軸流導葉式旋風分離器含蠟天然氣氣液分離特性模擬

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(1.中國石油大學(北京) a.油氣管道輸送安全國家工程實驗室/城市油氣輸配技術北京市重點實驗室； b.化學工程學院； c.機械與儲運工程學院 熱能工程系， 北京 102249；2. 中國石油大學(北京)克拉瑪依校區 工學院 油氣儲運工程系， 新疆 克拉瑪依 834000)

隨著國內凝析氣田的深入開采，發現開采出的很多天然氣中都含有蠟組分，對集氣裝置、天然氣處理裝置和管線流通等都有極大的影響[1]。馬國光等[2]發現塔河九區天然氣處理廠的天然氣含蠟較多，提出使用5A分子篩的物理吸附方法對天然氣進行蠟脫除。劉改煥等[3]通過對低溫工藝中蠟堵問題的分析和研究，提出了一種新型低溫天然氣脫蠟、脫水、脫烴裝置及方法。天然氣加工和處理工藝需要加入天然氣脫蠟這一重要環節，選擇何種方法有效脫除蠟組分十分必要。

旋風分離器是用于脫除天然氣雜質的重要設備。目前，國內外對旋風分離器的氣液分離性能也有一些研究。Ng[4]把數值模擬和實驗結合起來，研究了空氣和水在直流式分離器內的氣液分離性能。王建軍等[5]利用空氣和水作為介質研究了直流式分離器內的氣相流場。李凱等[6]對一系列不同氣相在旋風分離器中的分離過程進行模擬，測定了氣體黏度和密度對分離性能的影響。Movafaghian S等[7]研究了天然氣在管柱式分離器中的流動特性，測定了液體黏性和表面張力對分離性能的影響。

國內外研究大多以空氣和水作為介質來研究分離器氣液分離性能，很少研究脫除天然氣中含蠟組分的性能，并且由文獻[6-7]的研究結果可知，氣相和液相的性質對分離器的分離性能也有較大影響。因此，文中選用軸流導葉式旋風分離器脫除含蠟天然氣中的蠟組分，使用計算流體動力學軟件 Fluent中的 RSM模型[8]對分離器內部流場進行系統研究，并對不同蠟滴粒徑、進氣速度、蠟滴質量濃度和導葉片數量情況下的分離效率進行了研究。

1 旋風分離器幾何模型建立及網格劃分

研究的旋風分離器結構基于一項實用新型專利[9]。旋風分離器中有4個導流葉片，葉片的螺旋角為60°，葉片的旋轉角為90°。旋風分離器幾何結構簡圖及主要尺寸見圖1。

圖1 旋風分離器幾何結構及尺寸

旋風分離器三維模型見圖2a，使用ICEM建立的旋風分離器內部流場網格劃分見圖2b。

采用六面體結構化網格和四面體非結構化網格相結合的網格劃分方式，將旋風分離器的流場分為排氣管、分離空間、錐筒和儲液槽空間等部分，共劃分了182 484個網格。文中模擬了網格數量分別為182 484、257 830、319 551、354 108的計算域，然后對y=150 mm截面上的靜壓值進行對比，發現不同網格數量的靜壓值趨于一致，網格表現出了良好的無關性。

圖2 旋風分離器三維模型及網格劃分

2 旋風分離器分離性能模擬計算方法

假定天然氣和蠟滴都是不可壓縮黏性流體，并且不考慮熱效應。采用Fluent Pressure Based隱式求解器。氣相計算模型選用RSM模型，控制方程中的壓力-速度耦合項選用SIMPLEC算法，所有差分項均采用具有較高精度的QUICK差分格式，壓力插補格式采用 PRESTO格式。對離散相的模擬計算采用DPM模型，并且采用相間耦合方法，考慮離散相對流場的作用。

為提高計算速度，同時保證計算的穩定性，計算過程分為以下步驟[10]：①以進口邊界條件作為初始條件，先采用RNGk-ε湍流模型作為初始模型，形成初步的渦旋流場。②以RNGk-ε模型計算的流場作為初始條件，用RSM模型繼續計算直至收斂，得到最終所需氣相流場，此時的計算域中不考慮離散相。③引入離散相，從進口就開始計算其顆粒軌道。④獲得顆粒相的計算結果后，更新質量交換項和相間動量，并繼續計算連續相流場。⑤修正連續相流場，再計算顆粒軌道。⑥重復第④、⑤步驟，直至獲得收斂解。

3 旋風分離器分離性能模擬計算邊界條件

3.1 進口邊界

旋風分離器入口為流場的速度入口，采用垂直于分離空間的環形斷面為進氣方向，氣流在橫截面上均勻分布。初始計算入口的湍流強度I和水力直徑DH可通過下列公式計算[11]：

DH=4A/P

(1)

ReDH=DHuinρ/μ

(2)

I≈0.16ReDH-1/8

(3)

式(1)～式(3)中，DH為水力直徑，P為入口周長，m；A為入口橫截面的面積，m2；uin為進氣速度，m/s；ρ為氣相密度，kg/m3；μ為氣相黏度，Pa·s；I為湍流強度；ReDH為根據水力直徑計算的入口雷諾數。

在模擬介質中，氣相為天然氣，離散相為蠟滴，并且假定顆粒都是球形顆粒，試驗溫度300 K、試驗壓力101.325 kPa下物料的相關物性參數見表1。

表1 模擬介質相關物性參數

將相關參數帶入式(1)～式(3)，計算得到進口邊界條件為DH=0.017 8 m、ReDH=1.52×104、I=0.048。

3.2 出口邊界

排氣管的出口邊界設置為Outflow，DPM選項設為escape，即為氣液兩相流的計算終止處，流量權重為1。

排液口設為wall，DPM選項設為trap。

3.3 壁面

假設壁面光滑，計算模型采用無滑移邊界。考慮旋風分離器內部不同結構處的不同流場狀況對液滴的影響情況，分別設置了不同的壁面碰撞恢復類型。液滴在排氣管內壁和排液管內壁為反射模型，在分離空間和錐體內壁為捕集模型。

4 旋風分離器分離性能模擬計算結果分析

4.1 壓力分布

進氣速度為12.5 m/s時旋風分離器x=0截面的靜壓分布云圖見圖3，y=150 mm截面的靜壓分布曲線見圖4。

圖3 進氣速度12.5 m/s時旋風分離器x=0截面靜壓分布云圖

圖4 進氣速度12.5 m/s時旋風分離器y=150 mm截面靜壓分布曲線

由圖3看出，內部氣流流場可分為外旋流和內旋流，且外旋流的靜壓值遠高于內旋流的靜壓值。 外旋流在分離空間和錐筒的外壁面靜壓值最大，可達1 700 Pa。內旋流在中心軸線附近的靜壓值出現了負壓區，最大負壓值約-100 Pa。整個旋風分離器內的靜壓分布很穩定，排氣管內靜壓值基本保持在600～900 Pa，可以有效阻止內旋流上行氣流中的小粒徑液滴通過排氣口逃逸，有利于氣液分離。但由于排氣管軸心處存在負壓，形成短路流，會使得部分小粒徑液滴被卷入排氣管，隨氣流逃逸，從而對氣液分離產生不利影響。

從圖4看出，旋風分離器y=150 mm截面上的壓力曲線呈V型，壓力由內向外逐漸遞增，靠近分離器邊壁處的靜壓值最大，中心位置的靜壓值最小。這是因為離心力場的作用，外旋流的切向速度值較大，強旋氣流產生較大的離心力，使得中心位置靜壓力比外部區域低。

4.2 速度分布

4.2.1切向速度

進氣速度為12.5 m/s時旋風分離器x=0截面的切向速度分布云圖見圖5，y=150 mm截面的切向速度分布曲線見圖6。

圖5 進氣速度12.5 m/s時旋風分離器x=0截面切向速度分布云圖

圖6 進氣速度12.5 m/s時旋風分離器y=150 mm截面切向速度分布曲線

由圖5可看出，錐筒內內外旋流交匯處及排氣管入口處的切向速度最大，可達到33.4 m/s，而在分離器外壁面及軸心處切向速度最小，約為0。這是因為氣流從入口進入分離空間后旋轉向下運動，有部分氣體未到達錐筒部分而直接進入排氣管，形成二次渦流，產生了返混和旋進渦核現象[12]。

由圖6可看出，旋風分離器內部流場的切向速度值在整個直徑范圍內呈現M型。邊壁處的切向速度為0，隨著向軸心靠近，切向速度緩慢增大，內外旋渦的交匯處速度達到最大，約為33.4 m/s。隨著進一步靠近軸心，切向速度急劇降低。分析認為，在內外旋流交匯處切向速度最大，強旋的氣流產生較大的離心力，更容易把氣體夾帶的蠟滴甩向壁面，但同時因近壁面處較高的速度梯度會產生很大的切應力，形成高度湍動，可能會導致近壁面處的液滴破碎，使分離效率降低。

4.2.2軸向速度

軸向速度實際上反映的是流體向排液口和排氣口的流動情況。進氣速度為12.5 m/s時旋風分離器x=0截面的軸向速度分布云圖見圖7，y=150 mm截面的軸向速度分布曲線見圖8。

圖7 進氣速度12.5 m/s時旋風分離器x=0截面軸向速度分布云圖

圖8 進氣速度12.5 m/s時旋風分離器y=150 mm截面軸向速度分布曲線

從圖7可看出，外旋流的軸向速度向下，且在分離空間內的軸向速度逐漸變小；內旋流外側的軸向速度向上，且在排氣管內壁處達到最大，為19.5 m/s。這是因為在氣流由初始的向下軸向方向進入到分離空間后，在葉片的導流作用下，部分軸向速度轉化為切向速度，變為旋轉運動，即形成外層的渦旋運動。在氣流到達分離器底部之后，轉而向上運動，在內部形成向上的渦旋運動。但由于有部分氣流在到達錐筒前直接進入排氣管，因此排氣管內側的軸向速度也較大。排氣管中心處的軸向速度為負，即在排氣口處出現了氣體回流。

從圖8可看出，旋風分離器y=150 mm截面上的軸向速度呈起伏趨勢，其中內旋流的軸向速度總體上比外旋流的軸向速度大。這能夠保持流體向上流動的穩定性，并且外流場的軸向速度較低，有利于提高分離效率。

4.3 模擬結果驗證

軸流導葉式旋風分離器內存在兩部分渦流運動，即外部向下的準自由渦旋和內里向上的準強制渦旋，符合蘭金組合渦分布[13]。分離器結構沿中心線完全對稱，分離器內的靜壓、切向速度和軸向速度也沿中心線嚴格對稱，模擬所得的流場與一般旋風分離器的流場分布規律一致[14]，說明了模擬的氣相流場的可靠性。

旋風分離器的工作性能主要體現在分離效率和壓降。為驗證旋風分離器模擬結果的正確性，引用文獻[15]中測得的不同液滴粒徑和進氣速度下旋風分離器的分離效率和壓降，并將其與同等條件下的模擬計算結果進行對比。介質采用空氣和水，進氣速度依次設為5 m/s、7.5 m/s、10 m/s、12.5 m/s、15 m/s，進氣速度保持12.5 m/s時液滴粒徑分別為5 μm、6 μm、7 μm、8 μm、9 μm、10 μm，驗證結果見圖9。

圖9 旋風分離器分離性能模擬結果驗證

由圖9可看出，實驗測定的分離效率與模擬計算結果相差很小，實驗測定的壓降與模擬結果也相當吻合，平均偏差為1.6%。參考相關研究中的偏差控制量可知，本文的模擬結果偏差很小[16]，采用文中方法模擬氣液分離是合理的，結果是準確的，可為以天然氣和蠟滴作為介質的模擬提供理論依據。

5 旋風分離器分離特性影響因素

5.1 液滴粒徑

旋風分離器的分離效率可以表示成被捕捉到的液滴數量與從進口追蹤液滴數量的比值[17]。不同液滴粒徑下旋風分離器分離效率曲線見圖10。由圖10可知，在一定的進氣速度下，隨著液滴粒徑的增大，旋風分離器的分離效率也逐漸增大，當液滴直徑大于10 μm后，分離效率基本不變，均接近于100%。這是因為粒徑越大，液滴受到的離心力就越大，更容易被甩向壁面而分離。而粒徑較小的液滴受到的離心力小，不易被甩到壁面，也易受到短路流的影響在到達錐筒部分前就直接被卷入排氣管，故分離效率較低[18]。

圖10 不同液滴粒徑下旋風分離器分離效率曲線

5.2 進氣速度

不同進氣速度下旋風分離器分離效率曲線見圖11。由圖11可知，隨著進氣速度的增加，含蠟天然氣中蠟滴的分離效率逐漸增大，且增大幅度越來越平緩，直至不變。這是由于進氣速度的增加使得分離器內部天然氣的切向速度也增大，蠟滴更快被分離。大粒徑蠟滴分離效率顯著增加，而1 μm蠟滴的分離效率則增加不明顯。原因是小粒徑液滴的沉降速度太小，來不及完成沉降就被直接夾帶出排氣口，沒有實現分離[19]。當進氣速度大于15 m/s后，速度的增加對蠟滴的分離效率只有輕微影響。這是因為當進氣速度達到15 m/s后，離心力對蠟滴分離效率的作用已達到最大，即使大幅度增加進氣速度也無太大效果[20]。從能量角度看，進氣速度過高還會引起分離器內部能量損耗的增大[21]，且造成的分離器磨損也會大幅增加[22]。因此，在分離器選用過程中，應該綜合考慮進氣速度對分離效率、能量損耗及設備磨損的影響。

圖11 不同進氣速度下旋風分離器分離效率曲線

5.3 離散相質量濃度

不同蠟滴質量濃度下旋風分離器分離效率曲線見圖12。由圖12可知，當蠟滴質量濃度小于172.4 g/m3時，質量濃度的增加會使分離效率顯著提高。這是因為質量濃度的增加使得流場中的蠟滴數量增加，蠟滴發生碰撞聚結的可能性加大，更容易形成大蠟滴被甩到壁面而分離[23]。當蠟滴質量濃度繼續增大后，分離效率基本不變甚至開始降低，1 034.5 g/m3是此分離器的極限質量濃度值[24]。蠟滴粒徑越小，質量濃度對其分離效率的影響越大。這是因為質量濃度較高時，液滴間的團聚、夾帶作用增加了細小液滴獲得分離的機會。但液滴質量濃度的增大也會導致氣相切向速度變小，雖然團聚作用有利于它們的分離，但切向速度的變小導致離心力場變弱，將更不利于氣液分離[25-26]。

圖12 不同蠟滴質量濃度下旋風分離器分離效率曲線

5.4 導葉片數量

不同導葉片數量下旋風分離器分離效率曲線見圖13。由圖13可知，導葉片數量增加會使不同粒徑蠟滴的分離效率均降低。這是因為導葉片的其他結構參數不變，僅數量增加，會使每個導葉片的旋轉角減小，對氣流的導向作用變弱，即軸向速度轉化為切向速度的能力變弱，不利于氣液的分離。然而，導葉片數量越多，使得分離空間中的流體通道越多，則相同流量下分攤到每個通道的氣流越少，氣體參數越均勻，二次湍流強度變弱。并且隨著導葉片數量的增多，壓降也逐漸降低[27]。因此，有必要考慮導葉片數量對分離效率、湍流強度和壓降的綜合影響，以便選擇合適的導葉片數量。

圖13 不同導葉片數量下旋風分離器分離效率曲線

6 結論

(1)軸流導葉式旋風分離器內存在準自由渦流和準強制渦流，符合蘭金組合渦分布。分離器內的靜壓、切向速度、軸向速度也沿中心線嚴格對稱，模擬所得的流場與一般旋風分離器的流場分布規律吻合，說明模擬的氣相流場是可靠的。

(2)以空氣和水作為介質，模擬了不同進氣速度和液滴粒徑下分離器的分離效率和壓降，并與同等條件下的實驗結果進行對比，發現與模擬結果比較一致，說明采用本文的方法模擬氣液分離是合理的。

(3)進氣速度不變，蠟滴粒徑增加，則旋風分離器分離效率增加，且分離效率增加的幅度越來越小，特別當蠟滴粒徑大于10 μm后，分離效率接近100%。對同一粒徑的蠟滴，隨著進氣速度的增加，蠟滴的分離效率逐漸增大，但是當進氣速度大于15 m/s時，進氣速度對分離效率只有輕微影響。

(4)隨著蠟滴質量濃度的增加，旋風分離器分離效率逐漸升高，且液滴粒徑越小，蠟滴質量濃度對分離效率的影響越大。但當蠟滴質量濃度繼續增加到極限質量濃度值以上時，分離效率不變，甚至會有些輕微的下降。

(5)導葉片數量的增加雖然不利于氣液的分離，但卻可以降低旋風分離器內的二次湍流強度和壓降。