李 裕，玉建軍，于長春，石 珍

(1. 天津城建大學 能源與安全工程學院，天津 300384；2. 新奧能源控股有限公司 分銷部，河北 廊坊 065001)

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LNG卸車氣化器換熱面積的分段式計算方法研究

李 裕1，玉建軍1，于長春2，石 珍1

(1. 天津城建大學 能源與安全工程學院，天津 300384；2. 新奧能源控股有限公司 分銷部，河北 廊坊 065001)

摘要：為了更準確地計算液化天然氣(LNG)卸車氣化器的換熱面積，提出了換熱面積的分段式計算方法．通過分析液化天然氣在卸車氣化器內(nèi)的汽化過程，根據(jù)流體相態(tài)變化將氣化器分為單相液段和兩相段，并分別建立換熱模型．基于換熱模型，利用VB編制了卸車氣化器設(shè)計計算軟件，可以快速計算氣化器所需換熱面積．在不同運行條件下，分別利用新方法與傳統(tǒng)方法計算卸車氣化器換熱面積，并將兩者計算結(jié)果進行比較，發(fā)現(xiàn)本文方法僅為傳統(tǒng)方法計算結(jié)果的80%,左右．

關(guān) 鍵 詞：液化天然氣；卸車氣化器；單相液段；兩相段；換熱面積

液化天然氣(liquefied natural gas，簡稱LNG)的增壓卸車依靠空溫式氣化器實現(xiàn)．空溫式氣化器是利用空氣自然對流，加熱換熱管中低溫流體的設(shè)備．自增壓卸車系統(tǒng)如圖1所示，其卸車原理為：槽車儲罐內(nèi)低溫LNG液體流入增壓氣化器翅片管內(nèi)，通過翅片吸收大氣中熱量進行熱交換，使管內(nèi)流體汽化，產(chǎn)生的氣體再進入槽車貯罐頂部氣相空間，以達到增壓排出液體的目的[1]．

為了使卸車氣化器的產(chǎn)氣量、生成的工作氣體的狀態(tài)參數(shù)達到預定要求，氣化器必須從大氣中吸收足夠的熱量；另外，考慮到氣化器造價、占地面積等因素，不能一味增大氣化器．因此，需要對卸車氣化器進行合理的設(shè)計計算．

傳統(tǒng)增壓氣化器設(shè)計的計算方法是：通過氣化器出口氣體和進口液體的焓差計算氣化器應(yīng)吸收的總熱量Q，再根據(jù)翅片管尺寸、空氣溫度等計算氣化器的傳熱系數(shù)K，最后根據(jù)A＝Q/(K·ΔT)計算氣化器所需面積或長度．這種方法將氣化器的綜合傳熱系數(shù)視為定值，雖然計算過程比較簡單，但實際上由于翅片管內(nèi)流體相態(tài)和流型不斷變化，其換熱機理不同，傳熱系數(shù)并非定值，所以這種計算方法可能導致計算結(jié)果誤差較大．為了得到更準確的結(jié)果，本文采用分段法對氣化器進行設(shè)計計算．分段計算氣化器換熱面積，符合翅片管內(nèi)流體狀態(tài)，更有利于選擇合理的換熱關(guān)聯(lián)式，使設(shè)計計算結(jié)果更加準確、合理[2]．

圖1　自增壓氣化器卸車系統(tǒng)

1 增壓氣化器管內(nèi)LNG汽化過程

增壓式空溫氣化器只是為了提供排液壓力，并且汽化生成的氣體不能給槽車儲罐帶來額外的冷損，所以氣體是以略高于飽和溫度的狀態(tài)進入槽車儲罐．LNG在卸車氣化器內(nèi)的汽化過程如圖2所示[2]：溫度低于當前壓力下，飽和溫度的過冷液進入翅片管逐漸加熱至泡點，開始汽化，管內(nèi)流體與管壁進行沸騰換熱，直到翅片管內(nèi)表面出現(xiàn)蒸干而進入缺液區(qū)換熱，以略高于飽和氣溫度流出氣化器．天然氣在翅片管內(nèi)經(jīng)歷了單相液流和兩相流，在流體溫度升高至泡點之前是單相液段，之后是兩相段．兩相段又根據(jù)液體與管壁換熱還是蒸汽與管壁換熱分為沸騰換熱段和缺液段．

圖2　卸車氣化器翅片管內(nèi)流體

2 卸車氣化器設(shè)計計算分段法

根據(jù)上述汽化過程分析，將卸車氣化器分為兩段計算：單相液段和兩相段．對兩段分別建立換熱模型，并計算各自長度，兩段長度之和即為所需氣化器總長度；再根據(jù)氣化器尺寸即可計算換熱面積．

流體熱物性計算是氣化器換熱模擬計算的基礎(chǔ)．根據(jù)卸車氣化器工作壓力(0.6,MPa左右)，選擇天然氣氣相及液相各熱物性參數(shù)適合的計算方法，各參數(shù)計算方法見表1．

表1　天然氣熱物性參數(shù)計算方法

各參數(shù)的具體計算步驟見文獻[3-4]，計算系數(shù)由文獻[5]選?。疚陌磸V匯LNG組分(摩爾組分分別為：甲烷85.25%,；乙烷13.68%,；丙烷0.51%,；氮0.56%,)對天然氣物性參數(shù)予以計算．該組分下LNG泡點溫度為－149,℃[6]．

2.1 單相液段換熱模型的建立與長度計算

由管內(nèi)到管外，翅片管的換熱依次為：管內(nèi)流體與管壁的強制對流換熱、管壁導熱、管外空氣與翅片和管壁的自然對流換熱．

2.1.1 單相液段換熱模型

2.1.1.1 管內(nèi)流體與管壁的換熱

管內(nèi)LNG對流換熱按照管內(nèi)強制對流換熱計算．根據(jù)雷諾數(shù)判斷管內(nèi)流體流態(tài)，確定合適的努謝爾準則關(guān)聯(lián)式，過渡流選用Dittus-Boelter關(guān)聯(lián)式，紊流選用Sieder-Tate關(guān)聯(lián)式[7]；根據(jù)努謝爾數(shù)Nuf，再計算管內(nèi)流體的對流換熱系數(shù)αl及管內(nèi)流體單位長度換熱量H1：

式中：Ref為管內(nèi)流體雷諾數(shù)；mA為質(zhì)量流量，kg/s；ρl為流體密度，kg/m3；u1為流速，m/s；μl為黏度，Pa·s；λl為管內(nèi)流體導熱系數(shù)，W/(m·K)；Prf、Prw分別為流體溫度Tf、管壁溫度Tw下流體普朗特數(shù)；d為翅片管定型尺寸，m；l為翅片管長度，m；μf、μw分別為流體溫度Tf、管壁溫度Tw下流體動力黏度，N·s/m2；αl為管內(nèi)流體側(cè)對流換熱系數(shù)，W/(m2·K)；d0為翅片管內(nèi)徑，m；H1為管內(nèi)流體側(cè)單位長度換熱量，W/m．

2.1.1.2 管外空氣側(cè)換熱

管外空氣側(cè)看作大空間自然對流換熱[8]．由于卸車氣化器多為臥式，故選擇水平管的準則關(guān)聯(lián)式計算努謝爾數(shù)；再求得管外空氣側(cè)對流換熱系數(shù)αa及管外單位長度換熱量H2：

式中：Ta、Tw分別為空氣溫度、管壁溫度，K；νa、Pra、λa分別為空氣運動黏度(m2/s)、普朗特數(shù)、導熱系數(shù)[W/(m·K)]；β為空氣體積膨脹系數(shù)，1/K；g為重力加速度，m/s2；y為翅片高度，m；αa為管外空氣側(cè)對流換熱系數(shù)，W/(m2·K)；d2為翅片管外徑，m；n為翅片數(shù)量；H2為管外空氣側(cè)單位長度換熱量，W/m．

2.1.2 單相液段長度計算

在單相液段流體溫度逐漸升高，LNG物性參數(shù)隨溫度一直變化，故利用微元法計算該段長度．微元段長度取2,cm，在每個2,cm的微元段，其流體溫度、空氣溫度、管壁溫度視為相等，如圖3所示為連續(xù)微元段．

圖3　微元段示意

單相液段長度計算步驟如圖4所示：先計算第一個微元段的換熱，以LNG剛進入氣化器時的溫度作為流體溫度，并假定壁溫初值，依據(jù)上述換熱模型計算該微元段管內(nèi)、外單位長度換熱量H1、H2．如果H1、H2相差較大，說明壁溫初值假設(shè)不合理，對其進行調(diào)整，直到H1、H2相差較小(設(shè)置ε＝0.01)．通過計算可以得到第一個微元段的流體溫度、壁溫、換熱系數(shù)等；根據(jù)第一個微元段的流體溫度、壁溫可以計算第二個微元段的流體溫度、壁溫，據(jù)此計算第二個微元段的換熱．同法計算后續(xù)微元段，直到某一微元段n的流體溫度達到泡點溫度(－149,℃)，表示單相液段結(jié)束，停止計算．通過微元段個數(shù)n就能計算出單相液段長度：Z1＝0.02× n．由于有多個微元段，需要多次計算，故利用VB編寫相應(yīng)計算程序，以計算單相液段長度．

2.2 兩相段換熱模型的建立與長度計算

如圖2所示，兩相段包括過冷沸騰、泡態(tài)沸騰、液膜對流沸騰及蒸汽換熱段．前三者屬于沸騰換熱段，蒸汽換熱段屬于缺液段．沸騰換熱段處于氣液平衡的飽和狀態(tài)，在該段流體溫度保持泡點溫度不變；缺液段管壁出現(xiàn)蒸干情況，但流體還未完全汽化，在該段流體溫度上升．

圖4　單相液段長度計算框圖

2.2.1 沸騰換熱段換熱模型與長度計算

2.2.1.1 沸騰換熱段換熱模型

在該段是熱量從壁面?zhèn)鹘o液體，使LNG不斷汽化的沸騰換熱過程．Klimenko關(guān)聯(lián)式[9]是目前預測低溫流體沸騰換熱最精確的關(guān)聯(lián)式，且該關(guān)聯(lián)式以低溫流體在水平管內(nèi)的流動沸騰換熱實驗擬合得到，對于卸車氣化器這種水平管的計算更為合適．具體表述如下：

式中：Bo為沸騰數(shù)；γ為該組分、氣化器工作壓力下LNG汽化潛熱，J/kg；GA為單位面積質(zhì)量流量，為液相天然氣的努謝爾數(shù)；q為熱流密度，W/m2；x為氣液兩相流的干度；ρl、ρg分別為液相、氣相天然氣密度，kg/m3；λl為液相天然氣導熱系數(shù)，W/(m2·K)；P為氣化器工作壓力，Pa；b為氣泡特征尺寸常數(shù)，m，且b＝{σ/[g(ρl－ρg)]}0.5，其中g(shù)為重力加速度，m/s2；σ為表面張力，N/m；al為液相天然氣的導溫系數(shù)，m2/s．

2.2.1.2 沸騰換熱段長度計算

兩相段計算流程(其中包括沸騰換熱段長度計算步驟)見圖5：假定熱流密度q求得管壁溫度Tw；再計算空氣側(cè)單位長度換熱量H1(與單相液區(qū)計算方法相同)與流體側(cè)單位長度換熱量H2；比較二者，相差較大則需要重新假設(shè)熱流密度，直到H1、H2相差較小(設(shè)置ε＝0.01)，說明假設(shè)的熱流密度合理，單位長度換熱量為H．應(yīng)用Klimenko關(guān)聯(lián)式計算得知，在整個沸騰換熱段，其單位長度換熱量H為定值，與干度x無關(guān)，又該段所需總吸熱量Q＝γ·mA，故沸騰換熱段長度Z2＝Q/H．

2.2.2 缺液段長度計算

在兩相區(qū)熱流密度變化不大，缺液段采用與沸騰換熱段相同的熱流密度q[10]，單位長度換熱量與沸騰換熱段相同，缺液段流體溫度由泡點溫度上升至所要求的氣化器出口溫度．缺液段長度由下式可得：

式中：Tg為氣化器出口氣相流體溫度，K；Tp為泡點溫度，K；cpg，為氣態(tài)天然氣的定壓比熱，J/(kg·K)．

圖5　兩相段計算流程

2.3 卸車氣化器換熱面積

氣化器尺寸如圖6所示：翅片管內(nèi)徑為d0；外徑為d2；翅片高度為y；翅片厚度為δ；翅片數(shù)為n．計算各段的長度之后，根據(jù)氣化器尺寸即可計算氣化器的換熱面積理論計算值A(chǔ)0．但由于本文在計算管外空氣側(cè)的換熱時，未考慮氣化器在濕空氣下結(jié)霜對換熱的影響，所以需對該計算的換熱面積進行修正．文獻[11-12]中對翅片管結(jié)霜換熱的實驗研究表明，翅片管因結(jié)霜使換熱面積減少21%,～28%,，翅片管的換熱性能降低了26%,～33%,．據(jù)此，換熱面積計算修正系數(shù)K0可取1.35～1.5，本文取1.5計算．氣化器總長度、換熱面積的計算由下式可得：

Z＝K0(Z1＋Z2＋Z3) (14)式中：Z為氣化器總長度，m；A為氣化器換熱面積，m2．

圖6　氣化器截面尺寸

3 結(jié)果與分析

利用分段法對卸車氣化器進行設(shè)計計算要比傳統(tǒng)方法復雜得多，需要多次試算及循環(huán)計算，故本文利用VB編程計算，并編制了相應(yīng)的設(shè)計計算軟件；輸入卸車氣化器工作條件后能夠直接計算換熱面積，軟件界面見圖7．

圖7　卸車氣化器設(shè)計計算軟件界面

利用該軟件，在不同邊界條件(包括汽化能力、空氣溫度、氣化器尺寸)下計算氣化器換熱面積，并與傳統(tǒng)法計算結(jié)果進行比較．

3.1 傳統(tǒng)法與分段法算例

以規(guī)格為φ160(具體尺寸見表2)、在空氣溫度為－10,℃下運行、汽化能力要求達到300N,m3/h的氣化器為例，進行換熱面積計算．氣化器入口LNG溫度－163,℃、出口天然氣溫度－135,℃．

3.1.1 傳統(tǒng)法計算步驟

標態(tài)下天然氣密度是0.72,kg/m3，汽化能力300N,m3/h換算為質(zhì)量流量mA則為0.06,kg/s．

(1)卸車氣化器所需換熱量Q＝mA(hg－h(huán)l)＝0.06×545＝32.7,kW；

(2)卸車氣化器綜合傳熱系數(shù)：根據(jù)氣化器進、出口溫度及空氣溫度得到，壁溫Tw＝-148.6,℃，空氣定性溫度Tm＝-79.3,℃；查得該定性溫度、大氣壓下空氣物性參數(shù)λa＝0.017,9,W/(m·K)，νa＝ 7.09×10-6m2/s，β＝5.15×10-3(1/K)，Pra＝0.735；根據(jù)文獻[13]中介紹的計算方法，得到氣化器綜合傳熱系數(shù)K＝4.39,W/(m2·K)．

(3)卸車氣化器換熱面積A＝Q/(K·ΔT)＝53.7,m2．

表2　不同規(guī)格氣化器尺寸

3.1.2 分段法計算

利用編制的卸車氣化器設(shè)計計算軟件，輸入相應(yīng)工作條件即可計算出換熱面積，如圖8所示．

圖8　卸車氣化器設(shè)計計算結(jié)果軟件界面

上述氣化器工作條件下，得到卸車氣化器單相液段長度3.48,m，兩相段長度36.17,m，總長39.65,m，兩相段長度占總長90%,以上，換熱面積為43.8 m2．

3.2 不同運行條件下卸車氣化器換熱面積

LNG卸車氣化器入口LNG溫度為－163,℃，出口天然氣溫度為－135,℃．在進出口流體狀態(tài)確定時，氣化器的換熱面積由汽化能力、環(huán)境溫度及氣化器尺寸共同決定．在這三個因素中，將其中兩個作為定值，改變某一因素，以探究該因素對換熱面積的影響．本文將對汽化能力為200～400N,m3/h，環(huán)境溫度為－10～10,℃，氣化器規(guī)格為φ120、φ160、φ200(具體尺寸見表2)的卸車氣化器進行設(shè)計計算．

3.2.1 不同汽化能力下?lián)Q熱面積計算

計算汽化能力為200～400N,m3/h、規(guī)格為φ160的氣化器在環(huán)境溫度－10,℃運行時所需換熱面積，結(jié)果列于表3．

表3　不同汽化能力下卸車氣化器設(shè)計換熱面積

從表3看出：傳統(tǒng)法計算的換熱面積約為分段法的1.23倍；傳統(tǒng)法計算的氣化器換熱面積與汽化能力成正比，這是因為在計算時氣化器所需吸收的熱量與汽化能力成正比；對于分段法計算而言，單相段的長度雖然隨著汽化能力的增大而變大，但并不是正比關(guān)系；兩相段長度和汽化能力是正比關(guān)系．由于兩相段長度占總長的90%,以上，故換熱面積可以近似看作與汽化能力成正比．根據(jù)分段法的計算結(jié)果可知，氣化器汽化能力每增加100N,m3/h，換熱面積需增加近15,m2．

3.2.2 不同環(huán)境溫度下?lián)Q熱面積計算

卸車氣化器設(shè)計空氣溫度一般為－10～10,℃，計算該溫度范圍內(nèi)，汽化能力為300N,m3/h、氣化器規(guī)格為φ 160的卸車氣化器換熱面積，結(jié)果如表4所示.

表4　不同空氣溫度下卸車氣化器設(shè)計換熱面積

從表4看出：傳統(tǒng)法計算的換熱面積是分段法的1.23倍左右；隨著空氣溫度的升高，氣化器所需換熱面積減小，且空氣溫度每升高10,℃，氣化器換熱面積減小7%,左右．

3.2.3 不同氣化器規(guī)格下?lián)Q熱面積計算

分別計算氣化器規(guī)格為φ120、φ160、φ200，汽化能力300N,m3/h，空氣溫度－10,℃下卸車氣化器換熱面積，結(jié)果列于表5．

表5　不同氣化器規(guī)格下卸車氣化器設(shè)計換熱面積

從表5看出：傳統(tǒng)法計算結(jié)果是分段法的1.2～1.3倍；隨著氣化器尺寸加大，所需的換熱面積也增大．這是因為在翅片厚度相同時，氣化器尺寸加大使翅片高度隨著加大，而翅片高度越大，使翅片給基管的傳熱效率降低，所以換熱面積增大．

從表3-5可以看出：在各不同運行條件下，傳統(tǒng)法要比分段法計算的換熱面積高出20%,～30%,，即分段法的計算結(jié)果約為傳統(tǒng)方法的78.7%,～82%,．這是因為傳統(tǒng)計算方法中，將氣化器換熱系數(shù)取為干空氣時對流換熱系數(shù)的1/3～1/2，而實際上濕空氣對換熱的影響并沒有這么大[14]，傳統(tǒng)法過低地估算了氣化器的傳熱系數(shù)，從而導致氣化器設(shè)計換熱面積較大．

4 結(jié) 論

(1)本文提出的分段式計算方法，針對氣化器翅片管內(nèi)天然氣各種不同相態(tài)及流型，選取與流體相態(tài)、流型變化相適應(yīng)的換熱關(guān)聯(lián)式，以計算卸車氣化器換熱面積，改進了傳統(tǒng)方法中粗略的計算方式，使計算結(jié)果更為準確合理，為卸車氣化器的設(shè)計計算提供了一種新思路．

(2)相同運行條件下分段法計算的氣化器換熱面積為傳統(tǒng)法計算的79%,～82%,，可見傳統(tǒng)法計算的換熱面積冗余量較大．按分段法計算，可以降低氣化器投資及占地面積，有效節(jié)省LNG場站卸車氣化器的投資費用．

(3)對分段式方法計算而言，汽化能力每增大100N,m3/h，換熱面積需增加近15,m2；空氣溫度每升高10,℃，氣化器所需換熱面積減小約7%,；氣化器尺寸越大，翅片換熱效率越低，氣化器所需換熱面積越大．

(4)本文是在卸車壓力0.6,MPa下計算卸車氣化器的換熱面積，有一定局限性．今后可以在不同卸車壓力下計算流體的熱物性參數(shù)，再計算相應(yīng)的氣化器換熱面積，找出換熱面積隨氣化器工作壓力的變化規(guī)律，為卸車參數(shù)的優(yōu)化提供參考．

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The Piecewise Method Research of LNG Unloading Vaporizer’s Heat Exchange Area

LI Yu1，YU Jianjun1，YU Changchun2，SHI Zhen1
(1. School of Energy and Safety Engineering，TCU，Tianjin 300384，China；2. Department of Distribution，ENN Energy Holdings Limited，Langfang 065001，China)

Abstract：In order to calculate unloading vaporizer’s heat exchange area more accurately, the piecewise method was proposed. Through analyzing the vaporization process of natural gas in the unloading vaporizer, vaporizer is divided into singlephase liquid section and two-phase section based on the phase change of the fluid in vaporizer, and this two pieces’ heat transfer models were established respectively. For calculating the required heat exchange area rapidly, this paper compiled software of LNG unloading vaporizer’s design calculation. Using a new method and traditional method to calculate unloading vaporizer’s heat exchange area respectively in different operating conditions respectively, and comparing these two methods’ results, it is discovered that the calculated area results of the new method is about 80% of the traditional method.

Key words：liquefied natural gas；unloading vaporizer；single-phase fluid segment；two phase section；heat exchange area

作者簡介：李 裕（1992—），女，江西南昌人，天津城建大學碩士生．

收稿日期：2015-03-10；

修訂日期：2015-04-10

中圖分類號：TE974

文獻標志碼：A

文章編號：2095-719X(2016)01-0033-06