張紹良1，李 強(qiáng)1，楊 杰1，余 進(jìn)，陳 煒，艾志斌

(1.中海油惠州石化有限公司，廣東惠州 516086；2.合肥通用機(jī)械研究院有限公司，合肥 230031)

0 引言

加氫裝置中熱高分氣常攜帶腐蝕性雜質(zhì),使系統(tǒng)中的設(shè)備、管道發(fā)生流動腐蝕，影響裝置正常運(yùn)行。各石化企業(yè)的熱高分系統(tǒng)腐蝕問題多因設(shè)備管道狀況、服役條件等不同而大相徑庭[1-3]。但是，根據(jù)有關(guān)企業(yè)的調(diào)研報告，熱高分系統(tǒng)的流動性腐蝕屬于系統(tǒng)性問題，發(fā)生的位置不但包括冷換設(shè)備、還有與設(shè)備相連的管系[4]。API RP 932-B 8.5.3“管道結(jié)構(gòu)”部分指出，熱高分系統(tǒng)中的冷換設(shè)備尤其空冷設(shè)備腐蝕同上游管線中介質(zhì)流動狀態(tài)息息相關(guān)，為使介質(zhì)在進(jìn)入空冷設(shè)備前均勻分配，入口管線的總數(shù)應(yīng)該是2的n次方，即2n[5]。鑒于此，針對在役條件下存在非對稱結(jié)構(gòu)的熱高分管系展開全場流動特征數(shù)值模擬分析，以期明確熱高分系統(tǒng)流動腐蝕的形成機(jī)制，確保裝置長周期安全運(yùn)行。

1 管系概況及數(shù)理模型

1.1 管系概況

研究基于某石化企業(yè)的中壓加氫裝置熱高分空冷器入口管系展開。該裝置設(shè)計產(chǎn)能3.6 MT/Y，系統(tǒng)工藝流程如圖1所示。

圖1 熱高分系統(tǒng)工藝流程

管系連接換熱器E105與空冷器A101 A～P，起點(diǎn)處即為DN450規(guī)格主管段，主管段沿Y方向達(dá)到空冷器平臺高度時,由不同規(guī)格的三通開始1分2、2分4，直至終點(diǎn)分為32個出口，依次對應(yīng)16臺空冷器A101A～P。空冷器及管箱排布情況如圖2所示。

由圖2(b)可看出，管系支管段符合API RP 932-B中推薦的排布方式，屬于典型的1分2、2分4式對稱結(jié)構(gòu)，但主管段存在典型不對稱性，主管段起點(diǎn)開始，Y軸向管段與1分2三通偏移了近6 400 mm。而當(dāng)主管段步路至第5，6彎頭時，Z軸向管段又與1分2三通在X軸向偏移了近3 400 mm，于是主管段在Y軸方向上的部分實(shí)際更接近第10臺空冷器A101J。根據(jù)合API RP 932-B，初步分析管系極可能出現(xiàn)流場不均衡。

(a)空冷器排布

(b)管系排布

1.2 熱高分氣物性及數(shù)理模型

以下采用數(shù)值模擬方法研究管系中的流場特征。數(shù)值模擬的流程大致分為：數(shù)理模型選取、幾何模型建立、網(wǎng)格拓?fù)?、邊界條件施加及計算后處理等[6]。

選取合理的數(shù)理模型，首先需要明確介質(zhì)的物理參數(shù)。根據(jù)工藝規(guī)程，熱高分氣為油氣混相，其組分及物性參數(shù)分別見表1，2。

表1 熱高分氣介質(zhì)組分

管系中還存在8處連續(xù)注水點(diǎn)，其位置見圖2(b)。根據(jù)多相流介質(zhì)特點(diǎn)，選用mixture模型展開模擬。其中，氣相為主相，液相的油和水為次相。同時，主管段處的接管規(guī)格為DN450，可以核算出介質(zhì)在進(jìn)入管線時的雷諾數(shù)Re約1.5×104，這里，Re=ρuL/μ[7](其中，u為進(jìn)口流速，單位m/s；L為管徑,單位m；μ為動力黏度,單位Pa·s)。

表2 熱高分氣介質(zhì)物性參數(shù)

Re數(shù)在物理上表示流體慣性力與粘性力之間的比值。工程實(shí)際中，通常以2 300為Re數(shù)下臨界值，若Re<2 300，粘性力較高、可阻礙流體層間滑移，流場處于層流階段；Re數(shù)上臨界值眾說不一，保守起見可取4 000，若Re超過4 000，則流場層間阻力過小、易發(fā)生湍流；Re介于2 300～4 000之間則情況較為復(fù)雜，部分區(qū)域存在層流，部分由層流向湍流過渡，流場存在小規(guī)模擾動。據(jù)此，介質(zhì)進(jìn)入管系時為湍流狀態(tài)[7]。

湍流是流場的不穩(wěn)定擾動。Reynolds認(rèn)為，湍流條件下任一位置的流體質(zhì)點(diǎn)，除了在主流方向上有運(yùn)動之外，其他方向上還存在極不規(guī)則的脈動，脈動速度隨時間變化情況如圖3所示[7]。

圖3 湍流中瞬時速度u、時均速度及脈動速度u′的關(guān)系

從圖3可以看出，脈動速度u′時而偏高，時而偏低，這就是湍流出現(xiàn)時流速不穩(wěn)定的表征。

所有流體介質(zhì)無論是否存在湍流，均受以下2個方程約束[7]。

連續(xù)性方程：

(1)

連續(xù)性方程是質(zhì)量守恒定律在流體力學(xué)中的表現(xiàn)形式，其意義是同一時間內(nèi)通過流場中任一封閉表面的體積流量等于零。

動量方程(又名Navier-Stokes方程)：

(2)

式中ρ——介質(zhì)密度，kg/m3;

u——速度，m/s;

p——壓力，Pa;

τ——剪應(yīng)力，Pa；

i，j——坐標(biāo)方向。

式(1)，(2)中各參量均以張量角標(biāo)形式給出。

N-S方程是牛頓第二定律在流體介質(zhì)中的表現(xiàn)形式，現(xiàn)有條件下運(yùn)用數(shù)學(xué)方法無法得到通解，但可針對特定邊界條件得出特解，而湍流條件下求解式(2)就成為了流體力學(xué)領(lǐng)域重點(diǎn)關(guān)注的課題。

其中湍流動能的k方程：

+Gb-ρε-YM+Sk

(3)

式(3)表示的是湍流能量的增強(qiáng)與減弱，是反映湍流強(qiáng)弱的定量公式。μt就是引入應(yīng)力項(xiàng)τt后用牛頓黏度定律形式：

(4)

推出的新未知量，命為湍流黏度。湍流黏度是流體處于湍流狀態(tài)時，由于介質(zhì)流速脈動造成的強(qiáng)烈渦團(tuán)擴(kuò)散，看起來就像流體具有很大的黏性，量綱，同動力黏度一致，單位取Pa·s。

湍流擴(kuò)散率ε方程：

(5)

式(5)表示湍流中機(jī)械能轉(zhuǎn)化為熱能的速率，該公式為經(jīng)驗(yàn)公式。因此，k-ε為半定量半經(jīng)驗(yàn)公式。

k-ε方程中，Gk表示由層流速度梯度而產(chǎn)生的湍流動能；Gb為由浮力產(chǎn)生的湍流動能,單位m2/s2；YM表示在可壓縮湍流中，擴(kuò)散產(chǎn)生的波動；C1ε=1.44，C2ε=1.92，C3ε=0.99；σk和σε是k方程和ε方程的湍流普朗特數(shù)，分別為1.0與1.3[6]。

工藝生產(chǎn)中主要依靠流量計量，流量Q單位通常為kg/s，計算公式如下[7]：

(6)

式中v(x,z)——流場監(jiān)測截面上流速的分布函數(shù)。

2 數(shù)值分析邊界條件及結(jié)果

2.1 邊界條件

管系主管段起點(diǎn)處為流場總?cè)肟冢洖閕nlet-total，取流量進(jìn)口條件(mass-flow-inlet)，其中氣相流量45.4 kg/s、油相流量26.5 kg/s；8個注水點(diǎn)為注水入口，記為inlet_water 1～8，同樣取流量進(jìn)口條件；32個出口(即與空冷器A101 A～P連接處為流場出口)，記為outlet 1～32，按壓力出口條件(pressure-outlet)。流場中湍流強(qiáng)度取5%，水力直徑取各自進(jìn)出口管徑。壁面為固定壁，無滑移，邊界層Y+<20[8]，節(jié)點(diǎn)數(shù)約1.1×106。管系的有限元網(wǎng)格劃分情況如圖4所示。

圖4 管系有限元網(wǎng)格

2.2 低注水量工況結(jié)果分析

企業(yè)在2017年曾發(fā)生過非計劃停車，當(dāng)時每注水口的流量為0.7 kg/s，故根據(jù)這一條件展開數(shù)值模擬。結(jié)合上述各邊界條件可得到多相流在管系中的流速情況，如圖5所示。

管系中的流速水平最高達(dá)15.1 m/s，最高流速出現(xiàn)在主管段第三彎頭附近。而各出口的介質(zhì)流速約3.1～3.5 m/s。同時，按照管徑大小給出了各級管段中介質(zhì)的平均流速，可以發(fā)現(xiàn)，隨著管徑從大變小，平均流速依次遞減至DN150管段出口處的3.25 m/s。進(jìn)一步在流場出口建立監(jiān)測面，考察各空冷設(shè)備進(jìn)口流量可發(fā)現(xiàn)，A101F進(jìn)口流量最高，約3.33 kg/s，A101I最低不到3.16 kg/s，極差超過5%。16臺空冷設(shè)備的統(tǒng)計情況見圖6。

(a)流速等值線分布

(b)平均流速統(tǒng)計

圖6 低注水量工況出口流量統(tǒng)計

再將各空冷器進(jìn)口處的介質(zhì)流量按前8后8臺分別求和，前8臺空冷器A101A～H的進(jìn)口總流量約26.5 kg/s，后8臺A101I～P的進(jìn)口總流量25.3 kg/s，流向左側(cè)的介質(zhì)流量較右側(cè)相差約4.7%，再以均方根RSM考察流量偏差程度，約0.086 kg/s。管系出口處確實(shí)存在明顯流場不平衡[9-10]。

盡管根據(jù)管系幾何結(jié)構(gòu)可以初步認(rèn)為，主管段的不對稱性導(dǎo)致了流場分配不均，但具體作用機(jī)制及原因還需通過數(shù)值分析方法進(jìn)一步得出。鑒于此，在主管分叉前后建立監(jiān)測面考察流速，各監(jiān)測面處流速如圖7所示。

(a)支管左側(cè)監(jiān)測面流速 (b)主管監(jiān)測面流速 (c)支管右側(cè)監(jiān)測面流速

圖7 主管及1分2三通各監(jiān)測面的流速云圖

對主管段截面按左右側(cè)，三通按左右管段，按式(6)計算流量可以發(fā)現(xiàn)，主管段中流向左側(cè)的介質(zhì)流量約27.75 kg/s，右側(cè)約24.1 kg/s，二者相差約16%。主管段已出現(xiàn)了偏流，左側(cè)流量較右側(cè)高出16%。

三通左側(cè)管段的流量約25.2 kg/s，右側(cè)管段流量約26.6 kg/s，左側(cè)較右側(cè)低5.6%。類似的，在DN400-350,DN350-300等分流三通處設(shè)立監(jiān)測面考察分流情況發(fā)現(xiàn)，隨著三通規(guī)格的下降，分流后左右兩側(cè)的流量差距也越來越小，最高3.5%、最低僅0.6%，這說明支管段各個三通形成的流場不均衡不及主管段。

繼續(xù)考察管系中湍流動能k和Re數(shù)，湍流動能k表示的是湍流能量強(qiáng)弱，而Re數(shù)則是湍流與層流狀態(tài)的閾值，k，Re數(shù)的大小如圖8所示?？梢钥闯觯鞴芏胃鲝濐^處湍流動能極大值約為104 m2/s2，Re數(shù)約3 000，多相流介質(zhì)在主管段中處于湍流與層流間的過渡態(tài)，流場邊界層區(qū)域可能已經(jīng)出現(xiàn)了湍流。

當(dāng)多相流介質(zhì)進(jìn)入支管段后，湍流動能出現(xiàn)明顯下降，直至26 m2/s2及以下，Re數(shù)也在1分2三通之后降至2 000及以下，這說明支管段中介質(zhì)流動已暫時處于層流狀態(tài)，隨后介質(zhì)經(jīng)過了2分4、4分8等處三通，Re數(shù)逐步升高、直至超過2 300，流場再次出現(xiàn)小幅擾動。

綜上，存在湍流的介質(zhì)自起點(diǎn)進(jìn)入管系之后，主管段的不對稱結(jié)構(gòu)令介質(zhì)保持了一定程度的湍流狀態(tài)，也使得流場發(fā)生了不均衡傳輸，然而介質(zhì)在經(jīng)過各個彎頭受阻并沿著Y方向管段爬升進(jìn)入支管后，湍流能量不斷耗散，又恢復(fù)至層流狀態(tài)。支管段中各三通雖然對流場不均衡存在一定抵消，但同時也在不斷阻礙流場正常傳輸，對流速產(chǎn)生擾動，令多相流在出口處仍然存在不均衡。

(a)

(b)

2.3 高注水量工況結(jié)果分析

流場不均衡主要因主管段不對稱結(jié)構(gòu)而起，但實(shí)際生產(chǎn)中，改變管系排布方式幾乎不可能。因此，基于2017年非計劃停車的背景，對連續(xù)注水量進(jìn)行了調(diào)整，將注水量提高至1.04 kg/s，增幅近50%。根據(jù)這一邊界條件，重新對管系中的流場進(jìn)行了數(shù)值模擬，又得到多相流介質(zhì)在管系中的流速,如圖9所示。

由圖9可以看出，新增注水之后多相流介質(zhì)在管線中的最高流速約15.3 m/s，較原注水量有所提高，最高流速出現(xiàn)在主管段第三彎頭附近，而各出口的介質(zhì)流速約3.1～3.5 m/s。按照管徑從大至小統(tǒng)計流速，出口平均流速升高至3.43 m/s。仍然按圖6結(jié)果的計算方法給出16臺空冷設(shè)備的進(jìn)口介質(zhì)流量，如圖10所示。

新增注水條件下各空冷器進(jìn)口流量同原注水條件(見圖6)，高低注水量對比基本一致，但總體水平略有升高。其中前8臺空冷設(shè)備的進(jìn)口流量約26.2 kg/s，后8臺約25.9 kg/s，相差近1.2%，流量均方根RSM約0.053 kg/s。由此可見，新增注水后管系出口流量不均衡度明顯下降。

(a)流速等值線分布

(b)平均流速統(tǒng)計

圖10 高注水量工況出口流量統(tǒng)計

兩種注水條件下各空冷設(shè)備進(jìn)口的流量均為“低、高、低、高”狀波浪式分布。這說明主管段的不對稱結(jié)構(gòu)及支管段各三通導(dǎo)致的流量分布不均始終存在，在每個注水點(diǎn)統(tǒng)一增加注水量只能使這個結(jié)果得到緩解，無法從根本解決。

類似圖8，仍以湍流動能k與Re數(shù)分析流場的湍流狀態(tài)，如圖11所示?？梢钥闯?，湍流動能k和Re數(shù)的高值區(qū)域同原注水條件基本一致，但水平有所下降。其中，主管段中介質(zhì)的湍流動能降至64 m2/s2以下，Re數(shù)最高約2 660，而介質(zhì)在進(jìn)入支管段前，湍流動能則進(jìn)一步降至15.8 m2/s2，Re數(shù)也未超過2 300，這些區(qū)域流場屬于層流狀態(tài)。由此可見，增加注水可有效降低流場擾動即湍流的出現(xiàn)。

(a)

(b)

另外，由于介質(zhì)流速的不斷波動，因而可能產(chǎn)生較高的流速梯度。牛頓黏度定律認(rèn)為，流速在空間上的變化率可用梯度表示，流速梯度即為流場的壁面剪切應(yīng)力[11]：

(7)

式中τij——剪切應(yīng)力,Pa；

μ,μ′——動力黏度,Pa·s；

Sij——速度變化率,s-1；

Skk——各向同性體積變形速率,m3/s。

式(7)也以張量表示。

圖12示出兩種注水方法工況管系中的流場壁面剪應(yīng)力。

結(jié)合圖8，11中湍流動能，主管段1-2彎頭、2-3彎頭等區(qū)域不但湍流動能較高，且壁面剪應(yīng)力也存在極大值，但低注水量工況下壁面剪應(yīng)力最高達(dá)13.6 Pa左右，高注水量工況降低約12 Pa。針對流動腐蝕問題的研究成果認(rèn)為，介質(zhì)流動時產(chǎn)生的壁面剪切應(yīng)力過高將對管道、設(shè)備內(nèi)壁產(chǎn)生較高的腐蝕風(fēng)險[12-14]，因而，無論是否提高注水量，以上區(qū)域均是流動腐蝕的重點(diǎn)部位。

(a)低注水量工況

(b)高注水量工況

3 結(jié)語

通過分析不同注水方法工況管系中流場特征的變化情況，可以得出以下結(jié)論。

(1)管系流場的分布主要受管系的排布形式影響，管系主管段的不對稱性，是流場不均衡的主要原因。盡管支管三通可對主管不對稱性造成的不均衡存在一定抵消，但不足以彌補(bǔ)主管不對稱造成的不均衡。

(2)統(tǒng)一提高注水量能夠有效降低介質(zhì)在不對稱管系中出現(xiàn)的湍流動能與Re數(shù)，但是流場不均衡仍然一直存在，是否以及如何對連續(xù)注水方法進(jìn)行微調(diào)才能令流場更為均衡，值得進(jìn)一步研究。

(3)湍流動能較高部位不僅存在明顯流速脈動，還會出現(xiàn)較高的壁面剪應(yīng)力，致使相關(guān)區(qū)域腐蝕風(fēng)險較高，應(yīng)在系統(tǒng)實(shí)際運(yùn)行中予以重點(diǎn)關(guān)注。