開架式氣化器單管傳熱與流動特性研究

蘇厚德 李振華 魏 星 余建永 趙 昕

（1.甘肅藍科石化高新裝備股份有限公司；2.上海藍濱石化設備有限責任公司；3.機械工業上海藍亞石化設備檢測所有限公司）

開架式氣化器是目前LNG接收站使用最廣泛的一種氣化器，其核心單元是由傳熱管組成的板型管束。 Marston Excelsior 開發的開架式氣化器，利用海水和待氣化介質分別從管外和管內流動實現熱量交換，從而實現氣化［1］。 日本Osaka Gas 和Kobe Steel合作研發了性能更高的開架式氣化器，能夠提高氣化效率，降低結冰程度［2，3］。張尚文通過分布參數模型研究了超級開架式氣化器的氣化過程［4］。

目前，國內外學者在氣化器流動和傳熱方面開展了大量的研究工作，但大多都是基于換熱器外部流動和傳熱展開的，對于開架式氣化器內部流動特性研究較少［5～7］。

筆者采用理論、 數值與試驗相結合的方法，建立開架式氣化器單管內流動與傳熱特性的數值模型， 并通過試驗研究3種工況下氣化器單管內/外層介質的傳熱熱負荷，對比較試驗結果與模擬結果之間的差異，從而評價所建立的計算模型的準確性。

1 數值模擬

數值模擬3種工況（表1）下開架式氣化器單管的傳熱特性。

表1 3種工況參數

1.1 控制方程

開架式海水氣化器傳熱管中液態天然氣（LNG）發生氣化相變，假設：傳熱過程屬于穩態過程；傳熱管是光管，強化傳熱措施的影響僅在計算表面傳熱系數時考慮。 氣化相變過程涉及液相和氣相，其中LNG氣化為NG，針對這一氣液兩相流動過程，筆者選用Mixture模型，計算方程采用流場計算的基本控制方程——雷諾時均形式的連續方程、動量方程和能量方程［8～10］（下角k為第k相、下角m為混合相）。

連續方程：

式中 m′——混合物的質量變化率；

ρ——密度；

α——體積分數。

動量方程：

n——相數；

p——壓力；

μ——黏度。

能量方程：

式中 E——熱能；

h——熱焓；

keff——有效熱傳導率；

SE——體積熱源。

1.2 幾何模型

開架式氣化器通常采用帶擾流桿的換熱管，擾流桿的存在對于內部流體的流動和換熱過程影響非常大。 但增加擾流桿會加大實際建模的困難。

筆者采用三維CAD軟件對開架式氣化器單根管子進行三維建模，建模過程中，假設內部肋片為非螺旋型、外部肋片加工形狀統一，故在結構上分為兩部分，建模形態如圖1所示，由此獲得的用于流場計算的幾何模型如圖2所示。

圖1 LNG單管結構示意圖

圖2 流場計算模型

1.3 網格劃分

對LNG單根管子分別按照內部N2區域和外部水區域進行計算，考慮到內部N2區域為液態與氣態兩相流動換熱區域，而外部水區域為液態水與氣態（含空氣）兩相流動換熱區域（假設管子的結構設計合理，暫不考慮水結冰情況），同時考慮計算成本問題，分別對內部和外部區域網格進行不同的設置，見表2。

表2 內部和外部區域的網格設置

最后生成內部N2區域網格節點數為2 025 533，網格總數為1 617 660；外部水區域網格節點總數為514 677，網格總數為2 490 976。 內部N2區域網格劃分情況如圖3所示， 外部水區域網格劃分情況如圖4所示。

圖3 內部N2區域網格劃分情況（截面視圖）

圖4 外部水區域網格劃分情況（45°視圖）

1.4 求解器和邊界條件

對于內部N2區域，采用瞬態計算的壓力基求解器。 考慮重力影響，方向為沿管子縱軸向下，由液態N2進口指向出口。多相流采用VOF模型，管子進口為純液態N2，管子出口為純氣態N2。 同時，激活能量方程， 用來監測系統中的能量耗散過程。采用Realizable k-ε湍流模型，選擇標準壁面函數。邊界條件為速度進口和壓力出口，取值均按試驗數據設置， 壁面設置為管子內部肋片假設無傳熱，故熱流率為0，管子外部肋片按試驗換熱系數取值。 壓力和速度耦合采用SIMPLE方法，動量方程、能量方程、湍流耗散率方程和湍動能方程均采用二階迎風差分格式。

對于外部水區域，考慮重力影響，方向為沿管子縱軸向下，由液態水（含空氣）進口指向出口。 多相流采用VOF模型， 水區域進口和出口均為液態水與空氣兩相。 邊界條件為速度進口和自由出流出口，取值均按試驗數據設置，壁面設置為管子外部肋片按試驗換熱系數取值，水區域外壁面為環境溫度，其余條件與內部N2區域設置參數相同。

1.5 計算結果

3種工況下，內部N2區域的溫度場、速度場和質量流量場的模擬結果如圖5所示。 由圖5可見，3種工況的溫度分布情況基本一致，管子外壁面向內溫度呈梯度降低，在管子外壁面至內部肋片形成的分割區域中心溫度最低，此處液態相最后被氣化；3種工況的速度分布情況基本一致，管子外壁面與內部肋片壁面速度接近為0， 間隙部位速度很小，由管子外壁面與內部肋片形成的分割區域中心速度較大；3種工況的質量流量分布基本一致，在管子外壁面有較多質量堆積，此處速度也最小。

圖5 內部N2區域模擬結果

2 試驗驗證

圖6 外部水區域模擬結果

當前的模擬研究多是通過模擬簡化加以分析，不能很好反映擾流桿螺旋導流的強化換熱效果。 鑒于此，筆者首次建立的擾流桿貫穿全管的數值模型，它充分考慮了擾流桿螺旋導流作用的影響。 但擾流桿的螺旋導流作用使得氣化器換熱管內部的流動和換熱機理會發生很大變化，為了驗證所建的擾流桿貫穿全管數值模型的正確性，設計搭建開架式氣化器單管傳熱特性的測試試驗臺。

2.1 測試裝置

開架式氣化器單管傳熱特性的測試試驗臺如圖7所示， 考慮到液化天然氣試驗的安全性問題，本試驗采用液氮作為低溫介質，水作為高溫介質。 液氮由槽車通過低溫泵的泵送作用，從氣化器單管的底端進入換熱管，由水泵提供的自來水流經渦輪流量計后，由換熱管的頂端進入。 水和液氮在換熱管內逆流換熱， 完成熱交換后，水從換熱管的底端排放到水池里以實現循環利用，而液氮經加熱氣化后，從單管出口引入到氣化器樣機入口， 并通過樣機換熱管完全氣化為氮氣后，由氮氣出口排出。 單管傳熱試驗采用的原理和樣機傳熱試驗一樣，只是減小了處理量，目的是簡化傳熱過程，測試換熱管的換熱效率，用于驗證數值計算模型。

圖7 氣化器單管傳熱特性的測試試驗臺示意圖

試驗流程為：經惰性氣體吹掃除垢后，首先通自來水，水流平穩流經單管；在自來水流動狀態穩定后，開啟液氮低溫泵將液氮注入氣化器單管，并通過轉速調節的方法改變液氮流量。 為了考察氣化器單管的傳熱特性，在試驗過程中需要在自來水/液氮的入口/出口布置壓力、 溫度和流量的測點。 當系統穩定運行后，分別利用布置的溫度傳感器、壓力傳感器、流量測試調節系統和渦輪流量計測量自來水出/入口的溫度與流量，液氮出/入口的溫度、壓力和流量。 并根據各個測點所得到的壓力和溫度來確定冷熱工質的熱力參數，進而結合流量得到低溫流體和高溫流體的熱負荷。

試驗中用到的測量儀器主要有用于測量自來水出/入口溫度的PT100一體化溫度變送器（準確度±0.5 ℃）、 用于測量液氮出/入口溫度的STT25H-C-ENE溫度變送器 （±0.01 ℃）、MPM480壓力傳感器（±0.1 MPa）、渦輪流量計（±0.5 m3/h）和超低溫流量計（±0.5 kg/s）。 其中從水泵輸送來的自來水采用渦輪流量計測量其體積流量，由低溫泵輸送來的液氮采用超低溫流量計測量其質量流量。

2.2 測量結果的不確定度分析

不同工況下，開架式氣化器單管冷/熱流體的熱負荷無法直接測量，而是由溫度、壓力及流量等參數的測量值經過一系列的運算得到的間接測量結果。 而在氣化器單管換熱特性測試過程中各測量儀器和儀表存在一定的精確度等級限制，而且還存在測量環境變化、測量方法等因素。 這就不可避免地導致試驗過程中的壓力、溫度及流量等參數的測試值與真實值之間存在差異。 這樣直接測量參數的誤差會通過運算關系傳遞給間接測量結果，導致傳熱管熱負荷測試參數具有一定的不確定度。 誤差傳遞關系可按下式計算：

式中 r——間接測量結果；

ti——間接測量結果所需的直接測量參數；

Δr——間接測量結果r的不確定度，與r的物理量綱相同；

Δti——直接測量參數ti的不確定度，與ti的物理量綱相同。

間接測量結果的相對不確定度δr為：

計算中，表達式中所有物理量都需用直接測量參數表示。 這樣，通過對各熱力參數進行不確定度分析，可以衡量直接測量誤差對測量結果的影響，同時對于評價性能試驗測試結果的準確度以及進一步提高測量精度都有重要意義。

2.3 帶擾流桿換熱管數值計算模型驗證

根據開架式氣化器單管傳熱特性的測試方法，通過調節低溫液氮泵轉速的方法改變液氮流量，分別測試3種工況下的數據（每種測3次）列于表3。

表3 開架式氣化器單管傳熱試驗的測試數據

（續表3）

將表3中進/出口壓力、進/出口溫度和流量的測試數據代入傳熱方程，可算得低溫介質液氮和高溫介質水的熱負荷（下角NL為液氮、 下角w為水）：

式中 Cp——換熱過程中的定壓比熱容；

m——質量流量；

T1、T2——介質出口、進口溫度；

V——容積流量。

3種工況下， 氣化器單管外層介質和內層介質的傳熱熱負荷的試驗測試結果與數值計算結果的對比如圖8所示。 由圖8可見，3種工況下氣化器單管外層介質及內層介質的傳熱熱負荷的試驗測試結果和數值計算結果的變化趨勢基本一致，試驗測試結果與數值模擬結果所得到的熱負荷最大誤差為11.2%， 這個計算誤差在工程應用允許范圍內，故所建立的擾流桿貫穿全管的開架式氣化器單管換熱特性數值計算模型可用于預測帶擾流桿氣化器單管的傳熱特性。

圖8 單管傳熱特性試驗測試與數值計算的結果對比

3 結論

3.1 3種工況下，內部N2區域的溫度場、速度場和質量流量場的分布情況基本一致；管子外壁面向內溫度呈梯度降低，管子外壁面與內部肋片壁面速度接近零，在管子外壁面有較多質量堆積。

3.2 3種工況下，外部水區域的溫度場、速度場和質量流量場的分布情況基本一致；水域計算邊界面溫度最高，向中心呈遞減趨勢；計算域軸向由入口流向出口，且速度大約為0.05 m/s；水在管子外壁面的肋片附近積聚。

3.3 在相同邊界條件下，與無擾流桿傳熱管計算結果相比，實體傳熱管模型模擬得到的氣化效率較高，出口處含氣率相近，速度和溫度均較低；蒸發段內無擾流桿傳熱管模型要好于實際帶擾流桿傳熱管模型，加熱段內則相反；試驗測試結果與數值模擬結果所得到的熱負荷最大誤差為11.2%， 故所建立的擾流桿貫穿全管的開架式氣化器單管換熱特性數值計算模型可用于預測帶擾流桿氣化器單管的傳熱特性。