喻九陽，王家全，汪 威，彭 康，張思奧，孟觀林，肖 濤

武漢工程大學，湖北省綠色化工裝備工程技術研究中心，湖北 武漢 430205

水力旋流器工作原理是利用各相介質(zhì)密度不同、所受離心力不一致，從而實現(xiàn)兩相或多相分離，其中重質(zhì)相通過底流口流出，輕質(zhì)相由頂部溢流口排出［1-4］。由于水力旋流器結構簡單、處理能力強、維修方便等優(yōu)點，被廣泛應用于環(huán)保、醫(yī)藥制造、石化、食品加工、紡織以及城市污水處理等行業(yè)［5-7］。近年來，隨著全球頁巖油氣田的開采，非常規(guī)油氣田的開發(fā)逐漸成為人類能源的重要來源［8］。但非常規(guī)油氣田的開采存在單井和礦區(qū)產(chǎn)量隨時間加長處理量減小的問題，嚴重影響了下游設備的工作效率［9］。水力旋流器作為旋流分離的關鍵裝置，決定了相關設備的分離性能。因此，本文創(chuàng)新性設計一種主動適應的多管旋流裝置，通過多根水力旋流管優(yōu)化配置，智能調(diào)節(jié)工作旋流管數(shù)量和入口流量，保證了多管旋流裝置的分離性能。通過對比單管旋流器，采用計算流體動力學（computational fluid dynamics，CFD）數(shù)值模擬方法，研究了水砂處理液中砂粒濃度為10%時，隨著入口流量、砂粒粒徑的改變，兩種裝置分離性能的變化規(guī)律，為非常規(guī)油氣田開采過程中多管旋流裝置的應用提供理論基礎和計算指導。

1 數(shù)值模擬與計算方法

1.1 幾何尺寸

根據(jù)標準JB/T 9035-2015《水力旋流器》和旋流器處理量經(jīng)驗公式［10］，由公式（1）確定單管旋流器和多管旋流裝置的結構尺寸，具體尺寸如表1 所示。

式中，D 為旋流器基本直徑，cm；qn為旋流器產(chǎn)能，m3/h；ρm為處理液密度，t/m3；ΔPm為進出口壓差，MPa。

表1 旋流器結構參數(shù)Tab.1 Structure parameters of hydrocyclone

單管旋流器產(chǎn)能qn為5 m3/h，處理液中固相含量為10%，水和砂的密度分別為998、3 000 kg/m3，則處理液密度ρm=0.9×998+0.1×3 000=1 198.2 kg/m3= 1.198 2 t/m3，由砂粒粒徑取ΔPm=0.1 MPa。將數(shù)值代入式（1）中，得D=81 mm。根據(jù)水力旋流器選取標準取D=75 mm，則各結構：當量直徑de=0.25D=18.75 mm，故當量面積S=π（de）2/4=276.1 mm2。標準矩形入口尺寸為a=2b，則a=24 mm，b=12 mm；do=0.3D=22.5 mm，圓整取do=22 mm，d1=0.1D=7.5 mm，圓整取d1=8 mm；h=1.4D=105 mm，ho=a=24 mm；取α=15°。多管旋流裝置尺寸選取同上。

單管旋流器工作時，處理液由切向入口直接進入內(nèi)腔，在旋流離心力作用下，砂粒運動至底部排沙口或壁面視為有效分離；多管旋流裝置由5 根?33.5 mm 旋流管組成，處理液通過環(huán)形分布管切向流入各根旋流管。

1.2 裝置結構、網(wǎng)格劃分及無關性驗證

圖1（a）表明，單管旋流器由切向入口、直筒段、錐管段、溢流口和底流口組成。兩相分離主要發(fā)生在直筒段和錐管段部分，切向入口為分離提供能量，底流口和溢流口分別回收重質(zhì)相和輕質(zhì)相。圖1（b）所示為多管旋流裝置，整個裝置由環(huán)形入口分配管、排液腔、集砂腔、旋流管、流量計、控制閥和控制器組成。其兩相有效分離部分由5根旋流管組成，處理液由環(huán)形分配管均勻切向流入每根旋流管，每根旋流管入口處設置自動控制閥，可改變參與兩相分離的旋流管數(shù)量。多管旋流裝置有流速分配功能，從而保證分離精度。

圖1 單管和多管旋流裝置結構示意圖：（a）單管旋流器裝置，（b）多管旋流裝置，（c）?75 mm 單管網(wǎng)格，（d）?33.5 mm 多管網(wǎng)格，（e）截面選取Fig.1 Schematic diagrams of structures of single-tube/multi-tube hydrocyclone devices：（a）single-tube hydrocyclone device，（b）multi-tube hydrocyclone device，（c）?75 mm single-tube grid，（d）?33.5 mm multi-tube grid，（e）cross section

模型網(wǎng)格劃分采用ICEM 軟件，網(wǎng)格類型為六面體結構。為提高網(wǎng)格的計算精度，對模型入口、腔壁等湍流強度較大區(qū)域進行加密處理，為提升網(wǎng)格質(zhì)量，對網(wǎng)格進行光順。經(jīng)過網(wǎng)格無關性驗證后，單管? 75 mm 旋流器和? 33.5 mm 多管旋流裝置分別采用121 萬和52 萬個網(wǎng)格單元。兩種裝置網(wǎng)格劃分如圖1（c）、圖1（d）所示。為了直觀地對旋流器內(nèi)部的流場進行分析，選取不同截面處的流場進行研究，以底流口為參考截面，分別選取Y1-Y66 個截面為旋流器研究截面，截面選取如圖1（e）所示。

1.3 數(shù)值計算模型和邊界條件

Karimi 等［11］使用各種湍流模型比較了水力旋流器的數(shù)值分析結果，雷諾應力模型（reynolds stress mode，RSM）被證實可以代表與實驗最相似的結果。袁惠新和趙立新等［12-13］基于采用RSM湍流模型和離散相模型（discrete phase mode，DPM）對重質(zhì)相離散砂粒運動規(guī)律進行模擬分析。本文研究水-砂兩相分離過程，入口處理液固相的含量較低（10%）。因此，本文采用RSM 模型為湍流計算模型，并利用DPM 砂粒模型追蹤固體砂粒運動軌跡。

圖2 速度分布規(guī)律及影響因素：（a）切向速度，（b）軸向速度，（c）徑向速度，（d）入口流量對切向速度的影響Fig.2 Velocity distribution and influence factor：（a）tangential velocity，（b）axial velocity，（c）radial velocity，（d）influence of inlet flow rate on tangential velocity

邊界條件設置：采用DPM 砂粒模型，入口為速度入口，溢流口和底流口均為壓力出口。砂粒相速度大小與液相入口速度相同，溢流口設置為escape（逃逸），底流口設置為trap（捕捉），旋流器內(nèi)壁為完全反射，湍流強度為5%。壓力-速度耦合方案使用SIMPLEC（半隱式壓力鏈接方程），壓力使用PRESTO（壓力交錯選項），采用二階迎風方案用于求解器設置。

2 結果及討論

為研究各工況對裝置分離性能的影響，本文通過改變?nèi)肟诹髁亢蜕傲Ａ綄ζ溥M行研究。對于單管? 75 mm 旋流器，處理量Q 為1～5 m3/h；對于多管旋流裝置，其處理量Qi波動范圍為0.2～1 m3/h。兩者處理的固體砂粒粒徑為1～20 μm。

2.1 速度分布

切向、軸向、徑向速度統(tǒng)稱為流場的3 向速度，圖2 為? 75 mm 單管旋流器不同高度上3 向流場速度分布圖。由圖2（a）可以看出，切向速度隨著旋流器高度的降低，數(shù)值不斷減小，變化規(guī)律與部分學者研究的結論一致［14-16］。由圖2（b）可知軸向速度呈對稱分布，軸向速度有一個最明顯的特征——軸向零速包絡面［17］，該面上流體軸向速度為零，面里側流體為內(nèi)旋流運動，外側流體為外旋流運動，分別從溢流口溢出和底流口流出，軸向速度的分布將會影響固液兩相在溢流口和底流口的分配，從而影響旋流器的分離效率。如圖2（c）所示，徑向速度分布亦呈對稱分布，且徑向速度的數(shù)值遠小于切向和軸向速度，對旋流器分離性能影響較小。

如圖2（d）所示隨著入口流量Q 的降低，旋流器內(nèi)部流場的切向速度值降低，入口流速是影響旋流離心力的關鍵因素。不同入口流量下，旋流管軸線位置附近切向速度幾乎為0，沿著徑向外移，切向速度逐漸增大，在靠近旋流管內(nèi)壁的過程中達到峰值，其中切向速度增速隨著流量的增加而增大。

2.2 壓差變化

旋流分離裝置壓降大小直接影響設備能耗，降低壓降是旋流分離裝置優(yōu)化的一個重要方面［18-19］。如圖3 所示，當旋流器入口流量Q 分別為1、2、3、4、5 m3/h 時，旋流器內(nèi)部壓力分布規(guī)律。從圖3 中可知，在徑向方向上，旋流器中心處為低壓區(qū)，靠近壁面區(qū)域壓力較高；在軸向上，隨著軸向高度的降低，壓力逐漸降低，靠近底流口處壓力較低，而在溢流口入口處壓力有驟降現(xiàn)象，壓力在直筒段近壁面處最高。隨著入口流量Q 的增加，徑向壓力逐漸提高，但是內(nèi)部流場分布規(guī)律一致。

圖3 ?75 mm 旋流器壓力分布云圖Fig.3 Pressure distribution cloud diagrams of ?75 mm hydrocyclone

為了進一步分析入口流量對能耗的影響，便于更好地對比研究單管旋流器和多管旋流裝置的能耗，分別定義單管旋流器和多管旋流裝置壓降率為P1-i、P’1-i。

其中，P1-2、P'1-2分別為單管和多管旋流裝置溢流口壓降率；P1-3、P'1-3分別為單管和多管旋流裝置底流口壓降率；P1、P'1分別為單管和多管旋流裝置入口壓力；P2、P'2分別為單管和多管旋流裝置溢流口壓力；P3、P'3分別為單管和多管旋流裝置底流口壓力。

如圖4 所示，單管旋流器和多管旋流裝置壓降率均隨著入口流量增大而降低。單管旋流器相對多管旋流裝置溢流口壓降率以及底流口壓降率降幅較快，當入口流量Q ≥3 m3/h 時，壓降率降幅明顯增大，而對于多管旋流裝置溢流口和底流口壓降率增速基本一致。對比圖4（a）和圖4（b）可知單管和多管兩類旋流裝置壓降率值相差不大，能耗相當。

圖4 壓降率隨入口流量變化規(guī)律：（a）單管旋流器裝置，（b）多管旋流裝置Fig.4 Change rules of pressure drop rate with inlet flow rate：（a）single-tube hydrocyclone device，（b）multi-tube hydrocyclone device

2.3 砂粒運動軌跡

圖5 為液固分離時砂粒在旋流場內(nèi)的運動軌跡圖?？芍蟛糠稚傲Ｑ匦髌鞅诿孀鱿蛳碌男鬟\動，從底流口分離出來，少部分砂粒從頂部溢流口逃出使得旋流器分離效率降低。當砂粒直徑d ≤5 μm 時，砂粒質(zhì)量小，受到的離心力較小，此時砂粒分布在旋流器內(nèi)腔各個區(qū)域，更易受到湍流流場波動的影響。當砂粒分布在外旋流區(qū)域時，砂粒在離心力和重力作用下向下運動，從而被底流口捕獲；當砂粒分布在內(nèi)旋流區(qū)域時，內(nèi)旋流速度方向向上且軸向速度較大，砂粒隨著流體向上運動，形成夾帶，導致砂粒從頂部溢流管逃逸，降低了分離效率。當砂粒粒徑d>5 μm 時，砂粒相運動軌跡越來越規(guī)則且更加靠近旋流器內(nèi)壁，砂粒在離心力作用下迅速聚集到外旋流區(qū)域并向管壁方向運動，使得砂粒隨著外旋流場向下運動，從底流口分離，溢流口處鮮有砂粒流出。

圖5 Q =5 m3/h 流量下砂粒軌跡Fig.5 Sand moving trajectory under flow of Q =5 m3/h

2.4 分級效率

分級效率ηc是旋流分離裝置分離性能的重要指標［20］，定義如下：

其中：ni、n3分別為入口和底流口處砂粒的數(shù)量；fi（d）、f3（d）分別為入口和底流口處砂粒粒徑為d時砂粒含量。

圖6 為單管和多管旋流裝置不同粒徑d 砂粒的分級效率ηc變化規(guī)律。由圖6（a）可知，入口流量減少時，單管旋流器砂粒粒徑在1～20 μm 范圍內(nèi)的分級效率ηc均降低，同時，粒徑越大的砂粒分級效率增長越快。當流量Q 由5 m3/h 逐漸減小至1 m3/h 時，單管旋流器d =20 μm 砂粒分級效率ηc由82.3%下降至31.7%，降幅超過60%；d =10 μm砂粒分級效率ηc由64%下降至28.1%，降幅約為55%；而d =1 μm 砂粒分級效率ηc僅由35.4%降低為31.2%，降幅僅為12%。隨著砂粒粒徑d 的降低，分級效率ηc降幅減少，說明流量Q 降低更易影響中大砂粒的分離。此外，當砂粒粒徑d ≤10 μm時，分級效率ηc曲線較為波動，說明小砂粒在旋流場中更容易湍流流動。

圖6 不同砂粒分級效率變化規(guī)律：（a）單管旋流器裝置，（b）多管旋流裝置Fig.6 Change rules of different sand classification efficiency：（a）single-tube hydrocyclone device，（b）multi-tube hydrocyclone device

由圖6（b）可見，當粒徑d 為20、15、10 μm 的砂粒分級效率ηc由85.7%、81.1%、72% 下降至74.2%、71.3%、68.5%，降幅分別為13.4%、12%、4.9%。可見多管旋流裝置不同砂粒分級效率ηc亦隨著入口流量Qi的降低而減小，降幅也隨著Qi的減少而降低。相對于單管旋流器，其下降幅度大為降低。當入口流量降低時，多管旋流組能顯著提高中大砂粒粒徑分級效率ηc，相對單管旋流器d ≥10 μm 砂粒分級效率可提高35%。

2.5 分離效率

為了更加直觀地研究單管和多管旋流分離裝置分離效果，對一定組分的砂粒群的分離效率ηs做對比研究。

根據(jù)現(xiàn)場測試，不同粒徑砂粒組分函數(shù)f（xi）見式（6），其中砂粒含量系數(shù)a、b、c、d、e 分別為

計算得到單管旋流器和多管旋流裝置的整體分離效率ηs隨入口流量變化規(guī)律如圖7 所示。

圖7 入口流量對單管和多管旋流裝置分離效率的影響Fig.7 Influence of inlet flow rate on separation efficiency of single-tube and multi-tube hydrocyclone devices

由圖7 知，當入口流量由5 m3/h 分別降低為4、3、2、1 m3/h 時，單管旋流器分離效率ηs分別為63.3%，56.7%，49.9%，36.8%，30.3%；多管旋流裝置 分 離 效 率ηs分 別 為79.1%，73.4%，72.3%，71.1%，69.9%。上述數(shù)據(jù)表明多管旋流裝置分離效率比單管旋流器分離效率ηs更大，更能有效分離水中砂粒。隨著流量的降低，單管旋流器分離效率ηs值迅速減小，當流量Q ≤3 m3/h 時，分離效率ηs<50%，旋流分離器無法在低流量的情況下進行兩相分離，但多管旋流裝置分離效率ηs雖隨Q的降低而逐漸減小，但降幅不大。流量由5 m3/h降為1 m3/h，分離效率ηs僅降低9.2%，其值為69.9%，亦能有效進行液固分離。因此，在非常規(guī)油氣田開采中，多管旋流裝置能有效避免油氣產(chǎn)能降低而帶來的分離失效，砂粒依然能有效分離。

3 結 論

采用數(shù)值模擬的方法，對比傳統(tǒng)單管旋流器，分析入口流量、砂粒粒徑對單管和多管旋流裝置分離性能的影響，可得出以下結論：

1）單管和多管旋流裝置壓降率P1-i和P’1-i均隨著入口流量Q 降低而增大。單管旋流器底流口壓降率增幅較大，當流量Q ≥3 m3/h 時P1-3增速較大。多管旋流裝置溢流口和底流口壓降率增速基本一致。2 種分離裝置壓降率值相差不大，能耗基本相同。

2）單管和多管旋流裝置不同粒徑d 砂粒的分級效率ηc均隨入口流量的減小而降低。在單管旋流器中流量Q 降低更易影響中大砂粒的分離。小粒徑d ≤10 μm 砂粒分級效率ηc曲線波動較大。多管旋流裝置分級效率ηc下降幅度較小，d 為20、15、10 μm 的砂粒分級效率ηc降幅分別為13.4%、12%、4.9%。當入口流量降低時，多管旋流裝置能顯著提高中大砂粒粒徑分級效率ηc，相對單管旋流器d ≥10 μm 砂粒分級效率可提高35%。

3）隨著入口流量的降低，單管旋流器分離效率ηs值迅速減小，當流量Q ≤3 m3/h 時，分離效率ηs<50%，單管旋流器無法有效進行兩相分離；多管旋流裝置分離效率ηs亦隨Qi的降低而逐漸減小，但降幅不大。流量由5 m3/h 降為1 m3/h，分離效率ηs僅降低9.2%，其值為69.9%，亦能有效進行液固分離。