４２一 一论文广场 一石油和化工设备 ２０１３年第１ ６卷 ＬＮＧ沉浸式气化器（ＳＣＶ）管程的数值模拟 黄营，孟文俊 （太原科技大学机械学院，山西太原０３００２４） ［摘 要］本文分析了ＬＮＧ沉浸式气化器的温度场、压力场、流场、气相组分的分布，对管间距、流体流速、管子粗糙度对 管程气化率的影响，进行了分析，得出了相关结论。 ［关键词］ＬＮＧ；气化器；管程；数值模拟 液化天然气（ＬＮＧ）必须要气化并恢复到常 温后方可使用。气化器是专门用于ＬＮＧ气化的换 热器。调峰系统中常用的是沉浸式汽化器，具有 许多特殊性，如燃烧尾气与水之间的喷射混合换 热、燃烧气对水的搅动、换热管的结构与布置、 管内ＬＮＧ边气化边流动、易形成气阻等。为达 到合理设计必须寻求新的方法。首先应掌握气化 器内流体流动与换热的特性。随着计算流体力学 和数值传热学的发展，数值模拟方法已成为换热 器研究的重要手段。数值模拟方法与实验方法相 比，不仅直观、灵活、费用低、周期短，且具有 可重复性。在较复杂的情况下，采用数值模拟方 法可以对不同换热器的流场、温度场及压力场等 进行研究，能够详尽地预测各种因素对流动传热 过程的影响，有利于换热综合性能的提高和新型 换热结构的开发。本文主要探讨影响气化率的主 要因素，为ＬＮＧ沉浸式气化器的精确设计提供基 础。 气化器简化结构如图１所示。较长的水平管 长２５８０ ｍｍ，较短的水平管长２１４５ｍｍ，换热管直 径４５ｍｍ，管间￣３５０ｍｍ，垂直弯管为半圆环， 内管壁到圆心距离１ ３０ｍｍ，外管壁到圆心距离 １７５ｍｍ。边界条件见表１。 表１气化器边界条件 边界条件 初始参数 Ｕ＝０．８ｍ／Ｓ，Ｔ＝ｌ０５Ｋ，第二相体积 管程液化天然气入口 分数为０，湍流参数Ｋ＝Ｏ．０００６８， ￡＝Ｏ．００４６９ Ｐ＝０．８５ＭＰａ，Ｔ＝１２０Ｋ，第二相体积 管程液化天然气出口 分数为０．９８，湍流参数Ｉ＝０．０３０６， Ｄ＝０．０５ 换热管壁面 无滑动固定壁面，有热流通量 管程气液混合物 Ｔ＝１０５Ｋ，液化天然气体积分数为１ １．２计算模型 湍流模型选用标准ｋ。ｅ模型，多项流模型选 用混合物模型，在Ｆｌｕｅｎｔ面板上添）Ｊ［ＩＵＤＦ函数来模 拟管内流体相变过程。壁面边界条件取无滑移条 件，对于流体近壁区域则采用壁面函数法。整个 计算过程遵循质量守恒、动量守恒和能量守恒方 程。 １计算方法 １．１边界条件 ２计算结果 ２．１温度场分布 毫觌墙壁 － 一 ｒ ，一 妒 ● ， 液化天然气由换热管下端入口流入管内，在 沿管向上流动过程中被加热，温度逐渐升高。经 过过冷液体一饱和液体一气化一饱和气体一过热 气体一系列状态变化，最终天然气气体由上端出 ． 一 喧嘴 ０＿ … ～ … 一…＿ … ＿………… ，， ： 作者简介：黄蕾，女，太原科技大学机械学院２Ｏ １ ２级研究生在 读。 图１气化器纵向截面图 第９期 黄蕾等ＬＮＧ沉浸式气化器（ＳＣＶ）管程的数值模拟 ４３一 口处流出。在第一个水平直管内，液相被加热温 度有所提高，但由于气液两相的相互交换，温度 增加并不显著。从第一个垂直弯管到第二个水平 直管，流体温度在较长段保持在１１１Ｋ左右，由于 液化天然气的相变临界温度为１１１．２７Ｋ，因此可以 认为这段流域是流体发生相变过程的区域。从第 三个水平直管中间处开始，温差变化不大，这是 由于大量气相存在的原因。但第三个水平直管比 第四个水平直管的温度要低，是因为在这些地方 还有部分液相的存在。在第四个水平直管内气相 不断积聚，聚集的气相温度不断增加，这是由过 热造成的。在第五个水平直管到第六个水平直管 内气相不断积聚，气相温度不断增加。 ２．２压力场分布 气化器的管程操作压力为０．８５ＭＰａ，管程的 总阻力损失约为１８ｋＰａ。换热管在每一个水平管内 的压降是有差别的，在第一个水平直管内压降约 ｌｋＰａ，到第二个和第三个水平直管时，压力降有 明显的增加，分别约为３ｋＰａ左右，原因有两点， 一是因为流体流动过程中需要经过垂直弯管，几 何形状的突变造成压力损失增大。二是随着两相 流的形成，在管内气相组分沿管长方向逐渐增 加，使得管内湍动和无序流动加大，因此压力损 失要比第一个水平直管内的要大。从第三个直弯 管到第四个直管，这段管子内的压降更大，约为 ５ｋＰａ。除了流体流经垂直弯管的压力损失之外， 更主要的原因是在该区域内有大量气相存在，而 气相的速度又很快，因此产生较大的压力损失。 在第五个水平直管到第六个水平直管，这段管子 压力降有了明显的下降，分别约为３ｋＰａ左右。 ２．３流场分布 在第二个水平管中间处和第二个垂直弯管临 近区域有两相流生成，从速度大小可以看出，在 该区域有明显的速度差异，这是因为生成的气相 速度要比液相的高很多。第三个及第四个水平管 速度的大小均有所增加，这些区域速度的增加都 可以解释为：随着流体的不断被加热，气相比例 越来越大，而气相速度又比液相高许多，因此流 速越来越快。在第五个水平直管到第六个水平直 管，基本上处于气相状态，所以流速越来越快。 ２．４气相组分分布 从入口处开始到第二个直管中间处是一段 过冷液体区，此时液化天然气虽已经被加热，但 尚未达到饱和，截面含气率大约为０。流体在管 内继续流动过程中，进一步受热并开始气化，气 液两相逐渐形成。随着流体的不断被加热，气体 体积分数逐渐增加。当液化天然气基本转化成气 体时，进入过热气体区，温度开始升高，此时含 气率近１，完成气化从出口流出。在换热管内液 相不断被加热，当加热到沸腾温度时，管内不断 生成气泡，由于气泡的不断生成和聚集，在第二 个水平管内两相流开始形成。随着流体的不断被 加热，气相越聚越多，当液相穿越管子的距离越 长，气泡的数量越多，气相速度增加得越快。由 于蒸汽的速度比液相流速高很多，以及流体向上 流动过程中受到重力的作用，因此最终从出口处 能获得气化率较高的天然气。在换热管内，由于 水平直管和垂直弯管等结构交错存在，气相分布 大致是按照管子几何形状的变化分布的。第五个 水平直管到第六个水平直管，基本上是为更充分 的气相服务的。 ２．５影响管程气化率的因素 ＬＮＧ在管内的流动总体上呈纵流式，当管 子的几何形状发生突变以及在重力作用下，气相 相对液相产生分离。ＬＮＧ在气化过程中可能出现 气泡流、块状流、环状流、喷雾流等两相流动状 态，而两相流中气相和液相流速有差异，若ＬＮＧ 加热时间过短，进口流速取值不当等，都会造成 来不及气化就流出管外，这样会使气化率降低甚 至出现过液现象。 ２．５．１管间距对气化率的影响 在质量流量为７０００ ｋｇ／ｈ，换热管直径取４５ ｍｍ，ＬＮＧ流速取０．８ｍ／ｓ，管壁粗糙度取０．４，其它 条件相同。计算换热管间距为２５０ ｍｍ、３５０ｍｍ、 ４５０ｍｍ的情况下，管内流体沿管长方向的ＹＯＺ截 面含气率，如图２所示。在三种情况下管内的气相 变化，均符合文中对气相分布的分析，但由于管 间距不同，则对应经过的垂直弯管的距离减少， 这将影响到流体在管内的停留换热时间。管间距 越短则对应的流体在管内换热时间越短，就越可 能造成气相沉积，阻碍流体流动，进而影响整个 气化过程。另外气液分离是气液两相的速度差异 以及重力的作用，而管间距的改变直接改变的是 垂直弯管的几何形状。从文中分析可知，弯管的 几何形状变化对气液分离是有影响的。综上所 述，在一定质量流量下合适的管问距对于气化率 影响效果明显。 私一 ■论文广场 一ｌ Ｅ ｎ ７ Ｅ 鼍 ５ 事 Ｉ ∥， ， ， ， ．．｛ ， ｌ ． ¨ ｌ 。 ∥ 一 ． ▲．一 ¨ Ｔ能盏垂 一图２不同管间足副青况下出口处气化率 ２．５．２流体流速对气化率的影响 分别计算管子直径为２５ｍｍ、３０ｍｍ、３５ｍｍ、 ４０ｍｍ、４５ｍｍ对应的流速分别是２．Ｏｍ／ｓ、１．８ｍ／ Ｓ、１．５ｍ／ｓ、１．Ｏｍ／ｓ、０．８ｍ／ｓ的情况下管内流体的 截面含气率，如图３所示。在ｄ＝２５ｍｍ，ｖ＝２．Ｏｍ／ Ｓ的情况下，在管子２—６ｍ这段区域内，有大量气 相生成，而气相沉积阻碍了流动的发展。在这一 区域，后流入的ＬＮＧ流体从很狭窄的换热管底部 流通截面流过，流速较刚进入时增快了许多，使 其流经换热管的停留时间缩短而无法满足换热并 气化的过程，没有被气化的ＬＮＧ又与气相交互作 用，这就是含气率开始较高，后来出口处含气率 较低的原因。在ｄ＝３０ｒａｍ，ｖ＝１．８ｍ／ｓ的情况下， 气相大量沉积的现象已有了明显的好转，但在管 子末端还是出现了少量的气相沉积，导致接近出 口处的截面含气率不高，影响了气化效果。在 ２ ● ｂ ＃ １０ 强 Ｔ０瑾蓠 图３不同流速下的管内气化率 石油和化工设备 ２０１３年第１６卷 ｄ＝３５ｍｍ，ｖ＝１．５ｍ／ｓ的情况下，基本上没有气相沉 积现象，但是接近出口处的含气率仍然不高，还 不能满足出口气体的要求。在ｄ＝４０ｍｍ，ｖ＝１．Ｏｍ／ｓ 与ｄ＝４５ｍｍ，ｖ＝Ｏ．８ｍ／ｓ的情况下，流体在管内可以 正常流动，不断被气化，最终以气体状态流出。 从以上分析可知，在相同质量流量下，流体的流 速与管径对气化器气化率的影响很明显，管径过 细容易造成气体阻塞，而流体流速过快可能使流 体在换热管内的换热时间过短，造成气化器管程 出口含气率过低。因此合理选择管径与流速对提 高气化器的气化率有很大帮助。 ２．５．３管子粗糙度对气化率的影响 在其它条件相同情况下，计算水平管粗糙度 为０．２，０．４，０．５，０．７，０．９时，管内流体沿管长方 向的ＹＯＺ截面含气率，如图４所示。整个管子不论 粗糙度多大，整体气化的变化过程与文中分析的 气化过程相同。由于壁面粗糙度影响了壁面处的 阻力、热传导和质量运输，在管子前２．８ｍ处，不 同粗糙度情况下在管内不同处的气化率是有差别 的。但在之后的管内，由于流体的充分换热并气 化之后，管内气化率基本趋于稳定，在出口处的 气化率变化不大。而在管子粗糙度超过０．５之后， 气化率下降较为明显。 ｒ ，一 爨’ 叠 』 ‘－ ｝ ／ ．１ ｔ■薯耱童－４ ２ 一 ／ ｛・ 齄瘦・¨ 。 ， ； 腭 一 。 ｉ ｆ Ｐ ．！ｒ ，， ｌ 董。 ｜ Ｉ —一｜ｔ 图４不同粗糙度情况下管内气化率 ３结论 通过对ＳＣＶ型气化器管程进行数值模拟，描 述了气化器管程流体流动与换热状态，对影响气 化器管程气化率的结构和操作参数进行了讨论， 得到以下结论： （１）在质量流量７０００ｋｇ／ｈ情况下，比较不同 第９期 黄蕾等ＬＮＧ沉浸式气化器（ＳＣＶ）管程的数值模拟 一４５． ＬＮＧ流速与管径的截面处的气化率，得到流体的 ◆参考文献 流速与管径对气化器气化率的影响明显，且在该 ［１］于国杰．ＬＮＧ沉浸式燃烧型气化器数值模拟［Ｄ］．大连理工 质量流量下，选取ｄ＝４５ｍｍ，ｖ＝０．８ｍ／ｓ作为模拟的 大学硕士论文，２００９． ［２］黄兴华．管壳式换热器壳程流动的三维数值模拟【Ｊ］．化工学 优化参数。 报，２０００，５１（３）：２９７—３０２． ｆ２）在其它条件相同的情况下，比较不同管间 ［３］窦兴华．ＳＣＶ型汽化器流动传热过程数值模拟［Ｄ】．大连， 大连理工大学，２００６． 距情况下在管内不同截面处的气化率，得到管间 ［４］陶文铨．计算流体力学与传热学［Ｍ］．北京：中国建筑出版 距对管内气化率影响明显。选取管间￣４５０ｍｍ作 社，１９９１． 为优化模拟参数。 ［５］毕明树．ＬＮＧ沉浸式气化器的数值模拟［Ｊ］．天然气工业， ２００９，２９（１）．－１０９—１ １３． ｆ３）在其它条件相同的情况下，比较不同粗糙 ［６］陈永东．大型ＬＮＧ气化器的选材和结构研究『Ｊ１＿压力容器， 度情况下在管内不同截面处的气化率，得到出口 ２００７，２４（１ １、：４０－４７． 处气化率随着粗糙度的增加而有所减少，但在粗 糙度为０．２、０．４、Ｏ．５的情况下，管子出口处的气化 率总体上变化不大；在管子粗糙度超过０．５之后， 气化率下降明显。选取粗糙度０．５作为模拟的优化 参数。 （上接４１页） 了很大的提高。 ◆参考文献 随着人们对喷嘴理论和试验研究的不断深 ［１】陈志坚，唐泽眉，李永安，千根兴，于建忠．ＫＨ型喷嘴 的研制及技术发展［Ｊ］．炼油技术与工程，２００８，（１１）：２６—３０． 入，以及流体力学、气体动力学、计算机科学和 ［２］金桂兰．几种重油催化裂化进料高效雾化喷嘴的分析比较 计算方法的迅速发展，使得对实际喷嘴内流动及 ［Ｊ］．石油化工设备技术，２０００，２１（４）：４－６． 喷雾过程的数值求解成为可能。目前，数值模拟 基金项目：陕西科技大学教务处创新训练项目 研究越来越受到重视，借助于试验测量结果建立 （２０１ １ＫＴＣＬ０２－１９） 恰当的理论预测模型，并通过数值模拟全面深入 分析喷雾混合特性，取得了具有普遍指导意义的 研究结果。用数值模拟代替绝大部分的试验 嘏稿日强： 、３Ｊ 甚凝誊 ３ 作，为设计计算提供依据，成为系统设计的有力 工具。 答读者问 近ｆＩ仃 来电询问我刊的历史沿革问题，现答复如下： 我ｆ１Ｊ创ｒｌＪｌ｛寸ｔ： 《化 设备 防腐蚀》，国内统－－Ｔ￣Ｊ号ＣＮ１ １．３９１６／ＴＱ， 际Ｉ：Ｕ ｌ ＩＳＳＮ１００９．６７３６，２Ｏ０４年 经新闻ｆ｝１版总 、科技 批准巫名为《石油和化工设备》，国内刊号为ＣＮｌ１—５２５３／ＴＱ，… ｌ：ＩＪ Ｉ Ｉ‘为ＩＳＳＮ１６７４。 ８９８０，往北京…版。 Ｉ家刈 ｆ：Ｕ连续…版物实行一刊一号管理，更名为《石油和化Ｉ：设符》 ， ＩＪ 及ｔ：Ｕ 不再使用。您 填０ 仃火技术职称Ⅲ搬材料时，可备注我刊原刊名及刊号。 《石油和化工设备》编辑部