程国鹏，冯立斌，陈鹏飞

(昆明理工大学 冶金与能源工程学院，云南 昆明 650093)

0 引言

管壳式换热器在核电站、石油化工、大型动力电站及制冷空调工程等领域有着广泛使用，国内外学者们也从未停止过对其进行研究和改进，采用分布阻力、表面渗透度、容积多空度等多种理论手段对管壳式换热器进行了不同流动形式下的模拟计算［1－4］，并于1974 年首次将计算流体力学CFD 运用于管壳式换热器数值模拟研究［5］，取得了丰硕的研究成果。但目前理论研究大多仅限于单相流动的二维和三维模拟分析，而研究表明多数管壳式换热器壳侧流动存在两相流［6］，所以壳侧两相流动的实验模拟就显得尤为必要，在这方面国内学者已有一些重要理论成果:2000 年，上海交通大学的黄兴华建立了管壳式换热器壳侧紊流流动的三维数值模型，对壳侧流体流动及传热进行了研究，对冷凝器两相流动进行了模拟分析［7－8］;吕彦力等发表于河南科技大学学报上的文章研究了旁路流对换热器壳侧气液两相流动特性的影响［9］;陈达卫等在炼油技术与工程杂志上对TEMA －F 型换热器壳侧环状流时两相流换热进行了模拟仿真［10］。通过分析近年来管壳式换热器的一些理论实验成果不难发现，研究的重点主要集中于改善流动质量、优化结构形式［11］、提高换热效率、如何消除原有结构换热死区等方面，而流动换热模拟水平的提高、大量CFD 软件的使用无疑为这些研究提供了重要手段，但湍流模拟的复杂性决定了未来一段时间里管壳式换热器的研究重点仍为如何使流体流动产生更广泛的小涡湍流，进一步提高换热质量。

本文将着重于对基本尺寸的管壳式换热器壳侧进行三维沸腾换热的研究分析，得到切合实际的壳侧流动、换热数据，为以后管壳式换热器的改进和合理使用提供参考依据。

1 数据处理

本论文参考实际使用情况及应用价值，并考虑处理难度，将设定换热器为单管程、弓形折流板管壳式换热器，利用Gambit 强大的前处理能力对其进行构造模型、网格划分、边界设定等操作，然后使用Fluent 软件做进一步初始设置，引入自定义函数UDF，建立相应计算模型，采用合理的两相流模型和求解器对其进行迭代计算。

1．1 参数设定

管壳式换热器采用弓形折流板，单管程，见图1。换热器壳侧长为1 200 mm，内径为Ф150 mm，折流板厚度为3 mm，间距为260 mm，距壳侧边缘为210 mm，圆缺距圆心为35 mm，排气缺口位于折流板的上方，换热管采用三角形排列，外径为Ф16 mm，内径为Ф14．2 mm，各换热管中心距为22 mm，共31根，壳侧冷水进口和蒸汽出口管径均为Ф60 mm，进水口距壳侧边120 mm，出气口距壳侧边100 mm。冷凝水进水温度为25℃，流速为1 m/s，出口为饱和水蒸气。换热管过热水蒸气进气温度为140℃，出口温度为103℃。

图1 换热器尺寸图

1．2 前处理

首先用Gambit 软件画出管壳式换热器壳侧模型图(如图2)。由于折流板厚度较小对流动影响不大，为了提高网格质量，使计算简化，这里忽略折流板厚度影响，只做wall 处理;由于模型结构的复杂性，首先要对模型体进行分块，然后逐次分区域划分网格，对壳侧进出口段采用相对规则的Hex －cooper式网格，对结构较复杂的各个弓形板间用Tet/Hybrid－TGrid 方式划分网格。最后对各个面进行相应的边界设定。

1．3 Fluent 计算

1．3．1 计算模型选择

图2 网格图

两相流模型选择:VOF(Volume of Fluid)模型是在整个计算域内对一种连续和一种非连续的不互溶并且有相对明显界面的两相流进行分别求解的计算模型;而混合物模型对象可以是颗粒或者流体，能够模拟匀质弥散相对完全混合的两相流，对其进行整体计算;当多种流体以网格尺寸完全混合时，欧拉模型通过流体相互影响分别计算更能反映真实情况，缺点是计算量较大。

论文主要涉及水蒸气和液态水的两相流模型，属于气液两相流(不同的有气液、气固、液固、液液两相流［11］)，考虑水蒸气和水混合特点以及对计算难度和精度的要求，本论文将采用混合物模型。

湍流模型选择:对于一般工程流体计算，标准的k－ε 方程已经完全可以满足精度要求，其形式为

式中

k——湍动能/m2·s－2;

ε——湍流耗散率/m2·s－3;

ρm——流体密度/kg·m－3;

u——流体速度/m·s－1;

Pt——由平均速度梯度引起的湍动能k 的生成项;

μ——流体动力粘度;

μt——湍流粘性系数;

σk、σε——与k、ε 对应的普朗特数;

Cε1、Cε2、Cμ——经验常数。

1．3．2 迭代设置

将模型引入Fluent，采用分离式求解器，多相流采用混合物模型，粘性方程用标准k －ε 模型(选择粘性热传递)，激活能量项，控制条件选重力作用项为－y 方向9．81，由于是沸腾换热，两相流涉及水和水蒸气的质量转换、气化潜热等问题，所以要自建能量、质量转换的自定义函数UDF，将其引入边界条件设定中(如图3 所示)。

为了使问题简化，本文将换热管边界温度进行分段常量设置，分为高温段和低温段。

图3 自定义函数UDF 导入

图4 温度图

图5 速度矢量图图

图6 水蒸气体积分数图

1．4 计算结果

通过速度矢量图(图5)得知在弓形板后方形成了较明显的大尺度涡湍流，使得整体流动速度明显放缓，阻力损失增大，压力降低，成为流动死区，这样就造成了温度图(图4)中弓形板后温度过高、热量聚集的现象，而较低的流速也进一步降低了这些地方的有效换热温差，对换热极为不利，最终形成了换热死区;通过水蒸气分布图(图6)不难看出水蒸气相主要集中在壳侧后部，并且越往上水蒸气所占比例越大，这也符合水蒸气密度小于水的事实。

2 总结

通过温度图、速度矢量图得知在弓形板后存在较明显的换热死区，再结合水蒸气相主要分布区域，总结对管壳式换热器主要影响和改进建议如下:

(1)换热死区的存在对换热质量形成较大影响，可以通过在弓形板上增加导流孔减小影响，提高换热质量，增大有效温差;

(2)弓形板后过高的热量聚集使得弓形板前后形成了较大的温差，再加上板后区域相对封闭的大尺度湍流影响，这就对弓形板的强度，耐腐蚀性提出了很高要求，在生产过程中要适当提高弓形板质量等级;

(3)水蒸气相主要出现在管壳式换热器壳侧流动的后部，并且越往上比例越大，这样就在壳侧腔体顶部和出口连接位置出现了水蒸气的聚集，温度也随之升高，所以在结构上这一区域要有较好的耐高温和耐腐蚀性。

［1］Gentry C C．ROD baffle heat exchanger technology［J］．Chemical Engineering Progress，1990(7):48 －57．

［2］王学华，熊兴才，薛海清．核电厂辅助冷却水系统水锤计算与防护［J］．电网与清洁能源，2014，30(9):102 －105．

［3］刘利平，黄万年．Fluent 软件模拟管壳式换热器壳程三维流场［J］．化工装备技术，2006，27(3):54 －57．

［4］Zhang C，Sousa A C M，Venart J E S． The numerical and experimental study of a power plant condenser［J］．ASME J．Heat Transfer，1993(115):435 －445．

［5］Patankar S V，Spalding D B． A calculation Procedure for the transient steady state behavior of shell －and －tube beat exchanger．In Afgan N and Schlunder EV(EU)，Heat Exchanger Design and Theory Source book，Washington D C:Scripta book Company，1974:156 －175．

［6］林宗虎，王栋，等．多相流的近期工程应用趋向［J］．西安交通大学学报，2001，35(9):886 －887．

［7］黄兴华．管壳式换热器壳侧紊流流动及凝汽器中汽液两相流动的数值研究［D］．上海:上海交通大学，2000．

［8］黄兴华，等． 管壳式换热器壳程流动的三维数值模拟［J］．化工学报，2000，51(3):297 －302．

［9］吕彦力，孙启鹏，陶文铨，等． 旁路流对换热器壳侧气液两相流动特性的影响［J］．河南科技大学学报，2006，27(4):22 －25．

［10］陈达卫，王启杰，李国华． TEMA －F 型换热器壳侧环状流时两相流换热的实验研究与模型［J］．炼油技术与工程，2004，34(1):16 －18．

［11］冯国红，等．管壳式换热器的研究进展［J］．化工技术与开发，2009，38(6):41 －42．

［12］车得福，李会雄．多相流及其应用［M］．西安:西安交通大学出版社，2007:15 －16．