内嵌SiC-He 螺旋管热交换器的三氯化铝反应炉散热特性研究

李佳豪， 虞 斌， 田一皓， 江 超

（南京工业大学机械与动力工程学院， 江苏南京 211816）

无水三氯化铝是一种重要的无机化工原料，主要用于合成药物、染料、橡胶、洗涤剂、塑料、香料等。无水三氯化铝也是一种十分重要的催化剂，特别是作为费瑞德- 克莱福特反应的催化剂得以广泛应用［1］。 目前工业中最常见的无水三氯化铝生产方法为铝锭法。 铝锭法是将氯气直接通入熔融状态的铝液中，使两者直接接触反应［2］，该反应是强放热反应， 在生产过程中若不及时移除反应余热，不仅会减慢反应的正常进行，还会产生杂质进而对反应产物造成影响［3］。

为了解决反应炉内余热积累问题， 王拓等［4］设计了一种新型三氯化铝反应器结构， 模拟了在强制对流条件下反应器内部温度场的分布， 得到了冷却风速和日产量的拟合关系式。 杨汉功等［5］发明了一种三氯化铝反应炉恒温板冷却装置，设置恒温板与反应炉底部接触， 通过多段弯曲的U型热管与恒温板凹槽接触增大换热面积， 提高了冷却效果。 以上方案都为对炉体外壁面进行的散热降温设计， 笔者提出了一种新型内嵌式SiC-He 螺旋管结构的强制对流换热方案。 换热气体选择传热效率高且不与氯气和铝液反应的稀有气体He， 在换热管不慎泄漏后不会有安全隐患。 换热管材料选择耐高温、强度高且换热系数较高的SiC。

螺旋管热交换器结构紧凑、传热性能好、承压能力强，在发电、制冷等领域有广泛应用［6］。 Yao L等［7］采用实验与CFD 模拟相结合的方法，设计并搭建了超流体He 气低温系统热交换器性能试验台，为低温下He 气缠绕式换热管的结构设计和热性能分析提供了可靠的方法和实验数据。Xinyu D等［8］采用控制变量法，以质量流量、入口温度、管侧流量、 壳侧流量为实验参数对螺旋扭管热交换器的热性能与普通管式热交换器的热特性进行了比较， 实验表明螺旋扭管热交换器的强化换热指数是普通管式热交换器的1.3～2.2 倍。 王君鹏等［9］针对大型He 气低温系统中的螺旋盘管结构热交换器，通过改变低温He 气的质量流量，研究流量变化对螺旋盘管热交换器换热系数及出口温度的影响。

目前国内外学者对于He 气做冷流体进行换热及螺旋管结构热交换器的研究已相当成熟，但对反应炉或热源内部进行换热的研究相对匮乏。吴晓澍等［10］研究了流体流速、进口水温、螺旋管直径、 螺距这4 个参数对桩基埋管热交换器周围土壤温度动态分布特征的影响。 杨永红等［11］发明了一种液氮/He 气热交换器芯体装置， 在热交换器芯体中通入He 后可以获得比现有低温热交换器更大的温降和更低的出口温度。 文中采用基于Fluent 数值模拟的方法， 研究内嵌式SiC-He 螺旋管热交换器在不同雷诺数、 不同螺旋管结构下的换热能力［12］和管内压降变化，以及对炉内温度的改善情况。

1 新型三氯化铝反应炉数值模拟研究

1.1 物理模型

工厂使用的传统三氯化铝反应炉见图1。 此反应炉的缺点是，方形格子砖组成的矩形反应炉在边缘处存在死区，会使炉内余热更容易积累。

图1 传统三氯化铝反应炉实物结构

设计了一种新型三氯化铝反应炉结构，其散热装置总体结构模型见图2。 建模时，简化反应炉炉体壁面， 直接以炉内熔融铝液为研究对象，将2 组4 根SiC 材质换热管内嵌在炉内。 换热管左侧为进风口，右侧为出风口。 反应炉透明化显示。

图2 三氯化铝反应炉散热装置总体结构简化模型

出于保证湍流充分发展和使换热管内更接近真实流场的边界条件考虑，散热装置中的SiC-He螺旋管热交换器设计为两段直管+ 一圈螺旋管结构，见图3。 图3 中，直管长度l=600 mm，螺旋径D=800 mm，管外径do=60 mm，壁厚b=5 mm，螺距P=90 mm，横向管间距a=800 mm。

图3 SiC-He 螺旋管热交换器结构示图

1.2 数学模型

以反应炉内平均温度及换热管的换热性能为研究内容。 流体流动受物理守恒定律的支配，包括质量守恒定律、动量守恒定律以及能量守恒定律。

连续性方程：

式中：u、v、w 分别为速度矢量u 在x、y、z 方向上的分量，ρ 为流体密度，μ 为流体动力黏度，p 为流体微元体上的压力,Su、Sv、Sw为动量守恒方程的广义源项。

能量守恒方程：

式中：T 为温度，cp为比热容，K 为流体的传热系数，ST为流体的内热源及由于黏性作用流体在流动过程中机械能转换为热能的部分。

入口边界采用velocity-inlet，设定流体速度为15 m/s， 温度为300 K。 出口边界采用pressure-outlet。 换热管与流体域及换热管与熔融铝液的交界面均设为热流耦合交界面［13］,其余壁面设置为无滑移的绝热壁面。

以某工厂三氯化铝反应炉日产量2 t 为标准， 三氯化铝反应生成焓为584.57 kJ/mol，考虑三氯化铝产物带走约1/4 的生成热及热损耗，计算可得热源强度为95.14 kW，设置炉内固定热源为66 000 W/m3。 由文献 ［14-15］ 获得He 和SiC 的物性参数， 通过分段线性的方法导入Fluent 中。

数值模拟计算设置Fluent 压力基求解器，Viscous Model 选择SST k-omega 模型， 压力速度耦合采用SIMPLEC 算法，压力方程、动量方程、能量方程均采用二阶迎风格式进行离散， 各项收敛残差设置为1×10-6。

1.3 网格无关性验证

对建立的物理模型进行网格无关性验证。 使用Fluent Meshing 对模型进行多面体网格划分，以每根换热管的表面平均对流传热系数为考察对象， 在保证计算精度的前提下选择适量网格数进行后续计算。 选取网格数180 310、426 838、1 659 449、2 748 093、5 041 184 进行无关性验证，结果见图4（h1～h4分别为自上而下4 根换热管）。

图4 网格无关性验证曲线

对图4 中4 根换热管的平均表面传热系数进行比较后发现，h2～h4这3 根换热管与h1换热管的误差均小于1%， 因此以h1换热管的换热特性代表整体换热结构的性能来简化后续计算。 前4 种网格数量与第5 种网格数量的传热系数相对偏差分别为8.84%、2.79%、-0.14%、-0.31%。综合考虑数值模拟的计算精度与成本，选择相对偏差最小的2 748 093 网格数量作为后续计算的参考。

1.4 数值模拟结果及分析

1.4.1 温度分布

经过数值模拟计算， 得到反应炉内中心处z=400 mm 和y=0 mm 截面温度分布云图, 见图5。分析图5 可知，炉内温度呈对称性分布，螺旋管区域温度明显降低，反应炉两侧的换热能力较中心区域有明显减弱。 这是因为螺旋管热交换器采用对侧进风方式，每根螺旋管的横向管间距相等且固定。

图5 z=400mm、y=0 mm 截面温度分布云图

1.4.2 速度分布

为了进一步分析螺旋管结构对反应炉炉内换热的影响，模拟了流体域在y=0 mm 截面处2 根换热管流体域的y 方向速度分布云图，见图6。 分析图6 可知，进口处的速度分布均匀，这是换热管在刚进入螺旋管段时没有离心力作用影响所致。 分析图6 还可知， 整体截面速度分布呈现为靠近管外侧的内凹形状， 这是由于螺旋管弯曲产生的离心力作用使得流体径向速度向外侧移动， 导致管内侧的流动速度相对变小， 产生了明显的二次流现象并逐渐加剧， 二次流扰动最终增强了螺旋管内的换热能力。

图6 z=400 mm、y=0 mm 截面速度分布云图

进一步分析zx 截面上螺旋管入口处二次流速度的分布，见图7。 二次流速度为zx 截面管径水平方向和垂直方向速度平方和的算术平方根，以进入螺旋管段的方向为0°角 。 由图7 可以知道， 换热管内上下壁面周围二次流速度较高，二次流速度随螺旋管段方向角的增加逐渐加强，在螺旋管段结束时对应的360°方向角位置达到最大。

图7 不同螺旋管段方向角下二次流速度分布云图

进一步分析图7 所在工况下管内迹线分布，见图8。 由图8 可知，管内二次流呈现出了非对称双涡旋结构［16］，流体在离心力的作用下不断冲刷管内外侧边界层， 进而减薄边界层厚度，加强管内流体的扰动，使管内流体的换热能力增强。

图8 螺旋管段迹线图

进一步分析换热管在0°到360°角截面处的流体温度分布，见图9。 由图9 可知，在0°角时由于二次流强度较弱，管内流体温度均匀分布，随着角度和二次流强度逐渐加强以及离心力的影响，管内扰动增加的同时， 加强了流体与换热管壁的对流传热，流体平均温度也随之升高，使SiC-He螺旋管热交换器在螺旋管段完成强化传热过程。

图9 不同方向角螺旋管段内流体的温度分布云图

2 螺旋管结构对热交换器换热能力影响正交试验研究

2.1 试验方案设计

基于无关性验证得到的热交换器每根换热管的换热性能相差不大这一结论， 以第1 根换热管为代表，采用正交试验方法，进行螺距、管径、螺旋管横向间距等螺旋管结构尺寸对热交换器换热能力影响试验研究。 设置3 个因素，每个因素取3个水平，编制正交试验因素- 水平表，见表1。

表1 正交试验因素-水平表

如果每个因素的每个水平相互搭配进行模拟研究，必须进行33=27 次模拟，将需要消耗更多的计算时间。 考虑在不影响结构优选的前提下减少模拟计算量，选择9 组方案进行模拟计算，并命名为A、B、C、...H、I，得到设的计方案见表2。

表2 正交试验设计方案

2.2 试验方案优选

通过考察换热管压降在不同方案下随入口风速的变化对设计方案进行优选， 得到换热管压降曲线，见图10。 分析图10 数据可知，随换热管管径的增大，压降明显减小，在同一风速15 m/s 下平均压降减小程度分别为54.29%、40.65%， 管径对压降的影响逐渐减弱。同一换热管管径水平下，压降的变化均小于1%，可认为其它2 种水平对换热管压降无明显影响。

图10 不同风速下不同方案换热管压降曲线

通过考察三氯化铝反应炉炉内平均温度在不同方案下随入口风速的变化对设计方案进行优选，得到炉内平均温度曲线，见图11。 分析图11数据可知，同一方案下，炉内平均温度随风速变化比较明显，随风速的提高而减小。已知三氯化铝反应炉产物的最佳反应温度为800 ℃， 即1 073 K左右。 由图11 可知，在15 m/s 的风速下，方案G、H、I 接近最佳反应温度。

图11 不同风速下三氯化铝反应炉炉内不同方案炉内平均温度曲线

2.3 正交试验结果及分析

采用15 m/s 风速下的努塞尔数Nu 作为正交试验的分析指标。 15 m/s 风速下正交试验的Nu见表3。 对表3 正交试验数据进行极差分析，结果见表4。

表3 15 m/s 风速下正交试验的Nu

表4 正交试验极差分析结果

由表3 和表4 可知，各个设计参数对换热管Nu 的影响由大到小排序为管径、横向管间距、螺距。 正交试验得到换热效果最优的参数组合为do=70 mm、P=100 mm、a=1 600 mm。

基于最佳参数组合， 在15 m/s 的入口风速下模拟三氯化铝反应炉的温度场， 得到分布云图，见图12。

图12 最佳参数组合和15 m/s 入口风速条件下z=400 mm、y=0 mm 截面温度分布云图

分析图12 可以知道， 反应炉温度仍然呈对称分布， 由于换热管横向管间距的增加， 使得SiC-He 螺旋管热交换器对炉内的影响范围增加。 相同工况下反应炉炉内温差为34 K，相较于选型前70 K 的温差，不仅降低了反应炉的温差，使炉内温度分布相对均匀，还有效降低了反应炉的平均温度，在通入氯气的反应炉中心区域保持最佳反应温度。

3 结论

(1)通过Fluent 软件计算和正交试验对影响SiC-He 螺旋管热交换器单管流动传热特性的主要因素进行了极差分析。 研究结果表明，在文中试验条件下，各因素对努塞尔数影响由大到小排序为管径、横向管间距、螺距。 最优参数组合为管径do=70 mm、 螺距P=100 mm、 横向管间距a=1 600 mm。

(2)换热管管径增加对压降减小程度影响逐渐减弱， 进出口压差减小程度分别为54.29%、40.65%。 在最优参数组合条件下，当入口风速为15 m/s 时，三氯化铝反应炉炉内温度分布均匀且满足产物最佳反应温度。

(3)热交换器螺旋管段受到的离心力作用，使得速度分布成内凹的圆弧形状， 流体扰动加剧产生明显的二次流， 增强了接热管管内流体的换热能力。