CN113028876A - 一种多相态条件下的热交换器性能评价方法 - Google Patents

一种多相态条件下的热交换器性能评价方法 Download PDF

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Abstract

本发明属于热交换器传热性能评价技术领域，具体涉及一种多相态条件下的热交换器性能评价方法。该评价方法以热交换器中冷、热流体的相出现变化的位置为界划分区域，分别计算各个区域中的传热系数Ki从而计算换热面积Ai，并获取热交换器基于换热面积Ai加权平均的表观传热系数K，通过对比不同含多相态热交换器的表观传热系数K，判断不同含多相态热交换器的性能优劣。本发明基于换热面积进行加权平均，可准确反映相变换热器的整体传热性能，克服现有技术中相变换热器不同段传热系数相差较大，无法准确评价的问题，为相变换热器的优化设计及传热性能评价提供了重要依据。

Description

一种多相态条件下的热交换器性能评价方法
技术领域
本发明属于热交换器传热性能评价技术领域，具体涉及一种多相态条件下的热交换器性能评价方法。
背景技术
传热性能是衡量一台换热器性能优劣的主要指标之一，传热系数可直观的反映冷流体与热流体之间热量交换的能力。总传热系数的计算公式基于冷、热侧表面传热膜系数及污垢热阻，对于单相流体之间的换热，如液-液换热，气-气换热，采用现有技术中总传热系数的计算公式可直观反映换热器传热性能，但对于带有相变的换热器，如用于蒸发或冷凝工况下的传热过程，因纯液相、气液混合相、纯气相的表面传热膜系数差距较大，采用现有技术的总传热系数计算方法无法准确评价换热器的传热性能。
发明内容
为了解决上述技术问题，本发明提供一种多相态条件下热交换器性能评价方法。该评价方法以热交换器中冷、热流体的相出现变化的位置为界划分区域，分别计算各个区域中的传热系数Ki以及换热面积Ai，对所得换热面积Ai进行加权平均，获取热交换器基于换热面积Ai加权平均的表观传热系数K；通过对比不同含多相态热交换器的表观传热系数K，进而判断不同含多相态热交换器的性能优劣；所述表观传热系数K越大，该热交换器性能越优。
该方法包括以下步骤：
S1.根据热交换器中介质换热过程中的相变过程，选择以下两种方式：
A.热交换器中仅发生单侧相变时：根据发生相变的单侧介质干度变化，将传热过程分为三段，第一段为纯液相段，干度为0；第二段为气液混合段，干度0-1；第三段为纯气相段，干度为1；依次定义为P1，P2，P3；
B.热交换器中发生双侧相变时：根据双侧介质的干度变化，将双侧介质分别划分为三段，并取双侧介质分段的交集，则将传热过程分为五段，依次定义为P4，P5，P6，P7，P8；
S2.计算各分段的换热量Qi：
Qi＝Cpi×m×ΔTi
或
Qi＝m×ri
其中Cpi为任一单侧介质的定压比热容，m为所述单侧介质的质量流率，ΔTi为所述单侧介质在各个分段的两个分段端点间的温度差，ri为所述单侧介质的汽化潜热；i为对应的段数标记；
S3.分别计算各分段的表面传热膜系数，将壳程侧对应分段的传热膜系数记为Hi，将管程侧对应分段的传热膜系数记为hi；
S4.计算各分段的传热系数Ki：
Figure BDA0003003316240000021
其中，Ri为壳程上对应分段的污垢热阻，ri为管程上对应各段的污垢热阻，di内为换热管对应分段的内直径，di外为换热管对应分段的外直径；所述换热管内表面积对应管程，所述换热管外表面积对应壳程；
S5.计算各分段的换热面积Ai
Figure BDA0003003316240000022
其中，ΔTmi为对应分段的对数平均温差；
S6.计算表观传热系数K
Figure BDA0003003316240000023
所述单侧为管程侧或壳程侧，所述双侧为管程侧和壳程侧。
优选的，所述步骤S1中，方式A中单侧相变分为单侧相变蒸发和单侧相变冷凝；当单侧相变蒸发时，相变介质为冷流体，根据冷流体的干度变化，将传热过程分为三段；当单侧相变冷凝时，相变介质为热流体，根据热流体的干度变化，将相变过程分为三段。
优选的，所述干度变化确定方法为：根据冷、热流体的物性，确定冷、热流体发生相变的温度点，将液体开始出现气相的温度点，定义为泡点，将气体开始出现液相的温度点，定义为露点；泡点和露点即为干度变化点。
上述露点和泡点，当一侧介质由气液混合物完全变为液相时，在该变化点，可以看成液体开始出现气相的点，即泡点；当一侧介质由气液混合物完全变为气相时，在该变化点，可以看成气体开始出现液相的点，即露点。
优选的，步骤S2中，ΔTi的确定方法为：
当热交换器中仅发生单侧相变时，将发生相变的单侧介质的进口温度记为Ta，出口温度记为Td，两个干度变化点沿介质进口至出口方向依次记为Tb，Tc，Tb，Tc分别为该介质的露点和泡点，则ΔT1＝Tb-Ta，ΔT2＝Tc-Tb，ΔT3＝Td-Tc；
热交换器中发生双侧相变时，根据任一侧流体的露点、泡点，利用热量守恒定律求出与该侧流体露点和泡点对应的另一侧流体温度，按照所得另一侧流体的温度，对该另一侧流体进行分段，并按照各分段端点的温度计算各段的温差。
优选的，步骤S3中，表面传热膜系数Hi的计算方法为，根据发生相变的单侧介质干度变化，在干度为0-1的对应段，采用气相热阻法计算表面传热膜系数Hi和hi；在干度为0或1的对应段，采用单相流体的传热膜计算公式进行计算表面传热膜系数Hi和hi。
优选的，所述步骤S5中，对数平均温差ΔTmi的计算方法为：
Figure BDA0003003316240000031
其中，ΔTFi为同一分段中任一端两侧介质间的温度差，ΔTLi为该分段中另一端两侧介质间的温度差，计算时忽略温度的正负，以绝对值计算。
本发明的有益效果在于：
本发明适用于逆流或非逆流的单侧相变蒸发或单侧相变冷凝或双侧发生相变的热交换器，热交换器中冷、热介质可以为纯物质或混合物中的一种，适用范围广。
本发明中的表观传热系数的计算针对带有蒸发或冷凝的换热过程进行分段，分别计算不同相态下的表面传热膜系数，基于面积进行加权平均，可准确反映相变换热器的整体传热性能，克服现有技术中相变换热器不同段传热系数相差较大，无法准确评价的问题。为相变换热器的优化设计及传热性能评价提供了重要依据。
附图说明
图1为实施例1中热交换器为混合物单侧蒸发相变时冷、热流体温度变化及分段示意图，图中X表示干度。
图2为实施例2中热交换器为纯物质两侧同时相变时冷、热流体温度变化及分段示意图，图中X表示干度。
图3为热交换器为纯物质单侧蒸发相变时冷、热流体温度变化及分段示意图，图中X表示干度。
图4为热交换器为纯物质单侧冷凝相变时冷、热流体温度变化及分段示意图，图中X表示干度。
图5为热交换器为混合物单侧冷凝相变时冷、热流体温度变化及分段示意图，图中X表示干度。
图6为热交换器为混合物两侧同时相变时冷、热流体温度变化及分段示意图，图中X表示干度。
具体实施方式
下面结合实施例和附图对本发明的技术方案做出更为具体的说明：
实施例1
一台管壳式冷凝换热器，纯逆流换热过程中发生单侧冷凝相变，以丙烷为主的混合物为热流体走壳程，水为冷流体走管程。热流体进口时为全气状态，与冷流体进行换热后，温度下降，逐渐进行冷凝，最终全部变为液体。冷流体在整个换热过程中不发生相变，始终为液态。
S1.分段
温度计测得热流体进口温度TH1为104℃，出口温度TH4为30℃，进口压力为3.2MPa，热流体质量流量m为10000kg/h，根据物质的物性数据，计算得到热流体在76℃开始出现液相，在36℃从气相全部转变为液相，则76℃和36℃为热流体的两个相变点，定义76℃为热流体的露点，36℃为热流体的泡点，则TH2＝76℃，TH3＝36℃。热流体的温度104-76℃为P1段纯气相段，76-36℃为P2段气液混合段，36-30℃为P3段纯液相段。
在冷流体侧，温度计测得冷流体进口温度TC1为20℃，出口温度TC4为25℃，进口压力为0.6MPa，热流体质量流量m为197065kg/h，根据热量守恒定律，冷流体吸收的热量＝热流体放出的热量，依据热流体的露点和泡点温度及热量守恒方程计算各个分段相变点对应的冷流体露点和泡点，得到，TH1＝104℃，对应TC4等于25℃；TH2＝76℃，对应TC3等于24℃；TH3＝36℃，对应TC2等于20.4℃；TH4＝30℃，对应TC1等于20℃。因此冷流体20-20.4℃为P1段，20.4-24℃为P2段，24-25℃为P3段。
如图一所示，图中上方曲线代表换热过程中热流体(Hot)的温度变化，下方曲线代表换热过程中冷流体(Cold)的温度变化，则，图中TH1为104℃，TH2为76℃，TH3为36℃，TH4为30℃；TC1为20℃，TC2为20.4℃，TC3为24℃，TC4为25℃。
S2.计算换热量Qi
根据公式Qi＝Cpi×m×ΔTi或Qi＝m×ri计算各分段的换热量Q1、Q2、Q3，
其中Cpi为热流体的定压比热容，m为热流体的质量流量，ΔTi为热流体各分段之间的温度差，ri为热流体的汽化潜热；i为对应的段数标记。
本实施例中，计算得到P1段换热量Q1为282640W，P2段换热量Q2为1447030W，P3段换热量Q3为79468W。
上述对换热量的计算，还可以利用冷流体侧的数据进行计算，再根据公式计算各分段的换热量Qi，计算结果同上。
S3.计算各分段的表面传热膜系数Hi
采用气相热阻法分别计算P2段壳程和管程的表面传热膜系数H2、h2，采用单相流体的传热膜计算公式分别计算P1、P3段壳程和管程的表面传热膜系数H1、h1、H3、h3，该公式如下：
Figure BDA0003003316240000061
式中，λ为壳程或管程中流动介质的导热系数，d为壳程或管程中流动介质的流道当量直径，Re为壳程或管程中流动介质的雷诺数，Pr为壳程或管程中流动介质的普朗特数。
上述气相热阻法和单相流体的传热膜计算公式均为现有技术，本领域的普通技术人员可根据实际获得数据进行所需数据的相应计算，具体公式方法可参考钱颂文.换热器设计手册[M].化学工业出版社工业装备与信息工程出版中心，2002或其他含有相关计算方法的文献资料。
本实施例中，仅热流体侧发生相变，热流体对应壳程，则计算得热流体侧P1段表面传热膜系数H1＝1177W/m2·K，P2段表面传热膜系数H2＝1816W/m2·K，P3段表面传热膜系数H3＝1658W/m2·K；冷流体侧各分段的传热膜系数h1＝h2＝h3＝12190W/m2·K。
S4.计算各分段的传热系数Ki
根据公式计算各分段的传热系数Ki
Figure BDA0003003316240000062
其中，Ri为壳程上对应分段的污垢热阻，ri为管程上对应各段的污垢热阻，di内为换热管对应分段的内直径，di外为换热管对应分段的外直径；所述换热管内表面积对应管程，所述换热管外表面积对应壳程。
计算得到P1段传热系数K1＝737W/m2·K，P2段传热系数K2＝928W/m2·K，P3段传热系数K3＝901W/m2·K。
S5.计算各分段的换热面积Ai
现根据热流体和冷流体对应的各分段的端部温差ΔTi，计算各分段的对数平均温差ΔTmi，计算公式如下：
Figure BDA0003003316240000063
其中，ΔTFi为同一分段中任一端两侧介质间的温度差。本实施例中，ΔTF1＝TH4-TC1＝10℃，ΔTF2＝TH3-TC2＝15.6℃，ΔTF3＝TH2-TC3＝52℃；
ΔtLi为该分段中另一端两侧介质间的温度差。本实施例中，ΔTL1＝TH3-TC2＝15.6℃，ΔTL2＝TH2-TC3＝52℃，ΔTL3＝TH1-TC4＝79℃。
计算得，P1段对数平均温差ΔTm1＝65℃，P2段对数平均温差ΔTm2＝31℃，P3段的对数平均温差ΔTm3＝12.6℃。
再根据公式计算各分段的换热面积Ai
Figure BDA0003003316240000071
得P1段换热面积A1＝5.9m2，P2段换热面积A2＝50.3m2，P3段换热面积A3＝7m2。
S6.计算表观传热系数K
按下述公式计算表观传热系数K
Figure BDA0003003316240000072
最终得到本实施例管壳式冷凝换热器的表观传热系数K为907.2W/m2·K。
类似的，采取此计算方法计算另一台使用同样冷、热流体的换热器的表观传热系数K为810W/m2·K，通过比较量换热器间K的相对大小，确定另一台换热器的传热性能较差。
实施例2
一台立式丙烯蒸发乙烯冷凝的双侧相变换热器，丙烯为冷流体，走管程向上蒸发，乙烯为热流体，走壳程向下冷凝。
S1.分段
温度计测得乙烯进口温度TH1为-10℃，出口温度TH6为-37.5℃，进口压力为1.56MPa，热流体质量流量m为275000kg/h。根据乙烯的热物性参数，确定其在1.56MPa下对应的露点温度和泡点温度均为-35.7℃，忽略沿程压力损失。温度计测得丙烯进口温度TC1为-45℃，出口温度TC6为-15.2℃，进口压力为0.05MPa，热流体质量流量m为230000kg/h。根据丙烯的热物性参数，确定其在0.05MPa下对应的露点温度和泡点温度均为-38.3℃，忽略沿程压力损失。以乙烯和丙烯的露点、泡点为四个相变点，将换热过程分为5段，分别记为P4，P5，P6，P7，P8。
S2.计算换热量Qi
方法一：以乙烯即热流体的露点和泡点为准，根据热量守恒方程，计算乙烯露点对应的丙烯温度为-38.3℃，乙烯泡点对应的丙烯温度为-41.5℃，以此为冷流体侧的分段点，根据温度关系，则冷流体侧-45～-41.5℃为P4段，-41.5～-38.3℃为P5段，-38.3～-38.3℃为P6、P7段，-38.3～-15.2℃为P8段。
或者方法二：以丙烯即冷流体的露点和泡点为准，根据热量守恒方程，计算丙烯露点对应的乙烯温度为-26.9℃，乙烯泡点对应的丙烯温度为-35.7℃，以此为热流体侧的分段点，根据温度关系，则热流体侧-37.5～-35.7℃为P4段，-35.7～-35.7℃为P5、P6段，-35.7～-26.9℃为P7段，-26.9～-10℃为P8段。
如图二所示，图中上方折线代表换热过程中热流体(Hot)的温度变化，下方折现代表换热过程中冷流体(Cold)的温度变化，则，图中TH1为-10℃，TH2为-26.9℃，TH3＝TH4＝TH5为-35.7℃，TH6为-37.5℃；TC1为-45℃，TH2为-41.5℃，TH3＝TH4＝TH5为-38.3℃，TH6为-15.2℃。
利用上述任一种分段方法中的分段数据，根据公式Qi＝Cpi×m×ΔTi或Qi＝m×ri计算各分段的换热量Q4、Q5、Q6、Q7、Q8。
其中Cpi为丙烯或乙烯的定压比热容，m为丙烯或乙烯的质量流量，ΔTi为冷流体侧或热流体测各分段之间的温度差，ri为丙烯或乙烯的汽化潜热；i为对应的段数标记。
本实施例中，计算得到P4段换热量Q4为434480W，P5段换热量Q5为447350W，P6段换热量Q6为25937120W，P7段换热量Q7为1180970W，P8段换热量Q8为2334800W。
S3.计算各分段的表面传热膜系数Hi
采用气相热阻法分别计算P5、P6、P7段壳程和管程的表面传热膜系数，采用单相流体的传热膜计算公式分别计算P4、P8段壳程和管程的表面传热膜系数，该公式如下：
Figure BDA0003003316240000091
式中，λ为壳程或管程中介质的导热系数，d为壳程或管程中介质的流道当量直径，Re为壳程或管程中介质的雷诺数，Pr为壳程或管程中介质的普朗特数。
本实施例中，乙烯为热流体走壳程，计算得热流体侧P4段表面传热膜系数H4＝864W/m2·K，P5段表面传热膜系数H5＝1159W/m2·K，P6段表面传热膜系数H6＝1156W/m2·K；P7段表面传热膜系数H7＝379W/m2·K；P8段表面传热膜系数H8＝374W/m2·K。丙烯为冷流体走管程，计算得冷流体侧P4段表面传热膜系数H4＝257W/m2·K，P5段表面传热膜系数H5＝263W/m2·K，P6段表面传热膜系数H6＝1435W/m2·K；P7段表面传热膜系数H7＝1504W/m2·K；P8段表面传热膜系数H8＝140W/m2·K。
S4.计算各分段的传热系数Ki
根据公式计算各分段的传热系数Ki
Figure BDA0003003316240000092
其中，Ri为壳程上对应分段的污垢热阻，ri为管程上对应各段的污垢热阻，di内为换热管对应分段的内直径，di外为换热管对应分段的外直径。
计算得到P4段传热系数K4＝178W/m2·K，P5段传热系数K5＝192W/m2·K，P6段传热系数K6＝581W/m2·K，P7段传热系数K7＝289W/m2·K，P8段传热系数K8＝93W/m2·K。
S5.计算各分段的换热面积Ai
在任一种分段方式的基础上，根据热流体和冷流体对应的各分段的端部温差ΔTi，计算各分段的对数平均温差ΔTmi，计算公式如下：
Figure BDA0003003316240000093
其中，ΔTFi为同一分段中任一端两侧介质间的温度差。本实施例中，ΔTF4＝TH6-TC1＝7.5℃，ΔTF5＝TH5-TC2＝5.8℃，ΔTF6＝TH4-TC3＝2.6℃，ΔTF7＝TH3-TC4＝2.6℃，ΔTF8＝TH2-TC5＝11.4℃；
ΔTLi为该分段中另一端两侧介质间的温度差。本实施例中，ΔTL4＝TH5-TC2＝5.8℃，ΔTL5＝TH4-TC3＝2.6℃，ΔTL6＝TH3-TC4＝2.6℃，ΔTL7＝TH2-TC5＝11.4℃，ΔTL8＝TH1-TC6＝5.2℃。
最终计算得，P4段对数平均温差ΔTm4＝6.6℃，P5段对数平均温差ΔTm5＝4.0℃，P6段的对数平均温差ΔTm6＝2.7℃，P7段对数平均温差ΔTm7＝6.0℃，P8段对数平均温差ΔTm8＝8.0℃。
再根据公式计算各分段的换热面积Ai
Figure BDA0003003316240000101
得P4段换热面积A4＝370m2，P5段换热面积A5＝583m2，P6段换热面积A6＝16530m2，P7段换热面积A7＝680m2，P8段换热面积A8＝3138m2。
S6.计算表观传热系数K
按下述公式计算表观传热系数K
Figure BDA0003003316240000102
最终得到本实施例管壳式冷凝换热器的表观传热系数K为482W/m2·K。
类似的，采取此计算方法计算另两台使用同样冷、热流体的换热器的表观传热系数K分别为560W/m2·K和350W/m2·K，通过比较量换热器间K的相对大小，确定表观传热系数K为560W/m2·K的换热器的传热性能最好，第三台表观传热系数350W/m2·K最小，传热性能最差。
本发明中，使用纯物质或混合物作为单侧相变蒸发或单侧相变冷凝或双侧同时发生相变的热交换介质时，纯物质单侧相变蒸发的冷、热流体温度变化及分段如图3所示，纯物质单侧相变冷凝的冷、热流体温度变化及分段如图4所示，混合物单侧相变冷凝的冷、热流体温度变化及分段如图5所示，混合物双侧同时相变冷凝的冷、热流体温度变化及分段如图6所示，详细计算方法可参考实施例1或实施例2，不再赘述。
以上实施方式仅用以说明本发明的技术方案，而并非对本发明的限制；上述引用的文献仅用于现有技术的补充说明，而并非对本发明的限制；尽管参照前述实施方式对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：凡在本发明创造的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本发明创造的保护范围之内。

Claims (7)

1.一种多相态条件下的热交换器性能评价方法，其特征在于，该评价方法以热交换器中冷、热流体的相出现变化的位置为界划分区域，分别计算各个区域中的传热系数Ki和换热面积Ai，对所得换热面积Ai进行加权平均，获取热交换器基于换热面积Ai加权平均的表观传热系数K；通过对比不同含多相态热交换器的表观传热系数K，判断不同含多相态热交换器的性能优劣；所述表观传热系数K越大，该热交换器性能越优。
2.如权利要求1所述的一种多相态条件下的热交换器性能评价方法，其特征在于，包括以下步骤：
S1.根据热交换器中介质换热过程中的相变过程，选择以下两种方式：
A.热交换器中仅发生单侧相变时：根据发生相变的单侧介质干度变化，将传热过程分为三段，第一段为纯液相段，干度为0；第二段为气液混合段，干度0-1；第三段为纯气相段，干度为1，依次定义为P1，P2，P3；
B.热交换器中发生双侧相变时：根据双侧介质的干度变化，将双侧介质分别划分为三段，并取双侧介质分段的交集，将传热过程分为五段，依次定义为P4，P5，P6，P7，P8；
S2.计算各分段的换热量Qi：
Qi＝Cpi×m×ΔTi
或
Qi＝m×ri
其中Cpi为任一单侧介质的定压比热容，m为所述单侧介质的质量流率，ΔTi为所述单侧介质在各个分段的两个分段端点间的温度差，ri为所述单侧介质的汽化潜热；i为对应的段数标记；
S3.计算各分段的表面传热膜系数；
S4.计算各分段的传热系数Ki：
Figure FDA0003003316230000011
其中，Hi为壳程上对应分段的表面传热膜系数，hi为管程上对应分段的表面传热膜系数，Ri为壳程上对应分段的污垢热阻，ri为管程上对应各段的污垢热阻，di内为换热管对应分段的内直径，di外为换热管对应分段的外直径；所述换热管内表面积对应管程，所述换热管外表面积对应壳程；
S5.计算各分段的换热面积Ai
Figure FDA0003003316230000021
其中，ΔTmi为对应分段的对数平均温差；
S6.计算表观传热系数K
Figure FDA0003003316230000022
。
3.如权利要求2所述的一种多相态条件下的热交换器性能评价方法，其特征在于，所述步骤S1中，方式A中单侧相变分为单侧相变蒸发和单侧相变冷凝；当单侧相变蒸发时，相变介质为冷流体，根据冷流体的干度变化，将传热过程分为三段；当单侧相变冷凝时，相变介质为热流体，根据热流体的干度变化，将相变过程分为三段。
4.如权利要求2所述的一种多相态条件下的热交换器性能评价方法，其特征在于，所述干度变化确定方法为：根据冷、热流体的物性，确定冷、热流体发生相变的温度点，将液体开始出现气相的温度点，定义为泡点，将气体开始出现液相的温度点，定义为露点；泡点和露点即为干度变化点。
5.如权利要求4所述的一种多相态条件下的热交换器性能评价方法，其特征在于，步骤S2中，ΔTi的确定方法为：
当热交换器中仅发生单侧相变时，将发生相变的单侧介质的进口温度记为Ta，出口温度记为Td，两个干度变化点沿介质进口至出口方向依次记为Tb，Tc，Tb，Tc分别为该介质的露点和泡点，则ΔT1＝Tb-Ta，ΔT2＝Tc-Tb，ΔT3＝Td-Tc；
热交换器中发生双侧相变时，根据任一侧流体的露点、泡点，利用热量守恒定律求出与该侧流体露点和泡点对应的另一侧流体温度，按照所得另一侧流体的温度，对该另一侧流体进行分段，并按照各分段端点的温度计算各段的温差。
6.如权利要求2所述的一种多相态条件下的热交换器性能评价方法，其特征在于，步骤S3中，表面传热膜系数Hi的计算方法为，根据发生相变的单侧介质干度变化，在干度为0-1的对应段，采用气相热阻法计算表面传热膜系数Hi和hi；在干度为0或1的对应段，采用单相流体的传热膜计算公式进行计算表面传热膜系数Hi和hi。
7.如权利要求2所述的一种多相态条件下的热交换器性能评价方法，其特征在于，所述步骤S5中，对数平均温差ΔTmi的计算方法为：
Figure FDA0003003316230000031
其中，ΔTFi为同一分段中任一端两侧介质间的温度差，ΔTLi为该分段中另一端两侧介质间的温度差。
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