水平管式CO2驅地面采出物氣液分離方法研究*

鐘 浩 張興凱 祁小兵 廖銳全 劉 明 高菁菁 葉 春

(1.長江大學石油工程學院 2.中國石油天然氣集團公司氣舉試驗基地多相流研究室3.油氣鉆采工程湖北省重點實驗室 4.塔里木油田分公司油氣工程研究院 5.西安交通大學動力工程多相流國家重點實驗室 6.勝利油田分公司石油工程技術研究院)

0 引 言

勝利油田即將實施的規模化CO2驅采油，其試驗的區塊零散，地面集中建站處理難度大、成本高。目前使用的體積大、投資高的三相分離器，如臥式、立式等大型筒狀分離器[1-4]，并不適合于零散區塊化的CO2驅采油的氣液分離。

國內外對小型化的分離器有不少研究[5-15]：吳京平[11]設計了一種帶切向進口的軸流式旋流器，采用試驗研究的方法，測試了不同操作條件和結構參數下旋流器的分離效率和壓降，得出最優的操作條件和結構參數；唐建信等[12]應用RNGk-ε湍流模型，對氣液分離器內流場進行三維數值模擬，研究了新型葉片式入口構件的整流性能；陳思敏等[13]依據軸流式旋風分離器的基本結構建立分析模型，在模擬耦合計算后得出了各參數與分離效率和壓降的關系，并給出擬合方程；馮鈺潤[14]基于氣液旋流分離器的理論研究，設計了一種新型的旋流分離器——螺道式旋流分離器，主要對螺道式分離器的螺紋圈數、溢流口直徑及溢流管深度等進行模擬仿真，研究了各參數對分離效率的影響；鄧雅軍[15]設計一種直流式氣液旋流分離器，通過仿真計算主要研究了壓力及導流葉片對分離器的分離效率的影響規律。

現有的小型化分離器雖然做到了整體尺寸的縮小，但是存在各自的不足，如內部結構設計復雜、流體通過時阻力較大、氣液相分隔效果不佳等。本文設計的水平管式分離器不僅能夠在較小的壓降下實現較好的旋流相分隔效果，其T形三通結構及U形連通器結構的獨特設計使得氣液兩相分離更加充分，而且結構簡單、無可動部件、制造難度小、適合批量生產。

1 分離裝置結構設計

1.1 分離裝置主要結構

裝置主要結構如圖1所示。該分離裝置整體由旋流器、一級分離器、二級分離器、集液腔以及各種配套管路和設備組成。旋流器由4個1 mm厚的半橢圓片圍繞圓管軸線旋轉構成，葉片呈一定旋流角度，與圓管內壁為一整體結構。一級分離器上游與漸擴管相接，沿著氣液旋流流線切向方向開設有2個取液流道；一級分離器管道出口，末端缺口上方設置了中心縮管。二級分離器與一級分離器的中心縮管相接，且兩者內徑相同；二級分離器管道底部為方形缺口，形狀類似于T形直三通結構。一級分離器的集液腔外部套有封底的管道，與集液腔一起分隔內部流體通道，從而形成U形結構，可以液封排液管路，防止主路管內氣體流入排液管。

圖1 分離裝置主要結構Fig.1 Main structure of separation device

1.2 分離裝置主要尺寸參數

要設計合適的分離裝置，必須要了解油田氣液分離工藝相關的性能參數。CO2驅采出工藝所要求的各種參數：管線壓力0.5 MPa，日產氣量(標準狀態)1×104m3，處理液量范圍10～20 m3/d

根據管線壓力及產氣量可以大致計算出不同管徑對應的氣體折算速度，計算公式如下：

(1)

式中：QG為氣體體積流量，m3/s；d為管道的內徑，m；JG為氣體折算速度，m/s。

根據式(1)可計算出不同管徑條件下，不同氣量對應的氣體折算速度。旋流器葉片角度β設計為45°時，在目標產氣量對應的氣體折算速度范圍內分離效果最優，因此葉片角度設計為45°。旋流葉片模型如圖2所示。

圖2 旋流葉片模型圖Fig.2 Cyclone vane model

一級分離器采用內徑為50 mm，長為若干螺距的管道，內部左右兩側各一個取液流道，其寬度為5 mm。一級分離器內的縮管內徑與管道內徑相差不能太大，以免造成2個分離器上下游壓差過大，所以中心縮管內徑取40 mm，外徑43 mm，長取40 mm。取液流道末端管道底部的環形取液口長度取30 mm，如圖3所示。

圖3 一級分離器模型截面圖Fig.3 Sectional view of first stage separator model

一級分離器中的取液流道長度與流體旋流的螺距和取液流道數目相關，旋流螺距可以由以下公式計算：

(2)

二級分離器為T形直三通形式，內徑40 mm，長200 mm，下面方形取液口長度選為一個螺距，約126 mm，其中心縮管內徑32 mm，外徑35 mm，長40 mm；2個分離段高度均選為870 mm，集液腔套于直徑76.2 mm(3 in)的管瓶內，形成倒U形結構。如圖4所示。

圖4 集液腔倒U形結構模型與T形直三通模型Fig.4 Inverted U-shaped structure model and T-shaped straight tee model for liquid collection chamber

2 模型建立

2.1 控制方程及邊界條件

(1)多相流模型。多相流模型選擇VOF模型，VOF模型用于計算2種或多種互不相溶流體分界面位置軌跡。在該模型中，兩相的流體共用一個方程組，各相的體積分數在整個計算域中被追蹤。VOF模型適用于氣泡流、沉降和分離器等。

(2)湍流模型。RNGk-ε模型的來源是嚴格的統計技術，其考慮的范圍內包含湍流旋渦，在旋轉流場模擬時提高了精度。對于湍流Prandtl數，RNG理論為其提供了一個考慮低雷諾數流動黏性的解析公式，對解決近壁區域流動具有特殊作用。因此，在選擇湍流模型的過程中，考慮到流體的可壓縮性、計算時間的限制、收斂的速度等因素，并考慮模型旋轉時流場及速度的模擬準確性，湍流模型選擇RNGk-ε模型。RNGk-ε模型形式如下：

(3)

(4)

式中：ρ為密度，kg/m3；k為湍動能，m2/s2；μeff為有效黏度系數，Pa·s；ε為湍動能耗散率，m2/s3；Gk為平均速度梯度引起的湍動能k的產生項，m2/s2；Gb為用于浮力影響引起的湍動能k的產生項，Pa/s；YM為可壓速湍流脈動膨脹對總耗散率影響，Pa/s；αk和αε為湍動能k和耗散率ε的有效湍流普朗特數的倒數；C1ε、C2ε、C3ε為模型常量；R為平均應變率對ε的影響附加項，Pa/s2。

湍流黏性系數計算公式為：

(5)

(3)邊界條件。以勝利油田生產測試數據為例，確定分離器內運行壓力為0.5 MPa，入口設置為速度入口，水力直徑為40 mm；出口為壓力出口，出口初始壓力為0.1 MPa；壁面采用無滑移邊界條件的標準壁面函數。采出液密度為927 kg/m3，黏度為0.75 cP，二氧化碳密度為1.787 kg/m3，黏度為0.013 7 cP。

2.2 網格剖分及網格無關性驗證

運用Fluent Meshing對分離器計算域進行網格剖分，網格類型設置為Poly-Hexcore(六面體核心多面體邊界)，邊界層設置為10層，第一層厚度為0.05 mm，增長率為1.2。

進行網格無關性驗證很有必要。在網格無關性驗證過程中，分析了7組網格，網格數量分別為152×104、166×104、181×104、207×104、226×104、248×104、312×104。得到各網格數量下的分離效率，如圖5所示。

圖5 網格無關性驗證Fig.5 Grid independence verification

由圖5可知，當網格數從226×104增加到312×104時，計算結果變化不明顯，但計算效率降低。因此，為了獲得合適的精度和較高的計算效率，本文選擇網格數226×104，網格最大偏斜質量為0.80，最小正交質量為0.23。圖6為網格剖分結果。

圖6 網格剖分結果展示Fig.6 Display of grid division results

3 數值模擬及試驗驗證

3.1 結構參數影響規律

分離器主要結構有旋流葉片、一級切向分離段、二級分離段以及U形集液腔。經過試驗發現，水平管式分離器的能量損失主要來源于入口、分離過程以及出口縮管，其中分離過程占比最重，而影響分離過程能量損失的主要因素為一級分離段的長度L以及兩級分離段間距D。因此，以下將研究這些參數對分離器壓降以及分離效率的影響規律。氣液兩相體積分數分布云圖反映了流體在分離器中的分布規律。圖7為分離器液相體積分數分布圖。

由圖7可知，氣液混合流體從入口進入分離器后流經旋流葉片，旋流葉片的高速旋流離心作用使混合流體形成強制環狀流[16]形式繼續向下游流動，液膜隨著一級分離段的切向取液口進入集液腔，進入一級集液腔的液體在U形結構處積聚，起到了良好的液封作用，在整個分離過程中，一級分離段分離了混合流體中的大部分液體。依然旋流的氣芯攜帶少量液體流經二級分離段，由于重力作用液膜逐漸積聚在管底并順著二級取液口流入集液腔，液體在二級集液腔逐漸積聚也可起到較好的液封作用。

3.1.1 結構參數對壓降的影響

分離器壓力場分布反映了流體在分離器內的流動狀態變化及能量損失。圖8為L=128 mm，D=240 mm，v=35 m/s工況下的壓力場云圖。圖8分別在x=80，x=330、x=630這3個位置截取平面P1、P2、P3提高壓力場云圖直觀性。

圖8 壓力場分布云圖Fig.8 Cloud chart of pressure field distribution

由圖8可以看出，水平管式分離器的壓力場在軸向上有很明顯的壓力梯度。壓力沿軸向逐漸減小，在流體流經旋流葉片時壓力梯度較大。這是因為流體流經旋流葉片時流通面積減小，壓力能轉換成動能，速度急劇增大。在旋流葉片與P1截面之間的徑向上存在壓力梯度，壓力從中心向壁面遞增。

一級分離段長度和兩級分離段間距對水平管式分離器的壓降均存在明顯的影響(見圖9)。從圖9可以看出，在相同流速下，壓降隨著一級分離段長度和兩級分離段間距的增大而增大。結合壓力云圖與壓降曲線可知：相較于兩級分離段的間距，一級分離段的切向取液流道的長度變化對壓力的影響更大；分離器的適應性較強，在任一結構下流速從25～35 m/s變化的過程中，壓降均能維持在1 600～2 800 Pa之間。

3.1.2 結構參數對分離效率的影響

分離器速度場分布反映了流體在分離器內的速度變化及流場動態分布，圖10為L=128 mm，D=240 mm，v=35 m/s工況下的軸向速度云圖。圖10分別在x=80、x=330、x=630這3個位置截取平面P1、P2、P3，以提高軸向速度云圖直觀性。

從圖10可以看出，軸向速度沿著軸向方向逐漸減小，在徑向方向上從壁面到軸心逐漸減小。軸向流速在旋流葉片與P1截面之間達到最大值，可知旋流葉片對流體有很好的加速作用，加速效果達到2倍以上。流體流經旋流葉片后充分形成氣芯液膜流形，此時流體流速得到充分發展，隨后流速迅速下降。

由于分離器存在1個氣相出口2個液相出口，為了合理地計算和比較分離器的分離效率，采用氣相出口分離效率ηq與液相出口分離效率ηl的乘積為分離器最終的分離效率ηz。液相出口有一級分離段出口和二級分離段出口2個，為簡化計算，設置液相出口含氣率wq-out計算方法：

wq-out=Mq-out/Mz-out

(6)

ηz=(1-wl-out/wl-in)(1-wq-out/wq-in)

(7)

式中：wq-out為液相出口含氣質量分數；Mq-out為兩級出口總氣體質量流量，kg/s；Mz-out為兩級出口總質量流量，kg/s；wl-out為氣相出口含液質量分數；wl-in為入口含液質量分數；wq-in為入口含氣質量分數。

圖11為不同流速下分離效率與結構參數的關系。由圖11可知，在同一流速下分離效率隨著一級分離段長度的增大先增大后基本不變，這是因為在流經旋流葉片后流體的旋流效果得到充分發展，之后又迅速減弱。適當長的一級分離段可充分地捕獲液膜，但是過長的一級分離段并不會發揮更大的作用。所以一級分離段的長度應當設置合理，如此在氣液充分分離的基礎上不僅有利于維持較小的壓降，還能夠減少材料的使用。

圖11 不同流速下分離效率與結構參數的關系Fig.11 Relation between separation efficiency and structural parameters at different flow rates

隨著兩級分離段間距的增大，分離效率先增大后減小。這是因為一級分離段管徑多次變化對旋流造成了一定的破壞，流體的相分隔效果大幅減弱，所以流體需要一定的距離恢復氣芯-液膜的流動狀態，從而減少氣芯中的液滴含量。但是距離不能過長，從分離效率隨兩級間距的變化曲線可知，當間距超過240 mm時分離效率會大幅下降。這是因為間距越大旋流效果減弱就越明顯，氣液分離也就越困難。

3.2 正交試驗設計及結果分析

3.2.1 正交試驗設計

以上通過控制變量法探究了各個參數對分離效率的影響規律，為了驗證各參數之間的交叉影響，以下將進行正交試驗，參數的詳細值如表1所示。

表1 參數詳細值Table 1 Parameters for orthogonal test

為了快速有效地進行多元分析，并以最少的試驗次數獲得較好效果，根據試驗因素和水平的數量建立了適當的混合水平正交表。基于它們的正交性，選擇了具有代表性的點進行試驗。正交試驗的結果如表2所示。

表2 正交試驗表及模擬結果Table 2 Orthogonal test results

表3為直觀分析結果，表4為方差分析結果。由表3的直觀分析和表4的方差分析可知，極差R1>R2>R3>R4，結合方差分析中的偏差平方和可知，4個影響因素按顯著程度依次為：一級分離段長度L、兩級分離段間距D、流速v、含液率α。其中一級分離段長度L對分離效率影響最大，含液率對分離效率的影響最小。分離效率最優的參數組合為L3D3v3α1，即一級分離段長度128 mm、兩級分離段間距240 mm、流速35 m/s、含液質量分數0.5。

表3 直觀分析Table 3 Intuitive analysis

表4 方差分析Table 4 Variance analysis

3.2.2 優化結構驗證

通過以上正交試驗分析得出最優參數組合為L3D3v3α1。為驗證優化結構的可行性及高效性，現設置3組隨機參數組合進行模擬并與最優組合進行對比分析，結果如表5所示。由表5可知，優化結果可行且有效，分離效率提升顯著。

表5 優化結構驗證Table 5 Optimized structure verification

3.2.3 分離效率數學模型

基于以上研究可知，影響水平管式分離器的分離效率的參數為：重力加速度g，入口質量含液率α，CO2密度ρg，一級分離段長度L，CO2黏度μg，兩級分離段間距D，采出液密度ρl，分離器直徑d，采出液黏度μl，入口流速v。

將各個參數整理可將水平管式分離器分離效率η表示為：

η=f(g，ρg，μg，ρl，μl，v，α，L，D，d)

(8)

通過量綱分析可簡化為：

η=f(Rel，Reg，n，m，α)

(9)

基于前人研究，水平管式分離器分離效率常表示為如下形式：

η=ef(Rel，Reg，n，m，α)×100%

(10)

以此形式為基礎進行優化，其優化后形式如下：

η=eaRelbRegcnsmtα×100%

(11)

式中：a、b、c、s、t為待定系數，將表3中的模擬結果代入公式，通過MATLAB迭代擬合可確定各系數的值，a=-2.931，b=0.493，c=0.056，s=-0.962，t=-1.151。

3.3 試驗與模擬對照

以上設計正交試驗得出了各參數下的分離效率，并通過量綱分析、數學擬合方法擬合出分離器分離效率的計算方程。為驗證擬合方程的可靠性，以下選定分離器結構組合一級分離段長度128 mm，兩級分離段間距240 mm，進行仿真計算。并基于選取的結構組合制作出試驗樣機，將試驗樣機安裝在試驗平臺上，在室溫和常壓下進行試驗操作并與模擬結果進行對比分析，以驗證模擬的可行性及擬合方程的可靠性。

試驗流程及配套的試驗設備如圖12所示。試驗操作時，首先往儲水罐內注入適量水，罐內水經計量后通過給水泵輸送至氣液混合罐，液體在混合罐中與空氣充分混合后輸送至水平試驗管段，試驗段后端有回流泵將試驗用水進行回收。水平管式氣液分離試驗中底流口的液體可通過稱重測量，氣體則由流量計測量，水平出口的氣液流量可通過分離罐分離后再經流量計測量，所有參數均采用數字化數據采集軟件實時收集。

圖12 試驗流程圖Fig.12 Test process

試驗中液膜形成良好，氣液兩相分隔效果理想，且形成的液膜大部分在一級分離段被捕獲，分離效果良好，如圖13所示。

圖13 試驗中液膜被捕獲現象Fig.13 Phenomenon of liquid film being captured in the test

固定氣液流速為35 m/s，改變入口含液質量分數從0.5～0.9變化，每次增加0.05，共設置9組仿真及試驗，仿真與試驗的流體均使用水與空氣，均在室溫與常壓下進行，結果如圖14所示。

圖14 模擬與試驗對比Fig.14 Comparison of simulation and test results

由圖14可知，在相同的工質與條件下，分離器模擬與試驗的結果較為接近，兩者相對誤差較小，均在±2%之間，說明本文的仿真模擬試驗精度較高，進一步說明試驗結果可行且有效。

4 結 論

(1)通過CFD仿真計算分別對分離器結構參數(一級分離段長度L、一二級分離段間隔距離D)以及流動參數(流速、液含率)等進行研究，得出以下結論：L與D對分離器分離效率影響顯著，分離效率隨著L增大先增大后不變，隨著D增大先增大后減小。分離器對各參數的適應性較強，在各工況下壓降均能維持在1 600～2 800 Pa之間。

(2)設計正交試驗模擬計算出各工況下分離效率，通過比較顯著性得出4個影響因素的顯著程度依次為：一級分離段長度L、兩級分離段間距D、流速v、含液率α，并得出最優參數組合，最優組合的分離效率大幅提高為93.64%，優化結果可行且有效。通過量綱分析、數據擬合得出分離效率計算方程，該方程可為實際的水平管式分離器設計、制造及驗證提供可靠參考。

(3)參考傳統旋流分離器考慮現場實際需求，設計并制作新型水平管式CO2驅采出流體氣液分離器。通過試驗驗證CFD仿真計算與實際值的誤差較小，均在±2%左右。