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汽化器传热设计计算

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汽化器传热设计计算

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：

n

Q

Q

h

h

m

Q

g

l

in

out

（1）

Q

为星型翅片导热管在单位时间内的

传热量——

KJ/s

m

为单位时间内汽化液体质量——

Kg

h

out

为汽化器出口气体焓值——

KJ/kg

h

in

为汽化器进口液体焓值——

KJ/kg

Q

l

为单排星型翅片导热管液相区单位

时间内的传热量——

KJ/s

Q

g

为单排星型翅片导热管气相区单位

时间内的传热量——

KJ/s

n

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：

0

4

4

2

2

1

1

1

1

1

1

f

R

K

（2）

其中，总传热系数中构成值

由下

式推导而得出：

3

3

0

3

3

3

0

2

）

1

（

2

）

tanh（

b

m

mh

mh

R

f

为污垢热阻——

m

2

·

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/（m

2

·

K）

1

为管内流体对流换热系数——

W/（m

2

·

K）

b

为翅片宽度——

m

h

为翅片高度——

m

β

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

4

4

1

1

和

项略去，最后得到如下公式：

0

2

2

1

1

1

1

f

R

K

（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α

0

=（1.2

～

1.3）

α

w

，α

w

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α

w

。

层流

（Ra=Gr·

Pr=2×

10

4

～

8×

10

9

）

：

4

/

1

Pr）

（

54

.

0

Gr

Nu

（4）

紊流

（Ra=Gr·

Pr=8×

10

9

～

8×

10

11

）

：

3

/

1

Pr）

（

54

.

0

Gr

Nu

（5）

其中格拉晓夫准数

Gr

由下式确

定：

2

3

Tl

g

Gr

（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/K

g

为重力加速度——

m/s

2

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l

为星型翅片导热管长度——

m

Δ

T

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：

l

Nu

w

（7）

3.2

霜层导热系数λ

2

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：

λ

2

=0.02422+7.214×

10

-4

ρ

fr

+1.1797×

10

-6

ρ

fr

2

（8）

ρ

fr

为霜的密度——

Kg/m

3

，

霜的密

度

ρ

fr

主要与霜层表面温度

T

fr

和风速

u

fr

有关。

霜层密度由下式确定：

r

u

r

T

f

f

fr

25

340

455

.

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

α

1

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：

Re

64

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。

2

74

.

1

Re

lg

2

Ks

f

（11）

25

.

0

Re

316

.

0

5000

Re

3000

f

，

（12）

2

.

0

Re

184

.

0

5000

Re

f

，

（13）

2

2

m

u

D

l

f

p

（14）

8

Pr

3

/

2

f

St

（15）

p

m

c

u

St

1

（16）

D

为管段的直径——

m

ρ

为密度——

kg/m

3

v

为体积流速——

m

3

/s

μ

为动力黏度——

pa·

s

c

p

为比定压热容——

KJ/（kg·

K）

u

m

为流体的截面平均流度——

m/s

St

为斯坦顿数

Pr

为普朗特数

4

传热面积计算

Q=（K

l

A

1

ΔT

1

+K

g

A

g

ΔT

g

）n=[（h

c

-h

in

）+（h

out

-h

c

）]m

（17）

K

l

、

K

g

分别表示液相区和气相区的换

热系数

——

W/（m

2

·

K）

A

l

、

A

g

分别表示液相区和气相区的换

热面积——

m

2

hc

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。

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