液化天然气(LNG)一般储存在t=-162 ℃、p=0.14 MPa的条件下, 通常应气化为常温天然气供给用户使用.在气化过程中, 会释放大量的冷能(860~883 kJ/kg), 这些冷能可以被用来发电、空气分离、食品冷藏[1]等.其中利用LNG冷能进行发电的研究已取得了很大的进展.Tsatsaronis等[2]调研了3种不同的利用冷能的发电厂, 研究环境温度的改变对发电效率的影响.在LNG冷能发电系统中, 相比于空气和海水, 以余热资源为系统高温热源, 能够提升冷热源温差, 减少海水或空气的动力消耗, 进而可以提高朗肯循环的热效率.Hisazumi等[3]较早地提出LNG冷能与低品位热源结合在一起的动力循环, 王强等[4]对将LNG冷能利用和低温余热回收结合起来的循环进行热力学分析, 指出热源温度、冷凝温度、蒸发压力对整个循环效率的影响.当前, 我国正处于节能环保、低碳经济的大形式下, 能源结构从单一的煤炭向着以煤为主、多能互补的大方向迈进, 以煤炭作为主要燃料的工业锅炉仍然占据主导地位.随着天然气工业的迅速发展, 以该种清洁能源为原料的锅炉将会逐渐增多, 燃气锅炉的烟气余热回收必将成为能源利用中不可忽视的一部分.赵斌等[5]以庆升实业公司的庆升化工厂为例, 深入展开对烟气余热节能技术在供热燃气锅炉节能改造中的应用的分析和讨论, 并对该技术的机理进行详细阐述.
为了提高余热和LNG冷能的利用效率, 根据不同循环工作温度的差别, 对能量进行梯级利用的复合循环方法逐渐成为研究热点.相比于直接膨胀法、低温朗肯(Rankine)循环、低温布雷顿(Brayton)循环等单一循环, 复合动力循环凭借其高效性成为了LNG冷能发电的主要研究方向[4].目前, 对复合循环的相关研究已经有了很大的突破.Zhao等[6]提出利用LNG冷能回收烟气中CO2的复合系统, 对系统进行热力学分析.
现有的LNG冷能与余热回收结合起来利用的复合循环大多是由朗肯循环串联而成[7], 且目前国内利用LNG对天然气烟气余热进行回收的技术不成熟.本文提出新的一体化系统, 该系统将级联朗肯循环作为LNG冷能发电和天然气烟气余热回收的连接环节, 级联朗肯循环的工质为乙烷和CO2；对循环进行较详尽的热力学分析；在补充这方面研究的同时, 为循环设计及参数选择提供一定的参考.
1 系统工艺流程的构建一体化工艺流程包括LNG直接膨胀、一级朗肯循环、二级有机朗肯循环、烟气余热回收4个子系统.在发电和供热等行业, 燃气锅炉由于其所使用的能源更加清洁而逐渐地得到广泛应用；LNG气化工艺与燃气锅炉之间虽然存在着一定的安全距离(水平净距离至少为15 m[8]), 但相比于其他烟气余热资源, 燃气锅炉烟气与LNG气化工艺之间的距离相对较短, 因此系统总造价和运行费用会相对较低.基于该系统中选取的烟气余热资源是由1组(7台)40 MW[9]的燃气锅炉释放的烟气, 考虑到烟气在燃气锅炉和LNG气化工艺之间输送时会产生热量损失, 在采取足够的保温措施前提下, 一体化系统的烟气入口温度取为250 ℃.因为天然气在生产过程中除去了H2S、CO2、H2O、Hg等杂质, 烟气中不再含有具有腐蚀性的SO2气体, 使得在余热回收过程中的困难程度大大降低.同时, 系统中二级有机朗肯循环和一级朗肯循环的工质分别选取的是丙烷和CO2[10], 系统的工作流程如图 1所示.
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图 1 一体化工艺结构图 Fig. 1 Structure chart of integration process |
1) LNG直接膨胀系统.
储罐中的液态LNG经泵P-100加压后进入蒸发冷凝器LNG-100被加热气化, 从LNG-100出来的低温NG(气态天然气)进入蒸发冷凝器LNG-101, 作为低温热源对二级有机朗肯循环和一级朗肯循环的工质进行冷凝.从LNG-101中出来的高压NG直接通入汽轮机K-100中, 利用NG较高的压力进行膨胀做功(下同).汽轮机K-100中出来的NG温度较低, 所以将低温NG通入蒸发器E-101, 利用烟气余热, 在进一步提高NG的温度的同时, 对烟气的余热资源进行利用.从E-101中流出的温度为5 ℃的NG, 经加压后达到城市天然气管网输送要求后, 流入了城市供气网络, 至此完成了直接膨胀发电的流程.
2) 二级有机朗肯循环.
二级有机朗肯循环工质为乙烷, 物流2是二级有机朗肯循环中汽轮机做功后排出的乏汽, 是处于-52.75 ℃的气液混合状态的低温乙烷, 在进入蒸发冷凝器LNG-100后被冷凝, 从LNG-100出来的液态乙烷进入泵P-101进行加压.随后, 高压液态乙烷进入蒸发冷凝器LNG-101进行进一步的冷凝, 从LNG-101出来的液态乙烷通入蒸发器E-100.利用烟气余热蒸发气化, 从蒸发器E-100出来的高压NG直接进入汽轮机K-101进行膨胀做功, 从汽轮机出来的乙烷在经过膨胀做功后已经变为温度较高压力较低的乏汽(物流2), 也完成了二级有机朗肯循环.
3) 一级朗肯循环.
一级朗肯循环的工质为CO2, 物流11作为一级朗肯循环汽轮机做功后排出的乏汽是温度较高、压力较小的气态CO2, 进入蒸发冷凝器LNG-101作为高温热源被NG和二级有机朗肯循环的乙烷冷凝为液态CO2.然后进入泵P-102进行加压, 从泵P-102出来的高压低温液态CO2进入蒸发器E-104中, 利用烟气余热进行蒸发气化.然后, 高压气态CO2直接进入汽轮机K-102进行膨胀做功, 从汽轮机出来是做功以后的高温低压乏汽(物流11), 至此完成了一级朗肯循环.
4) 烟气余热回收.
烟气的入口条件为t=250 ℃, p=0.14 MPa, 烟气在整个系统中都是作为高温热源进行放热, 进而达到余热回收的目的.首先烟气进入蒸发器E-104, 对一级朗肯循环的物流14进行加热, 从E-104出来后进入蒸发器E-100对物流9进行加热；紧接着进入蒸发器E-101, 对低温NG进行最后一次加热, 使其达到城市供气要求的温度范围；最后温度为51.22 ℃的烟气直接排入空气中, 至此烟气余热回收完成.
1.2 一体化流程参数的确定LNG是天然气经过低温液化的一种混合物, 在生产过程中除去了H2S、CO2、H2O、Hg等杂质.一般LNG的主成分为甲烷(CH4)、氮气(N2)、乙烷(C2H6)、丙烷(C3H8)等, 是一种无色、有烃类气味的液体混合物, 大型储罐中存储的条件为t=-162 ℃, p=0.14 MPa.为了使数据计算及系统的建立具有一定的代表性, 选择某典型LNG组分[11], 如表 1所示.
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表 1 某典型LNG成分及摩尔分数 Table 1 Components and mole fraction of some typical LNG |
烟气选取的是由7台40 MW的燃气锅炉所排出的烟气, 成分如表 2所示.排气温度t一般为160~250 ℃, 排气压力p=0.14 MPa.
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表 2 燃气锅炉烟气成分及摩尔分数 Table 2 Components and mole fraction of exhaust flue gas from gas boiler |
对于LNG这样的低温液体混合物, 计算物性一般用R-K-S(Redlich-Kwong-Soave)方程或P-R(Peng-Robinson)方程, 两者精度十分相近.其中, P-R方程在混合物[12]和纯净物[13]流体的分析中都被广泛使用.本文从方程的简洁性和精确性综合考虑, 采用P-R方程来计算LNG的物性参数；在已知LNG和天然气烟气初始条件的基础上, 选取城市供气网络入口温度为5 ℃, 并结合CO2、乙烷的温熵图以及各个设备的常规操作参数, 最终利用P-R方程计算得到整个系统中各个工质的热力学参数.工质的热力学参数包括：温度t、压力p、质量熵s、质量焓h.系统中各节点参数的计算结果如表 3~6所示.
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表 3 LNG直接膨胀系统各个节点的参数 Table 3 Parameters of each node in LNG direct expansionsystem |
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表 4 二级有机朗肯循环各节点参数 Table 4 Parameters of each node in second level Rankin cycle |
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表 5 一级朗肯循环各节点参数 Table 5 Parameters of each node in first level Rankin cycle |
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表 6 烟气余热回收流程各个状态点参数 Table 6 Parameters of each node in flue gas waste heat recovery system |
以分析为基础, 对整个系统的热力学数据进行研究.LNG气化压力是系统运行的一个关键参数[6], 因此将LNG气化压力对系统参数的影响进行重点研究.
在系统或设备的能量传递过程中, 将㶲收益EX, gain与㶲代价EX, pay之间的比值定义为系统或者设备的㶲效率, 用ηex表示：
| ${\eta _{{\rm{ex}}}} = \frac{{{E_{{\rm{X,gain}}}}}}{{{E_{{\rm{X,pay}}}}}}.$ | (1) |
㶲效率反映了㶲的利用程度, 是评价各种实际热力学系统完善程度的重要标准, 因此在工程实际中得到了广泛应用.
根据热力学第二定律可知, 任何不可逆过程都要引起㶲损失, 因而㶲代价与㶲收益之差即为系统或者设备中进行不可逆过程引起的㶲损失：
| ${I_{\rm{X}}} = {E_{{\rm{X,pay}}}} - {E_{{\rm{X,gain}}}}.$ | (2) |
物理㶲包含了热量㶲EX, H和压力㶲ex, p, 其值的计算式如下所示：
| ${E_{{\rm{X,H}}}} = h - {h_0} - {t_0}(s - {s_0}),$ | (3) |
| ${e_{{\rm{x,p}}}} = \smallint _{{p_0},{t_0}}^{p,{t_0}}v{\rm{d}}p = R{T_0}{\rm{ln}}\frac{p}{{{p_0}}}.$ | (4) |
式中：v为流速.就该系统而言, 各个工质在环境条件(t0=25 ℃, p0=0.10 MPa)下的质量焓h0、质量熵s0如表 7[14]所示.
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表 7 各个工质的质量焓、质量熵 Table 7 Massic enthalpy and massic entropy of each working medium |
在整个系统㶲分析过程中, 选取的环境条件为温度t0=25 ℃, 压强p0=0.10 MPa, 则各个物流的物理㶲如表 8所示.
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表 8 系统各个物流的物理 Table 8 Physical exergy values of each logistic in system |
基于各个节点的物理㶲, 利用㶲分析[15]可得系统中各个设备的㶲分析结果.如表 9所示为各个设备的㶲收益Egain、㶲代价Epay、㶲损失I、㶲效率η.
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表 9 系统中各个设备的分析 Table 9 Exergy analysis of each equipment in system |
该系统的净输出功W包括二级有机朗肯循环中汽轮机的发电量、一级朗肯循环中汽轮机的发电量以及LNG直接膨胀系统中汽轮机的发电量.整个系统中各部分的㶲损失如图 2、3所示, 包括换热器、汽轮机、泵.由于换热过程中的温度差异, 使得换热器中的㶲损失所占的比例最大, 约占87.13%.剩余㶲损失主要是汽轮机中的蒸汽做功的不可逆性造成, 约占11.02%；其他设备(泵)的㶲损失(约占1.8 %)可以忽略不计.
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图 2 系统各个设备㶲损失饼状比例图 Fig. 2 Pie chat of exergy loss of each equipment in system |
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图 3 系统其他设备㶲损失饼状比例图 Fig. 3 Pie chat of exergy loss of other equipments in system |
为了对换热器的㶲损失I进行分析, 给出蒸发冷凝器LNG-100中的热流He与温度之间的关系, 如图 4所示.由于温差是换热过程中不可逆损失增加的主要原因, 且温差越大, 㶲损失越大, 蒸发冷凝器LNG-100中各个物流之间温差相对较大是导致蒸发冷凝器LNG-100拥有最大㶲损失(约为50.57%)的主要原因.在以环境条件为参考条件的基础上, 整个系统的㶲效率为16.25%, 根据现有㶲效率都相对较低的余热回收(waste heat recovery, WHR)系统(平均效率约为15%~20%[16])可知, 该系统符合实际情况.系统效率较低的主要原因是系统中各个设备的㶲效率较低；降低各个设备的㶲损失是提升系统㶲效率的主要途径.
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图 4 蒸发冷凝器LNG-100的热流温度关系图 Fig. 4 Diagram of temperature and heat flow in evaporative condenser LNG-100 |
整个系统的净输出功随着LNG气化压力的增大而增大.由于朗肯循环与直接膨胀的净输出功之和即为系统净输出功, 对朗肯循环和直接膨胀的净输出功W与LNG气化压力之间的关系进行研究.如图 5所示, 随着LNG气化压力的升高, 汽轮机K100的净输出功呈现持续上升趋势, 汽轮机K101、K102的净输出功维持稳定不变.这导致了朗肯循环的净输出功不断增大而直接膨胀的净输出功保持不变, 进而使得系统的净输出功呈现持续增大趋势.
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图 5 LNG气化压力与净输出功关系图 Fig. 5 Diagram of LNG vaporized pressure and net output power of system |
整个系统的㶲损失随着LNG气化压力的增大而降低.如图 2所示, 系统中最大的㶲损失出现在换热器的换热过程, 所以对换热器中的㶲损失与LNG气化压力之间的关系进行研究, 如图 6、7所示.由上述研究可知, 在5个换热设备中, 㶲损失最大的是蒸发冷凝器LNG100(约占50.57%).如图 4所示, 由于在气液两相区中, 工质的温度与压力有相同的变化趋势, LNG气化压力的增大会使得蒸发冷凝器LNG100中的温差不断减小；因为换热器中温差的减小会使得换热器的㶲损失减小, 在LNG流量保持不变的前提下, 随着LNG气化压力的不断增大, 蒸发冷凝器LNG100的㶲损失持续下降.由图 6、7可知, 蒸发冷凝器LNG101、蒸发器E100、蒸发器E101、蒸发器E104的㶲损失随着LNG气化压力的增大, 呈现较小的变化趋势.如图 8所示, 整个系统㶲损失的变化趋势和蒸发冷凝器LNG100相近, 呈现持续下降的趋势.
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图 6 LNG气化压力与蒸发冷凝器㶲损失关系图 Fig. 6 Diagram of LNG vaporized pressure and exergy loss of evaporative condensers |
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图 7 LNG气化压力与蒸发器㶲损失关系图 Fig. 7 Diagram of LNG vaporized pressure and exergy loss of evaporators |
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图 8 LNG气化压力与系统㶲损失关系图 Fig. 8 Diagram of LNG vaporized pressure and exergy loss of system |
综上所述, 整个系统的㶲损失随着LNG气化压力的升高而呈现持续下降趋势, 则整个系统的㶲效率随着LNG气化压力的上升而呈现持续上升趋势, 如图 9所示.
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图 9 LNG气化压力与系统㶲效率关系图 Fig. 9 Diagram of LNG vaporized pressure and exergy efficiency of system |
随着LNG气化压力的提升, 系统耗费的机械功不断增大, 系统净功的增长逐渐趋于平稳, 如图 5所示.随着LNG气化压力的增加, 系统存在最优的LNG气化压力, 为系统的进一步优化指明了方向.
3 结论(1) 本文提出的朗肯循环与LNG直接膨胀一体化工艺符合热力学基本定律, 理论上可行, 是LNG冷能利用的有效途径之一.
(2) 在一体化系统中, 系统的㶲效率为16.25%, 每吨LNG的发电量为55.52 kW·h, 烟气余热回收㶲效率为41.17%.
(3) 一体化系统的㶲损失主要集中于各个换热器上, 占系统总㶲损失的87.86%, 是完善一体化系统的主要环节.
(4) 随着LNG气化压力的增大, 系统损持续降低, 系统㶲效率持续升高.
从系统设计和计算的结果可以发现, 一体化系统运行的参数对系统的能量利用效率有很大的影响.基于对系统的完善, 提出以下建议.
(1) 研究各个换热设备的散热、压降、换热面积和传热系数之间的关系, 实现从设备到系统的协同优化, 进而提高有机朗肯循环发电系统的㶲效率和热效率, 从而提高系统经济性.
(2) 在考虑季节变化、锅炉负荷和LNG气化峰谷差等因素的基础上, 进一步研究燃气锅炉与LNG气化工艺之间的匹配问题, 使一体化系统更加切实可行.
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