高原原，田朝阳，赵志红，李秋杰，汪微微

（1.江苏中圣压力容器装备制造有限公司，江苏 南京 211112；2.江苏中圣高科技产业有限公司，江苏 南京 211112）

对以海水为热源或者乙二醇水溶液作为循环冷媒来进行冷能利用的情况，大流量液化天然气（LNG）条件下可以采用中间介质型（IFV）气化器的结构[1]。对于小型的气化站或者船用型气化器，空间有限的情况下，IFV气化器的占地空间大，不能满足场地要求。现有热管热交换器的壳体形状大多为方形结构[2]，介质能够承受的压力较小，一般为微常压，限制了热管热交换器的使用。LNG的设计压力高，一般在4 MPa（G）以上，有的可以达到16 MPa（G）,所以LNG的气化设备需要能够承受高压[3]。另外LNG入口温度在-160～-100℃，用海水或乙二醇溶液作为热源进行换热，设计过程中需要考虑如何避免热源结冰。组合管壳式热管气化器结合了管壳式热交换器和热管热交换器的优点，可承受较高的设计压力。冷、热流体分别在上、下管束的壳程中流动，换热管内充装有中间工质，通过中间工质的蒸发和冷凝进行传热，传热效率高。

1 组合管壳式热管气化器结构特点及传热原理

1.1 结构特点

组合管壳式热管气化器是组合管壳式热管换热器[4]在气化器领域的首次应用，为立式布置，总体由上、下2个壳体组成。上壳体设置冷流体进、出口，下壳体设置热流体进、出口。每个壳体中含有1个U型管或直管型管束，管束的一端固定在管板上，另一端通过U型管或者堵头进行密封，上、下管束的2块管板直接相连或者分别安装在连接筒体的两端，在上管板与下管板之间形成一个连通上管束和下管束的气液分离交换空间，在这个空间中装有充装和泄放口。组合管壳式热管气化器、热管以及IFV气化器都属于中间介质型热交换器、都利用另一种中间介质的蒸发和冷凝进行热量传递。

与普通热管热交换器相比，组合管壳式热管气化器具有承压能力强、加工制作简单、传热更均匀的特点。普通的热管[2]一般是由单根换热管制作的独立封闭腔体，整个热管管束由若干独立的热管组成，每根热管都需要单独进行排气充液，组合管壳式热管气化器只需要一次排气充液即可完成整个热交换器热管的制作过程，因此可以极大降低加工难度。同时，上管束和下管束是分开加工的，可根据冷、热流体的化学性质，选用不同的材质制作。此外，换热管束中间部分相连通，可以实现自动分布气体和液体功能，有利于均衡各根换热管的热负荷，避免干烧等现象。

组合管壳式热管气化器与IFV气化器的不同之处在于，IFV气化器的中间介质是在管束外部发生相变，是卧式的；而组合管壳式热管气化器的中间介质是在换热管内部发生的相变，是立式的。IFV壳体的中间介质在蒸发和冷凝过程中，需要一定高度的空间进行气、液两相的分离，中间介质充装在壳程，需要的充装量大。在空间有限的场合，组合管壳式热管气化器占地面积小，还可以如IFV气化器那样避免2种流体直接换热，消除了结冰风险。

1.2 传热原理

组合管壳式热管气化器管内的传热原理类似于重力热管[5-7]，也被称为闭式两相热虹吸管，没有吸液芯，它的特点是蒸发段管束必须位于冷凝段管束的下方，冷凝液体通过重力回流到蒸发段，保持足够的重力压头方能运行，因此热流体必须要放置在下管束的壳程，反之则不能工作。组合管壳式热管气化器结构及传热原理见图1。

图1 组合管壳式热管气化器结构及传热原理示图

首先要在2个管束内部抽真空，并充入一定量的中间介质。运行时，热流体对下管束进行加热，使内部介质气化，通过压力作用使蒸汽升入上管束内。气体在上管束内部和管壁接触遇冷后放热冷凝，然后在重力作用下经过中间腔体的绝热段回流到蒸发段，完成一次循环。简单来说，就是通过中间介质在2个管束内部不断地蒸发和冷凝，将热量从热流体传给冷流体，单纯地依靠重力自行内部循环。上管束和下管束的管程空间通过中间腔体连通，形成一个完整的封闭腔体。管内压力是由中间介质蒸发后的蒸汽压力决定，是与中间介质的相变温度一一对应的饱和压力。

在进行热交换器设计时，需要选择合适的中间介质相变温度来确定上、下管束传热面积。实际运行中，中间介质的蒸汽压力受冷、热流体的温度，传热系数及上、下管束的传热面积的共同影响。上管束、下管束管内流体的操作温度是相等的，而且是一个恒定值。该温度介于冷流体的出口最高温度和热流体的最低进口温度之间，因此，组合管壳式热管气化器只适用于冷、热流体的进、出口温度没有交叉区间的场合。

管外的传热原理同管壳式热交换器壳程的流体传热原理[8-10]，折流板可以采用单弓形折流板或双弓形折流板，壳体可以选用E型、J型或者X型。可以根据壳程流体的传热要求选用合适的壳体形式，壳程流体的传热系数可使用管壳式热交换器成熟的传热公式来计算。

制约组合管壳式热管气化器管内传热能力的极限主要是声速极限、携带极限、沸腾极限和干涸极限[11-14]。热流密度过大，液膜蒸发过快，下降液膜可能在到达液池前就已干涸。这时局部壁温升高，但热管尚能运行，下降液膜出现厚度为0时对应的热流密度即为干涸极限。另外，中间介质的充装量对传热能力影响很大，要根据操作工况下的温度、压力以及热流密度计算介质的充装量，除使液体能在内壁形成下降液膜外，还有部分积存于蒸发段底部形成液池，避免出现蒸发段底部干涸而不能工作的情况。

2 组合管壳式热管气化器工艺计算

2.1 上壳体传热计算模型

组合管壳式热管气化器的内部传热过程包括两相流和相变传热。上管束管内的冷凝有膜状冷凝和滴状冷凝2种方式，滴状冷凝的传热系数是膜状冷凝的数倍，但是滴状冷凝比较难维持，仅存在于换热管顶部的小部分区域，计算时可全部当作膜状冷凝设计。它的理论研究是以Nusselt无限大平板的膜状凝结为基础，通过试验对冷凝传热系数进行修正，得出经验公式，对于层流膜状冷凝和湍流膜状冷凝，可采用式（1）和式（2）计算[15]。

式 (1)～式 (2)中，α为凝结段的平均传热系数，W/(m2·K)；hfg为冷凝潜热，J/kg；ρι为液体的密度，kg/m3；λι为液体的导热系数,W/(m·K)；μι为液体的动力黏度，Pa·s；Lc为凝结段长度，m；qc为凝液段径向热流密度，W/m2；Re为凝结段液膜流动的雷诺数；g为重力加速度，g=9.8 m/s2。

2.2 下壳体传热计算模型

下管束管内介质的沸腾包含有液膜蒸发和池式沸腾2种模式。液膜蒸发的传热模型可以使用竖管降膜蒸发的传热计算公式，池式沸腾比较少，只出现在底部U型弯处部分，可以忽略。传热系数的计算方法采用Nusselt数关联式[16]计算，即：

式(3)～式(5)中，Nux为局部的 Nusselt数，NuNB为核态沸腾的 Nusselt数，Nucc为混合对流的Nusselt数；Rex为局部的雷诺数；Nuf为液体黏度 数；Prι为 液 相的普朗特数；p为饱和蒸气压，Pa；Im为气泡尺度，；qe为蒸发段热流密度，W/m2；σ 为液体表面张力，N/m；ρv为气相密度，kg/m3；vι为液相的运动黏度，m2/s；k为修正系数，与介质种类相关。

2.3 模型应用计算实例

以某小型LNG船用气化器为例分析说明组合管壳式热管气化器在LNG气化工程中的实际应用。LNG进出口温度-120～-55℃,乙二醇溶液的进出口温度-35～-40℃，LNG在标准气体状态下的体积流量为80 m3/h。乙二醇溶液中乙二醇质量分数为60%，对应的乙二醇溶液的冰点温度为-48.3℃。原采用的LNG与乙二醇溶液气化设备为水浴盘管式气化器，在使用过程中出现了乙二醇溶液的结冰。

为了避免结冰，必须对LNG气化器的设计条件进行分析，对LNG气化器进行设备优选。该设计条件具有流量小、LNG温度低及乙二醇操作温度接近冰点温度的特点。如果使-120℃的LNG直接和乙二醇溶液采用间壁方式换热，不管是顺流还是逆流都无法避免乙二醇溶液的结冰问题，而改用IFV气化器或组合管壳式热管气化器在理论上可以避免二乙醇结冰。为此，基于此小型LNG船用气化器的工艺参数，分别以组合管壳式热管气化器和IFV气化器为设备类型，进行方案阶段传热设备选型设计计算，结果见表1。

表1 组合管壳式热管气化器和IFV气化器方案对比

由表1可以看出，组合管壳式热管气化器比IFV气化器需要的换热面积略大一些，传热效率基本一致，而组合管壳式热交换器的占地面积只有0.2 m2，是 IFV气化器占地面积的 7%，设备质量大约是IFV气化器的60%。组合管壳式热管气化器同等直径下可以布置的换热面积更多，更加紧凑。而IFV气化器需要留有足够的气液分离高度，壳体内换热管布置很空，设备直径大，需要充装的中间介质多，设备材料成本更高。

该设备采用组合管壳式热管气化器结构，实际运行效果良好，满足设计要求，没有出现乙二醇水溶液结冰问题。

3 结语

气化器是实现LNG工业和民用的重要设备。气化器选择和设计不当易出现结冰。组合管壳式热管气化器结构独特，相比于普通热管气化器加工难度低、安全系数高且承压能力强。相比于IFV气化器，虽传热效率略低，但其占地面积小，充装的中间介质少，更适合在不能直接进行间壁换热的小负荷工况使用，可降低材料成本。