王萌 金滔 汤珂 陈国邦

浙江大学制冷与低温研究所

开架式气化器（ORV）是一种以海水为热源的气化器，是液化天然气（LNG）接收终端中用于基本负荷的大型气化装置，但由于海水容易在该气化装置底部结冰，使得装置的传热性能下降，导致其气化性能无法得到进一步的提升。超级开架式气化器（SuperORV）是在ORV基础上的改进版本，其传热管可分为气化段和加热段两部分（图1）。加热段中采用双层结构的传热管，使得管外结冰的状况得到了进有效的改善。据有关技术数据［1－2］，SuperORV 可以使气化装置的气化能力提高3倍，海水流量和安装空间可分别减小15%和40%。

我国先前建成的粤东LNG接收终端以及其他一些在建的LNG接收终端项目多采用的是传统的ORV［3－6］，而日本和欧洲的 LNG 接收终端早在2005年以前都已大量采用SuperORV作为基本负荷型气化设备（表1）［7］。未来中国将会大量建设LNG接收终端［8－9］，但国内对该装置传热性能的研究目前还不是很多。为此，笔者拟对SuperORV关键传热单元——传热管的换热过程进行数值模拟，并对模拟结果反映的气化器性能进行分析和讨论，期望能为该类型气化器的设计、选型和运行管理提供参考。

图1 SuperORV传热管结构图［7］

表1 SuperORV应用情况统计表［6］

2 SuperORV传热管传热计算模型

2．1 传热管的传热过程分析

SuperORV上部装有海水喷淋装置，将海水自管束板外自上而下喷淋，海水经分布器分配后，形成薄膜均匀沿管束下降，使管内的LNG受热气化。在传热管的加热段，LNG从底部的分配器先后进入内套管和外管之间的环状间隙竖直向上流动。间隙中的LNG流量较小，在流动过程中被翅片管外的海水加热后立即气化。内套管中流动的LNG被间隙里已经气化的天然气（NG）加热，气化逐渐进行。随着含气率的增加，内套管中的LNG流体先后经历不同的流态，可被划分为不同的换热区间：单相液体对流换热区、欠热沸腾换热区、饱和沸腾换热区和缺液区［10－11］。待内套管中的气化过程完毕后，内外管的NG混合后进入传热管的加热段；在加热段，翅片管内的低温NG单相气体通过管壁，被海水液膜加热到设计要求的出口温度，最后离开传热管。

为了方便传热区间的划分，根据LNG流体的焓值变化，沿换热管将管段划分成若干个换热单元，每个小单元里的流体进行流型和状态的判断，作为选择换热经验公式的依据。对小单元进行能量守衡的恒算，根据已知工况，计算出单元出口（单元入口或出口的叫法取作与管内LNG流动方向相同，与海水流动方向相反，下同）的温度、焓值等数据，每个单元出口的数据作为下个单元入口的已知量，海水和LNG进出口焓值作为边界条件，依次计算，直到天然气出口满足出口温度要求，从而得到每个单元的各种参数以及其他相应参数沿传热管的分布情况。

由于流体的气化过程比较复杂，为了更好地分析传热管的传热性能，笔者仅考虑翅片管壁不结冰状况下的传热过程，并对传热过程做如下简化：

1）传热管是光管，不考虑强化传热措施和污垢热阻的影响。

2）管道内压力恒定，LNG在恒压条件下沸腾。

3）LNG沿管道长度方向上的饱和温度不变。

4）不考虑流体和管道厚度，即忽略它们在径向上的温度梯度对传热的影响。

5）进入环状间隙的LNG在进入瞬间即开始气化，内套管中的LNG离开气化段时刚好被全部气化。

6）LNG气化时，不考虑管壁的过热度，即假设壁面过热度为0。

7）环状间隙和内套管中的两股流体混合后的焓值与混合前两股流体的焓值之和相等。

2．2 传热计算模型

由于传热管气化段和加热段结构是不同的，对这两部分的传热过程分别建立传热模型（图2、3），其中表示与相邻壁面的换热量。

图2 气化段单元体传热示意图

图3 加热段单元体传热示意图

2．2．1 气化段

对管外海水侧能量恒算得到离散化方程：

式中m表示质量流量，kg／s；h表示进出口流体的比焓值，J／kg；D代表传热管直径，m；Δz表示单元长度，m；α为对流传热表面换热系数，W／（m2·K）；T为温度，K；上标1、2分别代表单元进出口截面；下标中的w代表海水，Ⅰ表示翅片管壁，o表示其外侧。

对环状间隙里NG的能量恒算得到离散化方程为：

式中下标g代表NG，Ⅱ表示翅片内侧和套管管壁，i表示管内侧，其余同上。

对内套管LNG能量恒算得到离散化方程为：

式中下标m代表LNG两相流体，其余同上。

上述3个能量守恒方程与通过2个管壁的能量分别相等列出的方程联立，可得到下面的方程组：

2．2．2 加热段

仿照上述方法，得到加热段各单元的传热模型为：

式中下标mg代表该段的NG气体，wall代表管壁，o代表管外侧，i表示管内侧，其余同上。

方程中的未知量为单元长度Δz、壁温T1wall和单元出口的海水比焓值h2w，方程同样封闭，可解。

2．3 传热经验公式的选择

2．3．1 海水侧液膜的换热系数

水膜下降过程中的换热系数比较高，但目前对于竖直降膜的传热经验公式多集中在对液膜冷却换热设备的研究，很少有适用于液膜加热低温流体工况的公式。考虑到液膜换热机理复杂，尤其当液膜的流道表面比较复杂的情况（如外翅片管）下，液膜传热关联式的适用条件比较苛刻，模拟选用的换热系数为常数5 800W／（m2·K），该数据源于跟该类气化器有关的本文参考文献［12］。

2．3．2 单相流体的对流换热

单相流体的对流换热适用于在气化段内套管中过冷LNG液体、环状间隙以及加热段中的NG气体。单相强迫对流传热系数用αspl表示。初步计算显示，SuperORV中的单相流动主要处于湍流状态，考虑采用经典的 Dittus－Boelter关系式［13］：

2．3．3 欠热沸腾换热区的对流换热系数

欠热沸腾换热区的传热公式采用Rohesnow方法［10－11］。该换热区的传热量被看作是单相对流贡献部分qspl和壁面过热的泡核沸腾传热贡献部分qsub之和。其中，qspl＝αspl（Tw－Tf），可根据对流传热 Dittus－Boelter关系式计算αspl，qsub则可使用Rohesnow的池内沸腾换热公式获得。具体公式和参数的选择见本文参考文献［10－11］。

2．3．4 饱和沸腾换热区的对流换热系数

选用Chen关系式来描述饱和沸腾换热区的传热特征［10－11］。Chen关系式最适合描述非金属纯流体的饱和沸腾，其对有机流体的饱和沸腾描述适用性也很强。该方法认为，饱和泡核沸腾区内存在2种基本传热模式：泡核沸腾传热和强制对流传热。在饱和沸腾下，两相流的传热系数（αTP）可由下式得到：

式中αmac描述对流传热，称宏观传热分量；αmic描述泡核沸腾传热，称微观传热分量。Chen公式中参数的选择和计算方法见本文参考文献［10－11］。

2．3．5 缺液区的对流换热系数

缺液区以液滴在气体的弥状流动为主。关于弥状流的传热公式选择下式［11］：

式中的选择见本文参考文献［11］。

在加热段，模型根据条件判断出不同的传热区间，从而选择特定传热区间的公式进行计算。

3 计算结果分析

3．1 主要技术参数及边界条件

翅片管外径为40mm，内径为20mm；内套管外径为18mm，内径为14mm。根据本文参考文献［1］中整台气化器的蒸发能力，换算得到海水喷淋的流量为2．5kg／s；LNG 总流量为 0．05kg／s（内套管内LNG流量为0．036kg／s，夹层里的气态NG流量为0．014kg／s）。根据气化工艺要求，LNG入口温度为170K，出口温度为275K，管内操作压力为4MPa；海水不结冰，其主流出口温度为280K。

海水和LNG都是混合物，为方便起见，在模拟中直接采用它们主要成分（水和甲烷）的物性参与计算。在软件Matlab中直接引用美国国家标准研究院（NIST）物性软件REFPROP中的数据，进而计算得到相应的结果。

3．2 结果及分析

计算得到传热管气化段为2．80m，加热段为6．56 m，传热管总长为9．36m，该长度比实际管长偏大17%，这主要是由于在计算中并未考虑强化传热措施的影响。计算得到海水入口处的温度为282．5K，工程案例中入口海水的温度为283K［7］。

图4给出了气化段内套管中LNG表面对流换热系数的分布曲线，图5给出了内套管壁及其两侧流体的温度分布曲线。从图4可以看出，饱和沸腾区的传热系数有一个很大的提升，正是由于这个原因，图5中内套管的壁温会有所下降，而偏向低温流体。在缺液区，图4曲线上出现了较大的下降台阶，这是由壁面被蒸干所导致的传热性能下降而引起的，可以看到，与其对应的图5中的内套管壁温也有一个明显的上升。环状间隙里的NG流体的温度在0．5m之后保持在了一个较稳定的温度位上，这也是SuperORV利用环隙中的NG进行保温，缓解了结冰状况的依据。

图4 气化段内套管中LNG表面对流换热系数的分布曲线图

图5 内套管壁及其两侧流体的温度分布曲线图

图6给出了整个换热管上翅片管壁和海水的温度分布曲线。海水流量较之LNG流量大得多，所以其温度变化不大。在1m以下的位置，管壁的温度急剧降低，甚至低于冰点，很容易导致靠近壁面的海水结冰。该区域确实也是结冰情况较严重的区域。

图6 海水和翅片管壁温度分布曲线图

图7、8分别给出了反映SuperORV整体换热性能的总换热系数和热流密度的分布曲线。可以看到，在气化段和加热段过渡区，2条曲线都出现了跳跃。

图7 总换热系数分布曲线图

图8 热流密度分布曲线图

这是由于SuperORV结构上的变化引起的。图7中，气化段的总换热系数总体优于加热段的总换热系数。图8中，加热段开头的热流密度先高于气化段末尾的热流密度而后逐渐下降，这是由NG流体混合前后的温度变化引起的，从气化段出来的2个流道里的流体混合后导致温度有大的下降，而后随着加热温度又逐渐上升。

4 结束语

建立了SuperORV传热管的整体换热过程传热计算模型，该模型利用两组离散化方程组分别描述了SuperORV传热管气化段和加热段的传热过程，并在给定的尺寸和边界条件下对传热管的整体换热性能进行了数值模拟，得到了传热管各个局部的表面换热系数和温度分布曲线，并利用它们推导出了传热管总换热系数和热流密度的分布曲线。根据海水和外翅片管上的温度分布曲线可预测传热管外表面易结冰的位置（如本例中的外翅片管1m以下的位置）。传热管总换热系数和热流密度的分布曲线则可为传热管的整体换热性能描述提供帮助。该模型及相关模拟分析可望为该类气化器的设计、选型和运行管理提供参考。

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