湯 林，李菊香

(南京工業(yè)大學能源科學與工程學院，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，煅后焦需被密閉冷卻到200℃以下才能排出[1-2]。目前，國內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煅后焦進行降溫冷卻實驗研究，管內傳熱介質為飽和蒸汽，傳熱系數(shù)顯著提高。但在實際應用中大多數(shù)工廠仍采用水冷夾套單純地對煅后焦進行冷卻，由此帶來的問題是高品位熱量的浪費，同時煅后焦冷卻不均勻，出口處因局部溫度過高發(fā)生氧化現(xiàn)象，影響了產品質量[4-5]。針對高溫煅后焦的余熱回收及均勻冷卻問題，本文采用ANSYS Fluent 15.0(CFD軟件)對重力式煅后焦余熱回收蒸發(fā)器內的傳熱過程進行模擬研究，旨在為工業(yè)應用奠定理論基礎。

1 物理模型

對于高溫煅后焦，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來計算所有的熱物性參數(shù)[7]；對于重力式蒸發(fā)器內煅后焦的流動及總傳熱特性，則采用了擬流體理論[8]；重力式煅后焦蒸發(fā)器內和煅后焦并存的少量氣體可認為是煤氣[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，錯排傳熱管布置的蒸發(fā)器如圖1所示，煅后焦在箱體內自上而下重力自流，傳熱管內的飽和水吸收熱量轉化為飽和蒸汽。

順排傳熱管蒸發(fā)器的剖面如圖2所示。

為了方便計算，作如下簡化假設[11-12]：

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

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

3)煅后焦顆粒的流動簡化為擬流體；

4)余熱回收蒸發(fā)器處于穩(wěn)態(tài)工況；

5)箱體四周設為絕熱壁面。

1—傳熱管；2—煅后焦顆粒

1.2 網格劃分

模擬計算的蒸發(fā)器箱體高度為1.60m，寬度為0.42m，顆粒流動方向的管排數(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。煅后焦的進口溫度為1 073K。管內為1.0MPa的飽和水(飽和溫度183℃)，根據(jù)簡化假設，管壁可設置為恒溫456K。使用Gambit軟件建立模型，采用四邊形網格，網格數(shù)目約為14萬。圖3所示為模型整體與局部網格，其中錯排結構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；順排結構為對稱分布，左、右兩側傳熱管中心離壁面的距離都是0.09m。

圖3 網格劃分

1.3 求解控制參數(shù)的設置

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耦合。

2 模擬結果及分析

2.1 煅后焦降溫過程的溫度分布

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

圖4 溫度分布

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

圖5 錯排管蒸發(fā)器內各層煅后焦的溫度分布

由圖5可知，高溫煅后焦在進入蒸發(fā)器后，先經過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，這可能是因為傳熱管是錯排排列，第一排3支傳熱管與箱體壁面間為不對稱布置，第1支管離左側箱體壁面較近，第3支管離右側箱體壁面較遠，造成第3支管與右側箱體壁面間的煅后焦局部流速相對較快不能及時被冷卻，因此第一排處的層內溫差最大。隨著煅后焦繼續(xù)向下流動換熱，沿著X軸方向的溫度分布逐漸趨于平穩(wěn)，第七排處的層內溫差最小，為908K，說明當煅后焦流過多排傳熱管排后，因橫掠傳熱管時的擾動混合，使得溫度分布越來越均勻，左右兩側傳熱管與箱體壁面間不同距離對傳熱的影響越來越小。煅后焦沿著Y軸方向的降溫梯度相對均衡，這可能是因為蒸發(fā)器內傳熱管是橫向放置，且管內為飽和水，飽和水沸騰時管壁為恒溫，不會因為換熱介質溫差導致Y軸方向溫度梯度分布出現(xiàn)不均的現(xiàn)象。

2.2 煅后石油焦流速對總傳熱特性的影響

取煅后焦進入蒸發(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對上述錯排蒸發(fā)器模型進行計算，圖6為流速對蒸發(fā)器總傳熱系數(shù)的影響，圖7為流速對煅后焦出口溫度的影響。

圖6 流速對總傳熱系數(shù)的影響

圖7 流速對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。這是因為隨著速度的增大，煅后焦內部煤氣及顆粒與傳熱管間的對流換熱都有所增強，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，且在總傳熱過程中，傳熱管內的蒸發(fā)熱阻遠小于傳熱管外的對流換熱熱阻，因而可被忽略。蒸發(fā)器的總傳熱系數(shù)與傳熱管外的對流換熱系數(shù)的數(shù)量級相同，亦即傳熱管外的對流換熱系數(shù)增大的數(shù)量有限，故流速的增加，導致了煅后焦的駐留時間縮短，不能得到相應的冷卻，其熱量不能及時散出，使得出口溫度升高，蒸發(fā)器的回收熱量減少。

2.3 傳熱管排列方式對總傳熱特性的影響

錯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時兩種不同排列方式的蒸發(fā)器內部煅后焦溫度分布的云圖。圖9為其他條件相同時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)器內煅后焦的溫度分布

圖9 不同管排布置方式對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，相對而言，錯排時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，有局部溫度過高的現(xiàn)象。順排管蒸發(fā)器出口平均溫度比錯排的高出很多，且隨著流速的增大，順排同層溫差較錯排的越來越大，這是因為錯排管對煅后焦擾動作用更為強烈，加強了顆粒和氣體與管壁間的換熱，同時加強了氣體本身的對流換熱，削減了管壁表面氣膜厚度，進而降低了總傳熱熱阻；而對于順排管，管排對顆粒的擾動較小，每列管間隙成為了顆粒流動的長廊，導致傳熱減弱，顆粒得不到有效冷卻，因此導致了如圖9所示的順排時煅后焦的出口溫度明顯高于錯排的結果。

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

3 結論

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，錯排管蒸發(fā)器內顆粒的擾動更為強烈，對流傳熱系數(shù)更高，因而總傳熱系數(shù)更高，煅后焦的出口溫度更低，煅后焦的內部溫度分布更均勻。但兩者的總傳熱系數(shù)差異不大。