摘 要：超级开架式气化器(SuperORV)是一种以海水为热源的新型气化器，它采用双层结构的传热管，可有效改善传统开架式气化器管束外结冰的状况并提高换热效率，而目前国内对该装置传热性能的研究还较少。为此，对SuperORV关键传热单元——传热管的换热过程进行了模拟研究，建立了SuperORV传热管整体换热过程的传热计算模型。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，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，进而推导出了传热管总换热系数和热流密度的分布曲线。海水和外翅片管上的温度分布曲线可用于预测传热管外表面易结冰的位置，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。
关键词：超级开架式气化器 LNG接收终端 气化 低温传热 沸腾传热 数值模拟 表面换热系数 温度分布曲线
Numerical simulation analysis of a heat transfer tube in SuperORV
Abstract：Super Open-Rack LNG Vaporizer(SuperORV)，a new type of vaporizer using sea water as a heat source，has a doubledtube structure which can so markedly weaken icing conditions outside the tube as to improve the overall heat transfer efficiency．However，such related research in China has not yet been found on this subject．Therefore，in this paper,a simulation studv was conducted to investigate the LNG(Liquefied Natural Gas)evaporating process in a SuperORV heat transfer tube．At first，calculation models were established of the overall heat transfer process．Two groups of discrete equations were then utillzed to describe the heat transfer process in vaporizing and heating sections of this equipment．Under the given size and boundary conditions，a numerical study was carried out of the performance of the heat transfer tube and the heat exchange coefficient and temt)crature distribution curves were obtained for the surface of each zone，based on which the distribution curves of heat flux density and cumulative heat exchange coefficient were thus derived．These curves would be helpful for the description of overall heat exchanging performance of the tube；on the other hand，the temperature distribution curve of sea water vs．the exterior fin tube could be used to predict the freeze position on the external surface of the heat transfer tube．This study provides reference for the design，type selection and operation management of LNG SuperORV facilities．
Key words：SuperORV，LNG receiving terminal，LNG evaporation，cryogenic heat transfer，boiling heat transfer，simulation
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，使得装置盼传热性能下降，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基础上二的改进版本，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。
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(单元人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)进人环状间隙的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。
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；Dz表示单元长度，m；a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：
以上方程组中，由于工艺参数mw、mg、mm、DⅠ,o、DⅠ,i和DⅡ,i都系已知，由边界条件和上一单元的计算结果，也可知hw、hg和hm，计算压力下对应的Tw、Tg和Tm也已知，根据单元划分的依据，出口的LNG比焓值hm也为已知量，而各个表面对流换热系数依赖于流体的物性参数，而物性参数的取值取决于此处的温度和压力，由于入口温度已知，将其取作单元入口温度对应的物性。所以，方程组中独立的未知量仅有Dz、TⅠ、TⅡ、hw和hg这5个未知量，与方程数目相等，方程组封闭，可解。
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Dz、壁温Twall和单元出口的海水比焓值hw，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5800W／(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aspl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]：
Nu=0.023Re0.8Pr0.4 (6)
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=aspl(Tw-Tf)，可根据对流传热Dittus-Boelter关系式计算aspl，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(aTP)可由下式得到：
aTP＝amac +amic (7)
式中amac描述对流传热，称宏观传热分量；amic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l8mm，内径为l4mm。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6.56m，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，工程案例中人口海水的温度为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，正是南于这个原因，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，这是由擘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。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。
参考文献
[1]MORIMOTO N，YAMAMOTO S，YAMASAKI Y，et al．Development and practical application of a high performance open-rack LNG vaporizer(SuperORV)[R]．Tokyo：International Gas Union，2003．
[2]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．
CHEN Yongdong，CHEN Xuedong．A technical analysis of heat exchangers in LNG plants and terminals[J]．Natural Gas Industry，2010，30(1)：96-100．
[3]张韶．粤东LNG汽化器ORV的方案选择及技术要素的分析[J]．中国新技术新产品，2010，24(1)：4-5．
ZHANG Shao．A technical analysis of heal exchangers in LNG plants and terminals[J]．China New Technologies and Products，2010，24(1)：4-5．
[4]杜光能．LNG终端接收站工艺及设备[J]．天然气工业，1999，19(5)：82-86．
DU Guangneng．Technology and equipment for LNG receiving terminal station[J]．Natural Gas Industrv，l999，19(5)：82-86．
[5]吕俊，王蕾．浙江LNG接收站项目气化器选型及系统优化[J]．天然气工业，2008，28(2)：132-135．
LU Jun，WANG Lei．Selection of vaporizer types and optimization of vaporizer system in LNG receiving terminal project of Zhejiang Province[J]．Natural Gas Industry，2008，28(2)：132-135．
[6]张勇，常宏岗，艾志久，等．冷板式换热反应器结构设计[J]．石油与天然气化工，2011，41(2)：ll6-118．
ZHANG Yong，CHANG Honggang，AI Zhijiu，et al．Cold Plate Heat Transfer Reactor Structure Design[J]．Chemical Engineering of Oil&Gas，20ll，41(2)：ll6-ll8．
[7]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．
CHEN Yongdong．Material choice and structure research of large LNG vaporizer[J]．Pressure Vessel Technology．2007，24(11)：40-47．
[8]邢云，刘淼儿．中国液化天然气产业现状及前景分析[J]．天然气工业，2009，29(1)：l20-123．
XING Yun，LIU Miao'er．Status quo and prospect analysis on LNG industry in China[J]．Natural Gas Industry．2009．29(1)：120-123．
[9]LIN Wensheng，ZHANG Na，GU Anzhong．LNG(1iquefied natural gas)：A necessary part in China's ruturc energy infrastructure[J]．Energy，2010，35(11)：4383-4391．
[10]徐济望．沸腾传热和气液两相流[M]．北京：原子能出版社，2001：273-319．
XU Jijun．Boiling heat transfer and gels liquid two phase flow[M]．Beijing：Atomic Energy Press，2001：273-319．
[11]CAREY V P．Liquid vapor phase change phenomena：An introduction to the thermophysics of vaporization and condensation processes in heat transfer equipmenl[M]．Washington：Taylor＆，Francis，2007．
[12]顾安忠，鲁学生，汪荣顺，等．液化灭然气技术[M]．北京：机械工业出版社，2004．
GU Anzhong，LU Xuesheng，WANG Rongshun,et al．Liquefied natural gas(LNG)technology[M]．Beijing：China Machine Press，2004．
[13]CAO E．Heat transfer in process engineering[M]．Chicago：McGraw Hill Companies，Incorporated，2009．
本文作者：王萌 金滔 汤珂 陈国邦
作者单位：浙江大学制冷与低温研究所
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