小型LNG裝置纏繞管換熱器的設(shè)計(jì)

李京瑤公茂瓊湯奇雄孫兆虎鄒鑫陳高飛吳劍峰

（1中國(guó)科學(xué)院理化技術(shù)研究所，北京100190；2中國(guó)科學(xué)院大學(xué)，北京100049；3中科睿凌低溫設(shè)備有限公司，北京101499）

引 言

在天然氣液化、空氣分離、低溫甲醇洗等低溫工程中，結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小的纏繞管式換熱器獲得了廣泛的應(yīng)用。對(duì)于壓力低于4MPa的情況，一般的鋁制板翅式換熱器可滿足要求；對(duì)于高壓需求，采用纏繞管換熱器最高可承受20MPa壓力［1］。由于采用螺旋管盤繞，空間利用率高，在相同的空間里可得到大的傳熱面積，布置較長(zhǎng)的傳熱管道，而且比直管有更高的傳熱系數(shù)，換熱效率更高。同時(shí)纏繞管換熱器在結(jié)構(gòu)上較為緊湊，并且具有一定的溫度自補(bǔ)償能力，適應(yīng)性及可靠性更好，因而在各種換熱設(shè)備中得到廣泛應(yīng)用［2］。

如圖1所示，纏繞管式換熱器由纏繞管芯體和殼體兩部分組成。纏繞管芯體由中心筒、換熱管、隔條等組成。小直徑管以單管或多管焊接的方式以螺旋狀纏繞在芯管上，各層纏繞方向相反，纏繞角度一般為5°～20°［3］。繞管的徑向間距用特制的金屬隔條來調(diào)節(jié)，保證管子之間的橫向和縱向間距，隔條與管子之間用管卡固定連接或者焊接，換熱管與管板采用強(qiáng)度焊加貼脹的連接結(jié)構(gòu)，中心筒在制造中起支撐作用，因而要求有一定的強(qiáng)度和剛度。殼體由筒體和封頭等組成［4］。

圖1 多股流纏繞管換熱器結(jié)構(gòu)Fig.1 Structure of multi－stream heat exchanger

現(xiàn)有纏繞管換熱器的研究主要是從理論上研究幾何參數(shù)對(duì)換熱和壓降的影響以及單質(zhì)無相變的熱力設(shè)計(jì)，對(duì)于多股流發(fā)生相變的研究缺乏準(zhǔn)確的理論依據(jù)，涉及的文獻(xiàn)較少，但在工程應(yīng)用中，多股流相變繞管換熱器的應(yīng)用需求廣泛。因此，本文通過研究設(shè)計(jì)用于小型LNG裝置的纏繞管換熱器，探索出多股流相變繞管換熱器的設(shè)計(jì)方法，為纏繞管換熱器的實(shí)際應(yīng)用提供參考。

1 纏繞管換熱器計(jì)算方法

對(duì)纏繞管換熱器建立模型前，做以下假設(shè)：①殼側(cè)流動(dòng)方向唯一；②軸向?qū)岷雎?；③漏熱忽略?/p>

1.1 幾何模型

為了保證每層纏繞管的傳熱管長(zhǎng)、纏繞角度、管間距相同，每層的纏繞直徑和傳熱管數(shù)呈比例增加。最簡(jiǎn)單的設(shè)計(jì)方法是：纏繞角保持不變，最內(nèi)層纏繞直徑為環(huán)形均勻布置，最內(nèi)層布置1根管，第二層2根管，第三層3根管，以此類推。選取任意兩層m，n（m＜n），m層內(nèi)放置內(nèi)筒，n層外放置外殼，內(nèi)筒和外殼之間的環(huán)形共有 （n－m＋1）層繞管。

定義一個(gè)纏繞管數(shù)因子r，以r倍增加傳熱管數(shù)量，則以上模型中傳熱管數(shù)為r，2r，3r，…，當(dāng)r＝1，2，3…整數(shù)時(shí)，每層傳熱管數(shù)為整數(shù)；當(dāng)r不是整數(shù)時(shí)，每層傳熱管數(shù)量四舍五入取整。

將第z層繞管展開，如圖2所示。幾何計(jì)算公式如表1所示。

圖2 傳熱管展開圖Fig.2 Expansion of heat transfer tubes

表1 幾何模型計(jì)算公式Table 1 Geometric model formula

1.2 傳熱模型

Schmidt［5］把直管內(nèi)流動(dòng)換熱加上離心力對(duì)傳熱系數(shù)的影響，提出了計(jì)算管側(cè)傳熱膜系數(shù)的方法。管內(nèi)發(fā)生冷凝時(shí)，需要計(jì)算兩相傳熱系數(shù)；與純蒸汽凝結(jié)換熱相比，混合蒸汽凝結(jié)換熱時(shí)，冷凝溫度變化，有傳質(zhì)發(fā)生，傳熱傳質(zhì)間相互影響。本文管側(cè)冷凝傳熱模型采用的Bell等［6－8］方法是以膜理論為基礎(chǔ)建立的，假設(shè)冷凝過程在氣相主體溫度下達(dá)到汽液平衡，令Z＝qsv／qt，用冷凝曲線求Z。殼側(cè)傳熱采用Patil等［9］推薦的殼側(cè)傳熱計(jì)算關(guān)聯(lián)式。殼側(cè)兩相傳熱時(shí)，先計(jì)算液相單相傳熱系數(shù)，再乘以兩相流系數(shù)，便可得到兩相流的傳熱系數(shù)。Gungor等［10］提出的對(duì)管內(nèi)和環(huán)側(cè)流動(dòng)沸騰通用的簡(jiǎn)化關(guān)聯(lián)式，工程引用較廣泛，預(yù)測(cè)結(jié)果較好。關(guān)聯(lián)式如表2所示。

1.3 壓降模型

管內(nèi)單相壓降采用Schdmit提出的盤管內(nèi)流動(dòng)流體的壓力損失公式。Le Feuvre［11］對(duì)比了交叉排列管和螺旋纏繞管的傳熱模型，提出可以用交叉排列管模型來模擬螺旋纏繞管的傳熱和壓降。因此本文的壓降模型建立選取了Smith等［12］通過實(shí)驗(yàn)研究交錯(cuò)排列管束的傳熱性能得出的殼側(cè)摩擦因子式，Re范圍1000～10000。關(guān)聯(lián)式如表3所示。

表2 傳熱模型公式Table 2 Heat transfer model formula

表3 壓降模型公式Table 3 Pressure drop model formula

1.4 程序設(shè)計(jì)

基于以上模型，對(duì)換熱器進(jìn)行程序設(shè)計(jì)，溫差采用對(duì)數(shù)平均溫差，由于工程應(yīng)用中換熱器內(nèi)工質(zhì)物性隨壓力、溫度變化較大，工質(zhì)物性隨溫度變化的影響不可忽略，但在微元段內(nèi)可視為物性保持不變，因此基于LMTD法采用微元分段設(shè)計(jì)法。如圖3所示，對(duì)管束進(jìn)行分段，固定每段管束長(zhǎng)為L(zhǎng)i，已知管進(jìn)口溫度tt1，殼出口溫度ts1，先假定管側(cè)出口溫度tt2，然后通過迭代計(jì)算，得到真實(shí)tt2，最后求得所需管束長(zhǎng)，管側(cè)和殼側(cè)的溫度分布。程序框圖如圖4所示。

2 模型驗(yàn)證

為了驗(yàn)證所建立模型的準(zhǔn)確性，對(duì)文獻(xiàn) ［14］中某廠一臺(tái)纏繞管換熱器 （E8）進(jìn)行傳熱系數(shù)、傳熱面積、壓力降等相關(guān)參數(shù)的核算，通過比較核算值與設(shè)計(jì)值來驗(yàn)證模型的準(zhǔn)確性。表4列出了E8換熱器的核算結(jié)果對(duì)比。

圖3 微元分段示意圖Fig.3 Schematic plot of piecewise infinitesimal

從表4可以看出平均纏繞直徑、纏繞角度、纏繞管數(shù)量、最外層纏繞直徑與原設(shè)計(jì)值偏差在3%以內(nèi)，表中還列出了原設(shè)計(jì)值中未知的一些幾何參數(shù)。其中，由于模型中選擇了較大的污垢熱阻，來彌補(bǔ)所需要的裕量傳熱面積，故總傳熱系數(shù)偏差20.58%。而傳熱負(fù)荷與原設(shè)計(jì)值偏差0.48%，傳熱面積、傳熱管長(zhǎng)度、管束長(zhǎng)度偏差值都在5%以內(nèi)，這也說明了僅傳熱系數(shù)的大偏差沒有影響模型其他參數(shù)的準(zhǔn)確度。從以上的分析中可以看出，本文選用的幾何、傳熱、壓力損失等計(jì)算公式基本正確，建立的模型合理、可靠。

圖4 程序設(shè)計(jì)流程圖Fig.4 Programming flowchart

3 實(shí)例計(jì)算

用經(jīng)過驗(yàn)證的模型設(shè)計(jì)一個(gè)用于小型LNG裝置的纏繞管換熱器，由－45℃到－155℃，換熱器中管側(cè)為熱流，被冷卻冷凝，殼側(cè)為冷流，被加熱蒸發(fā)。以主冷換熱器LNG101進(jìn)行實(shí)例計(jì)算，工藝條件如表5所示。

物性使用ASPEN數(shù)據(jù)庫(kù)。由文獻(xiàn)可知，管徑越小，傳熱系數(shù)越大，為了避免毛細(xì)效應(yīng)，取管徑4mm，內(nèi)徑3mm，選取合適的t／do＝1.25，t＝5 mm，繞管換熱器計(jì)算結(jié)果如圖5～圖9所示，幾何尺寸結(jié)果如表6所示。

由圖5中的溫度分布可以看出，設(shè)計(jì)溫差小，溫度分布均勻；圖8中的局部壓降不大，總壓降損失?。挥蓤D9的傳熱系數(shù)可以看出，傳熱熱阻主要由管側(cè)熱阻構(gòu)成。

表4 核算結(jié)果對(duì)比Table 4 Result of check calculation

表5 LNG101換熱器工況Table 5 Working conditions of heat exchanger LNG101

表6 LNG101換熱器計(jì)算結(jié)果Tabel 6 Calculated results of heat exchanger LNG101

圖5 溫度分布Fig.5 Temperature profile

圖6 流速分布Fig.6 Velocity profile

圖7 沿程干度Fig.7 Dryness profile

圖8 沿程壓降Fig.8 Drop pressure profile

圖9 換熱系數(shù)Fig.9 Heat transfer coefficient profile

4 結(jié) 論

本文研究了用于小型LNG裝置的纏繞管換熱器的計(jì)算方法，建立了適合纏繞管換熱器的幾何模型及幾何結(jié)構(gòu)、傳熱、壓力損失的計(jì)算公式，本文結(jié)論如下。

（1）內(nèi)部傳熱及壓降關(guān)聯(lián)式是計(jì)算的基礎(chǔ)，本計(jì)算方法選用的關(guān)聯(lián)式都是經(jīng)過驗(yàn)證的關(guān)聯(lián)式，大部分關(guān)聯(lián)式都被多次引用，且被證實(shí)在所選用領(lǐng)域具有可靠性。

（2）本微元法對(duì)變物性 （流體在換熱器內(nèi)沿程物性有較大變化）的計(jì)算有顯著優(yōu)勢(shì)，所有流動(dòng)參數(shù)和物性參數(shù)都使用換熱器內(nèi)當(dāng)?shù)鼐植繀?shù)，切合換熱器內(nèi)局部實(shí)際工況，計(jì)算可靠，對(duì)大溫差且存在相變的換熱器來說，尤為重要，計(jì)算總傳熱量及總流動(dòng)壓降均為微元計(jì)算求和，準(zhǔn)確度高，且計(jì)算出的全部沿程局部參數(shù)分布，可為設(shè)計(jì)人員提供依據(jù)，便于進(jìn)行細(xì)微調(diào)整。因此采用微元化程序方法存在顯著的優(yōu)勢(shì) （相對(duì)均一化設(shè)計(jì)或者分段設(shè)計(jì)法）。

（3）本設(shè)計(jì)方法能直接獲得換熱器的內(nèi)部所有主要結(jié)構(gòu)參數(shù)，計(jì)算獲取的參數(shù)作為重要參考，可直接作為換熱器物理結(jié)構(gòu)參數(shù)，一旦應(yīng)用本方法設(shè)計(jì)完成，換熱器的關(guān)鍵參數(shù)都直接獲得，后續(xù)工作簡(jiǎn)單易行；尤其確定纏繞管數(shù)排列的方法簡(jiǎn)單快捷，在多層纏繞時(shí)，可以快速確定每層管數(shù)，不需要逐層計(jì)算。

（4）本微元法計(jì)算法，計(jì)算穩(wěn)定，易收斂，通用性好，該設(shè)計(jì)方法可應(yīng)用于空分、LNG、液化氮?dú)獾壬婕暗蜏丶跋嘧兊睦@管換熱器設(shè)計(jì)。

（5）運(yùn)用該程序?qū)σ延袚Q熱器進(jìn)行核算，驗(yàn)證了該模型的可靠性。

（6）運(yùn)用本程序設(shè)計(jì)了一個(gè)用于小型LNG裝置的纏繞管換熱器。

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