多级液体分布器流动特性分析

杜百会,朱晓磊,陆晓峰,程 可,许雪乔,吴远远,赵 玉

(1.南京工业大学 机械与动力工程学院,江苏 南京 211800;2.北京首创股份有限公司,北京 100044;3.苏州长风航空电子有限公司,江苏 苏州 215151)

管式液体分布器是一类在化工、动力、通风、水利等工程领域广泛使用的流体均匀分布装置。随着科技不断发展,该装置逐渐向大直径、浅床层、高真空设备中应用,这类设备的操作状况、经济实用性主要取决于流体出流的均匀程度[1-2],这对流体分布装置提出了苛刻的要求。

液体分布器常见的结构有管式、槽式和盘式,分为穿孔和越堰流动[3],常处于自由出流或淹没出流状态[4]。液体分布器应用于塔设备时,其目的是促进气液传质、传热,流动状态多为自由出流。刘振义等[5]对引进蒸发设备中的板盘式液体分布器进行实验研究,得出影响布液不均匀度的主要因素,应用于灌溉设备时,其流动状态为自由出流[6];然而,应用于现代水处理设备时,作为处理水、再生药剂的分配和汇集装置,其流动状态大多为淹没出流[7-8]。国内外学者对液体分布器的探究多集中在均匀布液方面,Hu等[9]借助不均匀系数与流量、孔径之间的关系,研究了水平管降膜蒸发器的布液均匀性;Gandhi等[10]利用数值模拟探究管数、管心距、直径及进出口尺寸对不均匀性的影响;钱卫忠等[11]通过试验和模拟讨论直管管径、管长、孔径、孔间距和水压对出流速度和流量的影响;孙磊等[12]利用正交回归方法得到液位高度和孔间距的交互作用影响最大的结论。上述研究主要针对自由出流的二级液体分布器或者单级多孔直管的布液均匀性开展工作,很少涉及对淹没流的多级管式液体分布器布液均匀性的研究。

液体分布器出流均匀度在不同领域有不同的评价方法。在化工领域,Moore等[13]提出作图再计算的方法;Perry等[14]用作图法评价均匀性;Spiegel[15]用实测方法进行评价;Klemas等[16]介绍了传质数学模型来预测填料塔性能;Killat等[17]提出了填料塔液体分布器均匀性的简单评价方法。在微灌系统中,采用国际上通用的评价指标克里斯琴森均匀系数[18],还常用流量偏差率、工作水头偏差率和制造偏差系数来表示均匀度[19]。目前,液体分布器质量检测和评价还没有严格的定义,选择合适的评价方法可以准确分析其影响因素,提高均匀性。

液体分布器数值模拟属于多相流范畴,其计算方法主要采用经典的连续介质力学方法。陈梓晨[20]采用欧拉-欧拉(Euler-Euler)多相流模型对生化反应池流动特性进行分析;Heggemann等[21]对孔板式液体分布器的自由表面使用流体体积(VOF)多相流模型模拟气液两相流过程中孔口对局部流量的影响;Zhang等[22]采用两相流模型以及自由液面的均相流模型来模拟管内流动,但多相流模型在交界面依然是单相流,无法直观给出多相物质的混合程度和浓度分布。

以实际工程项目新型污水处理工艺为背景,基于物质传输模型建立淹没流液体分布装置的有限元分析方法,并对该新型污水反应器进行有限元模拟,在此基础上,设计了一种变径3级布水分布结构,采用克里斯琴森均匀系数对多级液体分布器各级布水均匀性进行评价,应用湍动强度对进水600和800 s 2个时刻的外流场扰流程度进行。

1 多级液体分布器流动特性试验

在某污水处理项目中,污水反应池内的流场扰动降低了污水处理效率。影响反应池流场扰动强度的主要因素有两个:第一,多级液体分布器出口流速,流速越大,扰动强度越大;第二,布水均匀性,布水越均匀,横截面内因污水浓度引起的浓度差扩散越小,新进水和已处理水沿反应器高度方向上的分层效果越好。为了验证多级液体分布器结构设计的合理性,拟定试验方案如下。

新进水和已处理水在离子种类和浓度上有着明显的差异,因此,采用PCl-1080C型电极式氯离子在线检测仪通过传感器进行浓度测定,技术指标如表1所示,在污水反应池中选取2个测试横截面(图1(a)),布置5个传感器(图1(b))。在进水过程中,通过1#～5#传感器反馈氯离子质量浓度信号的时间差来判断多级液体分布器的进水均匀性。外流场的扰动强度与出孔流速有着很大的关系,因此,出孔流速必须稳定在某一速度范围内,换言之是水面抬升的速度稳定在某一范围内,即在同一高度横截面处、同一进水时刻下的氯离子质量浓度差来判断外流场均匀性。

图1 氯离子测试仪器安装位置Fig.1 Installation location for chloride ion measuring instrument

表1 PCL-1080C电极式氯离子在线检测仪技术指标

根据前期试验研究表明:孔口出口流速应不大于0.5 m/s,不小于0.1 m/s,推荐平均管速为0.2～0.3 m/s。池体尺寸为8 300 mm×5 000 mm×4 750 mm,实际的进水流量为100 m3/h,进口管路尺寸为159 mm×4.5 mm,由于进出口流速差异较大,故采用逐级降速、平衡压力的方法达到均布流量的目的,同时使末级孔出口实现小阻力配水,达到外流场小扰流的目标。因此,采用了3级布水器结构(图2(a))。由图2(a)可知:污水反应池为1级母管-2级区域主管-3级支管-孔的3级分布形式,分为6个区域模块,每个区域模块规格相同,2级区域主管的管径为114 mm×4.5 mm,3级支管的管径为45 mm×3.5 mm,母管和区域主管采用等间距、等管径开孔形式,3级支管采用等间距、变管径向下开90°单排孔,详细管道编号如图2(b)所示。

图2 污水反应池结构示意Fig.2 Structural schematic of sewage reaction pool

2 有限元分析方法

在上述试验方法中,无法直接获得污水反应池流场扰动情况;同时,为了节约多级液体分布器结构设计成本,需要建立污水反应池进水过程有限元仿真计算方法。因进水过程中涉及气-液-固三相流动,同时要计算新进水和已处理水的混合程度,因此需要考虑两种水的扩散作用。

由于布水器进口流速较大,其雷诺数为246 535.394;同时,污水池外流场存在淹没射流的流动特性,因此,采用由湍动能(k)输运方程式(1)及其耗散率(ε)输运方程式(2)组成的气体流动控制方程(标准k-ε方程)方法模拟液相间的湍流。

(1)

(2)

式中:ρ为两相密度的算术平均值,kg/m3;k为湍动能;ui为时均速度,m/s;xi、xj分别为坐标分量;μ为动力黏性系数;t为时间,s;Gk为平均速度梯度所产生的湍动能,m2/s2;Gb为浮力所产生的湍动能,m2/s2;ε为湍动能耗散率;σk和σε分别为k和ε的普朗特准数,σk=1.0,σε=1.3;C1ε、C2ε和C3ε为常数,C1ε=1.44,C2ε=1.92,C3ε=1.20;μt为湍流黏度,Pa·s。

μt计算式如式(3)所示。

(3)

式中:Cμ为常数,Cμ=0.09。

物质传输模型可以通过求解描述每种组成物质的对流、扩散的守恒方程来模拟混合和输运,通过第i种物质的对流扩散方程预估每种物质的质量分数(Yi)。守恒方程和湍流中的质量扩散方程如式(4)—(6)所示。

(4)

Ji=-(Dm,i+Dt)ρYi

(5)

(6)

式中:v为流速矢量;S为污染物源项;Ji为第i种物质的扩散通量,由浓度梯度产生;Dm,i为混合物中第i种物质的扩散系数;vt为湍动黏度系数;Dt为湍流扩散系数;Sct是湍流施密特数。

建立污水反应器1∶1模型,划分非结构网格(图3),反应池顶部采用压力出口边界条件,多级液体分布器进口采用速度进口边界条件,进口速度为1.57 m/s。采用组分运输模型,利用物质传递及全扩散算法进行瞬态模拟,直观了解各个时间点新进水混合分布情况。考虑到污水中存在较多污染物,故选择扩散方式:进口扩散、扩散稳定能量来源以及多组分污染物完全扩散。根据实际已处理水、新进水、空气的初始浓度大小,设置主项为旧水、第二相为新进水、第三相为空气,进口处新进水比例为1(1表示进入的全部为新进水),壁面为无滑移边界。选用压力速度耦合求解器,二阶迎风的离散化格式,压力松弛因子为0.7、动量松弛因子为0.3,其余采用默认值,初始已处理水液位高度为4 600 mm,设置800和1 600 mm 2个水平监测平面,监测进水过程中新进水浓度的变化。新进水、已处理水和空气的物性参数如表2所示。

图3 污水反应器网格模型(m)Fig.3 Grid model of sewage reactor (m)

表2 物性参数

3 污水反应器评价指标

在多孔流体分布系统中,由于流体在流经孔口的过程中不断地进行流体质量的重新分配,反映在宏观方面就是流量的变化,因此利用克里斯琴森系数作为均匀度的评价指标,其计算式如式(7)—(9)所示。此外,外流场的扰动程度常用湍动强度作为评价指标,其计算式如式(10)和(11)所示。

(7)

(8)

(9)

(10)

(11)

4 结果与讨论

4.1 试验结果与分析

在测试过程时,标定已处理水氯离子质量浓度为442.5 mg/L和新进水氯离子质量浓度为542.5 mg/L作为测试标准值。在进水1 h过程中,在800和1 600 mm 2个平面处分别选取6个特征进水时刻,记录1#～5#传感器氯离子质量浓度,并依据式(12)和(13)计算其平均值和最大平均相对偏差,结果分别如表3和4所示。由表3和4可以看出:在2个测试平面中,同一进水时刻下5个传感器反馈的氯离子质量浓度最大平均偏差为1.97%,即偏差较小,说明流场达到稳定后,外流场沿水池高度方向的流速在同一平面内比较接近,故认为此结构尺寸下外流场稳定性高,流场分布均匀。

(12)

表3 800 mm处平面氯离子质量浓度偏差分析

表4 1 600 mm处平面氯离子质量浓度偏差分析

(13)

图4为800和1 600 mm测试平面的平均氯离子质量浓度随进水时间的变化曲线。由图4可以看出:2个测试平面新进水氯离子质量浓度-时间曲线试验测量值变化趋势一致。在前期进水过程中,新进水先到达池底并与已处理水混合,随着池底新进水扩散达到稳定,池内已处理水层平缓抬升;随着进水时间的延长,池内新进水流量增大,新进水与已处理水混合段扩大,新进水浓度增大,氯离子质量浓度变化速度较快;后期新进水在池内占比较大,随着进水时间的延长,氯离子质量浓度变化速度较慢。

图4 测试面平均氯离子质量浓度随进水时间的变化曲线Fig.4 Change curves of mean chloride ion mass concentration on the testing surface changing with the time of water inflow

4.2 有限元模型正确性验证

为了验证所建立的淹没流液体分布装置有限元分析方法的正确性,将上述模型2个测试平面处的新进水浓度-时间变化曲线数值模拟值与试验测量值进行对比,结果如图5所示。由图5可以看出:在进水前期,与数值模拟相比,试验中新进水达到相同浓度所需时间较短,这是因为数值模拟中初始时刻的池内已处理水浓度完全一致;而在进水后期,与数值模拟相比,试验中新进水达到相同浓度所需时间较长,这是因为模拟计算过程中流体的溢出液位高于实际情况,导致底部静水压力增大,即多级液体分布器孔口阻力较大,引起进水时间延长。但新进水浓度-时间曲线的数值模拟计算值与试验值变化趋势一致,初步验证了物质传输模型的正确性。

图5 测试平面内新进水浓度时间曲线计算值与试验值的对比Fig.5 Comparison between the calculated and tested values of the new influent concentration time curve in the test plane

将试验所得氯离子质量浓度与模拟所得新进水质量分数进行换算,对同一平面处、新进水达到同一质量分数的进水时刻下的试验值与模拟值进行对比,结果如表5所示。由表5可以看出:在800 mm测试平面处,新进水质量分数分别达到5%和50%时,试验与模拟的进水时间误差分别为11.3%和13.5%;在1 600 mm测试平面处,新进水质量分数分别达到5%和50%时,试验与模拟的进水时间误差分别为32.1%和5.8%,这是由于800与1 600 mm平面处,初始进水时刻的已处理水氯离子质量浓度不一致,池内出现了分层现象,进而导致局部浓度呈梯度分布,导致上层不同高度平面处氯离子质量浓度的试验与模拟结果存在误差。开始进水的前1 200 s左右为800 mm平面处已处理水层的抬升过程,后期才出现新进水和已处理水混合,故累计误差较大。其他各项误差均小于20%时,表明有限元方法的准确性。

表5 测试平面新进水浓度达到5%、50%时试验和模拟所对应的进水时刻

根据以上对比发现:试验过程中,初始时刻的旧水因密度不同出现分层现象,故在数值模拟中对旧水密度进行重新设定,设定6种不同高度下、不同密度的旧水状态,分别定义旧水-1、旧水-2、旧水-3、旧水-4、旧水-5、旧水-6(图6)。采用第2节建立的有限元分析方法,对进水1 h过程进行瞬态模拟,同时,监测2个测试平面处的旧水质量分数变化(图7),以减少和试验测定结果之间的累计误差。

图6 密度分层设置示意图Fig.6 Schematic diagram of density stratification

图7 测试平面进水质量分数-时间曲线Fig.7 Influent mass fraction-time curves on testing surface

依据试验数据,将新进水质量分数为5%时作为突变点,对突变点时新旧水混合密度与氯离子含量按比例进行换算,分析2个测试平面处新旧水质量分数分别达到5%和50%的进水时间变化,对试验值与模拟值进行误差分析,结果如表6所示。由表6可以看出:各误差均有所降低,在1 600 mm测试平面处误差明显减少,验证了试验过程中初始液体存在分层现象,且分层密度对其误差影响较大;此外,采用物质传输模型有限元方法,得到同一测试平面处新进水质量分数为5%和50%时的进水时刻,模拟与试验结果对比误差最大为15.82%,进一步证明了有限元计算新型污水反应器外流场动力学特性的方法是可行的。

表6 模拟值与试验值误差分析

4.3 进水过程有限元结果分析

对于多级液体分布器来说,次级进口的流速和流量变化是对上级出流效果最直观地体现,为了确定各级管路出流特性,绘制管路管口出流速度和流量折线图,结果如图8所示,图8中管路编号根据图2(b)命名。采用克里斯琴森系数对各级管路无区域分类结果计算均匀度,结果如表7所示。由图8(a)可以看出:主管位置区域1、2处出流量较大,主管位置区域5、6处出流量较少,平均流量偏差为1.830 m3/h,上级母管分流均匀程度达到89.7%,表明等间距、等径排布可行。由图8(b)和8(c)可以看出:主管位置区域1、2处前2根支管获得的流量较少,因为此处流体由主管向两侧90°支管分流,局部损失较大,流体更倾向于向下游流动,平均流量偏差为0.036 m3/h,上级主管分流均匀程度达到95.6%,表明等间距、等径排布可行。因矩形反应池对称区域内分布一致,主管位置区域1、3、5处各支管出流分布如图8(d)和8(e)所示。由图8(d)和8(e)可以看出:各孔流速随进水流向逐渐减小,但位于流向末端的孔流量与入口处的孔流量基本一致,出水流量偏差为0.011 m3/h,此时,多级液体分布器总体克里斯琴森均匀系数达89.1%,表明等间距、变孔径排布可行。

图8 各管路出流速度和流量分布Fig.8 Outflow velocity and flow distribution of each pipeline

表7 多级液体分布器3级管路出流均匀度

在瞬态进水1 h过程中,新进水、旧水质量分数-时间分布情况如图9所示。在进水600 s时,反应池内新进水和已处理水混合程度趋于稳定状态,所以对600和800 s流场进行湍动强度分析。沿多级液体分布器高度方向等间距建立10个横截面(图10),读取10个横截面内的速度,从而根据式(10)和(11)计算得到反应池内流场的湍动强度(表8)。由表8可以看出:在进水600 s时,反应池内部流场湍动强度为1.433 6%;在进水800 s时,反应池内的流场湍动强度为0.850 2%。依据湍流强度不高于1%属于低湍流,湍流强度不低于10%为高湍流这一经验理论,确认上述有限元模型模拟结果为低湍动强度,进一步证明了多级液体分布器的反应池内外流场扰动比较小,满足本工艺对污水反应池外流场小扰动的要求。

图9 新进水质量分数-时间变化分布云图Fig.9 Cloud image of new influent water mass fraction-time distribution

图10 反应器湍流强度数据提取示意图Fig.10 Schematic diagram for extracting turbulence intensity data in reactor

表8 在不同进水时间的污水反应池湍动强度

5 结论

采用试验和数值计算的手段,对淹没流状态下,等间距、变孔径多级液体分布器结构的布水均匀性和外流场扰动特性进行了研究,得到以下结论。

1)建立了基于物质传输模型的淹没流多级液体分布器结构的有限元分析方法,与现场试验数据进行了对比,最大误差为15.82%,验证了有限元方法的可靠性。

2)设计了一种等间距、变孔径的3级布水分布结构,该多级液体分布器的克里斯琴森均匀系数达到89.1%,反应池内的流场湍动强度为0.850 2%,满足工程应用需求。