
連續(xù)相與顆粒相間的相互作用采用雙向耦合方法計算,y方向的顆粒運動方程如下[8]:
2.3網(wǎng)格劃分及邊界條件
由于上下筒體絕熱處理,沒有熱量交換,現(xiàn)以單根換熱管為幾何模型,對其劃分六面體結(jié)構(gòu)化網(wǎng)格,且在近壁面處加密,壁面采用無滑移邊界條件和標準壁面函數(shù)。換熱管長度為5410mm,壁厚5 mm,氣體入口采用速度邊界條件,溫度Tin=1323 K,顆粒質(zhì)量流量為1g/s;出口采用自由出流邊界條件;操作壓力Pabs=3051325Pa;換熱管外空間壓力為3MPa,內(nèi)壁為灰體輻射,發(fā)射率為0.89,粒徑分布采用Rosin-Rammler分布[9]。為便于計算模型采用如下假設(shè):①換熱管熱阻為常數(shù),為1.2 W/(m·K);②過程氣體視為理想氣體;③忽略氣體散射[4]。
2.4材料物性參數(shù)
過程氣體在不同溫度下的物理參數(shù)通過氣體物性參數(shù)表經(jīng)擬合得到,適用范圍為750K到1600K,擬合結(jié)果如式(8)~(10)。
氣體比熱容cp:
動力粘度η:
導熱系數(shù)λ:
過程氣體中的固體顆粒輻射能力遠強于氣態(tài)流體,本文計算證固體顆粒發(fā)射系數(shù)取ε=0.83[10]。
3.1換熱管傳熱模擬
所有換熱管為并聯(lián)關(guān)系,且結(jié)構(gòu)尺寸相同,取單根換熱管為研究對象。氣體的輻射率是氣體當?shù)販囟萒g、氣體分壓力p和平均射線程長s乘積的函數(shù),既εg=f(Tg,ps),故非灰氣體輻射換熱量受到氣體幾何容積的影響[4]。對于列管式換熱器影響幾何容積的因素有管段長度和內(nèi)徑,現(xiàn)以內(nèi)徑為變量,固定進氣溫度為1323K、流速為10m/s,進行換熱計算。換熱管內(nèi)徑d分別取50mm、100mm、150mm、200mm、250mm、300mm。圖2為相同進口速度下,過程氣體溫度隨內(nèi)徑變化的等值線圖如圖2所示。
圖2 過程氣體溫度隨內(nèi)徑變化(v=10 m/s)
圖3為相同進口速度下,換熱量隨內(nèi)徑變化情況。
圖3 換熱量隨內(nèi)徑變化(v=10 m/s)
流速變化使熱邊界層厚度發(fā)生變化,影響流體向固體壁面的導熱,進而影響總換熱量。現(xiàn)以進口速度為變量,固定進氣溫度T為1323K、換熱管內(nèi)徑d為100mm,進行換熱計算。進口速度v分別取9m/ s、10m/s、11m/s、12m/s、13m/s、14m/s、15m/s。圖 4為相同管徑下,過程氣體溫度隨進口流速變化的等值線圖。
圖4 過程氣體溫度變化(d=100 mm)
圖5為相同換熱管規(guī)格下,換熱量隨進口速度變化情況。
圖5 換熱量隨進口速度變化(d=100 mm)
在列管式廢熱鍋爐設(shè)計過程中經(jīng)常用到復合換熱表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)來確定換熱溫差及換熱面積,同時也為了表示換熱管在不同工況下的換熱效果,將復合換熱表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)在各工況下的變化情況進行整理,如圖6所示:
圖6 復合表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的變化
3.2結(jié)果分析
圖2和圖4展示了過程氣體溫度變化情況,隨著管徑和流速的增加,流量增大,出口溫度隨之增加。
由圖3可知,隨著管徑的增大,輻射換熱量呈線性增加,對流換熱量相對穩(wěn)定,總換熱量增加;輻射換熱比例增大,但增加速率逐漸減小,對流換熱比例相應(yīng)減小。當管徑d<250mm時,隨著管徑的增大,輻射換熱量占總換熱量的比例增加明顯,當d>250mm時,該比例增加減緩。既隨著管徑的增加,對流換熱量變化很小,輻射換熱量顯著增加。
由圖5可知,對于d=100mm的換熱管,隨著速度的增加,總換熱量雖然增加,但輻射換熱量逐漸減小,由14%逐漸降低到7.3%;由于流速增加,流體擾動增強,導致邊界層變薄,對流換熱量增加顯著。既隨著流速的增加,對流換熱量增加,輻射換熱量減小。
在圖3和圖5中,輻射換熱量占總換熱量的最大比例25.7%,當進口速度v=10m/s,管徑d=300 mm時,輻射換熱比例為25.7%,列管式廢熱鍋爐以對流方式換熱為主。
圖6展示了復合換熱表面換熱系數(shù)的變化情況。當管徑一定時,隨著流速的增加,復合換熱系數(shù)增加。流速一定時,對流換熱量變化平穩(wěn),當管徑d<150mm時,由于輻射換熱比例小,總換熱量增加較小,隨著管徑的增大,復合換熱系數(shù)減??;當管徑d>150mm時,輻射換熱比例逐漸增大,總換熱量變化大,隨著管徑的增大復合換熱系數(shù)增大。
由以上分析可知,增加流速和管徑都會使總換熱量增加,但由于顆粒對管壁的磨損,流速的增加受到了一定限制,處于高溫高壓狀態(tài)時,更應(yīng)該限制管內(nèi)的最大流速;同時,流速的增加將增大鍋爐阻力,增加動力設(shè)備的能耗,對下游的工藝或設(shè)備也會造成影響。而增大換熱管管徑可以在不增加流速的情況下增大換熱量,可以滿足對最大流速限制的要求。
(1)在列管式廢熱鍋爐換熱過程中以對流換熱為主,輻射換熱占總換熱量的最大比例為25.7%;
(2)相同流速下,隨著管徑的增大,復合換熱表面換熱系數(shù)先減小后增大,輻射換熱占總換熱的比例逐漸增大,當進口速度v=10m時,管徑每增加50 mm,輻射換熱量平均增加50%;
(3)相同管徑情況下,隨著流速的增加,復合換熱表面換熱系數(shù)增大,輻射換熱占總換熱的比例減小,當管徑d=100mm時,進口速度每增加1m/s,輻射換熱量減小7.7%。
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