输气站分离器前汇管中的粉尘沉降研究

1、输(配)气站分离器前汇管中的颗粒沉降研究摘要：建立了输气站分离器前汇管中颗粒沉降的分析模型。利用该模型给出了颗粒在汇管中的沉降条件及沉降速度的确定方法，以榕山输气站汇1为例对颗粒在汇管中的沉降条件及沉降速度进行了理论上的初步分析和计算，相关结论对输气站汇管的设计具有一定指导意义。关键词：输气站 汇管 颗粒 沉降条件 沉降速度一、引言输气管网中的净化天然气仍然携带有微小直径的液滴、粉尘等颗粒，因此，大型输气管网的不少输(配)气站都设置有除尘分离器（例如川渝管网的榕山、纳溪等输气站），这些除尘分离器前都设有用于汇集和分配天然气的汇管。由于大型输气管网上的输(配)气站常常对大型用户供气，汇管管径都比

2、较大，气流经过时流速大大减缓，导致具有足够直径的颗粒沉降并沉积下来，严重的情况下，汇管变成了“卧式分离器”。例如，川渝管网某输气站的汇1，该汇管位于四台管干式除尘分离器前，由于没有设置注水孔及排污坑等原因，导致清除汇管中的污物存在较大困难。经过多年的生产运行，根据现场经验判断，汇管中沉积了小半管污物，既影响正常生产又腐蚀汇管，成为该站一大安全隐患。事实上，此类沉降问题在大型输气管网中普遍存在，只是程度不同而已，但由于现今的汇管设计考虑了排污措施，该问题没有引起足够的重视，设计汇管及进出气管规格、位置时常仅考虑流量、现场位置等因素，采用“汇管的截面积是进口或出口截面积的1·5倍”等经验

3、来确定1，然而，在生产实际中对汇管进行排污常常受到诸多制约条件，难以做到按计划排污。因此，探讨能否从优化汇管设计的角度来减小该类问题的不良影响是必要的。弄清颗粒在汇管中的沉降条件及沉降速度对解决此类问题至关重要，它对如何采取措施减小发生沉降现象的程度和预测沉降量、判断汇管生产状态具有重要的参考价值。本文以某输气站汇1为例对颗粒在汇管中的沉降条件及沉降速度进行了理论上的初步分析和计算，所采用的方法对其它类似情形具有一定的借鉴意义。二、分析模型及沉降机理该输气站汇1目前生产流程见图1，出气管线仅画出其中在用的两条。为方便分析，先对汇管中的气流做如下假设和简化：（1） 认为出气管附近复杂的涡漩流动区

4、域的颗粒不发生沉降；（2） 认为除出气管附近复杂的涡漩流动外其余各个截面上的气流速度均匀同向；（3） 汇管左端截面至出气管1管段内的气体近似为“死气”，无流动。但要考虑颗粒在浓差作用下的扩散，并认为这段“死气”在正常生产状态下始终保持一定的颗粒浓度。颗粒能否沉降取决于汇管中的气流状态及自身条件。如图所示，气流从汇管右侧进入后由两出气管流出。由于汇管中气流速度低,气流中夹带的颗粒不能被气流及时带走而在重力作用下发生沉降。若颗粒直径、密度等条件足够大则会沉降至汇管底部并沉积下来。因此，对于给定的区域和气流速度，存在一个颗粒的临界直径dc（设颗粒密度不变），使得大于dc的颗粒都沉降至底部并沉积，而小

5、于该直径的颗粒只能部分地沉降至底部。如图3示，处于A点的直径为dc的颗粒，在气流速度v和沉降速度wc的作用下，以一个合速度向B点运动并沉积于B点。对于汇1中的沉降问题，主要存在三个不同的沉降区域及气流速度。在第区内流速为v1，直径大于dc1的颗粒将全部沉降至底部；在第区内流速为v2，直径大于dc2的颗粒将全部沉降至底部；在第区内流速v3为0，直径大于dc3的颗粒将全部沉降至底部，小于dc3的颗粒则因受到的重力与浮力相当而悬浮在气体中。由上面的分析可知，只要能确定dc，并知道气体中直径大于dc的颗粒的含量，就可以确定“至少有多少沉积物（大于等于dc的那部分颗粒）”。需要说明，由于涉及到移动边界问

6、题， “直径小于dc的那部分颗粒有多少可沉积下来”比较难确定(除第区外)，本文暂不予考虑。三、沉降速度及颗粒临界直径的确定方法1、沉降速度如图3所示，在颗粒沉降过程中竖直方向上受到自身的重力、气体的阻力及浮力。根据受力平衡可以导出颗粒沉降速度的计算式2。参照文献2 ，vinvout1vout23m4m1m图1某输气站汇1生产流程示意图vinv2v1v3图2沉降分区示意图ldvwcBAGRA 图3 颗粒沉降路径示意图 图4 颗粒受力分析（1）颗粒本身的重力G（单位为N） （1）D，颗粒（液滴）直径，m；，颗粒（液滴）的密度，kg/m3。（2）气体的阻力R（单位N） （2）CD，水力阻力系数；，介

7、质（气体）在所给定压力和温度下的密度，kg/m3；w，颗粒沉降速度，m/s。（3）浮力A（单位N） （3）当颗粒在气流中平衡或作匀速运动时，应有如下条件： G=A+R （4）综合以上公式并化简得到： （5）将，代入上式，得 （6），气体粘度，kg/(m·s)或Pa·s,为所给压力和温度下的量。方程（5）、（6）即为在重力作用下颗粒沉降速度的一般表达式。由于围绕颗粒的流动为层流，Re2，阻力系数CD表达式中n=1，。于是，将其代入颗粒沉降的一般表达式中，最后可得到： （7）式中：Dm：颗粒直径，m：粘度，cp；但是对于生产设施的设计，（7）式并不适用。可以用下列较为完善的阻力

8、系数公式来计算颗粒的沉降速度。 （8）由方程5，将其中颗粒直径D（m）换算成Dm(m),于是得到： （9）对于CD=0.34，则有： （10）采用迭代法如下求解w，步骤如下：（1）用（10）式计算初始w；（2）；（3）根据Re，用（8）式算出CD； （4）根据CD，用（9）式算出新的w；（5）转至第2步，并迭代计算，直到算出来的w满足要求为止。对于上述计算，采用vb语言编制程序来计算十分方便。2、dc的确定通过改变颗粒直径，获得不同的沉降速度。当颗粒直径为dc时，沉降速度正好为wc。它表示：在该沉降速度下，处于A点的直径为dc的颗粒降至底部时正好位于B点（图3）。据此，计算步骤如下：（1）计算

9、wc解得，（2）利用前面沉降速度的计算方法，改变颗粒直径，直到算出的沉降速度为wc。四、计算与分析1、计算参数汇管规格：720×18 进气管线：630×14出气管线：325×8 进气流量：60100×104Nm3/d进气压力：1.6 1.9MPa 汇管中气体温度：20分离器前的含尘量为:1.17mg/L颗粒密度：1000kg/m3天然气物性参数：标态下相对密度取0.6 计算压力温度下的粘度取1.135×10-5Pa·s计算压力温度下的压缩因子近似取12、计算结果及分析表1 不同进气量下的wc、 dc进气量(×104Nm3/d

10、)第区第区第区wc1(m/s)dc1(m)w1(m/s)wc2(m/s)dc2(m)w2(m/s)wc3(m/s)dc3(m)w3(m/s)500.643000.700.08 500.09>0600.773500.790.10 600.12>0700.904500.950.11 600.12>0801.035501.090.13 700.15>0901.166501.210.15 700.15>01001.287501.330.16 800.18>0注：w1直径为dc1的颗粒实际沉降速度，w2、 w3同。不同进气量下各沉降区的wc、 dc见表1 。（1）各沉

11、降区沉降特点分析根据表1的计算结果，对各沉降区的特点进行分析。第区： 由于输气站场管道内的天然气所含的颗粒直径一般都小于100m，因此，当气量在50100×104Nm3/d时，该区能满足沉降于汇管底部的颗粒很少。即使有少量汇管底部附近位置的颗粒沉降下来，也会由于第区的气流冲击速度还比较大（相对第区和第区）以及该区汇管长度小而大部分被冲刷走。第区：气量低于70×104Nm3/d时，直径为60m及以上的颗粒将全部沉降。根据一般经验，相对其它直径的颗粒而言，输气管网中的直径为60m及附近的颗粒浓度是较大的。因此，该沉降区是汇1颗粒沉降的重要区域。第区：由于该区域气流近似“死气”，

12、第区没有沉降下来的颗粒，只要不能由浮力平衡均会沉积下来。此后，在浓差的作用下，第区没有沉降的颗粒会扩散到该区继续沉积。第区和第区谁是最主要的沉积区取决于气流速度（气量）。若气量低于70×104Nm3/d，大部分颗粒在第区被“过滤”掉，第区中仅有低于60m的小直径颗粒在该区沉降，此种情形，第区是主要沉降区，第区是次要沉降区；若气量大于80×104Nm3/d，则正好反过来。由于气量越大，整个汇管的沉降量越少，第区作为主要沉降区比第区作为主要沉降区要相对有利些。同时，由于第区处在汇管端部，沉积物对气流在汇管中流通造成的不利影响也要小些。这一结论及本文采用的计算方法，对于颗粒含量较

13、大的输气站汇管的设计也有一定的指导意义：在气量变化范围内，满足工艺要求的前提下，调整汇管的尺寸、出气管的位置，使得主要沉降区尽量处在第区。（2）临界沉降速度与气量的关系图5 临界沉降速度与气量的关系据图5知，临界沉降速度随气量增加线性增大，且沉降区域越大，斜率越小。这说明，提高气量来减少颗粒沉降在较小的沉降区比较有效，而在较大的沉降区则效果不明显。因此，在设计汇管时应尽量避免较大的沉降区的出现。五、生产实际中的几个相关问题六、结论与建议通过合理假设与简化，建立了输气站分离器前汇管中颗粒沉降的分析模型。利用该模型给出了颗粒在汇管中的沉降条件及沉降速度的确定方法，并以榕山输气站汇1为例进行了计算。根据计算结果有：（1）在气量变化范围内，满足工艺要求的前提下，调整汇管的尺寸、出气管的位置，使得主要沉降区尽量处