LNG中间介质气化器换热面积设计方法研究-天然气与石油

1、大型 LNG 中间介质气化器换热面积计算方法白宇恒*1廖勇1陆永康1刘家洪1屈治国21中国石油集团工程设计有限责任公司西南分公司，四川成都 6100412西安交通大学，热流科学与工程教育部重点实验室，陕西西安 710049摘要：随着 LNG 产业在国内外的飞速发展，对 LNG 产业链中关键设备的研究越来越重要，LNG气化器是 LNG 接受终端的关键设备之一。文中提出了一种新型大型(IntermediateFluidVaporizer,IFV)换热面积的计算方法， 利用一维数值模拟， 对以海水为热源，丙烷为中间介质的中间介质气化器的三个关键部分：蒸发器、凝结器和调温器，分别建立了一维数值模拟模型

2、，对中间介质气化器的换热面积进行了计算。利用该模型，可根据给定的运行工况分别求得 IFV 三个换热器的换热面积。同时可得到工质在 IFV 内的状态参数及换热器各部分的传热系数的分布。利用该计算方法得到的气化器换热面积，足以满足工程设计的精度要求。关键词：LNG,IFV 气化器，换热面积，设计方法DOI:10.3969/j.issn.1006-5539.2013.03CalculationMethodforheattransferareaofLargeIntermediateFluidVaporizerforLNGYuhengBai1,LiaoYong1,LuYongkang1,LiuJiaho

3、ng1,QuZhiguo21-ChinaPetroleumEngineeringCo.,Ltd.SouthwestCompany,Chendu,Sichuan,610017,China2一MOEKeyLaboratoryofThermalandFluidScienceofMOE,EnergyandPowerEngineeringSchool,XianJiaotongUniversity,Xian710049,ChinaAbstractWiththerapiddevelopmentofLNGindustryaroundtheworld,thestudyonkeyequipmentsinLNGin

4、dustrychainbecomesparticularlyimportant.LNGvaporizerisoneofkeyequipmentsinLNGreceivingterminal.Inthispaper,anIntermediateFluidVaporizer(IFV)usedtoevaporateLNGwasinvestigated.Theseawaterisappliedasheatsource,andthepropaneisusedasintermediateworkingfluid.One-dimensionalheattransfermodelisestablishedfo

5、rtheevaporator,condenserandthermolator.Basedonthemodel,theheattransferareaofeveryexchangerintheIFVcouldbecalculated.Inadditionally,thestateparametersdistributionoffluidsinIFVandtheheattransfercoefficientsofeverypartofexchangersarealsoobtained.Theresults,calculatedusingthemethodinthispaper,areaccurat

6、eenoughtosatisfytheengineeringdesignrequirements.Keywords:LNG,Evaporator,Heattransferarea,MethodforDesigning0 前言随着国内外 LNG 产业的快速发展1,各国大兴 LNG 接收站建设2。LNG 中间介质气化器(IntermediateFluidVaporizer,IFV)是一种具有广泛应用潜力的气化 LNG 设备，因其结构特性，使得 IFV 比空气式气化器更高效，比浸没燃烧式气化器更节能，比开架式气化器适应性更强3-6。但是IFV 的设计制造面临许多技术难题：一是其制造材料必须能耐低温、

7、承高压、耐腐蚀、耐磨损；二是换热器的结构既要保证安全高效的运行，又要方便维护检修7;三是要理论结合实践正确选取对换热器的换热效率有极大影响的中间介质；四是换热器内流动换热基础理论的研究，换热器内流动换热理论是换热器设计的基本依据，是优化换热器设计的基础8。基金项目：中国石油集团公司重大科技专项(2009E-1901)“作者简介：白宇恒(1984-),男，内蒙古包头人，助理工程师，硕士，主要从事 LNG 液化及气化相关工程设计工作。求解时表示该换热器中工质间的换热量；qm表示工质的质量流量，kg/h,当对蒸发器求解时表示海水的质量流量，对凝结器和调温器求解时表示 LNG 的质量流量；h表示某温度

8、下工质的始值，kJ/kg,对蒸发器求解时表示海水对应温度下的始值，对凝结器和调温器求解时表示 LNG 对应温度下的烙值；下标 i 表示对各换热器求解时离散的份数，蒸发器和调温器 i 为 211,凝结器为 251;WA 表LNG 中间介质气化器针对以上问题，国内外学者对中间介质气化器的材料8*9、结构9-10及中间介质的选取上进行了相关的研究。但是还没有关于内部流动换热及换热器设计的研究。本文建立了中间介质换热器的一维数值模拟方法，以海水为热源，丙烷为中间介质，在此基础上给定工况，以流动换热理论为基础，对换热器的换热面积进行了设计计算。1 物理模型图 1 给出了 IFV 的结构原理图，结构上 I

9、FV 主要有蒸发器、凝结器和调温器三个换热器组成。热源高温海水首先进入调温器，温度为 TWAI,在调温器换热管内流动放热，出口温度为 TWA2,然后再进入蒸发器，在蒸发器的换热管内流动进一步放出热量，最后排出 IFV,温度降为 TWA3；低温 LNG首先进入凝结器，温度为 TLNGI,在凝结器换热管内流动吸热并气化，出口温度升高至T_NG2,然后进入调温器冲刷海水管束吸热，温度进一步升高至设计温度 TLNG3；丙烷在蒸发器中吸热气化，在凝结器中放热液化，如此反复循环传递热量，其饱和温度恒为 TPROWA二,LNG以上各式中：和 e*分别表示用能量方程和传热方程求得的换热量，kJ/h,对某一换热

10、器进行示海水，PR 表示丙烷。2.4 边界条件天然气TLNG2凝结器蒸发器图 1IFV 结构示意图TLNG3I-I调温器2 数学模型IFV 中蒸发器、凝结器和调温器均为管壳式换热器，流过 3 个换热器的工质既有不同又有联系,故进出各换热器的工质的状态参数相互影响。本文将 3 个换热器分离开来独立建立一维模型，但是在对单个换热器进行计算模拟时，以整个 IFV 系统能量守恒关系作为先决条件，最终得到的计算结果不但满足单个换热器的能量守恒，也满足整个系统的能量守恒。在每个换热器中，分别建立如下的方程组，对每个换热器进行独立求解:o)=qm(%)-ha/LIAF；=*(i)(i)；在对每个换热器进行独

11、立计算时，计算结果还需要满足以下总能量守恒式:WA-qmWA(hwA1-hwA3)根据工程的设计思路，LNG 进入 IFV 的温度 TLNGI、流量 qmLNG是已知的，天然气排出系统的温度 TLNG3要满足用户的要求；LNG 在在 IFV 内流动压损相对较小，本文假设 LNG 在恒压 PLNG下流动换热；海水的入口温度 TWAI由当地的气候条件决定，其排出温度 TWA3不能太低，要满足环保指标的要求，故也设为定值，另海水压力 PWA的变化对海水物性的影响很小，将其设为恒定值；丙烷的温度 TPR不能太高，否则会对其盛装壳体的耐压性提出较高的要求，增加 IFV 的一次性制造成本。海水的流量较大，

12、整个计算的收敛特性对 Twa2的变化非常敏感，若 Twa2为未知量，在计算之初要为Twa2赋初始值，该假设值必须与真值相差很小才能使整个计算过程顺利收敛，否则很容易导致计算结果的发散，故将海水排出调温器的温度 Twa2设为已知量。各已知参数及其设定值见表 1。表 1 已知参数值TWAITWA2TWA3TLNG1TLNG3qmLNGTPRPLNGPWA/K/K/K/K/K/(kgs-1)/K/MPa/MPa设定值283.15282.15278.15111.15275.1590272.1512.00.4另外换热管径的选取要符合相关规定，以方便采购，换热管亦不宜太长，否则增大 IFV 的占地面积，可

13、通过调整换热管的数量满足所需换热面积；调温器中天然气横掠管束的流道较为复杂，本文将其简化为等面积的流道。换热器的基本几何参数值见表 2。表 2 换热器基本几何参数值2.5 物性和换热关联式IFV 内的 3 种工质：海水、LNG 或天然气、丙烷。其中海水和 LNG 或天然气假设为定压状态，但是二者的温度随着计算的进行及分布位置的不同而不同，丙烷的饱和压力和饱和温度在计算过程中不断变化以寻求平衡状态，3 种工质的物性都会随着各自温度的变化而变化，尤其是 LNG,其物性随温度变化很大。提取 REFPROP 中计算甲烷和丙烷的物性子程序，经二次开发，嵌套到自主开发的主程序中(2)(4)6LNG=qmL

14、NG(hLNG3-hLNG1(5)(6)用于计算 LNG 或天然气和丙烷的物性，而海水则采用 PROPATH 中计算水的物性的子程序。换热关联式是换热器计算的重要参数，经过对现有文献的调研，分别采用表 3 中所列的流动换热关联式，用于计算换热器中各部分的表面传热系数，不考虑污垢热阻的影响。表 3 流动换热关联式换热器换热区域换热关联式经美义献管内0.8nNuf=0.023RePrf12蒸发器管外0.670.5n0-55h=90qMPrlgPTn=0.12-0.2lgRpRp=0.30.4-mPr=PE12凝结器管内Nu=0.021Re.82Pr.5-wICp-Cpb133 计算步骤a）已知海水

15、的温度 TWA1、TWA2、TWA3,LNG的温度TLNG1、TLNG3和流量qmLNG,根据IFV整个系统的能量守恒关系可求得海水的流量 qmWA,再根据调温器中海水和 LNG 能量守恒的关系求得 LNG 的温度 TLNG2；b）为调温器的换热面积赋初始值 ATHERM,假设海水在调温器中的温度均匀为（TWA2+TWA3）/2,根据 LNG 温度将 LNG 在调温器中的流程均分为 10 段，对于整个换热段，各点的温度值均已知；c）利用传热方程和能量方程的平衡关系求解前 9 段的换热面积，用初始总面积减去前 9 段的换热面积，获得第 10 段的换热面积；d）利用传热方程和热平衡方程对第 10

16、段热平衡关系进行判断，若不满足，则更新调温器的换热面积并返回 c）重新计算；e）为蒸发器的换热面积赋初始值 AEVAP,丙烷的饱和温度为 TPR已知，根据海水温度将蒸发器的换热管土分为 10 段，对于整个换热段各点的温度均已知；f）同调温器换热面积的计算，利用传热方程和能量方程的平衡关系循环迭代求解蒸发器的换热面积；g）为凝结器的换热面积赋初始值，丙烷的饱和温度为 TPR已知，根据 LNG 温度将凝结器的换热管均分为 50 段，对于整个换热段各点的温度均已知；h）同调温器换热面积的计算，利用传热方程和能量方程的平衡关系循环迭代求解蒸发器的换热面积。4 计算结果4.1工质温度分布图 2 给出了海

17、水、丙烷和 LNG 的温度（TWA、TPR和 TLNG）在蒸发器和凝结器中的沿程变化曲线。图中横坐标为无量纲的位置，对于海水的温度，对应图 1 中从左到右蒸发器换热管的沿程位调温器CpHw-HbTw-TbHtw1n*0.4+0.2l;tb0 息却w0.25LgrR(P-R物31管外h=0.79LHd&4)JWjNuf=0.023Re0.8Prfn管外儿心图 1.2tpc且 tb同 tw14121.04喈4Prf0.36(Prf/Prw,1Re5|：102I0.71Re0.5Prf0.36(Prf/Prw,5X102l；Rel;1030.35皂IRe0.6Prf0.36(PR/Prw广，

18、9M2,103Re2,103Bpe2|；105sS2弋210.0319RTPr；36fPrf/Prw:5,2艮1051Re2比0612pc0.4+0.2-1置；对于 LNG 为从凝结器入口到出口换热管的沿程位置；丙烷在壳体中的温度均匀恒定，故为一条直线。由图 2 可见，海水在蒸发器中从右到左温度逐渐降低，由于设计要求，海水的整体温降很小，导致海水的流量很大，同样海水温度在蒸发器中降幅也很小；丙烷的饱和温度为设定值，基本接近海水在蒸发器中的温度，丙烷饱和温度设置较高，有利于 IFV 运行的安全并可减少一次性制造成本；LNG 的温度从左到右逐渐升高，在入口段温升斜率较大，这是由于在入口段换热管内外

19、温差较大，热流也相应较高，之后随着换热温差逐渐减小，LNG 的温升斜率逐渐减小。图 3 给出了海水和低温天然气在调温器中的温度分布。横坐标 P 为无量纲位置，对于海水的温度，对应图 1 中从左到右调温器换热管的沿程位置；对于天然气的温度为从入口到出口流道的沿程位置。同图 2,从右到左海水的温降很小，所以在调温器换热面积的计算过程中将海水进出调温器的温度的几何平均值作为定性温度，对计算结果影响很小；低温天然气的温度从左到右逐渐升高，由于入口段换热管内外温差较大，相应热流也较大，随着天然气温度的升高，其温升斜率逐渐减小。285280275270265K260T2552502452404.2传热系数

20、分布图 4 给出了蒸发器、 凝结器和调温器的传热系数的分布。横坐标口为无量纲位置，对蒸发器和凝结器为从左到右沿换热管的沿程位置；对于调温器为沿天然气流道的位置。图 4 为蒸发器的传热系数KVEP凝结器的彳热系数 kcoN和调温器的彳热系数KHERM勺沿程分布。由图 4 可见，蒸发器的换热效率最高，调温器和凝结器较低，对二者适当采取强化换热措施，将使图 2 蒸发器和凝结器中工质温度的分布IFV 的换热效率整体提升。蒸发器的传热系数从左到右逐渐增大，主要是因为从右到左，海水的温度逐渐降低，导致管内外传热系数也相应降低，与蒸发器中换热管内外的流动传热关联式随温度的变化规律相符，蒸发器的传热曲线渐近线

21、性，增幅约为 1000Wm-2/K；凝结器的传热系数从左到右逐渐增大，原因是 LNG 的温度逐渐升高，导致换热管表面的温度增大，由凝结器换热管内外的流动传热关联式可知，管内外传热系数均增大，则凝结器的传热系数也必然增大；调温器的传热系数从右到左逐渐降低，在入口段降低斜率较大，之后趋于平缓，主要原因是随着天然气温度的升高，超过临界温度后，天然气的等压热容随温度的升高而降低，故调温器传热系数主要受天然气等压热容随温度变化的影响，呈现如图 4 的变化规律。4.3换热面积表 4 给出了在本文设计条件下蒸发器、凝结器和调温器的换热面积和各换热器内换热管的数量。其中蒸发器所需的换热面积最大，其次为凝结器，

22、调温器的换热面积最小。但是由于各换热器中换热管的长度不同，蒸发器所需的换热管数量最多，而调温器中的换热管数量约为凝结器中的 2 倍，但是凝结器中换热管的长度是调温器中的 4 倍，所以凝结器的换热面积应约为调温器的 2 倍，与表4 中数据相符。表 4 换热面积和换热管数量换热器换热面积/m2换热管数量/根蒸发器13793431凝结器674839调温器35417665 结论本文提出了一种设计 IFV 换热面积的一维计算方法，对特定设计条件下 IFV 的换热面积进行了模拟计算。利用该计算方法可根据实际工况条件，分别计算出 IFV 内蒸发器、凝结器和调温器的换热面积或换热管数量；同时还可给出海水、LN

23、G 沿流程的温度分布，是设计过程中热应力分析的重要输入参数；利用该计算方法还可求得各换热器的局部传热系数，可根据计算结果对换热器的结构设计进行改进，以增强换热器的整体换热效率。参考文献:钱伯章，朱建芳.世界液化天然气的现状及展望J.天然气与石油，2008,26(4):34-38.QianBozhang,Zhujianfang.PresentSituationofLNGinTheWorldanditsProspectJ.NaturalGasandOil,2008,26(4):34-38.廖志明，杜晓春，陈刚，等.LNG 的研究和应用J.天然气与石油，2005,23(3):28-31.LiaoZh

24、iming,DuXiaochun,ChenGang,etal.TheResearchandApplicationofLNGJ.NaturalGasandOil,2005,23(3):28-31.李健胡.美日中 LNG 接收站建设综述J.天然气技术，2010,04(2):67-70.Lijianhu.ASummeryofLNGReceivingTerminalConstructioninUSA,JapanandChinaJ.NaturalGasTechnology,2010,04(2):67-70.NFPA59A-2006.NFPA59AStandardfortheproduction,stor

25、ageandhandlingofliquefiednaturalgas(LNG)S.MorimotoN,YamamotoS,YamasakiY,etal.DevelopmentandpracticalapplicationofahighperformanceOpen-rackLNGvaporizerR.Osaka:OsakaGas,2003.王彦，冷绪林，简朝明，等.LNG 接收站气化器的选择J.油气储运，2008,27(3):47-49.WangY,LengXL,JianCMetal.SelectionofvaporizersinLNGreceivingterminal.Oil&Ga

26、sStorageandTransportation,2008;27(3):47-49.陈永东.大型 LNG 汽化器的选材和结构研究J.压力容器，2007,24(11):40-47.ChenYD.MateriaIchoiceandstructureresearchoflargeLNGvaporizer.PressureVesselTechnology,2007;24(11):40-47.陈永东，陈学东.LNG 成套装置换热器关键技术分析J.天然气工业，2010,30(1):96-100.ChenYongdong,ChenXuedong.Atechnicalanalysisofheatexchangers