管殼式混合水氣冷凝過程的傳熱與傳質(zhì)

管殼式混合水氣冷凝過程的傳熱與傳質(zhì)

管殼式換熱器作為一種重要的壁式熱交換器，在石油、化工、空調(diào)、冶金、車輛、動態(tài)等工業(yè)部門發(fā)揮著極其重要的作用。近年國內(nèi)學(xué)者在管殼式換熱器的工藝、換熱強(qiáng)化、流動模擬及數(shù)值計算方面進(jìn)行了不懈的研究,并取得了許多有價值的成果,這些研究成果完善了管殼式換熱器設(shè)計計算的理論依據(jù)。然而,混合蒸氣冷凝器的設(shè)計計算因各種影響因素及冷凝機(jī)理的復(fù)雜性在近年的研究中很少涉及。筆者在對各類計算方法比較分析的基礎(chǔ)上,利用文獻(xiàn)的簡便設(shè)計法進(jìn)行了混合蒸氣冷凝器換熱面積的校核計算,并通過計算實例驗證了該方法的有效性和合理性。1冷凝器傳熱量混合蒸氣冷凝器傳熱與傳質(zhì)機(jī)理如圖1所示,當(dāng)冷凝器傳熱管表面溫度低于混合氣的露點溫度時,混合氣中的蒸氣(可凝性蒸氣)冷凝,管表面被濕潤,并被氣體(不凝性氣體)界膜包圍,混合氣中的蒸氣通過這個氣體界膜擴(kuò)散到管表面冷凝。蒸氣的顯熱和潛熱,通過這個氣體界膜和冷凝液膜,傳給傳熱管表面。冷凝液表面上的冷凝傳熱量為:Q1=KgMvλvln(p-pcfp-pν)A(p?pcfp?pν)A(1)混合蒸氣與冷凝液表面的顯熱傳熱量為:Q2=hg(Tg-Tcf)A(2)冷凝液表面向管內(nèi)冷卻水的傳熱量為:Q′=he(Tcf-Tw)A(3)由能量平衡Q=Q1+Q2=Q′,則:hg(Tg-Tcf)+KgMvλvln(p-pcfp-pv)=he(Τcf-Τw)=U(Τg-Τw)(4)(p?pcfp?pv)=he(Tcf?Tw)=U(Tg?Tw)(4)式中Kg——可凝蒸氣傳質(zhì)系數(shù),kg/(m2·s);λv——蒸汽的冷凝潛熱,J/kg;p——混合氣總壓,Pa;pv——可凝蒸汽的分壓,Pa;pcf——冷凝溫度對應(yīng)飽和蒸氣壓,Pa;hg——氣側(cè)界膜傳熱系數(shù),W/(m2·℃);he——氣側(cè)以外復(fù)合傳熱系數(shù),W/(m2·℃);U——總傳熱系數(shù),W/(m2·℃);Tg——混合氣溫度,℃;Tcf——冷凝液溫度,℃;Tw——冷卻水溫度,℃。2中心、出口溫度計算筆者采用簡便設(shè)計法,該方法省卻了大量繁瑣的計算和迭代過程,其計算過程如下:a.根據(jù)混合氣入口及出口各成分流量決定各組分分壓和相應(yīng)冷凝蒸氣的飽和溫度;b.由冷凝器入口及出口的混合蒸氣量、溫度計算總傳熱量;c.由總傳熱量、冷卻水進(jìn)出口溫度計算冷卻水量;d.假定氣體溫度、蒸氣量、冷卻水溫度都是入口和出口算術(shù)平均值的中心點;e.對入口、中心及出口3點,由式(4)迭代計算冷凝液表面溫度;f.由下式計算傳熱面積:A=Q/2he(Δt)入-(Δt)中l(wèi)n[(Δt)入(Δt)中]+Q/2he(Δt)中-(Δt)出ln[(Δt)中(Δt)出](5)式中Δt為入口、中點及出口處冷凝液與冷卻水的溫差。實際上,當(dāng)冷凝器混合蒸氣入口可凝氣體過熱度較大時,步驟d簡單地將中心點溫度視為入口和出口溫度平均值的做法將會帶來較大的計算誤差。為此,筆者嘗試對過熱段和飽和段分別計算,并通過疊加所得換熱面積與冷凝器實際面積比較對計算精度進(jìn)行驗證。3冷卻水管口布置本次設(shè)計的管殼式冷凝器E3141結(jié)構(gòu)及流形布置如圖2所示?；旌险魵庥扇肟谶M(jìn)入,在殼側(cè)流動方向縱向沖刷冷卻管束,伴隨該過程可凝氣體不斷凝結(jié),冷凝部分流向出口,未凝及不凝氣體則經(jīng)由管口排向室外;冷水管單程布置;另外為加強(qiáng)擾動和霧化蒸氣,在殼側(cè)加裝冷卻水沖洗噴頭。冷水管管形參數(shù)?19mm×1.6mm,L=4.904m,管根數(shù)502;冷卻水工作溫度34.5～40℃,管形布置見圖3。按前述理論,在飽和段插入中間點2,從而將冷凝過程分為表1所示的3段。為簡化換熱面積校核計算,暫不考慮沖洗水對換熱的影響,并作如下假定:a.在換熱量計算時,忽略NH3與CO2反應(yīng)熱的影響;b.假定混合蒸氣在過熱及飽和段的換熱過程彼此獨立,過熱段至飽和段蒸氣組分保持不變;c.混合蒸氣各組分流量、工況在冷凝過程的飽和至過冷段中線性遞減。3.1管網(wǎng)密度、混合氣側(cè)傳熱系數(shù)hg不計管內(nèi)外污垢熱阻,冷凝器總傳熱系數(shù)為:U=1/(1hg+1hiDd+tskDDm)(6)式中hi——冷卻水側(cè)傳熱系數(shù),W/(m2·℃);D——冷水管外徑,m;d——冷水管內(nèi)徑,m;ts——管壁厚度,m;Dm——冷水管內(nèi)外徑平均值,m;k——管材導(dǎo)熱系數(shù),W/(m·℃)?；旌蠚鈧?cè)傳熱系數(shù)hg由克恩方法按下式求得:hg=0.36kgDe(DeGcμg)0.55(Cμgkg)1/3(μgμgw)0.14(7)式中kg——混合氣導(dǎo)熱系數(shù),W/(m·℃);De——管當(dāng)量直徑,m;Gc——中心線或距中心線最近管排上錯流流動的質(zhì)量流速,kg/(m2·s);C——混合氣比熱,J/(kg·℃);μg——混合氣粘度,×10Pa·s;μgw——混合氣在壁溫下對應(yīng)粘度,×10Pa·s。對數(shù)平均溫差則先按逆流形式計算,后用錯流形式的?值進(jìn)行修正。于是過熱段所需換熱面積Ash=Qsh/(UΔT)=28.6m2。3.2冷凝器液表面溫度計算飽和段換熱面積的計算按以下步驟進(jìn)行:a.在1→2及2→出口之間分別插入中心點1′和2′,確定1、1′、2、2′出口各點混合蒸氣各組分的狀態(tài)(流量、分壓和溫度);b.分別計算1→2、2→出口各自換熱量Q1=4186665.8kJ/h,Q2=4235239.7kJ/h;c.將管內(nèi)冷卻水分為兩段(34.5、37.3℃)、(37.3、40℃),近似按氣水逆流進(jìn)行計算冷卻水側(cè)傳熱系數(shù)、冷凝液界膜導(dǎo)熱系數(shù)、復(fù)合傳熱系數(shù)以及氣側(cè)界膜導(dǎo)熱系數(shù),對1、1′、2、2′、出口各點,hg計算參照式(7);d.冷凝液表面溫度:各點由式(4)迭代計算冷凝液表面溫度Tcf;e.由式(5)分別計算1→2、2→出口兩段的換熱面積A1、A2。步驟c中各系數(shù)應(yīng)遵循相應(yīng)的條件和公式。在紊流狀態(tài)下,冷卻水側(cè)傳熱系數(shù)的計算公式為:hidk=0.024[1+(dL)2/3](dGμ)0.8×(cμk)0.33(μμw)0.1(8)式中L——管長,m;G——冷卻水流速,kg/(m2·s);μ——特征溫度下冷卻水粘度,×10Pa·s;μw——管壁溫度下冷卻水粘度,×10Pa·s;c——特征溫度下冷卻水比熱,J/(kg·℃)。對水平管外冷凝,冷凝液界膜導(dǎo)熱系數(shù)的計算公式為:hc(μ2fk3fρ2fg)1/3=1.51(4Γμf)-1/3,4Γμf≤2100(9)Γ=WLns(10)式中μf——氣側(cè)冷凝液粘度,×10Pa·s;kf——氣側(cè)冷凝液導(dǎo)熱系數(shù),W/(m·℃);ρf——氣側(cè)冷凝液密度,kg/m3;Г——冷凝負(fù)荷,kg/(m·s);W——冷凝液量,kg/s;ns——當(dāng)量管數(shù)。忽略污垢系數(shù),復(fù)合傳熱系數(shù)的計算公式為:1he=1hc+1hidD+tskdDm(11)計算結(jié)果列于表2,在飽和段計算中,雖然Q1與Q2具有相同的數(shù)量級,但混合氣由2至出口的冷凝過程需要比1至2過程更多的換熱面積,這是因為隨冷凝過程的進(jìn)行混合氣溫度與冷卻水溫度趨于接近而相應(yīng)降低了等效對數(shù)溫差所致。由此,求得混合蒸氣冷凝器E3141總換熱面積At=Ash+A1+A2=28.6+154.3=182.9m2,與初始設(shè)計面積(A=146.9m2)的誤差為24.5%,計算結(jié)果基本合理。實際上,若進(jìn)一步考慮沖洗水霧化擾動作用的影響,氣側(cè)傳熱系數(shù)尚需在上述公式的基礎(chǔ)上進(jìn)行修正,從而使總傳熱系數(shù)有所增加,相應(yīng)校核面積與實際結(jié)果更為接近。4冷凝器傳熱面積校核本文對混合蒸氣冷