FSRU中印刷電路板式換熱器換熱性能的試驗研究

陳永東 于改革 閆永超 韓冰川 倪利剛

合肥通用機(jī)械研究院有限公司

0 引言

在液化天然氣（LNG）產(chǎn)業(yè)鏈中，氣化是集輸過程的重要環(huán)節(jié)，天然氣由超臨界壓力下的低溫流體變?yōu)槌R界流體。我國在沿海地區(qū)建設(shè)了多座液化天然氣接收站，以開架式氣化器（ORV）、中間流體氣化器（IFV）、浸沒燃燒式氣化器（SCV）為代表的基本負(fù)荷型氣化器相繼實現(xiàn)了國產(chǎn)化。隨著海洋天然氣開發(fā)力度的加大，浮式儲存與再氣化裝置（簡稱FSRU）兼具成本和靈活性的優(yōu)勢，既可以作為長期岸站靠泊使用，也可以作為季節(jié)調(diào)峰岸站使用，是全球通用型LNG進(jìn)口一站式解決方案。IGU數(shù)據(jù)[1]顯示：2017—2023年，全球的浮式儲存與再氣化裝置的氣化能力將由80×106t/a上升到120×106t/a。截至2019年年底，全球共有35艘浮式儲存與再氣化裝置[2]。2020年3月30日，滬東中華造船集團(tuán)有限公司為希臘船東建造的中國首艘FSRU如期出塢，但再氣化模塊的核心技術(shù)仍然控制在Wartsila Hamworthy的手里。基于印刷電路板式換熱器（PCHE）[3-7]的FSRU氣化技術(shù)研究成為突破模塊核心技術(shù)的焦點。

1 再氣化流程

本文參考文獻(xiàn)[8]介紹了兩種適用于FSRU中液化天然氣再氣化的流程，這兩種流程均以中間介質(zhì)為傳熱載體。第一種是采用丙烷為傳熱載體（圖1），LNG被多級離心式潛液泵（A1和A2）加壓到超臨界壓力，再輸送到采用印刷電路板式換熱器的氣化器（B）。在PCHE中，丙烷加熱LNG，使其溫度從低溫狀態(tài)上升至－20 ℃左右。PCHE通道的兩側(cè)，一側(cè)LNG由超臨界壓力下的低溫流體吸熱氣化，變?yōu)槌R界流體，另一側(cè)氣態(tài)丙烷冷凝放熱。然后，氣化后的超臨界天然氣進(jìn)入管殼式換熱器（S&T）進(jìn)一步過熱。PCHE另一側(cè)的丙烷在一個閉式回路中循環(huán)，從PCHE中冷凝的液態(tài)進(jìn)入氣液分離器（H）中，由丙烷泵（E）輸送至兩臺半焊板式換熱器（G1和G2），在半焊板式換熱器中，液態(tài)丙烷被海水加熱氣化后進(jìn)入PCHE作為熱載體。

第二種是采用乙二醇水溶液為傳熱載體（圖2），加壓到超臨界壓力的低溫LNG進(jìn)入采用管殼式換熱器的氣化器（B）管程，從－155 ℃低溫狀態(tài)被加熱到10 ℃左右的超臨界狀態(tài)；乙二醇水溶液在管殼式換熱器的殼程流動，從90 ℃被冷卻到30 ℃左右。乙二醇水溶液在一個閉式回路中循環(huán)；從管殼式換熱器流出的乙二醇水溶液由循環(huán)泵（E）輸送至兩臺PCHE（G1和G2），在PCHE中，被蒸汽加熱到設(shè)定溫度后進(jìn)入管殼式換熱器作為熱載體。除采用蒸汽加熱模式外，也可以采用海水/乙二醇、蒸汽/乙二醇復(fù)合加熱系統(tǒng)，可實現(xiàn)開式海水加熱、閉式蒸汽加熱、串聯(lián)式混合加熱等多種再氣化加熱模式。滬東中華造船集團(tuán)有限公司建造的FSRU就是基于第二種再氣化流程。

表1 以丙烷為中間介質(zhì)的再氣化流程單橇模塊技術(shù)參數(shù)表

表2 以乙二醇水溶液為中間介質(zhì)的再氣化流程單橇模塊技術(shù)參數(shù)表

表1、2列出了兩種流程單橇模塊的典型技術(shù)參數(shù)。在兩個流程中，PCHE中各介質(zhì)的熱力學(xué)行為直接影響到再氣化能力[9]。選擇丙烷為中間介質(zhì)，建立天然氣再氣化流程PCHE傳熱與流動性能測試試驗裝置，研究其內(nèi)部的熱力學(xué)行為，對包含多相態(tài)換熱過程的PCHE換熱性能提出評價指標(biāo)，并和試驗獲得的結(jié)果進(jìn)行對比。

2 試驗介質(zhì)和試驗裝置

2.1 試驗介質(zhì)

PCHE兩側(cè)通道內(nèi)的介質(zhì)具有鮮明的特點：一側(cè)為液化天然氣，另外一側(cè)為丙烷。在天然氣由超臨界壓力下的低溫流體狀態(tài)變?yōu)槌R界流體狀態(tài)的過程中，其與丙烷側(cè)之間傳熱存在著傳熱強(qiáng)化和傳熱惡化兩種現(xiàn)象，主要是由于熱物性參數(shù)劇烈變化引起的，變物性的單相強(qiáng)制對流理論成為天然氣側(cè)換熱的控制機(jī)理[10]。由于天然氣易燃易爆，其儲存對環(huán)境要求較為嚴(yán)苛，且氣化器PCHE出口處于超臨界狀態(tài)的天然氣難以回收，將其液化回收需要額外增加一整套天然氣液化裝置，其造價高昂；直接排放時，對環(huán)境造成污染，且產(chǎn)生較大安全隱患。對于此情況，對比10.0 MPa天然氣和4.2 MPa超臨界氮發(fā)現(xiàn)：天然氣與液氮物性在試驗溫區(qū)范圍內(nèi)物性參數(shù)變化趨勢存在相似之處。因此，在針對LNG氣化器的前期研究階段，采用氮作為試驗工質(zhì)，通過深入研究氮側(cè)/丙烷側(cè)在PCHE中的多相流動傳熱過程，積累相關(guān)的理論與試驗基礎(chǔ)，供后續(xù)開展的基于天然氣側(cè)/丙烷側(cè)的再氣化流程中PCHE相關(guān)研究參考。圖3給出了10.0 MPa天然氣和4.2 MPa氮的主要熱物性參數(shù)對比結(jié)果。

2.2 試驗裝置

試驗裝置采用了合肥通用機(jī)械研究院超臨界壓力低溫氮氣化試驗臺（圖4）和混合冷劑試驗臺（圖5）[11]組合而成。其中氮氣化試驗臺提供4.2 MPa的超臨界壓力低溫氮進(jìn)入PCHE的冷側(cè)通道，混合冷劑試驗臺可以供給多種混合烴（包括純烴）進(jìn)入PCHE的熱側(cè)通道，并靈活調(diào)節(jié)流量、壓力和進(jìn)口溫度等參數(shù)，模擬和替代FSRU中丙烷的循環(huán)過程。組合后的流程如圖6所示。

2.3 試驗樣機(jī)

試驗用PCHE樣機(jī)采用奧氏體不銹鋼材料擴(kuò)散焊制成，超臨界流體側(cè)通道為Zigzag形，丙烷側(cè)通道為直通道（圖7），兩側(cè)通道截面均為半圓形。PCHE樣機(jī)的詳細(xì)參數(shù)如表3所示。

表3 PCHE樣機(jī)幾何特征參數(shù)表

3 試驗與結(jié)果分析

3.1 試驗程序

在混合工質(zhì)冷凝試驗平臺完成丙烷充裝后，按照以下順序進(jìn)行超臨界低溫氮側(cè)—丙烷側(cè)的傳熱試驗。

1）丙烷側(cè)試驗系統(tǒng)緩慢升壓，經(jīng)過壓縮機(jī)增壓后的丙烷進(jìn)入PCHE樣機(jī)；通過設(shè)置在PCHE樣機(jī)前的質(zhì)量流量計、壓力表及溫度表，監(jiān)測進(jìn)入PCHE樣機(jī)的介質(zhì)參數(shù)；通過壓縮機(jī)后冷卻器調(diào)節(jié)PCHE樣機(jī)介質(zhì)的入口溫度。

2）達(dá)到所需試驗工況1.3 MPa要求的丙烷經(jīng)過試驗樣機(jī)與超臨界液氮充分換熱后經(jīng)過出口端的減壓閥減壓至0.8 MPa左右（通過設(shè)置在PCHE樣機(jī)出口端及減壓閥后段的溫度、壓力儀表監(jiān)測丙烷的相態(tài)），減壓后的丙烷經(jīng)過加熱器氣化后再進(jìn)入壓縮機(jī)完成下一個試驗循環(huán)。

3）從儲罐抽出的液氮經(jīng)過液氮泵增壓后達(dá)到4.2 MPa成為超臨界低溫氮，進(jìn)入試驗樣機(jī)的冷側(cè)，吸收丙烷冷凝放出的熱量后變?yōu)槌R界流體狀態(tài)氮；超臨界流體狀態(tài)氮經(jīng)過緩沖罐后直接排空。通過緩沖罐后調(diào)節(jié)閥開度的調(diào)整可以調(diào)節(jié)樣機(jī)冷側(cè)超臨界低溫氮的進(jìn)口壓力。

4）固定丙烷側(cè)進(jìn)口溫度、壓力、流量，依次調(diào)節(jié)液氮側(cè)質(zhì)量流量在某一范圍內(nèi)以10 kg/h為間隔逐漸變化，研究液氮側(cè)進(jìn)口流速對總傳熱系數(shù)的影響規(guī)律，每個工況點穩(wěn)定30 min。

3.2 試驗結(jié)果

丙烷側(cè)進(jìn)口溫度（T1in）的控制范圍是43±0.5 ℃，進(jìn)口壓力（p1in）的控制范圍是1.3±0.05 MPa，質(zhì)量流量（M1）為180 kg/h。液氮側(cè)入口壓力（p2in）控制范圍是4.2±0.2 MPa，入口溫度（T2in）控制范圍是－168±2 ℃，流量（M2）從170～220 kg/h逐漸變化，測得的試驗數(shù)據(jù)如表4所示。

表4 氮流量（進(jìn)口流速）對總傳熱系數(shù)的影響表

3.3 印刷電路板式換熱器的熱設(shè)計

3.3.1 傳熱準(zhǔn)則方程

3.3.1.1 液氮側(cè)

超臨界介質(zhì)在擬臨界區(qū)表現(xiàn)出的傳熱強(qiáng)化和傳熱惡化兩種現(xiàn)象相對的基準(zhǔn)是經(jīng)典單相傳熱準(zhǔn)則方程計算的結(jié)果。超臨界壓力下單相流體的管內(nèi)強(qiáng)制對流傳熱有兩類傳熱準(zhǔn)則方程[12-13]：Dittus-Boelter關(guān)聯(lián)式或Gnielinski關(guān)聯(lián)式。其中，氮側(cè)擬臨界區(qū)起始點和終止點可按照本文參考文獻(xiàn)[12]基于二級相變理論確定，即表面張力消失點為擬臨界區(qū)的起始點，以Ehrenrest相變平衡方程確定擬臨界區(qū)終止點。對于擬臨界區(qū)域的超臨界流動，由于流體的熱物性參數(shù)隨溫度變化非常劇烈，直接采用Dittus-Boelter關(guān)聯(lián)式或Gnielinski關(guān)聯(lián)式無法準(zhǔn)確計算此區(qū)域內(nèi)的傳熱系數(shù)[13]。因此，采用Krasnoshchekov等[14]提出的傳熱關(guān)聯(lián)式，其關(guān)聯(lián)式附加了式（1）～（5）中以壁面溫度和主流流體溫度為定性溫度的熱物性參數(shù)的修正項。在遠(yuǎn)離擬臨界區(qū)的區(qū)域使用的是Gnielinski關(guān)聯(lián)式[15]。

式中Nu表示努塞爾數(shù)；Nu0表示主流流體努塞爾數(shù)；μ表示介質(zhì)動力黏度，Pa·s；λ表示介質(zhì)導(dǎo)熱系數(shù)，W/(m·K)；Cp表示介質(zhì)定壓比熱容，J/(kg·K)；Cpb為通道截面的平均定壓比熱容，J/(kg·K)；Re表示雷諾數(shù)；Pr表示普朗特數(shù)；f表示摩擦系數(shù)；i表示介質(zhì)比焓，J/kg；t表示溫度，℃；下標(biāo)b表示為主流流體；下標(biāo)w表示為壁面。

3.3.1.2 丙烷側(cè)

1）單相。丙烷進(jìn)口的過熱單相氣、丙烷出口的過冷單相液相，在2 300≤Re≤5×106和0.5≤Pr≤2 000范圍內(nèi)時，采用經(jīng)典的單相準(zhǔn)則方程Gnielinski關(guān)聯(lián)式[16]計算丙烷側(cè)膜傳熱系數(shù)。

2）兩相。Shah關(guān)聯(lián)式[17]基于67個不同試驗數(shù)據(jù)庫的136組試驗數(shù)據(jù)4 063個數(shù)據(jù)點，涵蓋不同截面形式通道內(nèi)干度范圍0～1的33種不同試驗工質(zhì)，具有普遍適用性。對于水平微通道內(nèi)的丙烷冷凝，根據(jù)WeGT和Jg兩個參數(shù)將冷凝過程中分為3個流型機(jī)制對應(yīng)的區(qū)域，按照式（6）～（8）計算不同流型機(jī)制對應(yīng)區(qū)域的冷凝膜傳熱系數(shù)為hⅠ、hⅡ、hⅢ。

WeGT＞100且Jg≥0.98(Z+0.263)－0.62時，

WeGT＞20且Jg≤0.95(1.254+2.27Z1.249)－1時，

除以上條件外，有

3.3.1.3 總傳熱系數(shù)的合成

考慮到PCHE冷熱兩側(cè)介質(zhì)流態(tài)相態(tài)的復(fù)雜變化，整個計算過程采用分段計算方法。每段（第i段）總傳熱系數(shù)按照式（9）計算：

式中δw表示冷熱流體間壁面厚度，m；hhot,i表示第i段丙烷的膜傳熱系數(shù)，W/(m2·K)；hcold,i表示對應(yīng)的第i段氮側(cè)的膜傳熱系數(shù)，W/(m2·K)。

3.3.2 表觀總傳熱系數(shù)

前人的研究主要聚焦于不同工質(zhì)單側(cè)的膜傳熱系數(shù)的預(yù)測上，但在工程實踐中表征出來的是換熱器的宏觀傳熱性能。應(yīng)用于FSRU的PCHE中，冷熱兩側(cè)的相態(tài)、流態(tài)連續(xù)發(fā)生變化，需要一個合理的評價指標(biāo)來衡量包含這些復(fù)雜過程的總傳熱性能。換熱器熱工性能和流體阻力特性通用測定方法在對某一換熱器進(jìn)行試驗測定時，僅關(guān)注被測換熱器的總傳熱系數(shù)，并且只以進(jìn)出口溫度計算對數(shù)平均溫差，不考慮試驗過程中兩側(cè)工質(zhì)的流態(tài)和相態(tài)的變化過程，因此試驗測得的是名義總傳熱系數(shù)。

針對這種情況，提出以換熱面積為權(quán)重的表觀總傳熱系數(shù)。表觀總傳熱系數(shù)按照式（10）計算：

式中U1A1、U2A2、U3A3分別表示丙烷過熱、丙烷兩相、丙烷過冷時對應(yīng)總傳熱系數(shù)與面積的乘積，W/K；A表示測試樣機(jī)實際面積，m2。

3.4 試驗結(jié)果分析

以表4中所獲取試驗數(shù)據(jù)的兩側(cè)進(jìn)口參數(shù)為輸入條件，分別計算丙烷過熱、兩相、過冷段的UA值，進(jìn)而獲得表觀總傳熱系數(shù)。理論計算的表觀總傳熱系數(shù)與試驗測得的名義總傳熱系數(shù)對比如圖8所示。

從圖8中可以發(fā)現(xiàn)，試驗測得的名義總傳熱系數(shù)隨著低溫側(cè)超臨界氮流量的提高而增大；采用換熱面積權(quán)重理論計算得出的表觀總傳熱系數(shù)也是隨液氮側(cè)流量（進(jìn)口流速）的提高而增大，計算結(jié)果與試驗測量值趨勢相同，且偏保守。理論計算與試驗測量值偏差范圍在6%以內(nèi)。

4 結(jié)論

采用氮作為試驗工質(zhì)，通過深入研究氮側(cè)/丙烷側(cè)在PCHE中的多相流動傳熱過程，積累相關(guān)的理論與試驗基礎(chǔ)，為后續(xù)開展的基于天然氣側(cè)/丙烷側(cè)、超臨界低溫介質(zhì)側(cè)/乙二醇側(cè)再氣化流程PCHE相關(guān)試驗研究提供理論與試驗基礎(chǔ)。主要結(jié)論如下。

1）首次公布了超臨界低溫介質(zhì)和丙烷在PCHE內(nèi)的傳熱性能試驗數(shù)據(jù)，并探索了PCHE中超臨界低溫流體流量對總傳熱系數(shù)的影響規(guī)律；隨著超臨界低溫流體流量的增加，總傳熱系數(shù)值不斷升高。

2）提出了基于表觀總傳熱系數(shù)為評價指標(biāo)的衡量PCHE內(nèi)多相態(tài)傳熱的總體效果。對試驗樣機(jī)不同流量的表觀總傳熱系數(shù)和試驗測得的名義總傳熱系數(shù)值進(jìn)行了對比，兩者偏差在6%以內(nèi)，驗證了PCHE設(shè)計方法的正確性。