徐德輝，顧漢洋，劉 莉，黃 超

(上海交通大學(xué) 核科學(xué)與工程學(xué)院，上海 200240)

旋葉汽水(本文汽水指水蒸氣)分離器作為壓水堆蒸汽發(fā)生器中的初級(jí)分離器，用于除去來(lái)自U型傳熱管束汽水混合物中的大部分液滴，保證向二級(jí)干燥器提供合適的入口條件，最終確保高品質(zhì)蒸汽進(jìn)入汽輪機(jī)做功.在研制旋葉汽水分離器的過(guò)程中，國(guó)內(nèi)外學(xué)者以分離效率以及壓降為評(píng)價(jià)指標(biāo)，開(kāi)展了大量冷態(tài)選型和熱態(tài)驗(yàn)證試驗(yàn)[1-2].丁訓(xùn)慎等[3]研究了旋葉結(jié)構(gòu)、出氣筒口徑比、疏水槽等參數(shù)對(duì)分離器性能的影響.Liu等[4]開(kāi)展了旋葉分離器模化試驗(yàn)研究，獲得了分離效率隨流動(dòng)工況的變化規(guī)律，發(fā)現(xiàn)了分離效率受入口流型的影響顯著.Liu等[5]在幾何相似、工作壓力相似、入口汽液表觀速度相等的條件下，確定了不同工況之間分離效率的定量關(guān)系，并發(fā)現(xiàn)分離器結(jié)構(gòu)尺寸越大，其汽液分離效率越小.Xiong等[6]和李亞洲等[7]通過(guò)冷態(tài)試驗(yàn)研究了汽液流量、切向疏水槽、擋水環(huán)以及上升筒高度對(duì)旋葉分離器分離效率和壓降的影響.隨著計(jì)算機(jī)技術(shù)的飛速發(fā)展，近年來(lái)數(shù)值計(jì)算被廣泛地應(yīng)用于汽水分離器工作性能的研究中.Kataoka等[8]和He等[9]采用單流體模型和雙流體模型分別對(duì)旋葉分離器的汽水分離過(guò)程進(jìn)行了模擬計(jì)算，發(fā)現(xiàn)雙流體模型能夠更好地預(yù)測(cè)旋葉分離器的壓降和內(nèi)筒壁面的液膜厚度.趙富龍等[10]針對(duì)A1000旋葉分離器三維模型，建立了液滴運(yùn)動(dòng)相變模型，研究了液滴相變特性對(duì)分離效率的影響.楊雪龍等[11]、Liu等[12]和吳航宇等[13]利用Euler-Euler雙流體模型研究了粒徑對(duì)分離器分離效率和壓降的影響.

目前，雖然國(guó)內(nèi)外學(xué)者針對(duì)旋葉汽水分離器開(kāi)展了大量的試驗(yàn)研究和數(shù)值模擬研究，但是試驗(yàn)研究主要集中于冷態(tài)?；芯浚瑹o(wú)法獲得實(shí)際運(yùn)行條件下原型分離器的工作性能.數(shù)值模擬方面，由于缺乏熱態(tài)試驗(yàn)數(shù)據(jù)的支持，計(jì)算結(jié)果通常無(wú)法獲得有效的驗(yàn)證.因此，所建立的數(shù)值計(jì)算模型難以直接外推工程原型設(shè)計(jì).本文針對(duì)一種新型錐形式旋葉汽水分離器開(kāi)展了全尺寸的蒸汽-水熱態(tài)試驗(yàn)研究，同時(shí)通過(guò)數(shù)值計(jì)算獲得了分離器內(nèi)部汽液兩相流動(dòng)分離的流場(chǎng)細(xì)節(jié)，包括速度場(chǎng)、壓力場(chǎng)和液相體積分?jǐn)?shù)等的分布規(guī)律.

1 旋葉分離器熱態(tài)試驗(yàn)及數(shù)值計(jì)算方法

1.1 旋葉分離器幾何結(jié)構(gòu)

如圖1(a)所示，所采用的旋葉分離器幾何結(jié)構(gòu)主要由下筒體、旋葉組件、錐形分離筒、擋水器、擴(kuò)散器和外筒體組成,試驗(yàn)過(guò)程中在旋葉入口、旋葉出口、擴(kuò)散器出口分別設(shè)置了取壓點(diǎn)，測(cè)量旋葉前后壓降Δp1和擴(kuò)散器壓降Δp2.汽水混合物通過(guò)下筒體入口進(jìn)入分離器，流經(jīng)旋葉后由軸向運(yùn)動(dòng)轉(zhuǎn)變?yōu)槁菪\(yùn)動(dòng).在離心力的作用下，密度較大的液滴被分離至錐形分離筒壁面形成液膜并沿壁面向下游流動(dòng).錐形分離筒上布置大量疏水孔，被分離的液膜經(jīng)疏水孔流出并進(jìn)入分離筒和外筒體之間的下降通道，大部分液相會(huì)在重力的作用下從底部疏水孔排出，而小部分的液相則被進(jìn)入下降通道的蒸汽攜帶繼續(xù)向上運(yùn)動(dòng)，從外筒頂部出口排出.分離筒中未經(jīng)疏水孔排出的液相在筒內(nèi)蒸汽的作用下繼續(xù)向上運(yùn)動(dòng)，依次通過(guò)擋水器和擴(kuò)散器，進(jìn)一步分離后進(jìn)入下一級(jí)重力分離區(qū).錐形分離筒頂端疏水孔的布置方式如圖1(b)所示，其中：d為疏水孔直徑；l為孔間距；θ為兩孔之間的夾角.

1.2 熱態(tài)試驗(yàn)系統(tǒng)

如圖2所示，熱態(tài)試驗(yàn)回路由水支路、蒸汽支路和高壓補(bǔ)水支路組成.回路運(yùn)行壓力為6.0 MPa，溫度為275 ℃，最大飽和蒸汽流量為160 t/h，最大飽和水流量為500 t/h.試驗(yàn)前，向試驗(yàn)本體壓力容器底部注入大量去離子水，通過(guò)布置在容器底部的電加熱棒加熱產(chǎn)生大量飽和蒸汽作為試驗(yàn)的蒸汽源.整個(gè)回路為閉式回路，試驗(yàn)過(guò)程中飽和水和飽和蒸汽分別通過(guò)循環(huán)主泵和蒸汽壓縮機(jī)驅(qū)動(dòng)循環(huán)，汽液兩相經(jīng)過(guò)壓力容器底部的汽水混合器混合均勻后依次通過(guò)旋葉汽水分離器、重力分離空間和波形板分離器.其中，99%以上的液相會(huì)被分離重新回到水回路，蒸汽和未被分離的液相從壓力容器頂部的蒸汽管道排出，經(jīng)外置干燥器干燥之后回到蒸汽回路繼續(xù)循環(huán).試驗(yàn)過(guò)程中若壓力容器底部水位過(guò)低，則通過(guò)高壓補(bǔ)水支路進(jìn)行補(bǔ)水.

圖2 試驗(yàn)裝置系統(tǒng)圖

蒸汽發(fā)生器出口濕度一般低于0.25%，忽略壓力容器出口蒸汽攜帶的水分，旋葉分離效率η按照下式計(jì)算：

(1)

1.3 數(shù)值計(jì)算模型及方法

采用計(jì)算流體軟件STAR-CCM+對(duì)旋葉分離器開(kāi)展數(shù)值模擬研究，幾何模型如圖3所示.其中：D為分離器下筒體直徑；距離分離器底部入口1.0D、4.4D和5.8D的軸向位置分別為1級(jí)排水口、2級(jí)排水口和出口.1級(jí)排水口為疏水孔分離水經(jīng)下降通道的排出口，2級(jí)排水口為擴(kuò)散器和重力空間分離水的排出口.分離器入口邊界條件為速度入口，頂部出口邊界條件為分散流出口，1級(jí)排水口和1級(jí)排水口邊界條件均為液相透過(guò)的壁面.

圖3 旋葉分離器數(shù)值模型

數(shù)值計(jì)算模型采用Euler-Euler雙流體模型，其中，汽相為連續(xù)相，液相為離散相.湍流模型采用Realizablek-ε模型，相間作用力僅考慮拖曳力、升力和虛擬質(zhì)量力.假設(shè)汽液兩相在旋葉分離器中的流動(dòng)為穩(wěn)態(tài)過(guò)程，液滴粒徑為均一粒徑，忽略液滴粒徑的變化.基本控制方程組如下.

(1)連續(xù)性方程為

(2)

(2)動(dòng)量方程為

(3)

(3)相間動(dòng)量傳遞方程為

F=Fd+FL+Fvm

(4)

式中：Fd、FL和Fvm分別為相間拖曳力、升力和虛擬質(zhì)量力.

相間拖曳力Fd可通過(guò)下式計(jì)算獲得：

Fd=c12,d(v1-v2)

(5)

(6)

式中：c12,d為相間曳力系數(shù)；dp為離散相顆粒直徑；CD為曳力系數(shù).

升力FL可通過(guò)下式計(jì)算：

FL,1=-FL,2=

(7)

式中；CL=0.5為升力系數(shù).

虛擬質(zhì)量力Fvm可通過(guò)下式計(jì)算：

(8)

式中：Cvm=0.5為虛擬質(zhì)量力系數(shù).

(4)Realizablek-ε模型輸運(yùn)方程為

Gk+Gb-ρ(ε-ε0)-γM+Sk

(9)

(10)

(11)

針對(duì)錐形式旋葉汽水分離器模型建立非結(jié)構(gòu)化網(wǎng)格結(jié)構(gòu)，對(duì)流動(dòng)結(jié)構(gòu)較為復(fù)雜的分離筒、旋葉、疏水孔等區(qū)域進(jìn)行局部加密處理.網(wǎng)格無(wú)關(guān)性驗(yàn)證結(jié)果如圖4所示，其中N為網(wǎng)格數(shù)量.當(dāng)N>1.1×107后，分離效率變化在0.1%以內(nèi)，綜合考慮計(jì)算機(jī)資源和時(shí)間成本，最終選擇N≈1.1×107的模型進(jìn)行計(jì)算.

圖4 網(wǎng)格無(wú)關(guān)性驗(yàn)證

2 結(jié)果分析

2.1 試驗(yàn)結(jié)果分析

在壓力為6 MPa、溫度為275 ℃的試驗(yàn)工況下，系統(tǒng)地研究飽和水入口的表觀速度jl=0.30 m/s，飽和蒸汽入口表觀速度jg=2.19～12.93 m/s條件下，蒸汽表觀速度對(duì)旋葉分離器分離效率及壓降的影響.試驗(yàn)工況如表1所示.

表1 試驗(yàn)工況

試驗(yàn)結(jié)果如圖5所示.旋葉分離效率隨著蒸汽表觀速度的增大呈先減小后增大的變化趨勢(shì)，但在低蒸汽表觀速度區(qū)變化不敏感.這是因?yàn)榈驼羝碛^速度條件下，汽水混合物中液相體積分?jǐn)?shù)較高，蒸汽中的大粒徑液滴(液塊)極易在離心力的作用下被分離至分離筒壁面形成穩(wěn)定的液膜，有利于液相的分離.隨著蒸汽表觀速度的增大，汽水混合物中液相體積分?jǐn)?shù)降低，液滴相互碰撞聚集的概率減小，同時(shí)蒸汽中攜帶的液滴平均粒徑會(huì)減小，且高速蒸汽會(huì)破壞壁面形成的液膜造成二次夾帶，從而導(dǎo)致分離效率降低.隨著蒸汽表觀速度的持續(xù)增大，大量的蒸汽從分離筒上的疏水孔流出，其攜帶的液滴也會(huì)隨著蒸汽一同進(jìn)入下降通道中.此時(shí)，蒸汽向上運(yùn)動(dòng)從外筒出口排出，而液滴則在重力作用下沿著下降通道從底部疏水孔排出，從而使得分離效率增加.旋葉前后的壓降為0.3～12 kPa，擴(kuò)散器前后的壓降為 10～53 kPa，且均隨著蒸汽表觀速度的增大而顯著增大.

圖5 旋葉分離器工作性能與飽和蒸汽表觀速度的關(guān)系

2.2 數(shù)值計(jì)算結(jié)果分析

針對(duì)表1中的試驗(yàn)工況7開(kāi)展旋葉分離器數(shù)值模擬計(jì)算，通過(guò)研究液滴粒徑對(duì)分離器分離效率和壓降的影響，建立適用于旋葉分離器的熱態(tài)數(shù)值計(jì)算模型，同時(shí)給出分離器內(nèi)部的流場(chǎng)細(xì)節(jié).入口飽和蒸汽和飽和水的速度采用混合表觀速度，同時(shí)指定各相體積分?jǐn)?shù)大小.汽水混合物入口邊界條件及物性參數(shù)如表2所示，其中：j為入口表觀速度；φ為體積分?jǐn)?shù).

表2 汽液兩相入口邊界條件

2.2.1粒徑的影響 針對(duì)試驗(yàn)工況7，分別計(jì)算了液滴粒徑為30～60 μm條件下旋葉分離器的分離效率和壓降，結(jié)果如圖6所示.由圖6可知，旋葉分離效率對(duì)液滴粒徑的變化十分敏感，隨著粒徑的增大而增大.這是因?yàn)檎羝袛y帶的液滴粒徑越大，液滴受到的離心力越大，因此越容易被分離.旋葉前后壓降隨著粒徑的增大而增大.這是因?yàn)橐旱瘟捷^小時(shí)，蒸汽中的液滴跟隨性較好，旋葉通道內(nèi)兩相湍流度較小，旋葉前后壓降損失以摩擦損失為主.隨著液滴粒徑的增大，液滴極易在旋葉離心力的作用下被分離至管壁并形成液膜.此時(shí)，旋葉通道內(nèi)兩相湍流度增大，導(dǎo)致流體的渦流損失和動(dòng)能損失相應(yīng)增大，因此旋葉前后壓降隨之增大.擴(kuò)散器壓降隨著粒徑的增大而減小.隨著液滴粒徑的增大，疏水孔的分離效率增加，分離筒內(nèi)的液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)越來(lái)越低，汽液兩相混合物的混合密度也隨之降低，從而導(dǎo)致擴(kuò)散器壓降減小.

圖6 旋葉分離器工作性能與液滴粒徑的關(guān)系

當(dāng)dp=45 μm時(shí)，分離效率與壓降計(jì)算結(jié)果與試驗(yàn)結(jié)果吻合得較好，對(duì)比結(jié)果如表3所示.因此，所構(gòu)建的數(shù)值計(jì)算模型能夠較好地模擬旋葉分離器熱態(tài)工作性能，下文將給出旋葉分離器內(nèi)部流場(chǎng)分布的計(jì)算結(jié)果.

表3 試驗(yàn)與數(shù)值計(jì)算結(jié)果對(duì)比(dp=45 μm)

2.2.2壓力場(chǎng) 不同軸向位置汽相靜壓沿分離筒徑向的分布曲線如圖7所示.其中：z為軸向高度；r為徑向距離.由圖7可知，汽相靜壓沿徑向呈軸對(duì)稱分布，在旋流的作用下，分離筒中心形成了明顯的低壓區(qū)，軸心處壓力最低.從軸心到兩側(cè)壁面，靜壓隨著徑向距離的增大而增大，在近壁面處升至最高.

圖7 不同軸向位置汽相靜壓沿徑向的分布曲線

流道中心氣相靜壓沿分離筒軸向的分布曲線如圖8所示.由圖8可知，旋葉分離器中流體的靜壓損失主要集中在旋葉、擋水器和擴(kuò)散器區(qū)域，損失的壓力中一部分作為旋葉、擋水器和擴(kuò)散器的局部壓降，另一部分則轉(zhuǎn)化為流體的動(dòng)能.在旋葉出口至擋水器區(qū)域，靜壓變化較小，呈先減小后增大的趨勢(shì).兩相流體流經(jīng)旋葉之后進(jìn)入錐形分離筒，流通面積縮小，流體的靜壓大部分轉(zhuǎn)化為流體的動(dòng)能.兩相流體沿著分離筒繼續(xù)向上流動(dòng)，流經(jīng)疏水孔區(qū)域時(shí)，大量的蒸汽和分離水從疏水孔流入下降通道，流道中心流體的速度迅速降低，使得該區(qū)域的靜壓上升.

圖8 流道中心汽相靜壓沿軸向的分布曲線

2.2.3速度場(chǎng) 汽相總速度vT的分布云圖如圖9所示.由圖9可知，在旋葉的作用下，汽相流動(dòng)從軸向運(yùn)動(dòng)轉(zhuǎn)為螺旋運(yùn)動(dòng).由于旋葉區(qū)域流道面積的減小，汽相速度增大，在旋葉的出口處達(dá)到峰值.旋葉出口之后流道面積突擴(kuò)，汽流在中心圓柱之后迅速膨脹，在旋流的作用下大部分汽流都聚集在壁面附近，分離筒直筒段內(nèi)形成中空低速尾流區(qū)，一直持續(xù)到錐筒段入口.汽流進(jìn)入錐筒段之后，流道面積突縮，汽流向分離筒中心聚集，流道中心的汽流速度增大，中空低速區(qū)的效應(yīng)減弱.隨著汽流繼續(xù)向上運(yùn)動(dòng)，大量的蒸汽從分離筒上的疏水孔流出，分離筒內(nèi)的蒸汽越來(lái)越少，流道中心的汽流速度也隨之減小.當(dāng)分離筒內(nèi)蒸汽量減少到一定程度時(shí)，流道中心又形成了明顯的中空低速區(qū)，并且低速區(qū)不斷增大，一直持續(xù)到分離筒出口.

圖9 汽相總速度分布云圖

流道中心汽相總速度沿軸向的分布曲線如圖10所示.由圖10可知，流道中心汽相速度通過(guò)旋葉之后迅速下降，然后在無(wú)疏水孔的錐筒段不斷上升，在疏水孔入口處達(dá)到峰值.之后，隨著分離筒內(nèi)蒸汽的不斷減少，汽相速度不斷降低.最后，在擋水器和擴(kuò)散器附近由于流道形狀比較復(fù)雜，汽相速度波動(dòng)劇烈.

圖10 流道中心汽相總速度沿軸向分布的曲線

2.2.4液相體積分?jǐn)?shù) 中心截面的液相體積分?jǐn)?shù)φl(shuí)的分布如圖11所示.由圖11可知，分離器入口處為均勻的汽水混合物，流經(jīng)旋葉之后，流動(dòng)從一維的軸向運(yùn)動(dòng)轉(zhuǎn)變?yōu)槿S的螺旋運(yùn)動(dòng).汽液兩相因密度差所受到的離心力大小不同，密度大的液相被分離至筒壁形成液膜，汽相則集中在分離筒中心，形成螺旋上升的氣芯.在中心螺旋汽流的拖動(dòng)作用下，液膜沿筒壁向上運(yùn)動(dòng)，經(jīng)疏水孔流出進(jìn)入下降通道，最終在重力的作用下大部分液相從底部疏水孔排出，剩余液相隨蒸汽一起從外筒頂部出口排出.從圖11中還可以看出，液相會(huì)在下降通道內(nèi)形成穩(wěn)定的液封，阻止蒸汽從底部疏水孔流出.

3 結(jié)論

通過(guò)對(duì)一種新型錐形式旋葉汽水分離器開(kāi)展全尺寸熱態(tài)試驗(yàn)和數(shù)值模擬研究，得到以下結(jié)論：

(1)旋葉分離效率隨著蒸汽表觀速度的增大呈先減小后增大的趨勢(shì)，但在低蒸汽表觀速度區(qū)變化不敏感.旋葉前后壓降和擴(kuò)散器壓降受蒸汽表觀速度的影響顯著，均隨著蒸汽表觀速度的增大而增大.

(2)液滴粒徑對(duì)旋葉分離效率的影響顯著，粒徑越大，分離效率越高.粒徑對(duì)壓降的影響相對(duì)較小，旋葉前后壓降隨著粒徑的增大而增大，擴(kuò)散器壓降隨著粒徑的增大而減小.經(jīng)過(guò)與試驗(yàn)結(jié)果進(jìn)行對(duì)比，發(fā)現(xiàn)jl=0.3 m/s，jg=12.93 m/s工況下，液滴均一粒徑為45 μm的數(shù)值計(jì)算結(jié)果與試驗(yàn)結(jié)果吻合得較好.

(3)旋葉汽水分離器的壓降主要集中在旋葉、擋水器和擴(kuò)散器區(qū)域，旋葉出口至擋水器區(qū)域沿軸向的壓力變化不大，但是受錐形筒的突縮結(jié)構(gòu)以及疏水孔影響，呈先減小后增大的趨勢(shì).

(4)汽液混合物流經(jīng)旋葉之后，蒸汽速度在旋葉出口處達(dá)到峰值，中心圓柱后方區(qū)域會(huì)形成一個(gè)中空的低速區(qū).流體進(jìn)入錐筒段后，隨著流通面積的突縮，蒸汽速度會(huì)增大，中空低速區(qū)效應(yīng)減弱.進(jìn)入疏水孔區(qū)域后，大量蒸汽流失，流道中心低速區(qū)又變得明顯，并且不斷擴(kuò)大，直至分離筒出口.

(5)在高速旋流的作用下，液滴會(huì)被分離至分離筒壁形成液膜，經(jīng)疏水孔進(jìn)入下降通道，大部分液相在重力的作用下從底部疏水孔排出，而少量液相會(huì)在蒸汽的作用下在外筒壁形成液膜，隨著蒸汽向上運(yùn)動(dòng)，最終從外筒出口進(jìn)入重力分離空間.