超临界压力下浸没燃烧式气化器工程设计方法

于鲲鹏，银建中

大连理工大学 化工学院, 辽宁 大连 116024

天然气（natural gas，NG）作为一种清洁燃料，具有热值高、无污染的特点，被广泛应用于化工生产、民用采暖等行业[1]，经过低温加压得到的液化天然气（liquefied natural gas，LNG）体积缩小至气态的1/625，适用于海运运输且回收率较高[2]，接入燃气管网前需进行加热再气化。接收站常用的气化器有开架式气化器（open rack vaporizer，ORV）、中间介质气化器（intermediate fluid vaporizer，IFV）和浸没燃烧式气化器（submerged combustion vaporizer，SCV）[3−5]，其中浸没燃烧式气化器由于具有热效率高、启动迅速等特点，被广泛应用与液化天然气接收站的应急调峰[6]。

国内外学者对SCV传热特性及运行优化方法进行了广泛研究，韩国釜庆国立大学Park与弘益大学Kim[7]将SCV换热单元视为多孔介质进行建模，采用熵最小化的方法对其进行优化。通过改变翅片密度、翅片厚度或翅片直径来控制单元的孔隙度和等效颗粒直径，并对熵产生数进行数值计算；东京燃气公司Takafumi与京都大学Reo等[8]通过冷态流场数值模拟和小型SCV燃烧器实验，在小型SCV燃烧器中引入旋流结构降低了低负荷时的氮氧化物和一氧化碳的排放，解决了传统结构排放大量氮氧化物和一氧化碳的问题，并针对小型SCV的研究成果研制了一种大型SCV燃烧器，对其一氧化氮和一氧化碳的排放特性进行了研究；国内康凤立等[9]建立了用于SCV设计的计算模型，并通过工程实例验证了模型计算结果满足工程需要；齐超等[10]简化了SCV的计算模型，并研究了不同运行参数及管内传热强化措施对SCV传热的影响；粘权鑫等[11]建立了包含燃烧室与烟管的气化器整体数值模型，通过对全流程的传热模拟为SCV的设计提供理论参考；李仲珍等[12]研究了超临界甲烷在竖直管内的传热特性，得到了不同结构下的传热关联式并验证了采用甲烷替代LNG进行传热计算的可行性。

在SCV的工程设计中，管内外传热模型的选择对于传热系数的预测结果存在差异，进而会影响到实际计算得到的总传热系数，由于设计过程需要将面积裕度控制在合理区间，本文针对不同工况下各传热模型对传热面积的预测情况进行了分析，并讨论了考虑管壁热阻的设计状态与清洁状态下SCV传热性能的差异。

1 传热模型

1.1 传热结构及分段算法模型

SCV的传热结构如图1所示，与开架式气化器和中间介质气化器使用海水作为热源不同，SCV使用天然气作为热源，天然气与助燃空气在燃烧室内混合燃烧，生成的高温烟气由底部分布器进入水浴池，烟气剧烈搅动水浴形成管外强制循环并与水浴发生换热，液化天然气由换热管下部进入，沿换热管被加热气化后由上部输出。

图1 SCV 传热结构

SCV的主要传热过程包括高温烟气向水浴的传热、水浴向换热管的传热和换热管向管内低温流体的传热，由于SCV极高的热效率，稳定运行时高温烟气产生的热量均能传递给管内流体，因此可将稳定运行时的水浴温度视为定值；沿管长分段使得每个微段进出口温度在一个小范围内变化，远远小于水浴与管内流体间的温差，故忽略管内流体轴向导热；LNG组分的主要成分为甲烷，故将管内LNG组分视为纯甲烷计算。根据以上假设，简化后的传热结构如图2所示。

图2 传热结构简化模型

1.2 微段计算过程

1.2.1 微段控制方程

为提高模型计算的准确性，将换热管沿管程分为数段，每个微段的传热过程如图3所示，基于热平衡方程的程序迭代求解过程分为微段温度场求解与传热系数求解两部分。

图3 微段传热过程

已知管内流体质量流量qm和进口温度ti的前提下，通过假设微段总传热系数Ki与出口温度ti+1，联立热平衡方程（1）可得到在此Ki下的进出口温度。

式中：Cp为定压热容，Ai为微段传热面积，Δtmi为微段传热温差。计算完成进出口温度后，假定内壁温twi计算壁温修正下的管内外传热系数，将计算总传热系数与假定总传热系数比较，若满足收敛条件则迭代结束，该段的出口参数作为下一段的入口参数，否则重新假定传热系数进行求解，计算流程如图4所示。

图4 模型计算流程

流体在特定温度压力下的物性数据通过调用工质物性软件Refprop[13]得到。

管内换热量Qi由式（2）计算得到：

式中：hi为管内传热系数；Ai为微段内表面积；twi为换热管内壁温度；td为微段定性温度，取微段进出口温度的平均值。

管外换热量Q0由式（3）计算得到：

式中：h0为管外传热系数，tw为水浴温度，tw0为换热管外壁温度。

总传热系数Kc由式（4）计算[14]：

式中：dm取换热管内外径均值，Rw为管壁热阻，Ri、R0分别为管内外壁污垢热阻。

1.2.2 管内跨临界强制对流传热

换热管内的操作压力大于LNG临界压力4.6 MPa时，管内LNG不存在气液两相区[15]，对于无相变段的跨临界强制对流传热，计算模型通过迭代换热管壁温得到考虑了近壁面处热物性修正的管内外传热系数，计算模型选取的5种管内传热模型[16−20]如表1 所示。

表1 跨临界强制对流传热模型

1.2.3 管外两相流横掠管束传热

管外两相流横掠管束传热使用Zukauskas[21]传热模型计算，即

式中：定性温度为管束进出口流体的平均温度；Prf定性温度为管外流体平均温度；Prw定性温度为管外壁温；Ref取管束中最小截面处的流速计算，特征长度为管外径d0；s1、s2分别为管束的横向间距与纵向间距。

水浴中大量烟气的存在使得将管外简化为纯液相计算不能准确反应管外实际传热过程，现将管外流体物性参数分为根据相态区分，两相的比例关系通过气含率α描述，α由式（6）所示的均相流模型[22]进行计算，WL、WG分别代表液相与气相的质量流量，模型假设气液两相之间无滑移，即滑速比S=1。气相物性参数与烟气组分有关可由燃烧与热平衡计算得到：用作燃料的燃料天然气与助燃空气充分混合燃烧，在助燃空气充足情况下，烟气组分包括 H2O、CO2、N2及剩余 O2，各组分含量可分别求得：

2 计算结果

2.1 模型验证

选取实际运行的SCV气化器对传热模型计算的准确性进行验证，该气化器结构参数如表2所示，每根换热管管程数为6，弯头5处，根据管内LNG流经顺序将换热管编号为直管1~6与弯头1~5，每管程直管分段数n1= 40，每管程弯头分段数n2= 1，则总分段数m= 6n1+5n2=245。

表2 SCV 结构及运行参数（标准工况）

该气化器4组运行工况条件如表3所示，选择实际运行工况的天然气出口温度与管程压降作为对比参数，模型计算值与实际值偏差如图5所示，工况1的出口温度偏差最小，为0.24 K，工况3的出口温度偏差最大，为0.79 K；工况3的压降偏差最小为 10 kPa，工况 1 的压降偏差最大为 52 kPa，NG出口温度与管程压降偏差均在允许范围内，证明模型计算结果准确。

表3 SCV 运行工况

图5 模型计算结果验证

2.2 设计计算与传热分析

2.2.1 标准工况设计结果

考虑到SCV在接收站应急调峰中的作用，所设计的气化器在一定运行负荷范围内均应保持稳定工作，为探究不同管内传热模型对面积裕度这一参数的影响，取该SCV的实际换热面积为设计面积进行计算，换热管内热阻取 0.000 172 m2∙K/W，管外热阻取 0.000 09 m2∙K/W，出口温度取最低要求277 K进行设计计算。

不同相对负荷下传热模型的计算面积裕度如表4所示。由表4所知，计算面积裕度随运行负荷的增大逐渐减小，标准负荷下模型计算得到该SCV有20%左右的面积裕度，传热面积能够满足变负荷下稳定运行的要求；当相对负荷增大至最高负荷时，Gnielinski模型的计算裕度最大为17.78%，Jackson模型的计算裕度最小为10.99%，分段算法下的5种管内模型对总传热面积的预测结果偏差在10%以内，相较于其他模型，管内选择Jackson模型的设计结果最为保守。

表4 面积裕度结果对比 %

标准工况下5种管内传热模型预测传热系数沿程曲线如图6所示，由图可知管内传热系数沿程先增大后减小，在拟临界点附近由于物性参数的剧烈变化促进了传热，此处的传热系数出现峰值；管内LNG流经五处弯头时处由于产生二次环流，传热能力得到增强，弯头2、4、6处的折弯半径小于弯头1、3，此3处弯头处的湍流强度较大，传热系数峰值大于另2处弯头。以临界温度作为分界点，模型计算管程液态段管长9.56 m，超临界段管长 35.87 m，接近于实际值 10.34 m（高压液态段）、35.09 m（超临界段）[9]，证明计算模型能准确预测出现强化传热与发生相态变化的管程位置。

图6 管内传热模型计算结果

2.2.2 污垢热阻对传热的影响

图7为考虑内外管壁热阻的设计温度与清洁状态下的温度沿程曲线。由图7可知在管外传热温差的作用下，高温烟气产生的热量经由管壁传递至管内低温LNG，管内流体温度沿程不断上升并逐渐接近水浴温度，在临界点附近由于定压热容出现峰值，温度上升幅度变小，内外壁温差最大出现在管进口段为89.12 K，最小温差出现在出口段为5.71 K。由于管内流体温度的影响，壁温同样在临界点附近上升缓慢。弯管处由于二次环流加剧流体湍流程度，管内流体与内壁面的传热得到强化，弯管处内外壁温下降，管内流体温度略有上升。在临界点附近，由于定压热容存在峰值，此处的温度的上升速度减慢。内外壁温差最大出现在管道进口段58.01 K，最小出现在出口段0.21 K。

图7 温度沿程曲线

该气化器设计进口温度为115 K，出口温度为277 K，在设计中考虑了内外管壁的污垢热阻，保证了气化器的设计裕度在10% ~20%。如图8所示，虽然清洁状态下管程各点管内流体与水浴间的传热温差有所降低，但总传热系数增大对传热的促进作用占主导地位，在燃气进气量相同的情况下，模型计算NG出口温度可达287.5 K，即相比考虑了管壁热阻的设计工况，清洁状态下的SCV气化器具有更好的气化效果。

图8 总传热系数及传热温差沿程曲线

3 结论

本文建立了基于管长分段的SCV传热计算模型，选取实际工程案例验证了模型计算的准确性，应用该模型讨论了不同管内传热模型对传热设计的适用情况，并探究了运行负荷与烟管开孔率对管外传热的影响，结论如下：

1）基于管长分段的传热模型考虑了管程当地的物性参数，能够较为准确地反映出拟临界点处物性变化以及弯头二次环流对传热的强化作用，管内5种传热模型在SCV最大运行负荷下的计算面积裕度范围为10.99%~17.78%，传热面积满足不同运行负荷的需求，其中管内选用Jackson模型的计算结果最为保守。

2）对考虑热阻的设计状态与忽略热阻的清洁状态下的SCV传热效率进行分析表明，清洁状态下的SCV比设计状态下有更高的传热系数，虽然传热温差有所降低，但传热系数升高对传热的促进作用占主导地位，与设计出口温度277 K相比，清洁状态下的出口温度为287.5 K，传热效率更高。