氣液旋流分離器氣相體積分數和壓力降數值模擬

吳允苗，朱朝鴻

（泉州師范學院化工與材料學院，福建 泉州 362000）

關于旋流分離技術的應用歷史，最早可以追溯到一百多年前的工業革命時期。1886年，隨著世界上第一臺圓錐形旋風分離器誕生，旋流分離技術便開始在工業生產領域嶄露頭角，發展至今已經走過了三個階段。第一階段為19世紀末至20世紀60年代，此時煤炭、貴金屬等陸地礦產資源的開采與應用影響并推動了旋流分離技術的發展，以液固旋流分離為主；第二階段為20世紀60年代至21世紀初，此時的發展受到國際海洋石油資源的開發以及人類環保意識的不斷增強的影響，以油水分離為主；第三階段的發展主要是在微觀領域，主要受到2000年以后的納米層級的離子和分子及其相關聚合體分離等相關技術發展的影響。關于旋流分離技術的研究，國內外眾多的專家學者從旋流分離器的結構尺寸、壓力降、分離效率等方面作了大量的深入實踐，并在此基礎上建立了較為完善的理論基礎和科研方法。旋流分離器在分離多相物質時，內部的流場常常需要涉及到十分復雜的湍流問題。對于這些問題的描述和處理，若單單依靠理論分析和實驗探究，是難以完成的。傳統的理論分析方法由于自身所帶有的局部抽象與簡化，因此在非線性情況并不完全適用。另外，實驗探究的方法，也受到了成本高、實驗周期長的因素的制約，而且實驗結果容易被流場干擾。CFD方法彌補了上述兩種方法的不足，此方法是通過在計算機上進行特定的計算來模擬等同條件下的實驗，計算結果精確，同時也省去了大量的人力物力[1-7]。

1 氣液旋流分離器的建模

1.1 結構尺寸

本文所模擬的是常規的氣液旋流分離器，幾何構造包括兩相流體的旋流區域以及切向入口管，其中圓柱形區域稱為筒體，為混合物分離的主要場所；圓柱段上部分區域是溢流管，經旋流分離之后的氣相物質，便從溢流管離開操作體系；圓柱段向下接有一個錐部，錐部的末端連接底流管，經旋流分離之后的液相物質，便從底流管離開操作體系。

圖1為氣液旋流分離器的結構參數示意圖和網格模型圖。結構參數如下:圓柱筒體的高度為H1=70mm，直徑D=50mm；溢流管的直徑為d1=16mm，筒體外部的長度為L1=30mm，插入筒體內長度L2=20mm；錐部的高度為H2=70mm；底流管直徑為d2=10mm，長度為H3=180mm；入口管的截面為矩形，大小為a=6mm，b=13mm，入口管的長度為L0=100mm。網格劃分是CFD仿真模擬中的關鍵步驟，網格劃分質量對模擬所花費的時間、模擬的效果以及數值的耗散產生直接影響。網格的劃分在Gambit軟件中進行。Gambit里面常用的計算網格，主要類型有:三角形、六面體形、棱錐形和楔形網格。綜合考慮上述因素之后，本文采用了六面體網格，劃分的網格數量，總數大約在20～25萬（含有多組不同結構參數的模型的對比），網格整體質量良好。

圖1 氣液旋流分離器的結構參數示意圖和網格模型圖

1.2 計算模型的選取

模擬所用的湍流模型為RSM模型，多相流模型為Mixture模型。設定primary phase為氣相（連續相），secondary phase為液相（分散相），進口物料中液相的體積分數為20%。氣液兩相物質的物性參數如表1所示。

表1 氣液兩相物質的物性參數

1.3 邊界條件

1)進口邊界:混合的兩相物質從入口管切向進入，進口邊界設置為速度入口，混合物的速度大小設為6 m/s，重力加速度大小取-9.81 m/s2。

2)出口邊界:出口邊界包括氣相出口邊界（即溢流管口）和液相出口邊界（即底流管口）。兩個出口邊界均設置為充分發展模式，即outflow。

3)湍流模型采用RSM模型，多相流模型采用Mixture模型。

4)壓力--速度的耦合求算采用simple算法，壓力計算選用PRESTO!格式，離散計算選用First Order Upwind格式。

2 數值模擬分析

旋流分離器由于有兩個出口，所以有兩種不同的壓降。當分離器入口處的壓力為Pin，出口處的壓力液相為Pl、氣相為Pg時，則氣相的出口處壓力降大小為△Pg=Pin-Pg。液相出口的壓力降大小為△Pl=Pin-Pl。根據經驗，壓力降的大小通常作為旋流分離器運行能耗的主要參考值。本文以盡可能地多分離氣相為目標，以氣相出口的壓力降為重要參數。考慮到旋流場使得旋流分離器的溢流管口附近壓強大小分布并不均勻，所以采用Surface Integrals中的Area-Weighted Average法進行計算。在工況相同的情況下，壓力降是越小越好。

2.1 溢流管半徑變化模擬分析

溢流管作為氣相離開操作體系的導向通道，當結構發生變化時，對截面上氣相的出口通量將產生直接的影響。本文從半徑和插入深度兩方面對溢流管結構參數的變化對旋流分離造成的影響進行了研究。理論上，溢流管半徑的增加，則單位時間經過截面積上氣體通量也會增加。但實際上，氣相體積分數是先升后降的。如圖2所示，氣相體積分數在半徑為8.5mm時到達峰值92.78%，當管徑增加至9mm時，氣相體積分數開始下降，至9.5mm時出現最低值；之后在10mm到10.5mm的范圍內，氣相體積分數基本不變。從分離更多氣相的目的出發，這里應選擇管徑為8.5mm的溢流管。

圖2 氣相體積分數隨溢流管半徑變化曲線圖

如圖3所示。當溢流管的半徑逐漸增大時，而氣相出口壓力降先是下降，然后在5200～5300Pa的區間內緩慢波動。氣相出口壓力降在半徑為8.5 mm時壓力降為5250Pa，半徑為10.5mm時出現最低值，為5220。綜上所述，從節能的角度出發，半徑為10.5mm的溢流管管徑是很好的選擇。但在兼顧最大限度分離氣相的目標之后，半徑為8.5mm的溢流管管徑較符合要求。

圖3 氣相出口壓力降隨溢流管半徑變化曲線圖

2.2 溢流管的插入深度變化模擬分析

溢流管插入深度的增加使管口下方易出現氣相“堆積”的情況，氣相分離出去的時間變長。如圖4所示，當溢流管的插入深度在20mm時，溢流管口的氣相體積分數值最大，之后便隨著溢流管的插入深度的增加持續地下降。為分離更多的氣相，這里溢流管的插入深度應以20mm為宜。

由圖5可知，溢流管插入深度的增加使得氣相出口壓力降呈現先升再降趨勢。插入深度在35mm時達到峰值。插入深度在40mm時，氣相出口壓力降開始下降，插入深度繼續增大至45mm時，壓力降值基本不變。溢流管的插入深度以20mm為宜

圖4 溢流管口氣相體積分數隨溢流管插入深度變化曲線圖

圖5 氣相出口壓力降隨溢流管插入深度變化曲線圖

2.3 變筒體半徑變化模擬分析

旋流分離過程主要發生在筒體，因此當筒體的結構發生改變時，對旋流分離器內部的流場影響最為明顯。本文從半徑和高度兩方面對筒體結構參數的改變對旋流分離造成的影響進行了研究。理論上，在同等的操作條件不變的情況下，筒體的半徑增加，意味著旋流分離器混合物分離處理量的增加。但最終分離出去的氣相體積占比卻并沒有上升。如圖6所示，當筒體半徑在不斷擴大時，溢流管口氣相體積分數在不斷地減少，下降的趨勢也在逐漸放緩，至筒體半徑為35mm時出現最低值。從分離更多氣相的目的出發，這里筒體半徑應以25mm為宜。

圖6 溢流管口氣相體積分數隨筒體半徑變化曲線圖

在所有的操作條件保持不變的前提下，筒體半徑的增加表明旋流分離器混合物分離的處理量也在增加，而此時壓力降的變化卻是呈下降的趨勢。由圖7可知，隨著筒體半徑的不斷增加，氣相出口壓力降在不斷地減少。25～29mm區間下降最明顯，31～35mm區間次之，29～31mm區間最小，在筒體半徑為35mm時出現最低值。壓力降的減小，表明能耗在下降。從節能的角度出發，同時兼顧最大限度分離氣相的目標之后，半徑取29mm較為合適。

從圖8看出，當筒體的高度逐漸增大時，溢流管口氣相體積分數隨筒體的高度總體上呈現下降的趨勢，在70 mm時有最大值。

在所有的操作條件保持不變的前提下，筒體高度的增加表明旋流分離區域得到了延長。從圖9看出，當筒體的高度不斷地增大時，氣相出口壓力降的變化，大致上呈先升后降的趨勢。在76mm時達最大值。壓力降的大小與能耗成正比。從節能的角度出發，同時兼顧最大限度分離氣相的目標之后，筒體的高度取70mm較為合適。

圖7 氣相出口壓力降隨筒體半徑變化曲線圖

圖8 溢流管口氣相體積分數隨筒體高度變化曲線圖

3 結論

溢流管半徑的變化對溢流管口氣相體積分數的影響更顯著，但并不能持續得到氣相體積分數的高輸出。溢流管插入深度的變化，對氣相出口壓力降的作用更明顯。溢流管插入深度連續增大對氣液旋流分離非常不利。筒體半徑的變化，對二者的影響程度相近。壓力降的大小，隨筒體半徑的增加而逐漸下降，但溢流管口氣相體積分數也在減少，氣液混合物的分離效果下降。兼顧最大限度分離氣相的目標和節能環保的要求，溢流管管半徑取8.5mm、溢流管的插入深度取20mm、筒體的半徑應取29mm為宜。

圖9 氣相出口壓力降隨筒體高度變化曲線圖