重力式碳素煅后石油焦余熱回收蒸發(fā)器內(nèi)傳熱過(guò)程的數(shù)值模擬

湯 林，李菊香

(南京工業(yè)大學(xué)能源科學(xué)與工程學(xué)院，江蘇 南京 210009)

煅后石油焦的煅燒溫度一般在1 200℃以上，為了避免煅后焦因高溫發(fā)生氧化反應(yīng)，煅后焦需被密閉冷卻到200℃以下才能排出[1-2]。目前，國(guó)內(nèi)外在高溫煅后焦顆粒余熱回收利用方面的研究極少，鄭斌等[3]采用豎排管余熱回收器對(duì)煅后焦進(jìn)行降溫冷卻實(shí)驗(yàn)研究，管內(nèi)傳熱介質(zhì)為飽和蒸汽，傳熱系數(shù)顯著提高。但在實(shí)際應(yīng)用中大多數(shù)工廠仍采用水冷夾套單純地對(duì)煅后焦進(jìn)行冷卻，由此帶來(lái)的問(wèn)題是高品位熱量的浪費(fèi)，同時(shí)煅后焦冷卻不均勻，出口處因局部溫度過(guò)高發(fā)生氧化現(xiàn)象，影響了產(chǎn)品質(zhì)量[4-5]。針對(duì)高溫煅后焦的余熱回收及均勻冷卻問(wèn)題，本文采用ANSYS Fluent 15.0(CFD軟件)對(duì)重力式煅后焦余熱回收蒸發(fā)器內(nèi)的傳熱過(guò)程進(jìn)行模擬研究，旨在為工業(yè)應(yīng)用奠定理論基礎(chǔ)。

1 物理模型

對(duì)于高溫煅后焦，不僅在煅后焦的顆粒間存在孔隙，單顆粒煅后焦的內(nèi)部也存在孔隙。因此，煅后焦顆粒及其堆積狀態(tài)各表征參數(shù)和熱物性參數(shù)對(duì)蒸發(fā)器傳熱性能的影響不可忽視[6]。本文將煅后焦顆粒作為多孔介質(zhì)來(lái)計(jì)算所有的熱物性參數(shù)[7]；對(duì)于重力式蒸發(fā)器內(nèi)煅后焦的流動(dòng)及總傳熱特性，則采用了擬流體理論[8]；重力式煅后焦蒸發(fā)器內(nèi)和煅后焦并存的少量氣體可認(rèn)為是煤氣[9-10]。

1.1 幾何模型

煅后焦余熱回收蒸發(fā)器由箱體和傳熱管組成，錯(cuò)排傳熱管布置的蒸發(fā)器如圖1所示，煅后焦在箱體內(nèi)自上而下重力自流，傳熱管內(nèi)的飽和水吸收熱量轉(zhuǎn)化為飽和蒸汽。

順排傳熱管蒸發(fā)器的剖面如圖2所示。

為了方便計(jì)算，作如下簡(jiǎn)化假設(shè)[11-12]：

1)傳熱管內(nèi)飽和水蒸發(fā)的溫度不變，可以簡(jiǎn)化成二維模型，管壁設(shè)為恒溫傳熱壁面；

2)管壁和鋼板厚度很薄，可忽略其導(dǎo)熱熱阻，管壁溫度近似等于蒸發(fā)溫度；

3)煅后焦顆粒的流動(dòng)簡(jiǎn)化為擬流體；

4)余熱回收蒸發(fā)器處于穩(wěn)態(tài)工況；

5)箱體四周設(shè)為絕熱壁面。

1—傳熱管；2—煅后焦顆粒

1.2 網(wǎng)格劃分

模擬計(jì)算的蒸發(fā)器箱體高度為1.60m，寬度為0.42m，顆粒流動(dòng)方向的管排數(shù)為8，每排3支管，傳熱管直徑為0.068m，管中心間距為0.12m，排中心間距為0.18m。煅后焦的進(jìn)口溫度為1 073K。管內(nèi)為1.0MPa的飽和水(飽和溫度183℃)，根據(jù)簡(jiǎn)化假設(shè)，管壁可設(shè)置為恒溫456K。使用Gambit軟件建立模型，采用四邊形網(wǎng)格，網(wǎng)格數(shù)目約為14萬(wàn)。圖3所示為模型整體與局部網(wǎng)格，其中錯(cuò)排結(jié)構(gòu)的左邊傳熱管中心離左壁面的距離為0.06m，右邊傳熱管中心離右壁面的距離為0.12m；順排結(jié)構(gòu)為對(duì)稱分布，左、右兩側(cè)傳熱管中心離壁面的距離都是0.09m。

圖3 網(wǎng)格劃分

1.3 求解控制參數(shù)的設(shè)置

采用二維雙精度、穩(wěn)態(tài)求解器，選用SIMPLE算法處理速度和壓力場(chǎng)耦合。

2 模擬結(jié)果及分析

2.1 煅后焦降溫過(guò)程的溫度分布

圖4為錯(cuò)排管蒸發(fā)器模型內(nèi)煅后焦的溫度分布云圖，Y軸表示蒸發(fā)器內(nèi)煅后焦層的高度，X軸表示蒸發(fā)器的剖面寬度。

圖4 溫度分布

蒸發(fā)器內(nèi)沿著坐標(biāo)Y軸取溫度分布層，其中相鄰兩管排間取一個(gè)溫度分布層，共7層，即在y=0.29m處選取第一層溫度分布點(diǎn)，沿Y軸方向每隔0.18m選取一層溫度分布點(diǎn)。每層沿著X軸方向取6個(gè)點(diǎn)，第一個(gè)點(diǎn)的位置為x=0.02m，沿X軸方向每隔0.08m讀取一個(gè)溫度點(diǎn)。煅后焦的進(jìn)口溫度設(shè)為1 073K，流速為0.000 2m/s。錯(cuò)排管蒸發(fā)器內(nèi)各層煅后焦的溫度分布如圖5所示。

圖5 錯(cuò)排管蒸發(fā)器內(nèi)各層煅后焦的溫度分布

由圖5可知，高溫煅后焦在進(jìn)入蒸發(fā)器后，先經(jīng)過(guò)第一排傳熱管的降溫冷卻后，溫度分布不是很均勻。與第七層其他溫度點(diǎn)相比，靠近x=0.4m處區(qū)域的煅后焦溫度最高，為1 073K，這可能是因?yàn)閭鳠峁苁清e(cuò)排排列，第一排3支傳熱管與箱體壁面間為不對(duì)稱布置，第1支管離左側(cè)箱體壁面較近，第3支管離右側(cè)箱體壁面較遠(yuǎn)，造成第3支管與右側(cè)箱體壁面間的煅后焦局部流速相對(duì)較快不能及時(shí)被冷卻，因此第一排處的層內(nèi)溫差最大。隨著煅后焦繼續(xù)向下流動(dòng)換熱，沿著X軸方向的溫度分布逐漸趨于平穩(wěn)，第七排處的層內(nèi)溫差最小，為908K，說(shuō)明當(dāng)煅后焦流過(guò)多排傳熱管排后，因橫掠傳熱管時(shí)的擾動(dòng)混合，使得溫度分布越來(lái)越均勻，左右兩側(cè)傳熱管與箱體壁面間不同距離對(duì)傳熱的影響越來(lái)越小。煅后焦沿著Y軸方向的降溫梯度相對(duì)均衡，這可能是因?yàn)檎舭l(fā)器內(nèi)傳熱管是橫向放置，且管內(nèi)為飽和水，飽和水沸騰時(shí)管壁為恒溫，不會(huì)因?yàn)閾Q熱介質(zhì)溫差導(dǎo)致Y軸方向溫度梯度分布出現(xiàn)不均的現(xiàn)象。

2.2 煅后石油焦流速對(duì)總傳熱特性的影響

取煅后焦進(jìn)入蒸發(fā)器的入口速度分別為0.000 14,0.000 16,0.000 18,0.000 20,0.000 22,0.000 24,0.000 26m/s對(duì)上述錯(cuò)排蒸發(fā)器模型進(jìn)行計(jì)算，圖6為流速對(duì)蒸發(fā)器總傳熱系數(shù)的影響，圖7為流速對(duì)煅后焦出口溫度的影響。

圖6 流速對(duì)總傳熱系數(shù)的影響

圖7 流速對(duì)出煅后焦出口溫度的影響

由圖6、圖7可知，隨著流速的增大，煅后焦的出口溫度逐漸上升，蒸發(fā)器的總傳熱系數(shù)逐漸增大。這是因?yàn)殡S著速度的增大，煅后焦內(nèi)部煤氣及顆粒與傳熱管間的對(duì)流換熱都有所增強(qiáng)，使得蒸發(fā)器的總傳熱系數(shù)有所增大。但總傳熱系數(shù)增大的數(shù)量有限，且在總傳熱過(guò)程中，傳熱管內(nèi)的蒸發(fā)熱阻遠(yuǎn)小于傳熱管外的對(duì)流換熱熱阻，因而可被忽略。蒸發(fā)器的總傳熱系數(shù)與傳熱管外的對(duì)流換熱系數(shù)的數(shù)量級(jí)相同，亦即傳熱管外的對(duì)流換熱系數(shù)增大的數(shù)量有限，故流速的增加，導(dǎo)致了煅后焦的駐留時(shí)間縮短，不能得到相應(yīng)的冷卻，其熱量不能及時(shí)散出，使得出口溫度升高，蒸發(fā)器的回收熱量減少。

2.3 傳熱管排列方式對(duì)總傳熱特性的影響

錯(cuò)排和順排兩種排列方式的管排數(shù)均選擇8，煅后石油焦進(jìn)口溫度為1 073K、管壁溫度為456K。圖8為其他條件相同、煅后焦流速0.000 20m/s時(shí)兩種不同排列方式的蒸發(fā)器內(nèi)部煅后焦溫度分布的云圖。圖9為其他條件相同時(shí)的兩種不同排列方式的煅后焦出口溫度隨流速的變化。

圖8 不同管排方式蒸發(fā)器內(nèi)煅后焦的溫度分布

圖9 不同管排布置方式對(duì)煅后焦出口溫度的影響

由圖8可知，兩種不同排列方式的煅后焦溫度分布云圖的差異非常明顯，相對(duì)而言，錯(cuò)排時(shí)自上而下各層煅后焦溫度隨著流速的增大逐漸均勻降低，出口溫度分布較為均勻；而順排時(shí)煅后焦溫度分布明顯不均，沿著Y軸方向高溫區(qū)主要集中在列管的中間，煅后焦出口溫度分布明顯不均勻，有局部溫度過(guò)高的現(xiàn)象。順排管蒸發(fā)器出口平均溫度比錯(cuò)排的高出很多，且隨著流速的增大，順排同層溫差較錯(cuò)排的越來(lái)越大，這是因?yàn)殄e(cuò)排管對(duì)煅后焦擾動(dòng)作用更為強(qiáng)烈，加強(qiáng)了顆粒和氣體與管壁間的換熱，同時(shí)加強(qiáng)了氣體本身的對(duì)流換熱，削減了管壁表面氣膜厚度，進(jìn)而降低了總傳熱熱阻；而對(duì)于順排管，管排對(duì)顆粒的擾動(dòng)較小，每列管間隙成為了顆粒流動(dòng)的長(zhǎng)廊，導(dǎo)致傳熱減弱，顆粒得不到有效冷卻，因此導(dǎo)致了如圖9所示的順排時(shí)煅后焦的出口溫度明顯高于錯(cuò)排的結(jié)果。

圖10所示為傳熱管排列方式對(duì)蒸發(fā)器總傳熱系數(shù)的影響。由圖可知，在相同出焦速度時(shí)，錯(cuò)排管蒸發(fā)器的總傳熱系數(shù)比順排管的高，但兩者的差別不大，這可能是由于錯(cuò)排方式對(duì)煅后焦的擾動(dòng)作用相對(duì)更為強(qiáng)烈，削減了管壁表面的氣膜厚度，降低了總傳熱熱阻，加強(qiáng)了顆粒和氣體與管壁間的換熱，同時(shí)加強(qiáng)了氣體本身的對(duì)流換熱，從而導(dǎo)致錯(cuò)排管換熱系數(shù)比順排高。由此可知，錯(cuò)排方式更有利于傳熱，但兩者的差異不大。

圖10 不同管排布置方式對(duì)總傳熱系數(shù)的影響

3 結(jié)論

1)隨著煅后石油焦流速增大，煅后焦出口溫度逐漸升高，蒸發(fā)器的總傳熱系數(shù)逐漸增大。

2)相比于順排管排列的蒸發(fā)器，在其他條件相同時(shí)，錯(cuò)排管蒸發(fā)器內(nèi)顆粒的擾動(dòng)更為強(qiáng)烈，對(duì)流傳熱系數(shù)更高，因而總傳熱系數(shù)更高，煅后焦的出口溫度更低，煅后焦的內(nèi)部溫度分布更均勻。但兩者的總傳熱系數(shù)差異不大。