一种带有中间传热介质的气化器设计方法

摘要

本发明公开了一种带有中间传热介质的气化器设计方法。该设备应用于气化器领域，以解决现有技术中粗犷地估计换热管数量降低了中间传热介质的气化器IFV的换热效果的缺陷。该方法包括：根据E1换热器预设的换热管数获得E1换热器的换热面积，根据E1换热器的换热面积通过递归方法获得E1换热器的所需的换热管数；根据E2换热器预设的换热管数获得E2换热器的换热面积，根据E2换热器的换热面积通过递归方法获得E2换热器的所需的换热管数；根据E3换热器预设的换热管数获得E3换热器的换热面积，根据E3换热器的换热面积通过递归方法获得E3换热器的所需的换热管数。本发明主要适用于带有中间传热介质的气化器。

权利要求

1.一种带有中间传热介质的气化器设计方法，其特征在于，包括：步骤10、根据E1换热器预设的换热管数获得E1换热器的换热面积，根据所述E1换热器的换热面积通过递归方法获得所述E1换热器的所需的换热管数；

步骤20、根据E2换热器预设的换热管数获得E2换热器的换热面积，根据所述E2换热器的换热面积通过递归方法获得所述E2换热器的所需的换热管数；

步骤30、根据E3换热器预设的换热管数获得E3换热器的换热面积，根据所述E3换热器的换热面积通过递归方法获得所述E3换热器的所需的换热管数；

其中，步骤10中，所述根据E1换热器预设的换热管数获得E1换热器的换热面积，包括：根据液化天然气LNG的总流量和物性参数，获得所述LNG的总换热量；

根据获得所述LNG的总换热量，获得海水的流量，从而获得E1换热器中海水释放的热量；

根据E1换热器预设的换热管数和所述E1换热器中海水释放的热量获得换热管的热流密度，根据所述热流密度获得管外换热系数；

根据海水的物性参数和进出口条件，获得管内换热系数；

根据所述管内换热系数和所述管外换热系数获得传热系数；

根据E1换热器换热量和所述传热系数，获得E1换热器的换热面积；

其中，步骤10中，所述根据所述E1换热器的换热面积通过递归方法获得所述E1换热器的所需的换热管数，包括：根据获得所述E1换热器的换热面积，获得对应的E1换热器的换热管数；

将获得的所述对应的E1换热器的换热管数与所述E1换热器预设的换热管数进行比较，如果满足条件，则判定所述E1换热器预设的换热管数为所述E1换热器的所需的换热管数；

如果不满足条件，则将获得的所述对应的E1换热器的换热管数代入E1换热器预设的换热管数进行递归运算；

其中，步骤20中，根据E2换热器预设的换热管数获得E2换热器的换热面积，包括：获得液化天然气LNG从E1换热器的出口温度；

根据所述液化天然气的出口温度，将每个换热管分为多个分段，根据LNG入口流量和E2换热器预设的换热管数数获得每个分段的管内LNG流速，根据所述每个分段的管内LNG流速获得每个分段的雷诺数，根据所述每个分段的雷诺数获得每个分段的管内LNG换热系数；

根据中间传热介质的物性库获得每个分段的管外中间传热介质换热系数；

根据所述每个分段的管内LNG换热系数和所述每个分段的管外中间传热介质换热系数获得每个分段的传热系数；

根据每个分段的换热量、每个分段的换热温差、每个分段的传热系数获得换热面积；

其中，步骤20中，根据所述E2换热器的换热面积通过递归方法获得所述E2换热器的所需的换热管数，包括：根据获得所述E2换热器的换热面积，获得对应的E2换热器的换热管数；

将获得的所述对应的E2换热器的换热管数与E2换热器预设的换热管数进行比较，如果满足条件，则判定E2换热器预设的换热管为E2换热器的所需的换热管数；如果不满足条件，则将获得的所述对应的E2换热器的换热管数代入E2换热器预设的换热管数，进行递归运算；

其中，步骤30中，根据E3换热器预设的换热管数获得E3换热器的换热面积，包括：根据E3换热器的进口温度和出口温度，将每个换热管分为多个分段，根据天然气物性参数获得E3换热器进口流速，根据所述E3换热器进口流速获得每个分段的换热管外NG流速,根据所述每个分段的换热管外NG流速获得每个分段的雷诺数，根据所述每个分段的雷诺数获得每个分段管外NG换热系数；

根据海水雷诺数获得每个分段的管内换热系数；

根据所述每个分段管外NG换热系数和所述每个分段的管内换热系数获得每个分段的传热系数；

根据每个分段的换热量、每个分段的平均温差、每个分段的传热系数获得每个分段的换热面积，根据每个分段的换热面积之和获得E3换热器的换热面积；

其中，步骤30中，所述根据所述E3换热器的换热面积通过递归方法获得所述E3换热器的所需的换热管数，包括：根据获得所述E3换热器的换热面积，获得对应的E3换热器的换热管数；

将获得的所述对应的E3换热器的换热管数与E3换热器预设的换热管数进行比较，如果满足条件，则判定E3换热器预设的换热管为E3换热器的所需的换热管数；如果不满足条件，则将获得的所述对应的E3换热器的换热管数代入E3换热器预设的换热管数，进行递归运算。

说明书

一种带有中间传热介质的气化器设计方法

技术领域

[0001] 本发明涉及气化器领域，尤其涉及一种带有中间传热介质的气化器设计方法。

背景技术

[0002] 带有中间传热介质的气化器（Intermediate Fluid Vaporizer，简称IFV气化器)通过使用诸如丙烷等中间传热介质加热和气化诸如液化天然气（简称LNG）等低温液体，是LNG港口接收站中的重要设备，通常包括中间介质气化器 （E1）、LNG气化器（E2）和天然气(简称NG)调温器（E3）。IFV气化器的换热效果和换热管的数量有很大关系，但是目前还没有相应的设计换热管的数量的方法，都是根据应用场景粗犷地估计换热管数量，降低了IFV气化器的换热效果，难以满足实际换热的需求。

发明内容

[0003] 本发明提供一种带有中间传热介质的气化器设计方法，可有效克服现有技术中粗犷地估计换热管数量降低了IFV气化器的换热效果的缺陷。

[0004] 本发明的第一方面提供一种带有中间传热介质的气化器设计方法，包括：根据E1换热器预设的换热管数获得E1换热器的换热面积，根据所述E1换热器的换热面积通过递归方法获得所述E1换热器的所需的换热管数；根据E2换热器预设的换热管数获得E2换热器的换热面积，根据所述E2换热器的换热面积通过递归方法获得所述E2换热器的所需的换热管数；根据E3换热器预设的换热管数获得E3换热器的换热面积，根据所述E3换热器的换热面积通过递归方法获得所述E3换热器的所需的换热管数。

[0005] 根据第一方面，在第一种可能的实现方式中，所述根据E1换热器预设的换热管数获得E1换热器的换热面积，包括：根据液化天然气LNG的总流量和物性参数，获得所述LNG的总换热量；根据获得所述LNG的总换热量，获得海水的流量，从而获得E1换热器中海水释放的热量；根据E1换热器预设的换热管数和所述E1换热器中海水释放的热量获得换热管的热流密度，根据所述热流密度获得管外换热系数；根据海水的物性参数和进出口条件，获得管内换热系数；根据所述管内换热系数和所述管外换热系数获得传热系数；根据E1换热器换热量和所述传热系数，获得E1换热器的换热面积。

[0006] 根据第一方面或第一方面的第一种可能的实现方式，在第二种可能的实现方式中，所述根据所述E1换热器的换热面积通过递归方法获得所述E1换热器的所需的换热管数，包括：根据获得所述E1换热器的换热面积，获得对应的E1换热器的换热管数；将获得的所述对应的E1换热器的换热管数与所述E1换热器预设的换热管数进行比较，如果满足条件，则判定所述E1换热器预设的换热管数为所述E1换热器的所需的换热管数；如果不满足条件，则将获得的所述对应的E1换热器的换热管数代入E1换热器预设的换热管数进行递归运算。

[0007] 根据第一方面，在第三种可能的实现方式中，根据E2换热器预设的换热管数获得E2换热器的换热面积，包括：获得液化天然气LNG从E1换热器的出口温度；根据所述液化天然气的出口温度，将每个换热管分为多个分段，根据LNG入口流量和E2换热器预设的换热管数数获得每个分段的管内LNG流速，根据所述每个分段的管内LNG流速获得每个分段的雷诺数，根据所述每个分段的雷诺数获得每个分段的管内LNG换热系数；根据中间传热介质的物性库获得每个分段的管外中间传热介质换热系数；根据所述每个分段的管内LNG换热系数和所述每个分段的管外中间传热介质换热系数获得每个分段的传热系数；根据每个分段的换热量、每个分段的换热温差、每个分段的传热系数获得换热面积。

[0008] 根据第一方面或第一方面的第三种可能的实现方式，在第四种可能的实现方式中，根据所述E2换热器的换热面积通过递归方法获得所述E2换热器的所需的换热管数，包括：根据获得所述E2换热器的换热面积，获得对应的E2换热器的换热管数;将获得的所述对应的E2换热器的换热管数与E2换热器预设的换热管数进行比较，如果满足条件，则判定E2换热器预设的换热管为E2换热器的所需的换热管数；如果不满足条件，则将获得的所述对应的E2换热器的换热管数代入E2换热器预设的换热管数，进行递归运算。

[0009] 根据第一方面，在第五种可能的实现方式中，根据E3换热器预设的换热管数获得E3换热器的换热面积，包括：根据E3换热器的进口温度和出口温度，将每个换热管分为多个分段，根据天然气物性参数获得E3换热器进口流速，根据所述E3换热器进口流速获得每个分段的换热管外NG流速,根据所述每个分段的换热管外NG流速获得每个分段的雷诺数，根据所述每个分段的雷诺数获得每个分段管外NG换热系数；根据海水雷诺数获得每个分段的管内换热系数；根据所述每个分段管外NG换热系数和所述每个分段的管内换热系数获得每个分段的传热系数；根据每个分段的换热量、每个分段的平均温差、每个分段的传热系数获得每个分段的换热面积，根据每个分段的换热面积之和获得E3换热器的换热面积。

[0010] 根据第一方面或第一方面的第五种可能的实现方式，在第六种可能的实现方式中，所述根据所述E3换热器的换热面积通过递归方法获得所述E3换热器的所需的换热管数，包括：根据获得所述E3换热器的换热面积，获得对应的E3换热器的换热管数；将获得的所述对应的E3换热器的换热管数与E3换热器预设的换热管数进行比较，如果满足条件，则判定E3换热器预设的换热管为E3换热器的所需的换热管数；如果不满足条件，则将获得的所述对应的E3换热器的换热管数代入E3换热器预设的换热管数，进行递归运算。

[0011] 本发明提供的带有中间传热介质的气化器设计方法，通过预设的换热管数获得换热器的换热面积，根据换热面积通过递归方法获得换热器的所需的换热管数，提高了气化器的加热效果和效率。

附图说明

[0012] 图1为本发明实施例的带有中间传热介质的气化器的结构原理图；

[0013] 图2为本发明实施例提供的带有中间传热介质的气化器设计方法的流程示意图。

具体实施方式

[0014] 为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

[0015] 本发明提供了一种带有中间传热介质的气化器设计方法，下面将以具体的实例对本发明进行说明。

[0016] IFV气化器可分为三个部分，参考图1所示，即由中间介质气化器 ( E1) 、LNG气化器 ( E2 ) 和 NG 调温器( E3 ) 三段管壳式换热器叠加组成。在中间介质气化器中，即E1换热器,用海水(管程) 加热壳层中的中间传热介质，加热气化后的中间传热介质在LNG 气化器中，即E2换热器，与管程中的LNG进行热交换，LNG受热气化，而中间传热介质则被冷凝。在NG 调温器中，即E3换热器，用管程中的海水加热NG，使输出的天然气温度达到要求，而中间传热介质始终进行气－液态的闭式循环，运行过程中无需添加。

[0017] 图2为本发明实施例提供的带有中间传热介质的气化器设计方法的流程示意图。如图1所示，该气化器设计方法，包括以下步骤：

[0018] 10、根据E1换热器预设的换热管数获得E1换热器的换热面积，根据换热面积通过递归方法获得E1换热器的所需的换热管数。

[0019] 20、根据E2换热器预设的换热管数获得E2换热器的换热面积，根据换热面积通过递归方法获得E2气化器的所需的换热管数。

[0020] 30、根据E3换热器预设的换热管数获得E3换热器的换热面积，根据换热面积通过递归方法获得E3换热器的所需的换热管数。

[0021] 带有中间传热介质的气化器通常包括E1换热器、E2换热器和E3换热器，因此需要分别设计E1、E2和E3换热器的换热管数。下面对E1、E2和E3换热器的换热管数设计过程进行详细说明。

[0022] (1) E1换热器的换热管数设计

[0023] E1换热器的换热管数设计可以包括以下步骤：

[0024] 101、根据液化天然气LNG的总流量和物性参数，获得LNG的总换热量。

[0025] 具体地，首先，根据LNG进口温度Tlng1和LNG进口压力Plng调用LNG物性参数, 即分别调用甲烷、乙烷、丙烷物性，查出其对应焓值H1、H2、H3，然后利用其组分比，公式加权求出LNG进口焓值Hlng1，如公式1。

[0026]    （1）

[0027] 其次，根据LNG出口温度Tlng3和LNG进口压力Plng，调用LNG物性参数, 即分别调用甲烷、乙烷、丙烷物性，查出其对应焓值H4、H5、H6，然后利用其组分比，公式加权求出LNG出口焓值Hlng3 ，如公式2。

[0028]    （2）

[0029] 再次，根据LNG进口焓值Hlng1和出口焓值Hlng3获得LNG总的换热量，如公式3。

[0030]      （3）

[0031] 其中qmlng为LNG的流量，一般由用户的具体需求确定。

[0032] 102、根据获得LNG的总换热量Q，获得海水的流量qmwa，从而获得E1换热器中海水释放的热量。

[0033] 于是利用公式4可以计算出海水的流量qmwa

[0034]         （4）

[0035] 公式4中，Twa1为海水进口温度，Twa3为海水出口温度。海水从E3换热器流入，从E1换热器流出。

[0036] 103、根据E1换热器预设的换热管数和E1换热器中海水释放的热量获得换热管的热流密度qpr,根据qpr获得管外换热系数。

[0037] 递归循环中，首先预设一个E1换热器的换热管数Nj，可以假设Nj=1，j为递归循环因子当然也可以假设Nj为其他的值。本实施例以Nj=1进行说明。

[0038]

[0039] 其中， 为E1换热器换热管外径， 为换热管长度。

[0040] E1换热器换热量QP等于E1换热器中海水释放的热量, E1换热器中海水释放的热量为 ，即 。其中，Twa2为E1换热器海水进口温度，Twa3为海水出口温度。

[0041] 管外换热系数 如公式5。

[0042]   （5）

[0043] 公式5中，qpr为换热管的热流密度；

[0044] Mr为中间传热介质的相对分子质量；

[0045] ；

[0046] 其中Rp为表面平均粗糙度，单位为μm，对于一般工业用管材表面为0.35；

[0047] PC为中间传热介质的临界压力；

[0048] Pr=PPr/PC为中间传热介质压力与临界压力之比，其中，PPr为E1换热器中中间传热介质的压力，可以根据中间传热介质温度Tpr，调用中间传热介质物性库，求出PPr；

[0049] 为E1换热器中间传热介质侧修正系数。

[0050] 104、根据海水的物性参数和进出口条件，获得管内换热系数。

[0051] 管内换热系数hpwa如公式6。

[0052]    （6）

[0053] 公式6中， 为E1换热器中海水导热系数；

[0054] 为E1换热器换热管内径；

[0055] 为海水的雷诺数， 为海水的密度， 为海水入口流速，为海水的动力粘度。根据海水温度为 ，其中进口温度Twa1和出口温度Twa2。再加上进口压力Pwa，调用水的物性参数, 查出密度 、导热系数 、热导率 、动力粘度 、普朗特数 ；

[0056] 为海水的普朗特数；

[0057] 为E1换热器海水侧修正系数；

[0058] 为海水入口流速，计算如公式7。

[0059]                        （7）

[0060] 式中， 为海水流量， 为E1换热器换热管内径， 为海水密度。

[0061] 105、根据管内换热系数和管外换热系数获得传热系数K。

[0062] 传热系数K如公式8所示。

[0063]    （8）

[0064] 公式8中，  为管外换热系数，  为管内换热系数。Ri为管内污垢系数，Ro为管外污垢系数。

[0065] Rpwa为壁面热阻，计算如公式9。

[0066]  （9）

[0067] 公式9中， 为换热管壁面导热系数；

[0068] 为E1换热器换热管外径； 为E1换热器换热管内径。

[0069] 106、根据E1换热器换热量和传热系数K，获得E1换热器的换热面积。

[0070] A为E1换热器的换热面积，如公式10。

[0071]    （10）

[0072] 公式10中，K为传热系数；Qp为E1换热器换热量；△T为换热温差，如公式11所示。

[0073]     （11）

[0074] 公式11中Twa2为E1换热器海水进口温度，Twa3为海水出口温度，Tpr为中间传热介质温度。

[0075] 107、根据获得E1换热器的换热面积，获得对应的E1换热器的换热管数。

[0076] 参考公式12，Nj+1为对应的E1换热器的换热管数。

[0077]      （12）

[0078] 公式12中，A为获得E1换热器的换热面积，dpi为E1换热器换热管内径，Lpr为E1换热器换热管长度。

[0079] 108、将获得的对应的E1换热器的换热管数与E1换热器预设的换热管数进行比较，如果满足条件，则判定E1换热器预设的换热管数为E1换热器的所需的换热管数；如果不满足条件，则将获得的对应的E1换热器的换热管数代入E1换热器预设的换热管数进行递归运算。

[0080] 进一步地，上述方案中，步骤107中，获得的对应的E1换热器的换热管数为Nj+1，比较的方法可以选取Nj+1和预设的E1换热器的换热管数Nj的差的绝对值，满足条件可以设定参数值优选为1，因为值为1时精度更高。

[0081] 举例说明，具体过程如下：

[0082] 若|Nj+1-Nj|>1，则j=j+1，Nj=Nj+1，将Nj+1赋值于到Nj继续上述步骤101到107的计算，[0083] 直到|Nj+1-Nj|≤1，计算结束，输出Nj+1，即为E1换热器的所需的换热管数。至此，获得E1换热器的所需的换热管数。

[0084] （2）E2换热器的换热管设计

[0085] 凝结器的换热管数设计可以包括以下步骤：

[0086] 201、获得液化天然气从E1换热器的出口温度Tlng2;

[0087] 其中，通过LNG进口管内温度Tlng1与LNG压力Plng查询物性库，调用LNG物性参数, 即分别调用甲烷、乙烷、丙烷物性，查出其对应焓值H1、H2、H3，然后利用其组分比 、 、，公式加权求出LNG进口焓值Hlng1，如公式13。

[0088]   （13）

[0089] E2换热器内的换热量QL等于E1换热器内的换热量QP，即QL=QP。

[0090] 于是LNG出口焓值Hlng2如公式14。

[0091]       （14）

[0092] 公式14中，qmlng为LNG的流量，可由用户需求获得。

[0093] 通过Hlng2与LNG压力Plng，由查询数据库甲烷数据库可查到LNG出口温度Tlng2。

[0094] 202、根据液化天然气的出口温度Tlng2，将每个换热管分为多个分段，根据LNG入口流量和E2换热器预设的换热管数数获得每个分段的管内LNG流速，根据每个分段的管内LNG流速获得每个分段的雷诺数，根据每个分段的雷诺数获得每个分段的管内LNG换热系数。

[0095] 由于换热管内不同位置的换热情况有差异，为精确计算将每个换热管分为多个分段，可选地，可以根据换热管两端的LNG进口温度和LNG出口温度，将换热管分为Y段，如公式15

[0096]   （15）

[0097] 其中，Tlng1为LNG进口温度，Tlng2 为LNG出口温度。

[0098] 间隔△T=2K。i为子段的索引号，从1到Y。第一个分段的温度记为T1，第i个分段的温度Ti如公式（16）。

[0099] Ti=T1+（i-1）△T  （16）

[0100] 对于Ti到Ti+1段LNG计算：

[0101] 取其这段里的平均温度作为定性温度 ，于是加上压力Plng分别调用甲烷、乙烷、丙烷物性，查出其对应密度 ， ， ，，然后利用其组分比 ， ， ，公式加权求出天然气密度 如公式17。

[0102]    （17）

[0103] 同理，焓Hi，

[0104] 热导率CPi，

[0105] 导热系数 ，

[0106] 动力粘度 ，

[0107] 普朗特数 ， 。

[0108] 由壁温Tw和LNG压力Plng，分别调用甲烷、乙烷、丙烷物性，查出其对应密度，然后利用其组分比，公式加权求出由壁温Tw和LNG压力Plng所对应的天然气密度 ，。

[0109] 焓Hw（kJ/kg） 。

[0110] 上述参数是以壁温和LNG压力为条件而查询的LNG物性焓值。

[0111] 第i个分段的管内LNG流速获得如公式18。

[0112]   （18）

[0113] 公式18中，qmlng为LNG流量， 为E2换热器换热管内径， 为LNG密度。

[0114] 根据第i个分段的管内LNG流速Vi获得第i个分段的雷诺数Rei。

[0115] 第i个分段的雷诺数Rei如公式19。

[0116]       （19）

[0117] 根据每个分段的雷诺数获得每个分段的管内LNG换热系数具体过程如下：

[0118] 根据第i个雷诺数Rei获得第i个分段的管内LNG换热系数hLi,如公式20所示。

[0119]     （20）

[0120] 公式20中， 为第i分段的LNG导热系数；

[0121] 为第i分段的E2换热器换热管内径；

[0122] 为第i分段的管内LNG的雷诺数；

[0123] 为第i分段的管内LNG的普朗特数；

[0124] 为以壁温所查询得LNG密度；

[0125] 为第i分段的LNG密度。

[0126] 平均热容

[0127] 为E2换热器LNG侧修正系数。

[0128] n为指数，由公式21获得：

[0129]

[0130]     （21）

[0131] 公式21中，Tb为管内LNG的温度；

[0132] 拟临界温度 ，

[0133] Plng为LNG压力，壁温 ，

[0134] 壁面热阻为 ，其中 为壁面导热系数。

[0135] Nj为E2换热器预设的换热管数，QL为E2换热器内的换热量，可以得到换热表面的热流量 。

[0136]

[0137] 203、根据中间传热介质的物性库获得每个分段的管外中间传热介质换热系数。

[0138] 具体地，根据中间传热介质温度Tpr查询饱和中间传热介质物性库可以得到气态密度 、液态密度 、气态焓Hg、液态焓Hl、气态热导率 、液态热导率 、气态动力粘度 、液态动力粘度 。

[0139] 于 是 可 以 得 到 管 外 中 间 传 热 介 质 换 热 系 数 h L 0 如 公 式 2 2 。      （22）

[0140] 公式22中，dLo是E2换热器换热管外径，为气化潜热， ， 取3K， 为E2换热器中间传热介质侧修正系数。

[0141] 204、根据每个分段的管内LNG换热系数和每个分段的管外中间传热介质换热系数获得每个分段的传热系数。

[0142] 具体地，第i个分段的传热系数Ki如公式23。

[0143]         （23）

[0144] 公式21中hLi为管内LNG换热系数，hL0为管外中间传热介质换热系数， 为E2气化器换热管外径， 为E2气化器换热管内径， 为E2气化器壁面热阻。Ri为管内污垢系数，Ro为管外污垢系数。

[0145] 205、根据每个分段的换热量、每个分段的换热温差、每个分段的传热系数获得换热面积。

[0146] 具体地， 在第i个分段，进口温度为Ti，出口温度为Ti+1，于是可以依据LNG压力Plng，分别调用甲烷、乙烷、丙烷物性，查出甲烷、乙烷、丙烷对应温度下进口焓值，出口焓值 ，那么第i个分段LNG进口焓值 ，出口焓值 。

[0147] 第i个分段的换热量Qi如公式24。

[0148]       （24）

[0149] 第i个分段的换热面积Ai如公式25。

[0150]         （25）

[0151] 公式25中， 为第i个分段的换热温差，如公式26。

[0152]     （26）

[0153] 公式26中，Tpr为中间传热介质的温度。

[0154] 206、根据获得E2换热器的换热面积，获得对应的E2换热器的换热管数。

[0155] 根据获得E2换热器的换热面积，获得对应的E2换热器的换热管数Nj+1如公式27。

[0156]    （27）

[0157] 公式27中，dL0是E2换热器换热管外径，LL为E2换热器换热管长度。

[0158] 207、将获得的对应的E2换热器的换热管数与E2换热器预设的换热管数进行比较，如果满足条件，则判定E2换热器预设的换热管为E2换热器的所需换热管数；如果不满足条件，则将获得的对应的E2换热器的换热管数代入E2换热器预设的换热管数，进行递归运算。

[0159] 将Nj+1与Nj相减，如果差值的绝对值小于1，说明该预设的换热管数为E2换热器的所需换热管数。

[0160] 于是若|Nj+1-Nj|>1，则j=j+1，Nj=Nj+1，返回到Nj继续步骤201至206的计算，直到|Nj+1-Nj|≤1，输出Nj+1，计算结束。

[0161] （3）E3换热器的换热管数的设计

[0162] E3换热器的换热管数的设计包括以下步骤：

[0163] 301、根据E3换热器的进口温度Tlng2和出口温度Tlng3，将每个换热管分为多个分段，根据天然气物性参数获得E3换热器进口流速VN，根据流速VN获得每个分段的换热管外NG流速Vi,根据Vi获得每个分段的雷诺数，根据每个分段的雷诺数获得每个分段管外NG换热系数。

[0164] 为精确计算将E3换热器每个换热管分为多个分段，可选地，可以根据换热管两端的NG进口温度和NG出口温度，将换热管分为Y段，如公式28。

[0165]   （28）

[0166] 其中，Tlng2为E3换热器进口温度，Tlng3 为E3换热器出口温度； Tlng3 为实际需求设定值，可以通过热电偶测得，Tlng2则是根据LNG进出口温度所计算出来的。

[0167] E3换热器为壳管式换热器，其中NG逆流换热，进口温度为Tlng2，出口温度为Tlng3，分为Y段，则间隔△T=2K。

[0168] i为分段的索引号，从1到Y。第一个分段的温度记为T1，第i个分段的温度Ti如公式（29）。

[0169] Ti=T1+（i-1）△T  （29）

[0170] 对于Ti到Ti+1段NG计算具体如下：

[0171] 取其Ti到Ti+1段的平均温度作为第i分段的定性温度 ，根据LNG进口压力Plng，查询天然气物性参数，即分别调用甲烷、乙烷、丙烷物性，查出其对应密度，然后利用其组分比 ， ， ，公式加权求出E3 换热器中每个分段的天然气密度（kg/m3） ；

[0172] 同理，焓Hi， ；

[0173] 热导率Cpi， ；

[0174] 导热系数 ， ；

[0175] 动力粘度 ， ；

[0176] 普朗特数Pri， 。

[0177] 从E2换热器中出来的天然气温度为Tlng2，压力为Plng，可以分别调用甲烷、乙烷、丙烷物性，查出其对应密度 ，然后利用其组分比，公式加权求出E2换热器出口NG的密度 ，即 。

[0178] 可以得到E2换热器出口NG的流速VL如公式30所示。

[0179]    （30）

[0180] 公式30中，ｄLi是指E2换热器的换热管内径。

[0181] 通常管子横截面积是壳侧的1/4，于是E3换热器进口流速为VN=VL/4。

[0182] Vi指第i分段换热管外NG的流速，计算如公式31。

[0183]  （31）

[0184] 公式31中， 指E3换热器管内NG的密度。

[0185] 第i个分段的雷诺数Rei计算如公式32。

[0186]       （32）

[0187] 公式32中， 为第i分段的换热管外NG的流速， 为NG密度， 为E3换热器内换热管外径， 为第i分段NG的动力粘度。

[0188] 第i个分段换热系数hNoi为管外NG换热系数,如公式33所示。

[0189]      （33）

[0190] 公式33中， 为NG导热系数，dNo为E3换热器换热管外径。 为第i个分段的雷诺数， 为NG的普朗特数， 为E3换热器NG侧修正系数

[0191] 302、根据海水雷诺数获得每个分段的管内换热系数hi。

[0192] 第i个分段的管内换热系数hNi计算如公式34。

[0193]      （34）

[0194] 公式34中， 为海水导热系数， 为E3换热器换热管内径，海水雷诺数, 为海水密度， 为海水速度， 为E3换热器换热管外径， 为海水动力粘度。 为海水普朗特数， 为E3换热器海水侧修正系数。

[0195] 其中，海水流速 如公式35。

[0196]     （35）

[0197] 海水入口温度为Twa1，出口温度为Twa2，取二者的平均温度为定性温度Twa，再加上压力Pwa，查询水的物性库，可以得到密度 、热导率Cpwa、导热系数 、动力粘度 、普朗特数Prwa。

[0198] 303、根据每个分段管外NG换热系数hNoi和每个分段的管内换热系数hNi获得每个分段的传热系数。

[0199] 第i个分段的传热系数Ki如公式36。

[0200]    （36）

[0201] 公式36中hNi为管内换热系数，hNoi为管外NG换热系数， 为E3换热器壁面热阻。Ri为管内污垢系数，Ro为管外污垢系数。

[0202] 其中，E3换热器壁面热阻RNW计算如公式37。

[0203]         （37）

[0204] 公式37中， 为壁面导热系数。

[0205] 304、根据每个分段的换热量、每个分段的平均温差、每个分段的传热系数获得每个分段的换热面积。根据每个分段的换热面积之和获得E3换热器的换热面积。

[0206] 首先，获得每个分段的平均温差，具体过程如下：

[0207] 在第i分段，进口温度为Ti，出口温度为Ti+1，于是可以依据NG压力Plng，分别调用甲烷、乙烷、丙烷物性， 查出甲烷、乙烷、丙烷对应温度下进口焓值 ，出口焓值，那么第i个分段NG进口焓值 ，出口焓值。

[0208] 于是这段的换热量为

[0209] 这段的海水的温差

[0210] 这段的海水温度

[0211] 这段的平均温差为

[0212] 第i分段的换热面积Ai如公式38。

[0213]     （38）

[0214] 305、根据获得E3换热器的换热面积，获得对应的E3换热器的换热管数。

[0215] 根据获得E3换热器的每个分段的换热面积，获得对应的E3换热器的换热管数Nj+1如公式39。

[0216]     （39）

[0217] 公式39中，dN0为E3换热器换热管外径，LN为E3换热器换热管长度。

[0218] 306、将获得的对应的E3换热器的换热管数与E3换热器预设的换热管数进行比较，如果满足条件，则判定E3换热器预设的换热管为E3换热器的所需换热管数；如果不满足条件，则将获得的对应的E3换热器的换热管数代入E3换热器预设的换热管数，进行递归运算。

[0219] 将Nj+1与Nj相减，如果差值的绝对值小于1，说明该预设的换热管数为为E2换热器的换热管数。

[0220] 于是若|Nj+1-Nj|>1，则j=j+1，Nj=Nj+1，返回到Nj继续步骤201至206的计算，直到|Nj+1-Nj|≤1，输出Nj+1，计算结束。至此获得E3换热器的所需换热管数。

[0221] 最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的精神和范围。