王萌 金滔 湯珂 陳國邦

浙江大學(xué)制冷與低溫研究所

開架式氣化器（ORV）是一種以海水為熱源的氣化器，是液化天然氣（LNG）接收終端中用于基本負(fù)荷的大型氣化裝置，但由于海水容易在該氣化裝置底部結(jié)冰，使得裝置的傳熱性能下降，導(dǎo)致其氣化性能無法得到進一步的提升。超級開架式氣化器（SuperORV）是在ORV基礎(chǔ)上的改進版本，其傳熱管可分為氣化段和加熱段兩部分（圖1）。加熱段中采用雙層結(jié)構(gòu)的傳熱管，使得管外結(jié)冰的狀況得到了進有效的改善。據(jù)有關(guān)技術(shù)數(shù)據(jù)［1－2］，SuperORV 可以使氣化裝置的氣化能力提高3倍，海水流量和安裝空間可分別減小15%和40%。

我國先前建成的粵東LNG接收終端以及其他一些在建的LNG接收終端項目多采用的是傳統(tǒng)的ORV［3－6］，而日本和歐洲的 LNG 接收終端早在2005年以前都已大量采用SuperORV作為基本負(fù)荷型氣化設(shè)備（表1）［7］。未來中國將會大量建設(shè)LNG接收終端［8－9］，但國內(nèi)對該裝置傳熱性能的研究目前還不是很多。為此，筆者擬對SuperORV關(guān)鍵傳熱單元——傳熱管的換熱過程進行數(shù)值模擬，并對模擬結(jié)果反映的氣化器性能進行分析和討論，期望能為該類型氣化器的設(shè)計、選型和運行管理提供參考。

圖1 SuperORV傳熱管結(jié)構(gòu)圖［7］

表1 SuperORV應(yīng)用情況統(tǒng)計表［6］

2 SuperORV傳熱管傳熱計算模型

2．1 傳熱管的傳熱過程分析

SuperORV上部裝有海水噴淋裝置，將海水自管束板外自上而下噴淋，海水經(jīng)分布器分配后，形成薄膜均勻沿管束下降，使管內(nèi)的LNG受熱氣化。在傳熱管的加熱段，LNG從底部的分配器先后進入內(nèi)套管和外管之間的環(huán)狀間隙豎直向上流動。間隙中的LNG流量較小，在流動過程中被翅片管外的海水加熱后立即氣化。內(nèi)套管中流動的LNG被間隙里已經(jīng)氣化的天然氣（NG）加熱，氣化逐漸進行。隨著含氣率的增加，內(nèi)套管中的LNG流體先后經(jīng)歷不同的流態(tài)，可被劃分為不同的換熱區(qū)間：單相液體對流換熱區(qū)、欠熱沸騰換熱區(qū)、飽和沸騰換熱區(qū)和缺液區(qū)［10－11］。待內(nèi)套管中的氣化過程完畢后，內(nèi)外管的NG混合后進入傳熱管的加熱段；在加熱段，翅片管內(nèi)的低溫NG單相氣體通過管壁，被海水液膜加熱到設(shè)計要求的出口溫度，最后離開傳熱管。

為了方便傳熱區(qū)間的劃分，根據(jù)LNG流體的焓值變化，沿?fù)Q熱管將管段劃分成若干個換熱單元，每個小單元里的流體進行流型和狀態(tài)的判斷，作為選擇換熱經(jīng)驗公式的依據(jù)。對小單元進行能量守衡的恒算，根據(jù)已知工況，計算出單元出口（單元入口或出口的叫法取作與管內(nèi)LNG流動方向相同，與海水流動方向相反，下同）的溫度、焓值等數(shù)據(jù)，每個單元出口的數(shù)據(jù)作為下個單元入口的已知量，海水和LNG進出口焓值作為邊界條件，依次計算，直到天然氣出口滿足出口溫度要求，從而得到每個單元的各種參數(shù)以及其他相應(yīng)參數(shù)沿傳熱管的分布情況。

由于流體的氣化過程比較復(fù)雜，為了更好地分析傳熱管的傳熱性能，筆者僅考慮翅片管壁不結(jié)冰狀況下的傳熱過程，并對傳熱過程做如下簡化：

1）傳熱管是光管，不考慮強化傳熱措施和污垢熱阻的影響。

2）管道內(nèi)壓力恒定，LNG在恒壓條件下沸騰。

3）LNG沿管道長度方向上的飽和溫度不變。

4）不考慮流體和管道厚度，即忽略它們在徑向上的溫度梯度對傳熱的影響。

5）進入環(huán)狀間隙的LNG在進入瞬間即開始氣化，內(nèi)套管中的LNG離開氣化段時剛好被全部氣化。

6）LNG氣化時，不考慮管壁的過熱度，即假設(shè)壁面過熱度為0。

7）環(huán)狀間隙和內(nèi)套管中的兩股流體混合后的焓值與混合前兩股流體的焓值之和相等。

2．2 傳熱計算模型

由于傳熱管氣化段和加熱段結(jié)構(gòu)是不同的，對這兩部分的傳熱過程分別建立傳熱模型（圖2、3），其中表示與相鄰壁面的換熱量。

圖2 氣化段單元體傳熱示意圖

圖3 加熱段單元體傳熱示意圖

2．2．1 氣化段

對管外海水側(cè)能量恒算得到離散化方程：

式中m表示質(zhì)量流量，kg／s；h表示進出口流體的比焓值，J／kg；D代表傳熱管直徑，m；Δz表示單元長度，m；α為對流傳熱表面換熱系數(shù)，W／（m2·K）；T為溫度，K；上標(biāo)1、2分別代表單元進出口截面；下標(biāo)中的w代表海水，Ⅰ表示翅片管壁，o表示其外側(cè)。

對環(huán)狀間隙里NG的能量恒算得到離散化方程為：

式中下標(biāo)g代表NG，Ⅱ表示翅片內(nèi)側(cè)和套管管壁，i表示管內(nèi)側(cè)，其余同上。

對內(nèi)套管LNG能量恒算得到離散化方程為：

式中下標(biāo)m代表LNG兩相流體，其余同上。

上述3個能量守恒方程與通過2個管壁的能量分別相等列出的方程聯(lián)立，可得到下面的方程組：

2．2．2 加熱段

仿照上述方法，得到加熱段各單元的傳熱模型為：

式中下標(biāo)mg代表該段的NG氣體，wall代表管壁，o代表管外側(cè)，i表示管內(nèi)側(cè)，其余同上。

方程中的未知量為單元長度Δz、壁溫T1wall和單元出口的海水比焓值h2w，方程同樣封閉，可解。

2．3 傳熱經(jīng)驗公式的選擇

2．3．1 海水側(cè)液膜的換熱系數(shù)

水膜下降過程中的換熱系數(shù)比較高，但目前對于豎直降膜的傳熱經(jīng)驗公式多集中在對液膜冷卻換熱設(shè)備的研究，很少有適用于液膜加熱低溫流體工況的公式?？紤]到液膜換熱機理復(fù)雜，尤其當(dāng)液膜的流道表面比較復(fù)雜的情況（如外翅片管）下，液膜傳熱關(guān)聯(lián)式的適用條件比較苛刻，模擬選用的換熱系數(shù)為常數(shù)5 800W／（m2·K），該數(shù)據(jù)源于跟該類氣化器有關(guān)的本文參考文獻［12］。

2．3．2 單相流體的對流換熱

單相流體的對流換熱適用于在氣化段內(nèi)套管中過冷LNG液體、環(huán)狀間隙以及加熱段中的NG氣體。單相強迫對流傳熱系數(shù)用αspl表示。初步計算顯示，SuperORV中的單相流動主要處于湍流狀態(tài)，考慮采用經(jīng)典的 Dittus－Boelter關(guān)系式［13］：

2．3．3 欠熱沸騰換熱區(qū)的對流換熱系數(shù)

欠熱沸騰換熱區(qū)的傳熱公式采用Rohesnow方法［10－11］。該換熱區(qū)的傳熱量被看作是單相對流貢獻部分qspl和壁面過熱的泡核沸騰傳熱貢獻部分qsub之和。其中，qspl＝αspl（Tw－Tf），可根據(jù)對流傳熱 Dittus－Boelter關(guān)系式計算αspl，qsub則可使用Rohesnow的池內(nèi)沸騰換熱公式獲得。具體公式和參數(shù)的選擇見本文參考文獻［10－11］。

2．3．4 飽和沸騰換熱區(qū)的對流換熱系數(shù)

選用Chen關(guān)系式來描述飽和沸騰換熱區(qū)的傳熱特征［10－11］。Chen關(guān)系式最適合描述非金屬純流體的飽和沸騰，其對有機流體的飽和沸騰描述適用性也很強。該方法認(rèn)為，飽和泡核沸騰區(qū)內(nèi)存在2種基本傳熱模式：泡核沸騰傳熱和強制對流傳熱。在飽和沸騰下，兩相流的傳熱系數(shù)（αTP）可由下式得到：

式中αmac描述對流傳熱，稱宏觀傳熱分量；αmic描述泡核沸騰傳熱，稱微觀傳熱分量。Chen公式中參數(shù)的選擇和計算方法見本文參考文獻［10－11］。

2．3．5 缺液區(qū)的對流換熱系數(shù)

缺液區(qū)以液滴在氣體的彌狀流動為主。關(guān)于彌狀流的傳熱公式選擇下式［11］：

式中的選擇見本文參考文獻［11］。

在加熱段，模型根據(jù)條件判斷出不同的傳熱區(qū)間，從而選擇特定傳熱區(qū)間的公式進行計算。

3 計算結(jié)果分析

3．1 主要技術(shù)參數(shù)及邊界條件

翅片管外徑為40mm，內(nèi)徑為20mm；內(nèi)套管外徑為18mm，內(nèi)徑為14mm。根據(jù)本文參考文獻［1］中整臺氣化器的蒸發(fā)能力，換算得到海水噴淋的流量為2．5kg／s；LNG 總流量為 0．05kg／s（內(nèi)套管內(nèi)LNG流量為0．036kg／s，夾層里的氣態(tài)NG流量為0．014kg／s）。根據(jù)氣化工藝要求，LNG入口溫度為170K，出口溫度為275K，管內(nèi)操作壓力為4MPa；海水不結(jié)冰，其主流出口溫度為280K。

海水和LNG都是混合物，為方便起見，在模擬中直接采用它們主要成分（水和甲烷）的物性參與計算。在軟件Matlab中直接引用美國國家標(biāo)準(zhǔn)研究院（NIST）物性軟件REFPROP中的數(shù)據(jù)，進而計算得到相應(yīng)的結(jié)果。

3．2 結(jié)果及分析

計算得到傳熱管氣化段為2．80m，加熱段為6．56 m，傳熱管總長為9．36m，該長度比實際管長偏大17%，這主要是由于在計算中并未考慮強化傳熱措施的影響。計算得到海水入口處的溫度為282．5K，工程案例中入口海水的溫度為283K［7］。

圖4給出了氣化段內(nèi)套管中LNG表面對流換熱系數(shù)的分布曲線，圖5給出了內(nèi)套管壁及其兩側(cè)流體的溫度分布曲線。從圖4可以看出，飽和沸騰區(qū)的傳熱系數(shù)有一個很大的提升，正是由于這個原因，圖5中內(nèi)套管的壁溫會有所下降，而偏向低溫流體。在缺液區(qū)，圖4曲線上出現(xiàn)了較大的下降臺階，這是由壁面被蒸干所導(dǎo)致的傳熱性能下降而引起的，可以看到，與其對應(yīng)的圖5中的內(nèi)套管壁溫也有一個明顯的上升。環(huán)狀間隙里的NG流體的溫度在0．5m之后保持在了一個較穩(wěn)定的溫度位上，這也是SuperORV利用環(huán)隙中的NG進行保溫，緩解了結(jié)冰狀況的依據(jù)。

圖4 氣化段內(nèi)套管中LNG表面對流換熱系數(shù)的分布曲線圖

圖5 內(nèi)套管壁及其兩側(cè)流體的溫度分布曲線圖

圖6給出了整個換熱管上翅片管壁和海水的溫度分布曲線。海水流量較之LNG流量大得多，所以其溫度變化不大。在1m以下的位置，管壁的溫度急劇降低，甚至低于冰點，很容易導(dǎo)致靠近壁面的海水結(jié)冰。該區(qū)域確實也是結(jié)冰情況較嚴(yán)重的區(qū)域。

圖6 海水和翅片管壁溫度分布曲線圖

圖7、8分別給出了反映SuperORV整體換熱性能的總換熱系數(shù)和熱流密度的分布曲線?？梢钥吹?，在氣化段和加熱段過渡區(qū)，2條曲線都出現(xiàn)了跳躍。

圖7 總換熱系數(shù)分布曲線圖

圖8 熱流密度分布曲線圖

這是由于SuperORV結(jié)構(gòu)上的變化引起的。圖7中，氣化段的總換熱系數(shù)總體優(yōu)于加熱段的總換熱系數(shù)。圖8中，加熱段開頭的熱流密度先高于氣化段末尾的熱流密度而后逐漸下降，這是由NG流體混合前后的溫度變化引起的，從氣化段出來的2個流道里的流體混合后導(dǎo)致溫度有大的下降，而后隨著加熱溫度又逐漸上升。

4 結(jié)束語

建立了SuperORV傳熱管的整體換熱過程傳熱計算模型，該模型利用兩組離散化方程組分別描述了SuperORV傳熱管氣化段和加熱段的傳熱過程，并在給定的尺寸和邊界條件下對傳熱管的整體換熱性能進行了數(shù)值模擬，得到了傳熱管各個局部的表面換熱系數(shù)和溫度分布曲線，并利用它們推導(dǎo)出了傳熱管總換熱系數(shù)和熱流密度的分布曲線。根據(jù)海水和外翅片管上的溫度分布曲線可預(yù)測傳熱管外表面易結(jié)冰的位置（如本例中的外翅片管1m以下的位置）。傳熱管總換熱系數(shù)和熱流密度的分布曲線則可為傳熱管的整體換熱性能描述提供幫助。該模型及相關(guān)模擬分析可望為該類氣化器的設(shè)計、選型和運行管理提供參考。

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