輸氣站場過濾分離器壓降與除塵效率變化特性

敬佩瑜，鄭思佳，張帥，唐超，段林林，付斌

（1 西南石油大學石油與天然氣工程學院，四川 成都 610500；2 中國石油西南油氣田分公司集輸工程技術研究所，四川 成都 610000；3 國家油氣管網公司調控中心，北京100027；4 中國石油西南油氣田公司燃氣分公司，四川 成都 611500；5 中海油能源發展股份有限公司工程技術分公司，天津300452）

為進一步脫除微小的粉塵顆粒，當凈化氣管網中的天然氣流向下游燃氣管網時往往需要設置過濾分離器[1]，氣體流經過濾分離器時必將發生一定的壓力損失，即壓降。作為主要評價參數，壓降的動態變化過程能反映過濾分離器的剩余壽命[2-4]，但如何通過壓降來評價過濾分離器的除塵效率和工作狀況，亟待深入研究[5]。

國內外學者針對這一問題開展了廣泛的研究，Azam 等[6]采用現場實驗和數值模擬相結合的方法，考察了不同濾材動態壓降和分離效率間的關系，發現壓降隨床層厚度增加呈升高趨勢，當孔隙率減小到75%時，會導致壓降的陡然升高。劉震等[7]采用高壓天然氣粉塵在線檢測裝置，定期監測某高含硫氣田過濾分離器的除塵效率，發現在使用時間達到總使用壽命1/3時，除塵效率和壓降突然以指數倍逐漸升高[8]。Lim 等[9]發現當濾材孔隙率減小到原孔隙率的50%后，壓降和除塵效率增加30%。Song 等[10]明確了濾芯除塵效率、壓降和粉塵捕集量之間的關系，發現當粉塵在濾芯纖維上形成一種“鏈狀結構”時，粉塵捕集效率會增加3～5 倍，但這種“鏈狀結構”的含量往往影響濾芯使用壽命。Riefler 等[11]實驗擬合得到了濾芯捕集質量與除塵效率間的二次冪關系。Thomas等[12-13]則驗證了這種二次冪關系是普遍存在的。Bourrous 等[14]明確了過濾分離器的壓降與流量之間是一種線性關系，這種關系的斜率k在0.2～0.5 之間。Feng 等[15]采用二維模型對粉塵流過濾芯的過程開展了計算流體力學（computational fluid dynamics, CFD）模擬，發現濾芯的壓降與流量呈正比。

國內外已有的評價方法大多基于室內試驗展開，其在輸氣站場應用的可靠性還未見報道。2016年劉震等[16]認為氣田大量輸氣站場過濾分離器仍存在使用壽命、使用效果難以準確評價的問題，2020年在西南某氣田的輸氣站場中這一問題仍然廣泛存在。因此，如何將試驗和CFD 方法得到的數據應用在輸氣站場過濾分離器評價上，還需要進一步研究。為此，以輸氣站場過濾分離器為研究對象，采用粉塵在線檢測和數值模擬相結合的手段，考察壓降、除塵效率在不同運行壓力下的變化特性以及隨運行時間的變化過程，研究結果可有效評價過濾分離器的除塵效率和工作狀況。

1 基本參數和除塵效率檢測實驗

1.1 過濾分離器基本參數

（1）原理和結構 輸氣站場過濾分離器內部結構和流動方向如圖1所示，在聚結腔內29根濾芯整齊排列見圖1(a)，其入口與出口管徑、濾芯長度等基礎尺寸見圖1(b)。攜帶粉塵的氣體從入口管道流入過濾分離器聚結腔內，通過濾芯的聚結作用，粉塵顆粒被脫除，通過氣體收集腔經出口管道流出分離過濾器，如圖1(c)所示。

圖1 過濾分離器的結構、尺寸和原理

（2）分離過濾器參數 分離過濾器內濾芯長1200mm、外徑114mm、內徑96mm，材料為聚乙烯纖維，操作溫度在-5～115℃之間。單根濾芯的過濾區域為2.98m2，設計的除塵效率是除去99%的粒徑大于5μm的粉塵，如表1所示。

表1 濾芯及分離過濾器技術參數

1.2 除塵效率檢測實驗

（1）檢測原理和方法 為考察分離過濾器的除塵特性，采用中國石油大學（北京）研發的高壓天然氣管道內粉塵檢測裝置，檢測三個輸氣站場流入（上游）與流出（下游）過濾分離器的粉塵濃度，進而通過式(1)計算除塵效率。該裝置由采樣系統、粒子分析系統、減壓放空系統和數據處理系統四部分組成[17-18]，檢測流程及原理如圖2 所示。采樣系統①可在高壓下獲得攜帶粉塵的流動氣體；粒子分析系統②主要用于粉塵顆粒濃度分析，主要設備為德國Palas 公司的Welas3000 型氣溶膠粒徑譜儀與Prostar型顆粒物在線檢測裝置；減壓放空系統③由減壓閥與放空管組成；數據處理系統④則是數據處理模塊[19]。

圖2 高壓天然氣管道內粉塵檢測流程

式中，CV,out與CV,in為出口和進口粉塵濃度，直接由Welas光學粒子計數器讀出，μm3/m3。

（2）在線檢測條件 主要考察對象為三個輸氣站場的臥式過濾分離器F-1、F-2 與F-3，它們的進站壓力依次為2.5MPa、3.5MPa 與4.5MPa，如表2所示。取樣分析表明粉塵顆粒呈無規則狀，粒徑在3～50μm 之間，呈正態分布，其形狀如圖3(a)所示。上游來氣的粉塵濃度約100μg/m3（標準狀況下）。各站在1年內的月平均日輸量（標準狀況下）在150×104～400×104m3/d之間，如圖3(b)所示，在各自運行壓力下，三臺過濾分離器的氣體密度為20.54kg/m3、28.76kg/m3與36.98kg/m3，相應工況輸量（標準狀況下）在14.7×104～39.4×104m3/d 之間，相應入口流速分別為8.2～23.4m/s、5.7～16.3m/s 與4.4～12.4m/s。

表2 在線檢測實驗條件

由圖3(b)可知，各分離過濾器流量負荷在冬天較大，夏天較小，其累計輸量相差不大。為考察分離過濾器的除塵效率，分別在濾芯安裝投產1個月內（0 年）、運行0.5 年和1 年后在線檢測各站過濾分離器的除塵效率。

圖3 粉塵結構和F-1、F-2與F-3月平均日輸量

1.3 過濾分離器壓降跟蹤實驗

除檢測過濾分離的除塵效率外，還跟蹤三臺過濾分離器流量、運行壓力與溫度等參數，記錄頻率為每周2次，持續時間為1年，以獲得分離過濾器壓降隨輸量的變化特性。

2 數值模擬

2.1 基本方程

粉塵流動過程的數值模擬主要采用歐拉-歐拉方法，其中，不同的相被處理成互相貫穿的連續介質。由于一種相所占的體積無法再被其他相占有，故引入相體積率（phasic volume fraction）的概念。相體積率是時間和空間的連續函數，各相的體積率之和等于1。氣固兩相按照體積分數分別求解瞬態連續性方程（對每一相分別求解）[式(2)]、動量方程（對每一相分別求解）[式(3)][20]。

式中，Ps為顆粒相傳導進入連續相的壓力，主要存在于流體域與壁面邊界[式(5)]。

式中，ω為顆粒流的動量傳質[式(6)]。

式中，g0(αs)為顆粒的徑向分布方程，主要用于修正顆粒碰撞的概率[式(7)]。

式中，μk為由顆粒碰撞和平動產生的剪切黏度[式(8)]。

式中，由顆粒碰撞產生的剪切黏度為式(9)。

由顆粒平動產生的剪切黏度為式(10)。

式(4)中的λs為表征固相體積膨脹的體積黏度[式(11)]。

式中，αs為顆粒相體積分數；es為彈性系數；ds為顆粒粒徑。系數η可表示為式(12)。

式(3)右側FD為氣相與固相之間的曳力，如式(13)、式(14)。

式中，Cd為單顆粒曳力系數；Rep為顆粒雷諾數；dp為顆粒直徑；αk為各相體積分數；up為固相流速。將Schiller and Naumann[21]曳力系數模型引入進FD中[式(15)]。

式中，FL為氣相施加給固相的舉升力，如式(16)～式(20)。

式中，Resi為剪切流中的雷諾數；CL為Saffman舉升力系數；Fvm為虛擬質量力。

為計算分離過濾器濾芯聚結過程，在原動量方程右側加入以下源項[式(21)～式(23)][22]。

式中，Si為i方向上的源項；vs為顆粒的速度向量，方程右側第一項為達西流動項，方程右側第二項為慣性阻力項。該源項會引起過濾單元內壓力梯度變化，進而引起粉塵速度的變化，實現粉塵在濾芯上聚結的效果，a為滲透率，C2為慣性阻力系數，慣性阻力系數和黏性阻力系數可以通過壓降和流速關系來獲得，如式(24)。

擬合所得初始壓降和流速關系如表3所示，擬合曲線R2在0.98左右，如圖6中黑線曲線，在擬合過程中，A與B的值均應大于0。黏性阻力VR黏性阻力和慣性阻力IR慣性阻力可表達為式(25)和式(26)，其值見表3。

表3 慣性阻力系數和黏性阻力系數

上述方程中各個參數的取值如表4所示，將表4中取值代入可求得各方程的解。

表4 基本參數及數據來源

2.2 模型求解

分離過濾器采用混合網格劃分如圖4所示，共劃分51 萬個網格，非結構化（分離過濾器殼體）約40 萬個，結構化（分離過濾器濾芯）11 萬個，湍動能和湍流耗散率分別由5%的湍流強度和10%的入口混合長度獲得。由于分離過濾器壓降最大只有數十千帕，與數十兆帕的出口壓力有2～3個數量級之差，故出口壓力設定為與入口壓力相同。SIMPLE 算法用于計算各相流速和壓力降。一階迎風算法用于各相動量方程計算，二階迎風算法用于湍動能和湍流擴散率的計算。時間步長設定為10-4s，根據質量守恒，收斂依據為：入口粉塵質量流量-出口粉塵質量流量=捕集粉塵質量/運行時間，運算步數為2×105步。在收斂后可通過增加步長的方法，完成擬運行時間為1年時的工況。

圖4 非結構化網格劃分

模型的求解過程如圖5所示，首先對過濾分離器進行物理建模，再分別求解氣-固兩相連續性方程、動量方程與本構方程。由此得達西流動項與慣性阻力項，進而得氣固兩相流場分布和濾芯聚結過程。粉塵顆粒粒徑分布通過UDF （user defined function）中的宏DEFINE_PROPERTY 編譯在第二相的顆粒粒徑中。

圖5 模型的求解

安恩科等[25]認為對于同一模型，網格數目小時，計算容易收斂，而計算結果與網格數目有關；網格數目大時，計算結果與網格數目無關，計算不容易收斂。因此，需要對模型中的網格無關性進行驗證。計算以F-2分離過濾器為研究對象，共劃分4 面 體 網格6 組，分別為21 萬、31 萬、41 萬、51萬、61 萬與71 萬。所有網格扭曲度在0～0.4 之間，網格質量良好。

圖6為分離過濾器F-2在21萬、31萬、41萬、51萬、61萬與71萬網格下運行0.5s時顆粒相流動的傳質過程，可見這些不同網格模型下收斂解的趨勢相同，但當網格數量在21萬～41萬時，傳質過程存在一定差異，但當網格輸量從51萬增大到71萬時，傳質過程基本相同，因此，確定網格數量在51萬時傳質過程即可達到穩定，同時網格數量最小。

圖6 分離過濾器F-2在不同網格數量下運行0.5s時顆粒相流動傳質過程

圖7為不同網格數量下運行時間11s時分離過濾器出口粉塵體積濃度的變化，由此發現，只有當網格輸量大于51萬時，出口粉塵體積濃度才趨于穩定。

圖7 不同網格數量下運行11s時分離過濾器出口粉塵體積濃度的變化

綜上所述，采用粉塵傳質隨網格數量變化趨勢，與采用出口濃度隨迭代步數變化判定網格收斂性的結果是一致的。因此，確定計算網格數量為51萬是合適的。

3 結果和討論

3.1 初始壓降

記錄各分離過濾器在更換濾芯后首月的壓降、流量數據，整理后可見壓降與流量之間的關系，如圖8 所示。F-3 在標況輸量150×104～400×104m3/d 下的壓降最低，F-1 最高，因為在相同標況流量下，操作壓力越低，工況流速越快，受到的局部阻力越大。

對比實驗與CFD 計算結果，可見CFD 計算值小于初始壓降的擬合曲線，這是因為過濾分離器實際運行時粉塵顆粒往往是一股一股地進入濾芯纖維，再通過尋找濾材中薄弱的孔隙流出[11]，這會對壓降產生擾動，結果一方面增大壓力監測裝置的誤差，另一方面使壓降緩慢降低。

然而，CFD 無法描述實際流動中顆粒“尋找”纖維薄弱處的過程，根據源項式(21)的設定，只能線性描述一定濾芯的阻力特性[6]。由模擬結果可知，誤差隨運行流量增大而增加，但最大誤差仍可控制在20%以內，這表明CFD 方法可以較準確地預測過濾分離器的初始壓降（運行時間1個月）。

3.2 壓降隨時間的變化

圖9所示為三臺過濾分離器在運行時間t=0年、t=0.5 年與t=1.0 年時的壓降情況，其中t=0 年時各過濾分離器的初始壓降（更換濾芯首月）與圖8中黑點數據相同。可見隨著運行時間的增長與濾芯粉塵聚結量的增加，檢測壓降點將不斷偏離擬合的最優二次曲線，R2會越來越小，而操作壓力較低的F-1 與F-3 的壓降增速則更低，這主要是因為F-3的流速低，而流速越低，在相同摩阻系數下的阻力越小。

圖8 新濾芯安裝后首月內壓降表讀數與CFD計算結果對比

圖9 各分離過濾器檢測壓降隨時間的變化

圖10 為CFD 數值模擬結果，沿程壓降隨計算時間呈增大趨勢，與圖9 中實際運行下的壓降相比，CFD計算誤差均小于20%。可見，雖然僅使用初始壓降作為模擬的初始條件，但由于聚結腔內粉塵的增多，模擬結果仍可反映分離過濾器壓降隨時間的變化過程。

圖10 CFD模擬壓降隨時間的變化

3.3 除塵效率隨時間的變化

圖11 各分離過濾器除塵效率隨時間的變化

圖12 不同壓力下運行1年后濾芯表面被破壞程度

圖13中紅色柱狀圖為CFD計算所得除塵效率，F-1的平均除塵效率在t=0年、t=0.5年與t=1.0年下的計算值分別為75%、59%與49%，其模擬計算與實測的誤差分別為18%、19%和20%；對F-2相應的計算結果依次為80%、69%與60%，而相應誤差分別為13%、19%和20%；對F-3相應的計算值分別為88%、75%與68%，相應誤差為4%、14%和16%，這在一定程度上反映了過濾分離器的除塵效率隨時間的變化。

3.4 粉塵流動傳質過程

圖14為圖13中過濾分離器F-1初始10s內粉塵流動傳質過程，初始時刻上游粉塵體積分數為100%[見圖14(a)]，下游為30%[見圖14(b)]，除塵效率約為70%。粉塵在0 時刻進入過濾分離器，在0.1s 時將在距離入口處最近的濾芯上聚結，在10s后達到粉塵流動的動態平衡。隨后粉塵在湍流作用下經過復雜流動后才通過濾芯聚結，最終進入收集腔，因此聚結腔遠端粉塵的濃度高于聚結腔入口和出口的濃度。

圖13 分離過濾器除塵效率隨時間變化的模擬結果

圖14 粉塵流動傳質過程

圖15 中F-3 內的壓力大多集中在過濾分離器入口一側，與F-1和F-2不同的是，其壓力并沒有快速釋放，并形成高流速區。由圖16 可知，隨著運行壓力的升高，濾芯表面的流速反而呈現出減小的趨勢，從14m/s 降到8m/s 左右，這也表明前述F-1 的除塵效率降低最快的事實與該處流速升高、粉塵顆粒過快穿過濾芯有關。圖16 中濾芯表面流速較高的區域均位于過濾分離器聚結腔和收集腔之間緊密連接的部位，這與圖12(c)所示的過濾分離器中卸出的濾芯破損位置一致。

圖15 粉塵在濾芯表面的壓力分布

圖16 粉塵在濾芯表面的流速分布

3.5 實驗結果驗證

通過對比打開輸氣站場實際過濾分離器收集粉塵量即除塵量的方法，驗證實驗檢測和CFD 模擬結果的準確性。過濾分離器收集到的粉塵顆粒在濾芯更換時將被完全清出，然后用20kg 的桶來計量其數量，再減去注入水的質量（為防止打開作業時粉塵飛揚，用5kg 的桶注水共22 桶），由此可得實際除塵量。實驗檢測得到的除塵量應等于進入過濾分離器前的粉塵濃度φparticle、氣體體積流量Vflowrate、運行時間toperation之積，再乘以除塵效率ηefficiency。由于1年聚結過程中的除塵效率降低過程不確定，故采用3 次檢測（0 年，0.5 年，1 年）后的平均除塵效率作為ηefficiency，如式(27)所示。

圖17(b)反映了現場實際、實測與CFD 預測三種方法所得的除塵量對比，可見F-1、F-2 與F-3實驗檢測結果與實際的誤差依次為4%、10%與15%，而CFD模擬結果一般高于實驗檢測結果，三臺過濾分離器的模擬結果與實際的誤差分別為12%、14%與11%。此外，在打開過濾分離器開時，發現遠端盲板處粉塵大量流出，如圖17(a)，這與圖14 中的模擬結果一致，再次證實CFD 預測結果的準確性與可靠性。

圖17 實驗檢測與數值模擬結果驗證

4 結論

（1）在相同標況流量下，操作壓力越低，流速越快，過濾分離器的局部阻力越大，壓降越高，CFD方法可有效預測這一變化過程。

（2）隨著運行時間的延續，過濾分離器的壓降將逐漸偏離擬合的最優二次曲線，其除塵效率也將不斷降低，運行壓力較低時下降更快。

（3）CFD模擬與實驗檢測所得過濾分離器的除塵效率可有效反映其實際性能，二者的誤差均在20%以內，現場實際除塵量進一步證實兩種方法的準確性與可靠性。

（4）通過在流體力學經典模型中加入初始壓降-流速源項，可基于數值模擬實現濾芯效果評價，為輸氣站場濾芯的更換提供有力依據。為了更準確地描述顆粒的捕集過程，進一步研究應考慮濾芯物性同顆粒粒徑、濾芯壓降與操作流量間的非穩態關系等源項。