汽化器传热设计计算

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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：

4

4

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

3

3

3

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——