兩相流沸騰傳熱的研究

兩相流沸騰傳熱的研究

加熱爐的管道介質(zhì)流動一般分為純?nèi)嗷蚣冊紫嗟膯蜗蛄?，同時(shí)存在兩個(gè)相流和液相，均為水流狀態(tài)。對于單相流動的管內(nèi)膜傳熱系數(shù)計(jì)算一般使用Dittus-Boelter【1】準(zhǔn)數(shù)方程式及其衍生公式;而對于管內(nèi)的兩相流體,通常有3種方法計(jì)算管內(nèi)傳熱系數(shù)。本文以兩相流傳熱的基本機(jī)理為依據(jù),比較不同的傳熱系數(shù)計(jì)算方法,并對實(shí)際計(jì)算結(jié)果進(jìn)行了討論。煉油加熱爐管內(nèi)介質(zhì)大都是原油、餾分油、溶劑、氫氣等。在高溫下油和溶劑極易裂解、析碳,嚴(yán)重時(shí)則結(jié)焦;結(jié)焦后管壁溫度增加,又相應(yīng)會加劇裂解和結(jié)焦,如此形成惡性循環(huán),從而影響產(chǎn)品品質(zhì),縮短運(yùn)轉(zhuǎn)周期,甚至燒穿爐管,而在一定的管壁熱強(qiáng)度下,內(nèi)膜傳熱系數(shù)越大,則油膜溫度越低,管壁溫度越低。因此,在加熱爐設(shè)計(jì)計(jì)算中,應(yīng)注意控制油膜溫度,提高管內(nèi)膜傳熱系數(shù)。1u3000加熱爐兩相流傳熱加熱爐爐管內(nèi),當(dāng)液體溫度尚未達(dá)到泡點(diǎn)之前,只存在著液相,故為單相流。流體的流動一般為受迫運(yùn)動,紊流,而進(jìn)行單相流內(nèi)膜傳熱系數(shù)計(jì)算時(shí)一般采用Dittus-Boelter準(zhǔn)數(shù)方程式:Nu=0.023u3000Re0.8Prb及其衍生公式。隨著爐管加熱面不斷傳熱,液體溫度升高,開始達(dá)到泡點(diǎn),爐管內(nèi)的流體流動逐漸由單相流轉(zhuǎn)為氣液兩相流動,其沸騰方式也由表面蒸發(fā)逐漸變?yōu)榕莺朔序v,過渡段沸騰甚至是膜狀沸騰。一般加熱爐兩相流處于核狀沸騰和過渡沸騰區(qū)域,其傳熱機(jī)理也與單相流存在較大差異。與此同時(shí),兩相流的傳熱還取決于其流動形態(tài)所帶來的強(qiáng)制對流傳熱的不同影響。在計(jì)算兩相流內(nèi)膜傳熱系數(shù)時(shí),存在DittusBoelter準(zhǔn)數(shù)方程式的修正衍生公式即SiederTate【2】公式,APIu3000530推薦計(jì)算方法【3】和某機(jī)構(gòu)推薦的沸騰-流型計(jì)算方法等。1.1爐內(nèi)帶氣膜的傳熱爐管對液體加熱過程中當(dāng)液體的主體溫度Tb低于所處壓力下液體的泡點(diǎn)Tp,但管壁溫度Tw卻高于泡點(diǎn)時(shí),管壁所形成的氣泡在脫離壁面前、后都可能與過冷液體換熱而重新凝結(jié),管壁與液體的傳熱是通過氣泡的不斷生成及不斷消失的過程來實(shí)現(xiàn)的,此稱過冷沸騰。當(dāng)液體溫度Tb達(dá)到了所處壓力下液體的沸點(diǎn)時(shí),氣泡在壁面生成后不會再被液體冷凝,而是聚合成為較大的氣泡進(jìn)入泡核沸騰區(qū)域。在此區(qū)域內(nèi)隨著Δt(Δt=Tw-Tb)的進(jìn)一步增加,氣泡產(chǎn)生的頻率驟增,且能浮升至液流主體之中,傳熱得以強(qiáng)化,傳熱系數(shù)陡升。此區(qū)域內(nèi)的傳熱主要是靠氣泡的生成、脫離與浮升,使熱表面不斷更新,液體受到強(qiáng)烈擾動,傳熱系數(shù)α隨Δt增加而迅速增加,在此區(qū)域內(nèi)氣泡對傳熱起了決定性的作用。與此同時(shí),隨著兩相流體在爐管內(nèi)的流動,對加熱管壁和流體之間存在著強(qiáng)制對流傳熱,實(shí)質(zhì)上是泡核沸騰傳熱和混相流強(qiáng)制對流傳熱的綜合傳熱效果。當(dāng)Δt繼續(xù)增加,越過C點(diǎn)后,加熱管壁上產(chǎn)生的氣泡增加太多,以致來不及脫離,而是在熱表面積聚并連接成一層不穩(wěn)定的氣膜,該氣膜覆蓋了壁面,使液體與熱表面隔開;由于氣體的導(dǎo)熱性能很差,使傳熱系數(shù)陡降,C點(diǎn)附近的區(qū)域就稱之為過渡區(qū)。在此區(qū)域由于氣膜初成還不穩(wěn)定,隨著Δt增加,其膜厚度增大,α隨之降低。隨著Δt繼續(xù)增加,在熱表面上形成了一層穩(wěn)定的氣膜,此時(shí)α隨著Δt增加變化不大,此區(qū)域?yàn)榉€(wěn)定的膜態(tài)沸騰。一般加熱爐管內(nèi)的介質(zhì)如果為單相進(jìn)料(如常減壓爐,焦化爐,分餾爐),介質(zhì)在爐管的流動加熱過程中會逐漸汽化成為兩相流,因此其管內(nèi)的傳熱要經(jīng)歷過冷沸騰,核狀沸騰和過渡區(qū)沸騰,達(dá)到工藝提出的出口汽化率;如果進(jìn)口即為兩相進(jìn)料(如各種加氫反應(yīng)進(jìn)料加熱爐),則一般處于核狀沸騰和過渡沸騰區(qū)。1.2管兩相流流動狀態(tài)加熱爐管內(nèi)膜傳熱系數(shù)的計(jì)算不僅與沸騰形式有關(guān),還與兩相流的流動形態(tài)有關(guān)。兩相流流型主要取決于汽化率和汽液相的流速,由于汽液兩相均可變形,兩相界面不斷變化,從而使得兩相介質(zhì)的分布狀態(tài)也不斷改變。如圖2所示,水平管內(nèi)汽液兩相流動可分成7種流型:泡狀流為液相連續(xù)、氣相彌散;噴霧流氣相連續(xù)、液相彌散;液節(jié)流、塞狀流液相連續(xù)、氣相間斷;層狀流、波狀流、環(huán)狀流汽液兩相均為連續(xù)相。垂直管內(nèi)汽液兩相流動時(shí)產(chǎn)生4種流型:氣泡流、液節(jié)流、泡沫流和環(huán)—霧狀流。兩相流由于汽液兩相均可變形,兩相界面不斷變化,兩相介質(zhì)的分布狀態(tài)也不斷改變,介質(zhì)的表面張力、壁面及相界面間的剪切應(yīng)力、流體的物理性質(zhì)等因素相應(yīng)變化,因此內(nèi)膜傳熱系數(shù)的計(jì)算公式也不相同。判斷水平管兩相流流動狀態(tài)主要以Baker【6】流型為判別依據(jù),見圖3。其坐標(biāo)按以下兩式計(jì)算:式中:WL———液相質(zhì)量流量,kg/s;ρg———?dú)庀嗝芏?kg/m3;ML———液相分子量。判斷垂直管兩相流流動狀態(tài)可以Fair【7】流型為判別依據(jù),見圖4。以氣、液兩相總的質(zhì)量流速Gt為縱坐標(biāo),以參數(shù)Xtt的倒數(shù)為橫坐標(biāo),定義系數(shù)b為泡核沸騰的影響因數(shù)。當(dāng)b>1.0時(shí)為氣泡流區(qū),0<b<1時(shí)為塊狀流區(qū),b<0時(shí)為環(huán)狀流或噴霧流區(qū)。參數(shù)Xtt的定義為:1.3兩相流管傳熱模型Sieder-Tate方程式是由單相流傳熱數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)得到的Dittus-Boelter準(zhǔn)數(shù)方程式:基礎(chǔ)上應(yīng)用Sieder-Tate修正因子,來模擬粘度較大流體的傳熱計(jì)算,如各種石油餾分。其方程式如下:μ,μw———分別為管內(nèi)流體在平均溫度下和管壁溫度下的粘度,kg/m·h;ki———管內(nèi)流體導(dǎo)熱系數(shù),kJ/(m·h·K)。當(dāng)應(yīng)用此方程式模擬計(jì)算兩相流傳熱時(shí),其物性應(yīng)用液相性質(zhì),其流量應(yīng)用氣液兩相的總質(zhì)量流量。由前述的兩相流管內(nèi)傳熱機(jī)理可知,兩相流的泡核沸騰形式和流體所處的流型對內(nèi)膜傳熱系數(shù)有決定性的影響,而沸騰形式和流體流型在管內(nèi)也是隨著在管內(nèi)流動過程中溫度、壓力、汽化率等參數(shù)的變化而顯著變化。而應(yīng)用SiederTate方程式時(shí)各參數(shù)主要以純液相物理性質(zhì)為依據(jù),無法計(jì)算沸騰形式和流型對內(nèi)膜傳熱的貢獻(xiàn)值。1.3.2u3000dps-boelter-tate方程的模擬美國石油協(xié)會標(biāo)準(zhǔn)APIu3000530在計(jì)算內(nèi)膜傳熱系數(shù)時(shí),將單相流準(zhǔn)數(shù)方程式拆分為氣相方程和液相方程,其公式如下:對于Re≥10u3000000的液體流動:對于Re≥15u3000000的氣體流動:式中:hL———液相傳熱系數(shù),W/(m2·K);hv———汽相傳熱系數(shù),W/(m2·K);k———在平均溫度下流體的熱導(dǎo)率,W/(m·K);從以上兩式與Sieder-Tate方程式的對比可看出,兩個(gè)單相拆分式同樣是根據(jù)單相流傳熱Dittus-Boelter準(zhǔn)數(shù)方程式衍化而來,但考慮氣、液相的物性差異,得出更為具體而精確的方程式。在模擬兩相流傳熱時(shí),APIu3000530方法在計(jì)算傳熱系數(shù)htp時(shí),近似應(yīng)用了:式中:WL———液體質(zhì)量含量;Wv———?dú)怏w質(zhì)量含量;h2p———兩相流體傳熱系數(shù),W/(m2·K)?？梢钥闯鯝PIu3000530的處理方法是簡單明晰的將本來復(fù)雜的混相性質(zhì)物流看作是氣、液兩相各自連續(xù)而絕然分開的存在方式,認(rèn)為將管內(nèi)流動設(shè)置一個(gè)分界面,然后各自進(jìn)行傳熱計(jì)算,最后以質(zhì)量加權(quán)平均的方法。來計(jì)算各單相對內(nèi)膜傳熱系數(shù)的貢獻(xiàn)值。應(yīng)該說這種處理方法并不是真正的混相流動傳熱關(guān)聯(lián)式,而是一種用簡化關(guān)系式來替代復(fù)雜的傳熱機(jī)理。如當(dāng)汽化率為5%~10%質(zhì)量分?jǐn)?shù)時(shí),其體積已經(jīng)占到總管容積的90%,其氣相的傳熱影響實(shí)際已經(jīng)大大超過液相,因此對真實(shí)傳熱系數(shù)的計(jì)算會帶來較大偏差。1.3.3混相流的東北部膜傳熱系數(shù)如前說述,爐管內(nèi)存在雙相流動時(shí),其流體的沸騰形式和流型對內(nèi)膜傳熱有巨大影響。沸騰流型計(jì)算方法應(yīng)用了Chen【8】對泡核沸騰和流型的研究,認(rèn)為在氣泡流、塊狀流和環(huán)狀流區(qū)域中,實(shí)質(zhì)上是泡核沸騰傳熱與混相流強(qiáng)制對流傳熱的綜合傳熱過程。在氣泡流區(qū),泡核沸騰傳熱占主導(dǎo)地位;而在環(huán)狀流區(qū),則強(qiáng)制對流傳熱占主導(dǎo)地位。所以,混相流的內(nèi)膜傳熱系數(shù)的計(jì)算式為泡核沸騰膜傳熱hb與影響因子S的乘積,和混相流強(qiáng)制對流膜傳熱系數(shù)htp之和。影響因子即表示泡核沸騰影響的程度。下式為Chen的混相流內(nèi)膜傳熱系數(shù)計(jì)算方法,其計(jì)算結(jié)果與實(shí)驗(yàn)結(jié)果的誤差為±12%。混相流內(nèi)膜傳熱系數(shù)為:式中,hb為泡核沸騰膜傳熱系數(shù),其計(jì)算式是Chen利用Foster和Zuber【9】的結(jié)果修正得到:式中:kL———液相的導(dǎo)熱系數(shù),kJ/(m·h·K);ρL,ρG———分別為液相和汽相的密度,kg/m3;gC———換算系數(shù),gC=1.27×108(kg·m)/(h2·kg)。Chen提出的混相流強(qiáng)制對流膜傳熱系數(shù)htp的表達(dá)式如下:式中:GL———液相的質(zhì)量流速,kg/(m2·h)。從上式可以看出,此式實(shí)為液相強(qiáng)制對流傳熱的準(zhǔn)數(shù)方程式乘以校正系數(shù)F。Chen根據(jù)氣、液兩相流動時(shí)的動量傳遞相似原理,導(dǎo)出下列關(guān)系式:式中參數(shù)Xtt可由公式(3)得出,F計(jì)算式結(jié)果與實(shí)驗(yàn)結(jié)果一致。泡核沸騰影響系數(shù)S由實(shí)驗(yàn)回歸式進(jìn)行計(jì)算:1.3.4sieder-tate方程的流型參數(shù)分析由環(huán)狀流過渡到霧狀流的環(huán)霧流區(qū)和霧狀流區(qū)是流型中最為復(fù)雜和特殊的區(qū)域。在此區(qū)域內(nèi),隨著汽化率升高,氣速增大,液層深度越來越淺,而被氣流沖散到管壁上,形成上下不對稱的環(huán)狀液膜,也有一部分液體被吹掃至氣流中成為霧沫,氣相變?yōu)檫B續(xù)相。隨著氣速更高,液膜不復(fù)存在,這就成為單純的霧狀流。因此,從環(huán)狀流到霧狀流變化過程中,液相從作為混相中的溶劑變?yōu)槿苜|(zhì),而氣相從混相中的溶質(zhì)變?yōu)槿軇?泡核沸騰對傳熱的影響已經(jīng)消失,起主導(dǎo)作用的是氣相傳熱,以及管壁不穩(wěn)定的液膜和霧沫夾帶對對流傳熱的影響。Sieder-Tate方程式本身并無流型參數(shù)在內(nèi),在環(huán)霧狀流和霧狀流區(qū)沒有變化。而實(shí)質(zhì)上此區(qū)域內(nèi)氣相作為溶劑其傳熱影響已經(jīng)成為主導(dǎo)因素,起決定性作用,因此在此區(qū)域內(nèi),Sieder-Tate方程式已經(jīng)極為不適合模擬計(jì)算傳熱系數(shù)。APIu3000530計(jì)算方法在兩相流處于環(huán)霧狀流和霧狀流時(shí),將其原來的質(zhì)量加權(quán)平均算法中的液相貢獻(xiàn)值完全被氣相所取代,其htp=hv,實(shí)際在環(huán)霧狀流區(qū)域內(nèi)管壁處的液膜傳熱影響被忽略,造成計(jì)算值與真實(shí)值有所偏差。沸騰-流型計(jì)算方法在此區(qū)域內(nèi)會拋棄泡核沸騰的計(jì)算公式,而采用單相流的準(zhǔn)數(shù)方程式,但流體的物性采用了氣、液兩相的綜合物性,其處理方式類似于APIu3000530在氣泡流區(qū)域的方法。其計(jì)算結(jié)果也必然與真實(shí)值有所偏差。2計(jì)算與分析2.1輻射室垂直管排規(guī)格本文采用煉油加熱爐中較為普遍的立管分餾爐作為算例,對流室排3排水平翅片管和3排遮蔽光管規(guī)格為ue788168mm×8mm,輻射室垂直管排規(guī)格為ue788168mm×8mm,均為碳鋼管;管內(nèi)加熱介質(zhì)為包含石腦油,航煤和柴油的混合油品;進(jìn)口溫度240℃,進(jìn)口壓力755kPa(表壓),出口溫度338℃,出口壓力275kPa(表壓),出口氣化率60%。2.2u3000圍內(nèi)土流型的對比目前工程設(shè)計(jì)中一般加熱爐的傳熱計(jì)算采用FRNC-5軟件。軟件中可以任意選擇3種傳熱計(jì)算方法,現(xiàn)將實(shí)際計(jì)算實(shí)例分別采用3種方法進(jìn)行計(jì)算,比較內(nèi)膜傳熱系數(shù)及內(nèi)模溫度計(jì)算結(jié)果的差異,見表1,圖5和圖6。從表1數(shù)據(jù)和曲線圖5、圖6中看出,在1~23號爐管中,流體基本處于氣泡流,液節(jié)流和環(huán)狀流的核狀沸騰控制區(qū)域,此范圍內(nèi)的內(nèi)膜傳熱系數(shù)和膜溫差別較大?；趩蜗嗔鱾鳠岱匠淌窖茏兊腟-T和APIu3000530方法由于未考慮核狀沸騰對傳熱的主導(dǎo)影響,與更接近真實(shí)值的沸騰-流型計(jì)算值相比較相差大約1倍,而相應(yīng)油膜溫度相差大約15℃。在第12號和24~30號爐管中,流體處于環(huán)霧狀流和霧狀流,S-T計(jì)算傳熱系數(shù)仍處于低值范圍,相應(yīng)膜溫持續(xù)上升,而APIu3000530計(jì)算傳熱系數(shù)顯著增大,沸騰-流型計(jì)算結(jié)果陡然減小,這一截然相反的變化正是由于APIu3000530方法在之前的各流型區(qū)域忽略泡核沸騰傳熱影響的結(jié)果。隨著管內(nèi)氣化率的增加,APIu3000530和沸騰-流型計(jì)算的結(jié)果在進(jìn)入霧狀流區(qū)域時(shí)發(fā)生突變,這顯然與實(shí)際真實(shí)情況有所偏差,這與兩種計(jì)算方法在此區(qū)域所選擇的計(jì)算方程式變化以及人為的流型劃分有關(guān)。根據(jù)文獻(xiàn)《管式加熱爐》【5】的介紹,爐管內(nèi)的氣、液兩相流型最好是霧狀流,但實(shí)際模擬結(jié)果與此結(jié)論有較大偏差,因此作者認(rèn)為在爐管內(nèi)兩相流處于核狀沸騰控制的各種流型時(shí),沸騰-流型計(jì)算方法較其余兩種方法更優(yōu);而處于的霧狀流型時(shí)的傳熱方程式仍需作進(jìn)一步探討和研究。2.3爐檢測結(jié)果對比由于管內(nèi)膜溫度無法實(shí)際測量,工程中采用加裝爐管管壁熱電偶來間接監(jiān)測內(nèi)膜溫度。本文采用了某工程項(xiàng)目應(yīng)用實(shí)例中的減壓爐檢測數(shù)據(jù)與模擬結(jié)果進(jìn)行比對,見表2,圖7和圖8。從表2數(shù)據(jù)和曲線圖7、圖8中看出,三種模擬結(jié)果均高于真實(shí)結(jié)果,其中沸騰-流型計(jì)算結(jié)果最為接近真實(shí)值。實(shí)際監(jiān)測數(shù)據(jù)中管壁溫度在環(huán)狀流型時(shí)逐漸上升,與模擬結(jié)果趨勢相同。進(jìn)入霧狀流時(shí)真實(shí)值下降,而模擬結(jié)果仍處于上升階段,因此可以看出,在霧狀流區(qū)域三種方法的模擬方程與真實(shí)情況相差較大。3確定兩相流的關(guān)鍵因素通過上述3種兩相流內(nèi)膜傳熱系數(shù)計(jì)算方法的機(jī)理和計(jì)算結(jié)果的比較,作者認(rèn)為:1)當(dāng)兩相流處于核狀沸騰控制的泡狀流,塞狀流,環(huán)狀流等區(qū)域,相比較與其他2種方法,沸騰-流型計(jì)算方法更適合于作為加熱爐爐管內(nèi)兩相流的內(nèi)膜傳熱計(jì)算;2)當(dāng)兩相流處于環(huán)霧