第34卷第6期然料化學學報Vol. 34 No.62006年12月Journal of Fuel Chemistry and TechnologyDec. 2006文章編號:0253-2409( 2006 )06-0670-05灰熔聚流化床氣化爐的CFD模擬研究高鵑,吳晉滬,王洋(中國科學院山西煤炭化學研究所,山西太原030001 )商要:通過CFD模擬’了灰熔聚流化床氣化爐考察了操作條件包括中心管氧氣量、分布板水蒸氣量以及操作壓力對流化床氣化爐的氣相濃度分布的影響。剖析了不同操作條件對化學反應(yīng)的影響解釋了其對氣化爐產(chǎn)氣組成的作用原理。關(guān)鍵詞:灰熔聚流化床氣化爐;中心管;分布板;CFD模擬中圖分類號:TQ015. 9文獻標識碼:AThe modeling research of the ash-agglomerated fluidized bed gasifierGAO Kun , WU Jin-hu , WANG Yang( Engineering Research Center for Coal Gasification , Institute of Coal Chemistry , Chinese Academy of Sciences ,Taiyuan 030001 , China )Abstract : In this paper , through the CFD modeling of the ash-agglomerated fluidized bed gasifier , the gas mo-lar concentration distributions in the bed with the influences of the oxygen flow rate from the central nozzle , thesteam flow rate from the distributor and the pressure of the bed are studied. The effects of the different operationconditions on the different reactions are deeply explored and then the law about how the operation conditionswork on the gas concentrations in the gasifier can be explained.Key words : ash-agglomerated fluidized bed gasifier ; central nozzle ; distributor ; CFD modeling灰熔聚流化床氣化爐具有煤氣化條件溫和、干78mm法進料、干法排灰、結(jié)構(gòu)簡單、投資低、氧消耗低、能耗低、產(chǎn)品氣成本低的優(yōu)點[1.2]是中國獨立開發(fā)的高效潔凈煤氣化技術(shù)。近年來CFD技術(shù)[3,4]在多相流模擬方面(計算和預(yù)測能力)日益提高,已能夠為工程應(yīng)用提供很main多信息5.6]。但是由于流化床稠密氣固兩相流的復(fù)regiontransitional area雜性其模擬過程計算量龐大,計算周期長;當綜合考慮流化床內(nèi)部氣固流動、傳熱、反應(yīng)等過程時，缺distnbutor點更為突出使得直接進行流化床氣化爐工業(yè)規(guī)模7 60裝置的模擬比較困難。為此本研究應(yīng)用CFD多相J- nozzle |4mm流模型對-小型灰熔聚流化床氣化爐進行模擬研圖1灰熔聚流化床 氣化爐示意圖究確定模型的可行性初步探討爐內(nèi)的氣化過程規(guī)Figure1 Scheme of ash-agglomerated律，以便有效的開展流化床氣化爐工業(yè)裝置的研究。fluidized bed gasifier基于同一氣化爐已經(jīng)考察了模型模擬的準確性并與該流化床氣化爐直徑78mm底部為錐形分布試驗結(jié)果進行了比較7。本文在前期工作的基礎(chǔ)板和直徑14 mm的環(huán)管。錐形分布板高55 mm ,錐上[8]進-步研究分析不同操作條件對氣化爐內(nèi)部角60。。高速空氣流從環(huán)管通入爐內(nèi),水 蒸氣則以氣固反應(yīng)、氣體組成等的影響規(guī)律。相對低的速度從分布板通入?？諝庠跔t內(nèi)與煤焦發(fā)1物理 模型和數(shù)學模型生燃燒放出的反應(yīng)熱提供氣化反應(yīng)所需熱量。煤1.1物理模型圖1為灰熔聚流化床氣化爐示意焦被中國煤化工釣操作參數(shù)見表1。|YHCNMH G圖。收稿日期:2006-03-18 ;修回日期:2006-07-21?；痦椖?國家重點基礎(chǔ)研究發(fā)展規(guī)劃973計劃2005CB221200 )。作者簡方數(shù)據(jù)1977-)女搏士生。E-mail gail-gao@ sxice. ac. cn。第6期高鷂等:灰熔聚流化床氣化爐的CFD模擬研究671表1顆粒性質(zhì)和操作條件模擬是基于商業(yè)流體力學計算軟件CFX完成Table1 Particle properties and operating conditions的,計算采用瞬態(tài)模式,步長約0.0005 s ,當流化床Char particle propeties中的氣化過程達到穩(wěn)定狀態(tài)時計算截止。模擬的邊Particle size0.41 mm界條件如圖2所示至于對邊壁的處理固相采用自Componentcarbon 100%Density1100 kg/m3由滑移模型氣相則為無滑移模型。四個氣化反應(yīng)operating conditions主要體現(xiàn)在模型的源項上,例如能量方程的源項涉Pressure0.1 MPa及反應(yīng)熱,而組分方程的源項與各反應(yīng)引起的組分Nozle :021.36x10-5 m/s( 298K)mf* 0.212 .Nozzle N25.74x10-3 m'/s( 298K )mf* 0. 788變化有關(guān)。初場中設(shè)初始爐溫均一，為1173 K ;進Distributor H202.2x10-3 kg/s氣也在1173 K下通入爐內(nèi)。Char feed rate6.56x10-5 kg/s* mass fractionoutlet↑↑氣化爐中的四個主要反應(yīng)見文獻9]。1.2數(shù)學模型歐拉一歐拉模型用來描述灰熔聚78pnm流化床氣化爐內(nèi)的氣固流動。具體方程10]如下:連續(xù)性方程:(eapa)+ V. (ePav.)= SNsa +Tqaorβ=sgbuta≠βTop=Tp-Tp動量方程:steam inletnozzle一 -20mm R氣相: i(e,Pov.)+ 7. (ερ:Wwvg)14mm.↑↑↑air inlet=-ε; VP+e.P,8+7. Tg +(Tv。-Ttyx)-Rvg -v)圖2模擬流化床 氣化爐的邊界條件固相:( ερ,v,)+ V. (εp,v,v,)Figure 2 The boundary conditions of the modelingfluidized bed gasifier=-s,VP+sp.g-VP, +Vτ, +(T"v. -I"v,)+βV% -v,)其中rg=ep[ Vvg+( Vvg)" ]2模擬結(jié)果及討論τg=0 VP,=Q( ε, )Vε,中心管氧氣量圖3給出了不同中心管氧氣a ε, )=Ggexp( ( ε,-εm ))流量時流化床氣化爐內(nèi)部的氣體組成質(zhì)量濃度分布。Gg=1Pa c=20 ~600其中分布板水蒸氣通入量保持不變β=之c,εzερz|v_-v,1e。-2.5 (εg≥0.8)(2.2x10-5 kg/s ),中心管的氧氣量由最初的d，1.36x10-5 m3/( 298 K )分別增至1.3和1.5倍即:1.768x10-5 m'/s( 298 K )2.04x10-5 m'/s( 298 K )C.=先1 +0. 15Re.87] ( Re < 1000 )從圖3看到,床中的CO2Co和H,的分布既不像C。=0.44 ( Re≥1000 )全混流狀態(tài)那樣濃度均勻分布,也不像活塞流那樣β=150ε(1-ε。)+1.75Pge,Iv。-v,1εg <0.8層狀分布而是在分布板區(qū)域及過渡區(qū)(見圖1 )氣εgd."體濃度變化顯著濃度梯度大,上部主床層氣體濃度能量方程:分布則較均勻濃度梯度變化很小。從圖3中還會(e。ph.)+ V. (e(p.v.h。-λ.VT。))=觀察到有最高濃度的CO2、H2集中分布在分布板區(qū)ot和主慶層之間的過灣區(qū)西側(cè)而CO于貼近分布板(Taghp-Tph.)+Q。+S。位置中國煤化工比劑水蒸氣直接進入分.aorβ=sgbuta≠β布板YH.C NMH Gk煤氣變換反應(yīng)的發(fā)生組分方程:(e.p,Ya)+造成這個區(qū)域氣體濃度變化顯著進入上部主床層后不斷的氣體交換擴散會使?jié)舛忍荻冉档汀. (e(pav.Yxa-p。D( VYa)))= Ssa由圖3可見，隨著氧氣量的增加,床內(nèi)CO2和.*orβ = s 6 buta≠β672燃料化學學報第34卷CO濃度水平有所提高,而H2的濃度略有下降。這(見圖4 ) ,而高溫區(qū)的擴大會對水煤氣變換這個放是由于中心管氧氣量的增加直接影響到燃燒反應(yīng)，熱反應(yīng)產(chǎn)生-定程度的抑制作用,所以H2的濃度.結(jié)果產(chǎn)生更多的CO2和CO。同時氧氣量的增加會會略有下降。但是所考察的操作條件下氧氣量的-定程度擴大中心射流伴生的局部高溫區(qū)的范圍增加對氣化反應(yīng)影響不大。CO,mol/m2CO mol/m'H.mol/m33.000. 2.300- 9.000x10-1r 8.55651012. 8892.1002 778. 1.900 .- 8.111X 101.26671. 700.7.667x101, 556t 1.500. 7.222X 1012.5562.444t 1.300.6.778X101。 2.333t 1.100. .333X101. 2.2229 00010-15.889X1012.1117000x1015.444X101L 5.000X10'. 2.000.5000X1011.36X 10* 1.768X 10* 2.04X 1051.36X 10* 1.768X 10> 2.04X 10*1.36X 105 1.768X 10> 2.04X 10sq/m's'圖3不同中心管氧氣通入量時流化床氣化爐內(nèi)部氣體組成質(zhì)量濃度分布Figure 3 Gas molar concentration in the fluidized bed gasifier with O2 flow rate from the central nozzleCO、Co、H2 molar cincentration with O2 flow the central nozzle at 1.36x10-*m'/s 1. 768x10 -'m2/s 2. 04x 10~*m2/sTemperature2.2分 布板水蒸氣量保持中心管氧 氣量不變,-1. 300X103改變分布板通入的水蒸氣量,即:水蒸氣量分別為-1.275X10*2.2x10-5 kg/s、2.42 x10-5 kg/s、2.86x10-5 kg/s、-1.250X10*3.52x10-3 kg/s 時,計算所得的流化床氣化爐內(nèi)部t .2252103氣相質(zhì)量濃度分布見圖5。t 1.200X10*從圖5中可以看出不同組分的氣體在床內(nèi)的-1.175>10*總體濃度分布類同于3.1節(jié)中所描述的狀態(tài)依然-1.150X10*是分布板區(qū)和過渡區(qū)濃度梯度顯著高于主床層。但1.36X 10s1.768X 10-52.04X 105是對比不同水蒸氣進量時各氣體組分的濃度變化q/mi's'(見圖5)會發(fā)現(xiàn)隨著水蒸氣進量的增加床內(nèi)相應(yīng)圖4不同中心管氧氣通入量時流化床.的CO2和H2濃度水平顯著提高,而CO的濃度卻氣化爐內(nèi)部溫度分布略微有所下降。Figure 4 Temperature distribution in the fluidized bedgasifier with O2 flow rate from the central nozzleCO.mol/m'CO mo/m'H.molm'. 90001012.889: 8.556X1018.111x101廣2.7781.900; 7.667X10-12 6671.700722222 10-1.500t 6.778X10-1i24441.3006.333X10-1.23331.1002 222| 9.000X101| .44X10-2 111t 7.000x 10-1l 5.000X101I2000I 5.000X1012.2x105 2.42X105 2.86X10* 3.52X10*2.2X10-5 2.42X10-5 2.86X10* 3.52X1052.2X105 2.42><10-* 2.86X10-* 3.52X10*q/kg.sl圖5不同分 布板水蒸氣通入量時流化床氣中國煤化工5)m the distributorFigure 5 Gas molar concentration in the fluidized bed gasifierCO2、CO、H2 molar concentration with steamIHCNMH Gat2.2x10 "'kg/s 2.42x10 -°kg/s 2.86x10 ~'kg/s 3.52x10-kg/s為了揭示發(fā)生這種變化的原因?qū)⑺魵?、二氧于圖6。圖6反映出爐內(nèi)三個反應(yīng)的反應(yīng)強度分布化碳氣張及煤氣變換反應(yīng)的爐內(nèi)速率分布情況列各具特點水蒸氣氣化的發(fā)生集中于分布板區(qū)域和第6期高鵑等:灰熔聚流化床氣化爐的CFD模擬研究673主床層下部射流的周圍;二氧化碳氣化則集中發(fā)生同作用的結(jié)果是:大量的水蒸氣將煤焦氣化為CO在上部主床層而水煤氣變換反應(yīng)在過渡區(qū)兩側(cè)最和H2所產(chǎn)生的CO繼續(xù)與富余的水蒸氣發(fā)生水煤為強烈。進一步比較不同分布板水蒸氣進量時三個氣變換反應(yīng)生成CO2和更多的H2 ;雖然水蒸氣的反應(yīng)的速率變化隨著水蒸氣進量的增加二氧化碳增加會通過水煤氣氣化產(chǎn)生許多的CO ,但水煤氣氣化的反應(yīng)速率改變并不顯著;冰蒸氣氣化的速率變換反應(yīng)的同步加強卻抵消甚至更多地消耗了多產(chǎn)卻隨之增加;冰煤氣變換的反應(yīng)速率也有所增加。生的CO導致最后的氣相中CO的質(zhì)量濃度略有下且兩個反應(yīng)增加的速率相當(根據(jù)標尺測算)其共降,而CO,和H2的濃度明顯增加。VarRCO,RarRshift1.300X1016.000X 10-r 1.170X10-1r 1.040X101t 9.100X104-4. 200X 10-1.120- 7.800X101.3.600X 10-1-9.600X10. 6.500X 10-13.000X 10--8.000x10-1t 5200X1012. 400X10-1.3.900X101.1 .800X 101. 2.600x 1011 200x1013 200X 1011. 300X 10:- 6 000010-2r 1.600X1010.000X 10-0.0000.000x10!mol(m'-s)mol(m's)r*s)y'(tmol (m'.s)"'2 2X1052.42X10>2 86X1053.52X1052.2X105 2.42X 10- 2.86X10-* 3.52X10-s2.2X103 2.42X10s 2.86X10-s 3.52X10sq/kgs'圖6分布板水蒸氣量不同時水蒸氣氣化、二氧化碳氣化及水煤氣變換反應(yīng)的速率在氣化爐內(nèi)的分布Figure 6 Reaction rate distribution of gasification and water shift reactions in the fluidized bed gasifiersteam gasification( a ) CO2 gasification( b )and water shift reaction( c ) rates at different steam flow rates from the distributorat2.2x10-~kg/s 2.42x10-*kg/s 2. 86x10 *kg/s 3.52x10~*kg/s2.3 壓力 模擬結(jié)果對比了灰熔聚流化床氣化爐證不同壓力下床內(nèi)流型(氣固流動狀態(tài))-致結(jié)果在常壓及0.2 MPa下氣體組分的濃度變化,兩種操見圖7。作壓力下中心管和分布板的氣速均保持相同以保CO.mo/m'CO molm'H,mol/m'CO_mol/m'CO mol/m'. 9.000X 10. 3.000: 3.900. 5.000.5.600r 8.5561012.889。2.1003.600。4.500. 5.200. 3.300t .1111101。2778. 1 .900t 4000.4.80076671 .700,000t 3.500，4.400， 7.667X1012 556i 500.700.4.00072221012. 4002.5005444.1300. 3.6006.778X101，13311002. 10t 2.0001200t 6.333X101. 1.80015003.200t 5.889X101t 9.000X1011.5001.000 ，2.800t 5.444X1012.111: 7.000X101。1.205. 0001012.400I 5.000X1012.000I 5000101l 9.000X10-1I 0.000+(a)-(b)圖7操作壓 力不同時流化床氣化爐內(nèi)部氣體組成質(zhì)量濃度分布( a )常壓( b )0.2MPaFigure 7 Gas molar concentration in the fluidized bed gasifier at different operating pressures of( a ) atmospheric pressure( b )0. 2MPa圖7(a)中所示的是常壓下氣化爐內(nèi)CO、CO2、2.4molm3但是常壓時這樣高的濃度僅局限在很H,三種主要氣體成分的質(zhì)量濃度分布而圖7( b)小的范圍分布。同時對照比較三種氣體加壓前后濃是壓力為0. 2 MPa時的對應(yīng)氣體濃度分布。參照標度的增加程度:主床層中CO2濃度主要分布在尺會發(fā)現(xiàn)當壓力升至0.2 MPa時爐內(nèi)三種氣體成分0.76mol m3左右,而加壓后達到約2.4 mok m°的的濃度對比常壓下都大為提高:常壓下，濃度高于水平中國煤化工則由2.5 mot m3左右0.9 mot m°CO, 僅在過渡區(qū)有所分布而0.2 MPa增至MHCNMHG1.2倍;H2濃度由時床內(nèi)大部分的區(qū)域CO，的濃度都高于1.9mol m3左右增至約4.8mol m3增加了2.5倍0.9mol m3濃度最高超過了3.9 mok m3 ;其他兩以上。種氣體組分也存在類似情況,加壓下床內(nèi)大部分區(qū)進一步比較兩個壓力下氣化反應(yīng)及水煤氣變換域CO的教魔超過3mol:m3,而H,濃度超過反應(yīng)的速率大小和分布情況(見圖8( a)( b))。674燃料化學學報第34卷VarResteamVarRCO2RarRshift1.300. 6.000X 10-1.600-1.300. 3.0001.170. 5.400X101.440. 2.7004.4001.0404. 800X101.280t 1.040r 2400:009.100X1014.200X10)x 10r 7.800X101|2.1003.2007.800103.600X 101.8000X10-1 |18003-8006.500X10"3.000X101g A00X101t 6.500X10-1t 1.500， 20005.200102.400x10”a QO0Y10-5.200X101t 1.200. 1.6003.900X101!1 200X10-1/， 3 200X1t 9.000X 101t 2.600x1016. 000X1021.600X10-1i 300X101t 800018100000.0000.00mol(m's)"mol(m2.s)"mol-(m'.s)"'a) -(b)圖8不同壓力下流化床氣化爐內(nèi)水蒸氣、二氧化碳氣化及水煤氣變換反應(yīng)的速率分布(a)常壓(b)0.2MPaFigure 8 Reaction rate distribution of gasification and water shift reactions in the fluidized bedgasifier at different operating pressures of( a ) atmospheric pressure ( b )0. 2MPa參照標尺會發(fā)現(xiàn)二氧化碳氣化反應(yīng)和水煤氣變符號說明:換反應(yīng)在壓力提高一倍的情況下反應(yīng)速率大幅增加,c-壓縮模量;C.-曳力系數(shù);d,-顆粒粒徑m;床內(nèi)這兩個反應(yīng)速率分別高于3 mol m3. s-'和D。-分子擴散系數(shù)m2/s;4.8molm-3s-';而水蒸氣氣化反應(yīng)提高的幅度卻g -重力加速度m/s2 ;G,-參考彈性模量Pa;較小。Qε, )-顆粒彈性模量Pa; h - 熱焓,J/kg ;分析.上述現(xiàn)象的原因根據(jù)化學動力學原理提P -壓力Pa;P。-顆粒相壓力Pa;高壓力即提高反應(yīng)氣的質(zhì)量濃度,氣固反應(yīng)(氣化Q -相間傳熱J/( m'. s);Re-雷諾數(shù);s -外加熱源,J/( m3. s)SA-組分源項kg/( m3. s)反應(yīng))氣相反應(yīng)(水煤氣變換反應(yīng))速率相應(yīng)增加;但是模擬結(jié)果發(fā)現(xiàn),壓力的增加并不是對三個反應(yīng)Smws -質(zhì)量源項kg( m'. s);T -溫度K;施以同等的影響,它對二氧化碳氣化反應(yīng)和水煤氣0 -速度m/s; YA -組分質(zhì)量分率;變換反應(yīng)的加強作用明顯超過了水蒸氣氣化反應(yīng)。希臘字母:I。e-單位體積質(zhì)量流率(相到相)kg/( m: s);三個反應(yīng)共同作用的結(jié)果是:雖然產(chǎn)氣中的CO3、μ- 黏度系數(shù)Px s; β_ 相間阻力系數(shù)kg(m2. s)CO、H2的濃度都增加,但增加的程度區(qū)別顯著尤ε-體積空隙率;&m-體積空隙率;其是CO ,由于受到水蒸氣氣化和水煤氣變換反應(yīng)τ-黏性應(yīng)力張量,N/m2 ; ρ-密度 kg/m' ;的雙重作用其濃度增加幅度最小。下標:s-固體顆粒;g-氣相;參考文獻:[1] 徐奕豐,陳寒石.灰熔聚流化床粉煤氣化技術(shù)J]. 化肥工業(yè),1997 ,24(5):27-29.( XU Yi-feng ,CHEN Han shi , HUANG Je-je. Fluid bed pulverized coal gasification technology with ash fusion agglomeratior[ J ]. Jourmal ofthe Chemical Fertilizer Industry , 1997 ,24( 5):27-29. )2] 王洋.加壓灰熔聚流化床粉煤氣化技術(shù)的研究與開發(fā)[ J]山西化工,2002 ,22(3):4-7.( WANG Yang. Research and development of the pressurized ash agglomerating fluidized bed coal gasification technology[ J ]. Shanxi : Chemi-cal Industry ,2002 ,22(3):4-7. )[ 3 ] Gidaspow D , Ettehadleh B. Fluidization in two-dimensional beds with a je[ J ] Ind Eng Chem Fundam , 1983 ,22 :187-201 .[4] 陸慧林,何玉榮,劉陽多組分顆粒稠密氣固兩相流動的數(shù)值模擬J]. 工程熱物理學報,2002 ,23( 3 ):369-371.( LU Hui-lin , HE Yu-rong ,LIU Yang. Numerical simulations of multi compouent dense gas solid flow[ J ] Jourmal of Engineering Thermo-physics ,2002 ,23(3 ):369-371. )Benyahia S , Arastoopour H , Knowlton T. AEA Technology Interational Users Conference 97 Proeeding[ C ], Chicago , llinoiss , 1997 :296.[6] KATO K ,TAKARADA T ,TAMURA T. The 3rd Intermational Conference on Circulating Fluidized Bed Combustior[ C ] Japan , 1990.[7]GAO K ,WUJ , WANG Y ,ZHANG D. Bubble dynamics and is effect on ti -;d gasifier simulated using CFD中國煤化工[J] Fuel ,2006 , 85( 9):1221-1231.[8]高鵑,吳晉滬,王洋，灰熔聚流化床氣化爐分布分離結(jié)構(gòu)的模擬研究J]MHCNMHG7491.( GAO Kun , WU Jin-hu ,WANG Yang. Simulation on gas and solid flow of ash-agglomerating fluidized bed gasifier with dfferent structures ofgas distributor and ash separator[ J ] Journal of Fuel Chemistry and Technology ,2006 ,34( 4 ) :487-491. )9 ] BI Jicheng , KOJIMA T. Prediction of temperature and composition in a jetting fuidized bed coal gasifie[ J] Chem Eng Sci ,1996 ,51( 11 ):2745-2750.[10]時￥數(shù)據(jù)CFX version 5.7 User ManuaC M] Ontario , Canada :ANSYS Inc ,2004.