基于C++的浸沒燃燒式汽化器程序設(shè)計(jì)及傳熱研究

于鯤鵬* 銀建中

（大連理工大學(xué) 化工學(xué)院）

0 引言

液化天然氣（LNG）具有熱值高，燃燒無污染等特點(diǎn)，被廣泛應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)與城市供熱等領(lǐng)域[1]。經(jīng)由海運(yùn)運(yùn)輸?shù)奶烊粴馐紫缺灰夯\(yùn)輸至接收站儲(chǔ)存，接入管網(wǎng)前氣化并網(wǎng)，因此LNG氣化裝置成為了研究重點(diǎn)。常見的氣化裝置主要包括開架式汽化器（ORV）[2]、中間介質(zhì)汽化器（IFV）[3]和浸沒燃燒式汽化器（SCV）,其中浸沒燃燒式氣化器具有啟動(dòng)快速、熱效率高及低NOx排放[4]等特點(diǎn)，被廣泛應(yīng)用于LNG接收站調(diào)峰[5]。

對(duì)SCV傳熱特性的研究方法包括：冷模實(shí)驗(yàn)、計(jì)算流體動(dòng)力學(xué)（CFD）模擬和計(jì)算模型程序模擬。齊超等[6]簡化了SCV計(jì)算模型，研究了不同運(yùn)行參數(shù)及管內(nèi)傳熱強(qiáng)化措施對(duì)SCV傳熱效果的影響；潘杰等[7]建立數(shù)值模型對(duì)SCV在超臨界壓力下的傳熱特性進(jìn)行了分析，討論了熱負(fù)荷、操作壓力等參數(shù)和管內(nèi)傳熱強(qiáng)化措施對(duì)傳熱的影響；韓冬艷[8]通過理論計(jì)算研究了不同管內(nèi)傳熱模型在超臨界壓力下的適用情況，并對(duì)管外兩相流橫掠管束傳熱進(jìn)行了數(shù)值模擬，提出了超臨界壓力下SCV的設(shè)計(jì)方案。Bai等[9]建立了超臨界壓力下SCV布管方向不同時(shí)的數(shù)值模型，討論了傳熱管布置方向?qū)ν牧鱾鳠岬挠绊懠案∩碗x心力的綜合效應(yīng)和優(yōu)勢(shì)關(guān)系；靳書武等[10]利用標(biāo)準(zhǔn)k-ε模型和定壁溫條件，使用甲烷代替液化天然氣對(duì)水平管內(nèi)的傳熱過程進(jìn)行了模擬，研究了壓力和入口溫度對(duì)管內(nèi)傳熱系數(shù)的影響。

由于實(shí)驗(yàn)傳熱分析和CFD模擬工作量較大，當(dāng)SCV結(jié)構(gòu)發(fā)生變化時(shí)，該分析方法需要重新建模。此外，采用模型程序計(jì)算方法可將兩相流近似為液相進(jìn)行計(jì)算，簡化了計(jì)算過程，但該計(jì)算方法忽略了煙氣對(duì)管外流體物理參數(shù)的影響，同時(shí)，管內(nèi)大溫差和臨界跨界的傳熱特性使管壁溫度沿管壁變化較大。因此，管壁溫度對(duì)近壁面處流體性質(zhì)的影響不容忽視。

本文根據(jù)上述管內(nèi)外傳熱特點(diǎn)，基于C++語言編制了SCV汽化器的設(shè)計(jì)計(jì)算程序，該程序通過控制壁溫來建立管內(nèi)外的傳熱聯(lián)系，綜合考慮煙氣與水浴對(duì)傳熱的貢獻(xiàn)程度描述來管外兩相流的傳熱過程，并對(duì)不同運(yùn)行負(fù)荷、水浴溫度、煙氣量等管外參數(shù)對(duì)傳熱的影響進(jìn)行了討論，可為SCV設(shè)計(jì)及穩(wěn)定運(yùn)行提供參考。

1 計(jì)算模型

1.1 SCV傳熱結(jié)構(gòu)

SCV主要傳熱結(jié)構(gòu)包括換熱管、水浴、溢流堰、燃燒器、煙氣分布器等，其結(jié)構(gòu)簡圖如圖1所示。部分天然氣（NG）作為燃料氣與助燃空氣混合燃燒，產(chǎn)生的高溫?zé)煔膺M(jìn)入水浴形成氣液兩相流，氣液兩相流完全浸沒換熱管，兩相流流過溢流堰后，在重力作用下，液相回落至水浴池形成強(qiáng)制循環(huán)，煙氣上升經(jīng)煙囪排出，煙氣與水浴充分換熱使得排煙溫度接近水浴溫度。蛇形管中的冷流體LNG自底向上沿程流動(dòng)，并逐漸氣化后從管口輸出。

圖1 SCV傳熱結(jié)構(gòu)簡圖

根據(jù)SCV傳熱結(jié)構(gòu)及傳熱特點(diǎn)對(duì)傳熱模型進(jìn)行簡化。對(duì)于運(yùn)行壓力大于LNG臨界壓力（4.6 MPa）的SCV汽化器，管內(nèi)LNG在臨界溫度時(shí)由液態(tài)直接變?yōu)槌R界態(tài)，因此不存在氣液兩相區(qū)[11]，可對(duì)SCV傳熱過程進(jìn)行以下簡化：（1）水浴與管內(nèi)流體溫差遠(yuǎn)遠(yuǎn)大于微段流體軸向溫差，因此忽略管內(nèi)流體軸向?qū)?；?）忽略管內(nèi)沿程壓降；（3）水浴溫度均勻；（4）管外氣含率（體積分?jǐn)?shù)，下同）沿高度方向?yàn)槎ㄖ?；?）LNG組分中甲烷質(zhì)量分?jǐn)?shù)超過80%[12]，因此將管內(nèi)LNG組分視為純甲烷；（6）管外液體具有較高的湍流程度，阻礙了水浴在外管壁結(jié)冰，管外形成的冰層長度短、厚度薄，因此忽略冰層厚度對(duì)傳熱的影響，只考慮結(jié)冰區(qū)與無冰區(qū)外壁溫度變化對(duì)近壁面處兩相流體物性參數(shù)的影響。

1.2 傳熱微段與控制方程

管內(nèi)LNG在臨界溫度處物性變化劇烈，僅按進(jìn)出口溫度均值作為定性溫度無法滿足計(jì)算精度要求，因此通過分段方式來解決該問題，沿管程將傳熱管分為數(shù)段，如圖2所示。為了便于計(jì)算，按管程分別將直管段均分為n1段，每段長度為ΔL1，將彎管部分均分為n2段，每段長度為ΔL2，傳熱管管程數(shù)為N，總分段數(shù)。圖3所示為微段傳熱狀態(tài)，微段出口參數(shù)可作為下一微段入口參數(shù)。

圖2 傳熱管分段示意圖

圖3 微段傳熱過程

管內(nèi)換熱量Qi為：

式中：Qi——微段管內(nèi)換熱量；

hi——管內(nèi)傳熱系數(shù)；

Ai——微段內(nèi)表面積；

Twi——換熱管內(nèi)壁溫度；

Td——微段進(jìn)出口溫度的平均值。

管外換熱量Q0為：

式中：Q0——管外換熱量；

h0——管外傳熱系數(shù)；

Tw——水浴溫度；

Tw0——換熱管外壁溫度。

總傳熱系數(shù)Kc為：

式中：Ri，R0——分別為管內(nèi)、管外壁污垢熱阻。

1.3 傳熱模型

1.3.1 管內(nèi)跨臨界強(qiáng)制對(duì)流傳熱

當(dāng)換熱管內(nèi)壓力高于LNG臨界壓力時(shí)，在氣化過程中，LNG在臨界溫度下瞬間被氣化，不存在氣液兩相區(qū)，因此可將管段內(nèi)LNG分成亞臨界段和超臨界段。使用考慮了熱物性修正的Sieder-Tate[13]模型對(duì)管道內(nèi)跨臨界強(qiáng)制對(duì)流傳熱過程進(jìn)行計(jì)算：

彎頭處的管內(nèi)外傳熱模型及算法與直管段的計(jì)算方法基本相同，不同之處在于流體流經(jīng)彎曲管道時(shí)，會(huì)在彎曲的流道中產(chǎn)生離心力使流場(chǎng)中形成二次環(huán)流[14]。二次環(huán)流垂直于主流方向，增大了流體對(duì)邊界層的擾動(dòng)，管道的曲率半徑越小，二次環(huán)流的影響越大。彎頭使用直管準(zhǔn)則關(guān)聯(lián)式時(shí)需考慮其修正系數(shù)[15]。

式中：R——彎頭曲率半徑；

di——換熱管內(nèi)徑。

1.3.2 管外兩相流橫掠管束傳熱

外兩相流橫掠管束傳熱的傳熱系數(shù)可根據(jù)Zkauskas[16]公式計(jì)算，該式中定性溫度為管束進(jìn)出口流體的平均溫度，Prf定性溫度為管外流體平均溫度；Prw的定性溫度為管外壁溫，Ref取管束中最小截面處的平均流速計(jì)算，特征長度為管外徑d0；s1，s2分別為管束的橫向間距與縱向間距，則：

為了便于計(jì)算及物性數(shù)據(jù)擬合，常對(duì)兩相流的真實(shí)參數(shù)進(jìn)行權(quán)重因子加權(quán)，采用質(zhì)量含氣率x對(duì)兩相的密度、比熱容、黏度和導(dǎo)熱系數(shù)進(jìn)行加權(quán)，采用氣含率β對(duì)液相速度vL與氣相速度vG進(jìn)行加權(quán)得到平均流速。密度與速度的加權(quán)擬合公式為[17]：

均相流模型[18]是在工程設(shè)計(jì)和理論研究中應(yīng)用較廣泛的一種氣含率計(jì)算模型，該模型假設(shè)兩相充分混合，并且密度和溫度分布均勻，氣相和液相不存在相對(duì)位移（即滑速比S=1），其計(jì)算模型如下：

式中：WL，WG——分別表示液相和氣相介質(zhì)的質(zhì)量流量。

流體物性數(shù)據(jù)可通過調(diào)用美國國家標(biāo)準(zhǔn)技術(shù)研究所研制開發(fā)的工質(zhì)物性軟件Refprop[19]得到，根據(jù)溫度不同，調(diào)用的物性可分為定性溫度下管內(nèi)流體物性、管內(nèi)壁溫度下管內(nèi)流體物性、水浴溫度下兩相物性及外壁溫下兩相物性，且壁溫可通過迭代計(jì)算得到。

2 結(jié)果與討論

2.1 計(jì)算結(jié)果驗(yàn)證

SCV的結(jié)構(gòu)參數(shù)如表1所示。對(duì)4組實(shí)際工況運(yùn)行參數(shù)的計(jì)算結(jié)果進(jìn)行驗(yàn)證，結(jié)果如圖4所示，LNG進(jìn)口流量范圍為60～150 t/h，并將計(jì)算得到的出口溫度與實(shí)測(cè)出口溫度進(jìn)行比較。工況2實(shí)際出口溫度與計(jì)算出口溫度差值最大（為2.16 K），工況4出口溫度差值最小（為0.7 K），程序計(jì)算出口溫度與實(shí)測(cè)出口溫度較為接近。

表1 SCV結(jié)構(gòu)參數(shù)

圖4 出口溫度對(duì)比

圖5為程序計(jì)算得到的不同運(yùn)行負(fù)荷下該汽化器的相對(duì)面積裕度曲線，由圖5可知，相對(duì)面積裕度隨運(yùn)行負(fù)荷增大而減小，當(dāng)運(yùn)行負(fù)荷增大至最大運(yùn)行負(fù)荷（1.1倍負(fù)荷）時(shí)，其面積裕度為14.5%，與設(shè)計(jì)裕度（10%）接近，證明了程序計(jì)算結(jié)果的準(zhǔn)確性。

圖5 運(yùn)行負(fù)荷對(duì)相對(duì)面積裕度的影響

2.2 標(biāo)準(zhǔn)工況傳熱分析

對(duì)運(yùn)行中的SCV特定工況進(jìn)行分析，標(biāo)準(zhǔn)工況下LNG流量為180 t/h，操作壓力為8.8 MPa，進(jìn)口溫度為115.15 K，出口溫度為277.15 K，水浴溫度為288.15 K。傳熱系數(shù)hi沿程曲線如圖6所示，從圖6可見，hi沿程先增大后減小，并在五段彎管處產(chǎn)生峰值。管內(nèi)流體流經(jīng)第一個(gè)彎管處后達(dá)到臨界狀態(tài)，該處定壓比熱容最大，導(dǎo)致該彎段處的管內(nèi)傳熱系數(shù)峰值最大，亞臨界段長度為14.93 m，占換熱管總長度的33.40%，超臨界段占比較大，為66.60%。

圖6 管內(nèi)傳熱系數(shù)沿程曲線

管外傳熱系數(shù)沿程曲線如圖7所示。由于水浴溫度保持恒定，水浴溫度下兩相物性也保持恒定，外管壁溫度下兩相的物性對(duì)h0影響較大。當(dāng)換熱管進(jìn)口端外壁溫小于273.15 K時(shí)，管道外壁面出現(xiàn)冰層，該處的管外傳熱系數(shù)h0基本保持不變，該工況下管外結(jié)冰區(qū)長度為14.36 m。外壁溫高于273.15 K后管外冰層消失，h0逐漸增大，并在彎管處發(fā)生突降。

圖7 管外傳熱系數(shù)沿程曲線

管內(nèi)流體溫度及壁溫如圖8所示。由圖8可知，管內(nèi)流體溫度沿程不斷上升并逐漸接近水浴溫度，定壓熱容在臨界點(diǎn)附近出現(xiàn)峰值，且溫度上升幅度變小，內(nèi)外壁溫差最大出現(xiàn)在進(jìn)口管段，為89.12 K，最小溫差出現(xiàn)在出口管段，為5.71 K，由于受到管內(nèi)流體溫度的影響，壁溫同樣在臨界點(diǎn)附近上升緩慢。由于彎管處二次環(huán)流加劇了流體湍流程度，管內(nèi)傳熱系數(shù)升高明顯，管內(nèi)流體與內(nèi)壁面的傳熱過程得到強(qiáng)化，彎管處內(nèi)壁溫下降，管內(nèi)流體溫度略有上升。

圖8 溫度沿程曲線

2.3 運(yùn)行負(fù)荷對(duì)傳熱的影響

由圖9可知，運(yùn)行負(fù)荷由0.1倍負(fù)荷（18 t/h）增大至1.1倍負(fù)荷（198 t/h）時(shí),所需煙氣量增大導(dǎo)致管外流體的氣含率由0.21升高至0.61（NG熱值取39 820 kJ/m3，過?？諝庀禂?shù)取1.2）。管內(nèi)傳熱系數(shù)hi由867.48 W·m-2·K-1增大至5 739.36 W·m-2·K-1，這是由于管內(nèi)傳熱系數(shù)主要與管內(nèi)流體湍流程度有關(guān)，運(yùn)行負(fù)荷增大使得管內(nèi)湍流程度增大，傳熱系數(shù)增大。

圖9 運(yùn)行負(fù)荷對(duì)燃?xì)饬考皻夂实挠绊?/p>

隨著運(yùn)行負(fù)荷增大，煙氣攜帶滿足負(fù)荷的熱量進(jìn)入水浴池與水換熱，當(dāng)運(yùn)行負(fù)荷由0.1倍負(fù)荷增加至0.6倍負(fù)荷時(shí)，h0由2 923.47 W·m-2·K-1增加至6 311.60 W·m-2·K-1，增幅為115.80%；當(dāng)運(yùn)行負(fù)荷由0.6倍負(fù)荷增加至1.1倍運(yùn)行負(fù)荷時(shí)，h0由6 311.60 W·m-2·K-1增加至7 161.82 W·m-2·K-1，增幅降低為13.5%。0.6倍負(fù)荷下氣含率為0.53，這表明當(dāng)運(yùn)行負(fù)荷小于0.6倍負(fù)荷時(shí), 煙氣量增大導(dǎo)致管外湍流程度提高，使管外傳熱系數(shù)明顯增大；當(dāng)運(yùn)行負(fù)荷大于0.6倍負(fù)荷時(shí)，管外氣含率升高對(duì)管外傳熱的抑制作用逐漸明顯，此時(shí)煙氣量增大，管外傳熱系數(shù)也增大，但增大趨勢(shì)明顯變緩，如圖10所示。這兩種相反作用疊加決定了傳熱系數(shù)的變化趨勢(shì)。

圖10 運(yùn)行負(fù)荷對(duì)傳熱系數(shù)的影響

3 結(jié)論

本文建立了SCV傳熱計(jì)算模型，分析了額定工況下傳熱系數(shù)及溫度的的變化規(guī)律，對(duì)不同運(yùn)行工況下SCV的傳熱特性進(jìn)行了討論，分析了運(yùn)行負(fù)荷對(duì)傳熱系數(shù)及管外氣含率的影響，結(jié)論如下。

（1）在超臨界壓力下，管內(nèi)流體傳熱系數(shù)沿程先增大后減小，并在臨界溫度處達(dá)到峰值，二次環(huán)流傳熱系數(shù)也在彎管處達(dá)到了峰值。管外壁冰層隨著管內(nèi)流體溫度升高而逐漸消失，管外傳熱系數(shù)在結(jié)冰區(qū)基本保持不變，超過結(jié)冰區(qū)后傳熱系數(shù)逐漸增大，并在彎管處減小，在標(biāo)準(zhǔn)工況下，管外流體平均傳熱系數(shù)可達(dá)5 000～7 000 W·m-2·K-1。

（2）管外氣含率隨運(yùn)行負(fù)荷增大而增大，當(dāng)氣含率小于0.53時(shí)，煙氣量增加對(duì)傳熱的促進(jìn)作用占主導(dǎo)地位，當(dāng)氣含率大于0.53時(shí)，氣含率上升對(duì)管外傳熱的抑制作用逐漸明顯，再增大煙氣量則對(duì)管外傳熱系數(shù)影響不大。

（3）對(duì)運(yùn)行中的SCV參數(shù)進(jìn)行計(jì)算后可知，在相同的設(shè)計(jì)結(jié)構(gòu)下，通過程序計(jì)算得到該SCV面積裕度為14.5%，與設(shè)計(jì)裕度10%接近，各工況下的出口溫度偏差小于3 K。該計(jì)算模型可為SCV的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)與優(yōu)化提供參考。