汽化器传热设计计算总则

，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：
f 64 Re
(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，
fr 340 T f r
0.455
25u f r
(9)
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。
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
图2
星型翅片导热管结构示意图
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
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：
Q mhout hin Ql Qg n
(1)
K
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
1 4 和 项略去，最后得到如下公式： 1 4
K
1 Rf 1 2 4 1 1 2 4 0
1
1
(2)
1 Rf 2 1 2 0
1
1
(3)
其中，总传热系数中构成值由下 式推导而得出：
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

2 0 2 0 tanh(mh) ,m (1 3 ) mh 3 3 b 3 3
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)：
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
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 hout 为汽化器出口气体焓值——KJ / kg
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：
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
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（成都清源低温科技有限公司技术部·王道德）
对此进行过不少的理论分析与实验研
1
引言
空温式汽化器是通过吸收外界环
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。
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
Nu 0.54(Gr Pr)1/ 4
Rf 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——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
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
(4)
紊流(Ra=Gr· Pr=8× 109～8× 1011)：
Nu 0.54(Gr Pr)1/ 3
(5)
其中格拉晓夫准数 Gr 由下式确 定：
Gr
gTl 3 2
(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/s2
l 为星型翅片导热管长度——m ΔT 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：
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 (7)
w Nu

l
Re
D
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 Sep Sy 提出的导热系数关联式： λ2=0.02422+7.214× 10-4ρfr+1.1797× 10-6 ρfr2 (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：
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——m2 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。
hin 为汽化器进口液体焓值——KJ / kg Ql 为单排星型翅片导热管液相区单位 时间内的传热量——KJ/s Qg 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
3
St Pr 2 / 3
f 8
1 St um c p
D 为管段的直径——m ρ 为密度——kg /m
v 为体积流速——m3/s μ 为动力黏度——pa· s cp 为比定压热容——KJ / ( kg· K) um 为流体的截面平均流度——m / s St 为斯坦顿数 Pr 为普朗特数
Re f 2 lg 1.74 Ks
2
(11)
3000 Re 5000，f 0.316 Re 0.25 (12) Re 5000，f 0.184 Re 0.2
(13)
l um p f D 2
2
传热区进行计算，即单相液体对流换 (14) (15) (16) 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。
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 25M Pa。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。