关于DFDS客滚船除硫洗涤塔重力泄放管的流态计算分析_阳艳.pdf

-5-作者简介：阳艳（1983-），女，工程师，研发设计。王大浩（1986-），男，工程师，研发设计。严锋泉（1986-），男，工程师，研发设计。关于关于 DFDSDFDS 客滚船除硫洗涤塔重力客滚船除硫洗涤塔重力泄放管的流态计算分析泄放管的流态计算分析阳艳王大浩严锋泉（广船国际技术中心）摘要：机舱围井区域空间有限，DFDS 除硫洗涤塔的重力泄放管只能水平带斜度布置，不满足设备要求。通过工程计算（两相流均相计算法）和 CFD 计算（star-ccm+软件），分析重力泄放管内的流动情况，以保证设备能够正常运行。结合厂家提供数据，采用均相法计算得出所有水平管内流态为气泡流，垂直管为螺旋环状流，主要流动损失集中在与循环柜连接的 DN400 水平管；采用 CFD 计算建模分析管内两相流流动情况，局部位置粘性物质有可能堆积和超压的问题，计算结果表明管内没有出现满管流动以及透气管内出现液体流动的现象。关键词：除硫洗涤塔；CFD 计算；两相流；管路阻力计算DOI：10.3969/j.issn.2095-4506.2023.01.0020前言DFDS 围井空间有限，无法实现除硫泄放管垂直布置的设计要求，与厂家调试经理讨论以及结合综放布置情况，改进后的闭式除硫系统布置方案如图1 所示。三台洗涤塔的泄放海水汇流到带斜度的水平重力泄放总管，排入到循环柜，后经循环泵排出，经板冷向上再回流入洗涤塔。该管路布置需要确认重力泄放管是否能够顺畅泄放，故对除硫系统进行管路分析，确定最容易出现问题的管路为右舷闭式循环重力泄放管，其最差工况为海水流量是 1.25 倍设计额定循环流量，烟气量是相应设备最大排气量。本文采用两相流态分析和均相法计算泄放管的阻力损失，及 CFD 计算（star-ccm+）带斜度水平泄放管内流动工况，虽然没有实际设备运行数据论证，且实际设备运行中有更多的影响因素，但是考虑实际运行水量比计算值要低不少，且考虑了管路检修的方便和多点透气，该计算结果可以指导生产设计。图 1除硫系统布置图1计算模型的选定除硫系统重力泄放管起初的布置方式为开，闭式管路共用主水平重力泄放管，为方案一，但是设备厂家否认该方案的可行性。后设计了开，闭式管路分开重力泄放的方案，见图 2，为方案二，由于厂家无法给出泄放管内两相流的气液比，为避开此问题，建模考虑洗涤塔，尺寸按实际设备大小，仅考虑填料以下区域，简化为所有海水都由最低入水口进入设备。最后根据方案二的计算情况，结合实际放样和玻璃钢管的工艺参数，增大水平主管到750mm，y 方向上的垂直支管改为弯管加变径的形式，增大在 z 方向水平泄放管到 600mm，且管路尽可能断成长度较小的管，以便检修，为方案三。分析以上所述方案，各优缺点如表 1 所示。洗涤塔的计算模型简化较多，还原设备运行工况的程度远远不够，所以删除了洗涤塔模型，改为直接设置泄放管垂直管路入口面边界条件。同时，在实际设备运行中，最需解决的问题是超压引发管内堵塞，泄放不畅，所以在计算模型中按实际放样透气管位置建立透气管模型，从而计算分析透气管内气体流动和管内堵塞问题，最后定版的计算模型如图 3。2计算及结果分析洗涤塔循环泵额定流量为 330m3/h，两用一备，并联运行，按厂家提供数据，额定设计流量为660m3/h，考虑到设备入口有流量调节装置，计算流量可以分别按设计工况 335m3/h，253m3/h 和 72m3/h。烟气流量取最大排烟量，分别为 17.44kg/s，13.08kg/s和 4.14kg/s。因为厂家无法提供最大流量下，泄放管内两相流动的气液比，没法对其进行准确的工况计GSI SHIPBUILDING TECHNOLOGY广船科技2023 年第 1 期(总第 164 期)-6-算，只能采用定性分析加比较法定量分析相结合的方法。下文分别介绍泄放管流态和阻力计算及 CFD计算。2.1比较分析法分析泄放管流动工况对于设备性能分析，比较分析法是一种常用的方法，即先假定一个运行工况，进行计算，所得出结果再与实验数据进行比较分析，从而反推设备运行情况。除硫系统的重力泄放管内的流动工况属于气液两相流，气液两相流分为非闪蒸型和闪蒸型，考虑到重力泄放管有多点透气，本文计算按非闪蒸型。通过对除硫塔内各流场的分析，用平均值代替具体实测数据进行计算，对泄放管各管段进行流型分析和用均相法计算泄放管阻力损失。该计算过程涉及的计算参数，汇总如表 1。本文采用baker图和griffith-wallis图分别判断水平管和垂直管流型，所涉及的计算公式如下：水平管：LGLLXLLGXWWB33.067.05.0XLGAWBG5.0yx1.7（1-1）垂直管：LLLGGGLGGXXLGWVWVVVVFAVVF3600;3600;gd/2r；（1-2）式中：?，?伯克（baker）参数；?，?气相，液相质量流量，kg/h；?，?气相，液相密度，kg/m3；?液相粘度，Pa.s；?液相表面张力，N/m；A管道截面积，m2；?弗鲁特（Froude）数；Fv气相体积分数；VG气相体积流量，m3/s；?液相体积流量，m3/s；d管道内径，m；g重力加速度，9.81m/s2。按照表 2 相关数据带入式（1-1）和式（1-2），计算得出的数据，查 baker 图和 griffith-wallis 图，得到的结论为：三条垂直管流型为环状流，泄放管路在水平管处增加了透气管，在气压减小的情况下，能够通过透气管补入空气。其它水平管路都为气泡流，这和厂家反馈的泄放管流动主要为气泡流是近似的。气液两相流的压降计算比较复杂，比较简单化的计算方法有均相法，该法是假定气液两相在相同的速度下流动，将气液混合物视为其物性介于液相阳艳王大浩严锋泉：关于 DFDS 客滚船除硫洗涤塔重力泄放管的流态计算分析表 1各方案优缺点比较表优点缺点方案一管路布置简单，管路资材最省。支管垂直连接主管，泄放损失较大；支路存在左右双向流动的情况，相互影响，流体紊流扰动较大，容易引起局部超压，流体反流进入洗涤塔。方案二开闭式管路分开，各支路泄放流体互不影响。各管路流速较均匀。虽然布置管路长度增加，但管内流体紊流度减小，管路阻力损失较方案一要小。会引起水平主管交汇点之前的管路出现负压，有气蚀的风险；管内液位几乎满管，而且此处流速减慢，粘性固体物质容易沉积。与循环柜相连的 z 方向上的水平泄放管，由于其流速快，气体含量高，管内损失很大。方案三开闭式管路分开，各支路泄放流体互不影响。各管路流速较均匀。虽然布置管路长度增加，管路损失最小，满足泄放要求。开闭式管路控制阀位置较低，在开式管路控制阀前有固体粘性物质容易堆积的问题。表 2计算相关数据汇总表动力粘 Pa.s密度 kg/m3表面张力 N/m温度气体18x10-61.34（标态）0.00750海水0.0011025（20）50设备数据横截面尺寸mxm最大烟气量kg/s最大海水量m3/h泄放口直径 mm海水入口直径，mm9.6MW 洗涤塔3.2x2.8517.43555003507.2MW 洗涤塔3.2X2.213.082534003002.03MW 洗涤塔1.8X1.24.1872200150-7-与气相之间的均相流。该法的计算公式如下：;11;LGHLGGLGTYYYWWWWWW(1-3);1;/GLHHTLLXXXWW(1-4)；d2;785.0360010d62f2LHHHHTHPW(1-5)PPLPPPKKHHHK6e2ff3；d2；310(1-6)10612gHSZZP(1-7)式中：?气液两相流总的质量流量，kg/h；?液相质量流量，kg/h；?气相质量流量，kg/h；Y气相质量分数；?气液两相流平均密度，kg/m3；X液相体积分数；?气液两相流平均粘度；?气液两相流平均流速，m/s；?液相粘度，Pa.s；?气相粘度，Pa.s；?管道内直径，m；?直管段摩擦压力降，Pa；?局部阻力压力降，Pa；?管路静压降，Pa；根据以上计算过程，带入相关数据，得到所有管路总 压力降损 失为 8763pa，高度 压力降 为12576pa，从工程设计情况来说，重力泄放管能够自由泄放。但是，调节系统对工况的影响也是不可忽略的，且有一定的横倾，纵倾和加速度，虽然泄放管路带一定的斜度，实际工况十分复杂，此时可以参考相近的工程设计资料。在建筑设计手册中，对横干管排水管设计，用圆管均匀流计算公式，如下：;n1;2/13/2pqIRA（1-8）式中：qp计算管段排水设计秒流量，m3/s；A管道在设计充满度的过水断面积，m2；流速，m/s；R水力半径，m；I水力坡度；n管道的粗糙系数。利用式（1-8）对重力泄放管进行计算，水力坡度，管道粗糙系数和最大设计充满度按建筑排水塑料选取，分别为 0.007，0.009 和 0.6，其中 0.007 是通径为 160 的水力坡度，重力泄放管的管径最小400，其内水力坡度都要小。重力管内最大流量为825m3/h，所有参数带入公式可得，DN500 管径满足设计要求。图 2初版泄放管模型图图 3优化后泄放管模型图图 4计算模型液位图2.2泄放管流动工况的 CFD 计算洗涤塔内工况复杂，完全模拟塔内工质流动情况，是无法短期内完成的，只能仅考虑泄放管内的流动情况，取实际最大进入泄放管的流量进行计算分析，用 star-ccm+建立泄放管流动物理模型，计算其内流动情况。几 何 模 型 和 网 格 模 型 如 图 3，几 何 体 由solidworks 按实际放样尺寸建模，导入 star-ccm+中划分网格，用边界层和多面体网格。粗管表示海水GSI SHIPBUILDING TECHNOLOGY广船科技2023 年第 1 期(总第 164 期)-8-图 5等值面液位图图 6局部管路液位图（流向-Z）泄放管，细管为透气管。物理模型用 VOF 模型和湍流 K-Epsilon 模型。初始条件气液比按为 0:1 设置；初始设置中的湍流粘度比 100。边界条件设置为速度入口，结合表一的数据，分别为 0.8m/s，0.7m/s和 0.63m/s，气液比为 0.95:0.05，湍流粘度比设置为100；左下角水平管向下弯 90 管出口设置成 OUTLET出口；顶部透气管出口设置为 pressure 出口，其气液比设置成 0:1，出口面只允许气体通过。图 4 和图 5 是液位图和截取泄放管流场的等值面图（ISOSURFACE=0.5），图 4 液位图中的红色部分表示液体，蓝色部分代表气体；图 5 等值面图中绿色液面指该液面网格体内气液比为 0.5。从两图看出垂直泄放管内呈现螺旋环流状，在垂直管内部没有出现满管流，仅在管口出现满管流。对于水平泄放管，最左边的泄放管由 DN600 变径到 DN750，该段管液位面很低。中间位置泄放管向下流动速度较左边管路流速大，在汇流位置处，会影响左边管路内压力，使其压力减小，所以在左边管路增加透气管；中间泄放管汇流对液面有一定的冲击，会使得流体向两边流动，形成小型凹坑。而右边泄放管流速最大，三管汇流流量达到 760m3/h，液位增加明显，波动较大，且存在 X 方向水平管内液体回流的现象，如图 6 所示。而 X 方向的水平泄放总管，液位增加到接近管顶部位，该管流动情况比较复杂，回流情况明显，液面波动也较大。该管 90弯管处的透气管有被液体淹没的可能，所以需要增加其它两路透气管。同时垂直管处的流速减慢，会造成局部粘性物质沉积，只能在转换为开式系统运行时，才能清洗沉积物质，局部图示见图 7。与泄放箱连接的泄放管管径由 DN600 变径到 DN400，如图 8 所示。图 7局部管路液位图（流向 X）图 8局部管路液位图（流向 Z）3结束语通过对除硫洗涤塔重力泄放管内流动工况进行分析，建立了气液两相流管路计算模型以指导生产设计，本文旨在提出一个观点，就是计算模型和数据分析的重要性。管路阻力计算，在实船中取得运行数据，该数据可以验证建立的两相流管路模型，进而修改模型参数，如此循环，建立的计算模型将逐渐成熟可靠。参考文献：1潘家祯.管路手册:第一版M.北京：化学工业出版社，2