浅析LNG调峰气化设施的安全性

陈海洋 郝 萍

中科合成油工程股份有限公司, 北京 100028

0 前言

由于季节或每日时段变化,民生用途的天然气管线内天然气流量和压力也随着变化。目前,天然气管线局部站点设置LNG储罐和LNG调峰气化设施,在用气高峰期,气化设施将储存在LNG储罐内的低温LNG气化成常温天然气,补充到天然气管线。气化设施的生产负荷和压力将随着天然气管线内流量变化而变化,气化设施内设备运行工况变化很大,LNG的物性也将发生很大变化(如LNG压力、气化后流速、流体动力黏度、流体导热系数、流体雷诺数、流体普朗特数等),LNG完全气化所需的总热量发生变化,浸没式燃烧气化器总传热系数也会发生变化[1]。当天然气管线压力很低、流量很小时,气化设施的生产负荷将变得很小,工作压力也将变得很低,气化设施内LNG的物性将发生变化,浸没式燃烧气化器总传热系数会降低,LNG完全气化所需的总热量会增加,浸没式燃烧气化器不能满足实际要求,从而影响气化设施安全运行。

1 安全性分析

通常调峰气化设施的工艺流程:LNG自LNG罐内泵升压送至LNG缓冲罐,再经过LNG增压泵送至LNG气化器,加热气化成天然气后送入天然气管线。调峰气化设施工艺流程见图1。

以某调峰气化设施工厂为例,对存在的安全性进行分析。调峰气化设施输送的天然气管网最大压力为3.8 MPa,气化最大能力为180 t/h。

图1 调峰气化设施工艺流程图Fig.1 Flowchart of peak shaving vaporization facility process

根据该厂LNG组份摩尔百分比,用PROⅡ模拟软件模拟出LNG压焓图,见图2。

图2 LNG压焓图Fig.2 LNG pressure enthalpy diagram

为节约建设投资,该调峰气化设施的LNG增压泵为工频泵,同时设置泵的回流线,LNG气化器为浸没式燃烧气化器[2-3],其设计参数为：流量180 t/h,设计压力3.9 MPa,LNG进口温度113 K,出口温度278 K,内设136支 U型换热管,换热管外径25.4 mm,壁厚1.6 mm,单支换热管长度35 m,换热面积380 m2,换热面积余量10%,总传热系数 1 291.3 W/(m2·K),LNG在换热管内流速2.26 m/s[4]。

某年冬季晚上20:00天然气用气高峰时,导致天然气管线内流量较小,压力较低(极端工况下只有0.3 MPa),需启动调峰气化设施,希望2 h内达到气化设施的设计流量[5]。待准备工作就绪后,把增压泵回流线调节阀开启一个小开度,启动LNG增压泵,防止LNG增压泵桶发热气化,再慢慢加大泵出口调节阀的开度,经泵增压的LNG在浸没式燃烧气化器气化成气体,当压力与天然气主管网的压力相当时,打开调峰气化设施的边界阀,给天然气主管网补气[6]。

初始时,增压泵出口流量很小,小量LNG在浸没式燃烧气化器换热管内,能充分吸收热水的热量,气化成常温天然气。随着泵出口调节阀的开度增大,泵送LNG量也增加,当接近设计流量180 t/h时,直径DN 1000天然气主管线的压力还不能明显升高[7],所以浸没式燃烧气化器内LNG压力约0.3 MPa,但是该工况下,浸没式燃烧气化器不能完全气化LNG,约6.1%液相夹带在气化后温度为271 K的天然气中,两相流体在浸没式燃烧气化器出口的常温天然气水平管道内形成环状流,流动过程中低温液相LNG在常温管道积累,最终使常温天然气管道形成低温脆裂,发生爆炸事故。

根据PROⅡ模拟软件计算和图2分析[8],LNG在浸没式燃烧气化器设计工况(压力3.9 MPa,进口温度113 K,出口温度278 K,流量180 t/h)和极端工况(压力0.3 MPa,进口温度113 K,出口温度278 K,流量180 t/h)都经历了液体过冷区、气液两相区和气体过热区[9],利用PROⅡ模拟软件计算出设计工况和极端工况具体相态变化和需要吸收的热量,结果见表1。

表1 LNG在SCV相态变化及需要吸收热量表

LNG在浸没式燃烧气化器的换热过程为水槽中热水和烟气与换热管之间的对流换热,将热量通过换热管壁传给管束内流动介质,使LNG气化成天然气[10]。

水槽中热水和烟气与换热管之间的对流换热[11],可以采用单相流体外掠管束的换热关联式来计算其换热系数[12]:

(1)

(2)

换热管外壁与内壁之间热传导换热,可以采用下列公式来计算换热系数[13]:

(3)

管束内介质受迫对流传热,可以采用下列公式来计算换热系数[14]:

(4)

浸没式燃烧气化器总传热系数为:

(5)

利用式(1)～(5),可以计算出该厂浸没式燃烧气化器设计工况时总传热系数为 1 291.3 W/(m2·K) 和极端工况时总传热系数为 1 130.4 W/(m2·K)。

根据计算结果,经过分析比较得知:虽然在极端工况下运行,气化等量的LNG所需要热量比设计工况多约6.05%,虽未超出工程设计中的10%余量,但极端工况下,由于LNG工艺参数及物性发生变化,浸没式燃烧气化器的总传热系数降低约12.46%,则浸没式燃烧气化器换热面积比设计工况时需多21.1%,所以该厂在极端工况下,浸没式燃烧气化器运行时不能为换热管内的LNG提供足够热量,导致少量LNG无法气化,如同上述叙述,受热后的流体形成环状流,约6.1%低温液相LNG在常温管道积累,最终使常温天然气管道形成低温脆裂,导致爆炸事故[15]。

2 改进措施

为了防止因天然气管线的压力剧烈波动,调峰气化设施的LNG压力随之巨变,促使LNG物性变化,导致浸没式燃烧气化器总传热系数变化而影响安全生产[16],在不过度增加浸没式燃烧气化器换热面积、减少投资的前提下,应在LNG调峰气化设施边界区设置压力调节阀,无论后续的天然气管网压力如何波动,都能维持气化设施内的压力不低于某一设定值,使LNG物性、浸没式燃烧气化器总传热系数和气化所需热量变化不大，故此浸没式燃烧气化器的总换热面积能够适应天然气管网的压力[17],从而保证气化设施的安全。调峰气化设施的改进工艺流程见图3。

图3 调峰气化设施改进工艺流程图Fig.3 Flowchart of peak shaving vaporizationfacility improved process

经过能耗计算和浸没式燃烧气化器选型比较,该调峰气化设施工厂在边界区新增压力调节阀,压力设定值定为0.7 MPa。当天然气管线压力值低时,调峰气化设施内的压力随着降低[18],但当气化设施压力低于 0.7 MPa 时,减小压力调节阀开度,无论天然气管线压力值多低,调峰气化设施内的压力始终维持0.7 MPa;当气化设施压力高于或等于0.7 MPa时,压力调节阀处于全开状态[19-20]。

利用PROⅡ模拟软件计算,180 t/h的LNG在压力0.7 MPa的实际工况下,泡点温度为140 K,露点温度为211 K,完全气化需要吸收的热量为151×106kJ/h,浸没式燃烧气化器在该工况下总传热系数为1 240.5 W/(m2·K)。

根据上述计算结果,经过分析比较得知:压力为 0.7 MPa 的实际工况下,气化等量的LNG所需热量比设计工况多4%,总传热系数降低约3.9%,则需要浸没式燃烧气化器换热面积比设计工况时多8.2%，浸没式燃烧气化器换热面积的设计余量为10%。因此，在压力为0.7 MPa的实际工况下,浸没式燃烧气化器为换热管内的LNG提供足够热量,使LNG完全气化,保障气化设施的安全。

为提高气化设施的本质安全,浸没式燃烧气化器出口管道上的温度变送器必须与出口阀、气化器炉膛、气化器放空阀以及增压泵进行联锁,当出口管道上的3块温度变送器,至少有2块达到联锁低值时,则联锁关闭气化器出口阀和气化器炉膛,停增压泵,同时打开气化器放空阀,保障LNG调峰气化设施本质安全。

3 结论

常规LNG调峰气化设施,给民生用途的天然气管线补充天然气时,气化设施的生产负荷、压力以及LNG物性将随天然气管线内流量变化而变化,在冬季用气高峰期,天然气管线压力和流量很小时,气化设施的生产负荷和工作压力也将下降,气化设施内LNG物性将发生变化,浸没式燃烧气化器总传热系数会降低,LNG完全气化所需总热量会增加,浸没式燃烧气化器不能提供足够热量给换热管内的LNG,少量LNG不能气化,引起管道低温脆裂,导致爆炸事故。

为了确保LNG调峰气化设施的安全可靠,在常规LNG调峰气化设施流程基础上进行优化,经过能耗计算和气化器选型比较,在调峰气化设施界区设置压力调节阀,确保气化设施的工作压力不低于某一设定值,不随天然气管线压力和流量改变而改变,浸没式燃烧气化器能够提供充足热量完全气化LNG,提高调峰气化设施的安全性，此方法可为类似气化设施设计提供借鉴。