汽化器传热设计计算总则

汽化器传热设计计算总则（成都清源低温科技有限公司技术部·王道德）1引言空温式汽化器是通过吸收外界环境中的热量并传递给低温介质使其汽化的设备。由于其具备结构简单、运行成本低廉等优点广泛应用于低温液体汽化器、低温贮运设备自增压器等。实际应用中，低温工况下星型翅片导热管汽化器普遍存在结霜现象，考虑地区、温度和季节变化在内，各种汽化器的结霜面积大约占总面积的60%～85%。霜层在星型翅片导热管表面的沉积增加了冷壁面与空气间的导热热阻，减弱了传热效果，同时，霜层的增长产生的阻塞作用大大增加了空气流过汽化器的阻力，造成气流流量的下降，使汽化器的换热量大大地减少。以往的空温式汽化器都是依据现有的相关经验来进行设计制造的，并且忽略了星型翅片导热管在结霜工况下对传热性能的影响，实际应用偏差较大，有些汽化量不足，影响生产，过大则造成不必要的浪费。因此如何合理设计空温式汽化器，方便工程应用是当前急需解决的问题。国内文献对此进行过不少的理论分析与实验研究，目前仍未得出一个比较实用且相对精确的关联式。本文探讨这些问题在于为空温式汽化器的设计计算提供参考依据。图1空温式汽化器结构示意图2传热量的计算由热力学相关知识可知，汽化器管内工作介质的压力在临界压力以上，温度低于临界温度时为液体，高于临界温度时为气体；在临界压力和临界温度以下时，有一相变的气—液两相区，温度高于压力对应的饱和温度时为气体，低于饱和温度时为过冷液体。如果压力高于临界压力，它的换热特点是分为预热段（临界温度以下）和蒸发段（临界温度以上）两个区段，没有两相共存的汽化阶段。因此，介质的压力和温度决定汽化器的设计方案，不同的流态传热特性有很大差别，需分别考虑、计算。本文选定的空温式汽化器为LNG高压汽化器，LNG进口温度为-162℃，工作压力为25MPa。所以，LNG在星型翅片导热管内吸热经液相、气相两种相变过程，不考虑气液两相区汽化阶段。图2星型翅片导热管结构示意图按照热力学第一定律，汽化器的汽化过程中吸收的总热量，有如下关系式：nQQhhmQglinout(1)Q为星型翅片导热管在单位时间内的传热量——KJ/sm为单位时间内汽化液体质量——Kghout为汽化器出口气体焓值——KJ/kghin为汽化器进口液体焓值——KJ/kgQl为单排星型翅片导热管液相区单位时间内的传热量——KJ/sQg为单排星型翅片导热管气相区单位时间内的传热量——KJ/sn为星型翅片导热管的排数3传热系数的确定空温式汽化器管内流动着低温液体，液体吸热产生相变。同时星型翅片导热管表面温度低于周围环境空气的露点温度，星型翅片导热管表面结霜，不同相区霜层厚度不同，导热热阻也不同。汽化器从开启到正常运行传热与热阻要经历非稳态和稳态两个阶段：在非稳态阶段霜开始形成时表面粗糙度增大，引起传热面积增大，同时气体流速也增大，稳态工作时，汽化器表面的霜层厚度要比非稳态时的大，而且随着霜层厚度的增大翅片间的空气流道不断减小，增大了空气流通阻力进而增大传热热阻。因此，汽化器工作时相同的产气量在稳态传热时需要的传热面积要大，作为计算的上限值，而非稳态不考虑结霜的传热面积作为计算的下限值。低温工质的传热过程十分复杂，本文对计算过程进行了适当的简化。(1)沿管程分为两段：单相液体对流换热区、单相气体对流换热区；(2)各相区采用均相模型；(3)传热管壁仅考虑径向导热。总传热系数按照下式确定：04422111111fRK(2)其中，总传热系数中构成值由下式推导而得出：33033302)1(2,)tanh(bmmhmhRf为污垢热阻——m2·K/W1为星型翅片导热管壁厚——m1为星型翅片导热管导热系数——W/(m·K)2为霜层厚度——m2为霜的导热系数——W/(m·K)3为翅片厚度——m3为翅片导热系数——W/(m·K)3为不锈钢内衬厚度——m4为不锈钢导热系数——W/(m·K)为翅片的总效率0为空气对流换热系数——W/(m2·K)1为管内流体对流换热系数——W/(m2·K)b为翅片宽度——mh为翅片高度——mβ为肋化系数因为铝和不锈钢的导热系数远大于管外空气自然对流换热系数，因此，在实际设计过程中将(2)式中的4411和项略去，最后得到如下公式：0221111fRK(3)3.1空气侧对流换热系数0的确定由于结霜后翅片表面粗糙度增加，一般的，空气与霜层之间的换热系数α0=(1.2～1.3)αw，αw为汽化器未结霜时的外表面换热系数。空温式汽化器都采用星型星型翅片导热管，对于星型星型翅片导热管可按空气对平壁的自然对流换热准则方程式来求解αw。层流(Ra=Gr·Pr=2×104～8×109)：4/1Pr)(54.0GrNu(4)紊流(Ra=Gr·Pr=8×109～8×1011)：3/1Pr)(54.0GrNu(5)其中格拉晓夫准数Gr由下式确定：23TlgGr(6)Ra为瑞利数Pr为普朗特数Nu为努谢尔特数β为体胀系数——1/Kg为重力加速度——m/s2l为星型翅片导热管长度——mΔT为流体和管壁间温度差——K为空气的导热系数—W/(m·K)由式(7)求得星型翅片导热管未结霜时外表面对流换热系数：lNuw(7)3.2霜层导热系数λ2的计算研究表明霜层导热系数主要取决于密度，但也取决于霜层的微观结构，它是霜层结构、霜层内温度梯度引起水蒸气扩散及凝华潜热释放和霜表面粗糙度引起涡流效应相互作用的结果。目前应用最广泛的是：Yonko和SepSy提出的导热系数关联式：λ2=0.02422+7.214×10-4ρfr+1.1797×10-6ρfr2(8)ρfr为霜的密度——Kg/m3，霜的密度ρfr主要与霜层表面温度Tfr和风速ufr有关。霜层密度由下式确定：rurTfffr25340455.0(9)空温式汽化器在工作过程中都会结霜，前几排管子的结霜一般较严重，而后几排管子的结霜相对较轻。在相同的换热面积的情况下，星型翅片导热管间距越大、管排数越少、表面结霜速度就越慢，但是管排数减少会影响汽化器的紧凑性。因此，空温式汽化器要充分考虑其结构的合理性，在对汽化器的体积要求不是很严格的情况下，可以适当增大星型翅片导热管间距、减少管排数来减少结霜。3.3管内流体对流换热系数α1计算由流体的物性参数求得雷诺数DRe，判断流体是层流还是湍流，然后根据流态计算流动摩擦系数。因为，管内流体采用分区计算的方法，所以计算参数也应按相应流态选取；摩擦系数f决定于壁表面的粗糙度Ks和Re。层流时：认为粗糙度对于换热的影响可忽略，摩擦系数仅与雷诺数有关，由下式确定：Re64f(10)湍流时：由相关表中查得粗糙度后，由式(11)或简化式(12)、(13)计算湍流摩擦系数，对于已有的实际设备，可以用实验的方法测出流体进出口的压力降，根据压力降和磨擦系数之间的关系式(14)求出湍流摩擦系数。对流换热系数的关联式如式(16)所示。274.1Relg2Ksf(11)25.0Re316.05000Re3000f，(12)2.0Re184.05000Ref，(13)22muDlfp(14)8Pr3/2fSt(15)pmcuSt1(16)D为管段的直径——mρ为密度——kg/m3v为体积流速——m3/sμ为动力黏度——pa·scp为比定压热容——KJ/(kg·K)um为流体的截面平均流度——m/sSt为斯坦顿数Pr为普朗特数4传热面积计算Q=(KlA1ΔT1+KgAgΔTg)n=[(hc-hin)+(hout-hc)]m(17)Kl、Kg分别表示液相区和气相区的换热系数——W/(m2·K)Al、Ag分别表示液相区和气相区的换热面积——m2hc为LNG在临界点处的焓——KJ/kg由式(17)可以求得总的传热面积。由于采用分区计算，ΔT分别取进出口温度与临界温度的差值。5结束语(1)对于汽化压力高于介质临界压力的星型翅片导热管汽化器，可分为2个传热区进行计算，即单相液体对流换热区和单相气体对流换热区。这样不仅使模型更接近实际情况，使设计更加合理准确，也便于工程计算。(2)对于汽化压力低于介质的临界压力的星型翅片导热管汽化器也可以采用分区计算的方法，将其分为单相液体对流换热区、气液两相对流换热区和单相气体对流换热区3个传热区进行计算.(3)低温工况下星型翅片导热管汽化器表面容易发生结霜现象，为了提高星型翅片导热管汽化器的换热效率，可以对汽化器定期除霜，或采用多组汽化器切换使用的方法来减少结霜对星型翅片导热管汽化器正常运行的影响。