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1 引言
液化石油气管道供应由于它具有集中管理、调控方便、运行安全可靠、运行压力高、向天然气过渡方便、供气方式灵活等特点，在中小城镇小区燃气供应中受到欢迎。液化石油气管道供应的核心设备是液化石油气气化器。
对液化石油气气化器，普遍采用的气化方式是强制气化。强制气化方式又可分为等压强制气化分为减压常温气化和减压加热气化两种方式。目前，使用最多的是等压强制气化和加压强制气化
气化器的气化模型和热负荷计算在专业书籍和设计手册中介绍不多，但对气化过程、气化器的研究取得了一些成果。下面就有关问题进行探讨。
2 液化石油气气化过程分析
液化石油气为多种成分的混合物，主要成分是丙烷和可烷（包括正烷和异丁烷）。实际使用的液化石油气中还有一些烷类（包括乙烷、正戊烷和异戊烷）、丁烷、丙烷、反丁烷-2和顺丁烷-2等。
在液化石油气气化器的实际运行和有关气化器的实验中，观察到液化石油气在沸腾时即气化过程中液态液化石油的温度是变化的。
文献对气化器导出的气体组成与液体相同所叙述的过程机理如下："混合物（液化石油气）进入气化器后，沸点低、蒸汽压高的组分先气化，导致液相组分的变化。但是由于液体在气化过程中断断续续和传热面接触而气化，以及液体被气泡破裂时分裂成飞沫而气化等作用，致使各种组分的液体都得到了气化，使最后导出的气体组分与液体组分相同"文献所述过程的前提是"液体被激烈地搅动"，"气化器中液量是不多的"气化状态"是一种薄膜蒸发的状态"。上述情况对电热水浴式气化器是适用的。电热水浴式气化器中液化石油气在盘管内流动，流道较狭窄，能够形成文献中所说的薄膜的蒸发的状态。对于以蒸汽或热水作为热媒的较大型的气化器，热媒走管程，液化石油气走壳程，液化石油气的流通面积增大了许多。不存在气化器中液量不多，薄膜蒸发状态的前提，因而导致气化器导出的气体组成与液体不相同。
在热水循环式液化石油气气化器的实验研究中，气化器中液态液化石油气的量较多（液位高度为实验样机的1/4-2/3）。实验中观察到气化器中液化石油气液体具有稳定的液位，液化石油在沸腾时液态液化石油气的温度是变化的。同时在实验中取样所做的液化石油气色谱分析中液相和气相试样中各组分的比例也不同（见表1）。 表1：液化石油气中各组分的摩尔分数%
试样 | 乙烷 | 丙烷 | 丙烯 | 异丁烷 | 正丁烷 | 液相试样 | 2.21 | 33.7 | 0.17 | 17.04 | 28.81 | 气相试样 | 19.19 | 55.92 | 0.37 | 10.31 | 11.55 | 试样 | 正异丁烯 | 反丁烯-2 | 顺丁烯-2 | 异戊烷 | 正戊烷 | 液相试样 | 0.21 | 0.12 | 0.07 | 12.60 | 5.06 | | 气相试样 | 0.19 | 0.03 | 0.00 | 1.98 | 0.45 | 各组分气化难易程度可用相同气化压力下各组分的沸点高低不衡量，不同压力下的沸点见表2。
| 乙烷 | 丙烷 | 异丁烷 | 正丁烷 | 正戊烷 | 正丁烯 | 0.8 | -38 | 18 | 57 | 68 | 113 | 65 | 0.6 | -47 | 8 | 44 | 58 | 99 | 53 | 0.4 | -58 | -6 | 29 | 43 | 84 | 38 |
由表1和表2可看出，沸点低的组分容易气化，在气相中比例大于液相中的比例；沸点高的组分不易气化，在气相中的比例低于液相中的比例。
实验中气化器中液化石油气液体的温度为40-60℃，气化压力在0.83Mpa（绝压）左右。各组分的沸点随气化压力的降低而降低。在较低的气化强度条件下，在液化石油气走壳程的气化器中同自然气化一样存在重组分不断积累的过程。
3 气化压力和组分和影响
实际气化器运行中，由于液态烯烃聚合反应的温度限约为60℃以下。对每一组分分压控制在0.4Mpa（绝压）以下，可使在60℃时除戊烷以外的大部分组分能达到沸腾，从而减少残液量。沸腾换热的强度和气化速度远大蒸发，降低气化压力会加强换热。
采用加压气化方式时，加压泵的压力不宜过大或在气化器液化石油气进液管上设置液相调压器以调节进入气化器的压力。当罐中液化石油气饱和蒸发压较高时可以考虑采用减压加热气化的方式。
目前实际设备中很少在气化器液体石油气进液管上设置液相调压器。原因一是认为没有必要进行降压；二是国外进口液相高压器的价格较贵，而部分国产产品质量不很稳定。
二元组分混合物的沸腾，与纯液体相比，即使第二种组分很少，也会影响沸腾换热系数。其原因可以溯到第二种组分对气泡成长速度的影响。三元和三种以上组分的混合物的情况与二元组分混合物类似。
对于气化器所涉及的部分组分仍处于加热蒸发状态的气化过程，各组分所占比例，尤其液体温度高的比例是影响气化过程的重要因素。
4 总换热系数的确定
实际设备和设计是重要的是确定设备的气化能力。气化能力的计算必然及传热过程的总传热系数。传热过程包括热煤（热水或蒸汽）与换热管内壁面的对流换热、金属管壁的导热和液化石油气与换热外壁面的对流换热（有相变）三部分。前两项均可较为准确地计算，第三项由于液态液化石油气是多元组分混合物，而混合物的沸腾换热很复杂，因而热系数的计算公式，但其中均含有与特定二元物质组合有关的实验系数。对于气化器研究所涉及的含有多组分，且部分组分尚未达到沸腾的混合物，不太可能得到适合的换热系数计算公式。因此实际设备的设计中合理而且实用的方法是采用具体实验取得的总传热系数的近似值来进行热工计算。
国内已有研究者对电热水浴式气化器进行过实验，分别得到了气化段和过热段的总换热系数的值。对于以蒸汽或热水为热媒的较大型的气化器，由于实际设备的气量较大，合理的方法是以实际设备为蓝本设计小型样机。通过对样机的热工测试，得到单根换热管的总换系数，然后再考虑多个换热管之间的相互影响。
5 结论
（1）实际运行的气化压力为0.6-0.8Mpa时，对部分组分液体温度高于沸点，而部分组分液体温度低于沸点。合理的气化模型应是一种沸腾与加热蒸发的混合过程。
（2）降低气化器运行的气化压力可以减少残液量，加强换热。气化压力应控制在0.7Mpa（绝压）以下，设备中应考虑设置液化石油气液相减压阀。
（3）对于气化器所涉及的部分组分仍处于加热蒸发的气化过程，各组分所占比例，尤其液体温度高于沸点的各组分与液体温度低于沸点的各组分之间的比例是影响过程的重要因素。
2/22/2005
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