灰熔聚流化床气化炉的CFD模拟研究

第34卷第6期然料化学学报Vol. 34 No.62006年12月Journal of Fuel Chemistry and TechnologyDec. 2006文章编号:0253-2409( 2006 )06-0670-05灰熔聚流化床气化炉的CFD模拟研究高鹃,吴晋沪,王洋(中国科学院山西煤炭化学研究所,山西太原030001 )商要:通过CFD模拟’了灰熔聚流化床气化炉考察了操作条件包括中心管氧气量、分布板水蒸气量以及操作压力对流化床气化炉的气相浓度分布的影响。剖析了不同操作条件对化学反应的影响解释了其对气化炉产气组成的作用原理。关键词:灰熔聚流化床气化炉;中心管;分布板;CFD模拟中图分类号:TQ015. 9文献标识码: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灰熔聚流化床气化炉具有煤气化条件温和、干78mm法进料、干法排灰、结构简单、投资低、氧消耗低、能耗低、产品气成本低的优点[1.2]是中国独立开发的高效洁净煤气化技术。近年来CFD技术[3,4]在多相流模拟方面(计算和预测能力)日益提高,已能够为工程应用提供很main多信息5.6]。但是由于流化床稠密气固两相流的复regiontransitional area杂性其模拟过程计算量庞大,计算周期长;当综合考虑流化床内部气固流动、传热、反应等过程时，缺distnbutor点更为突出使得直接进行流化床气化炉工业规模7 60装置的模拟比较困难。为此本研究应用CFD多相J- nozzle |4mm流模型对-小型灰熔聚流化床气化炉进行模拟研图1灰熔聚流化床 气化炉示意图究确定模型的可行性初步探讨炉内的气化过程规Figure1 Scheme of ash-agglomerated律，以便有效的开展流化床气化炉工业装置的研究。fluidized bed gasifier基于同一气化炉已经考察了模型模拟的准确性并与该流化床气化炉直径78mm底部为锥形分布试验结果进行了比较7。本文在前期工作的基础板和直径14 mm的环管。锥形分布板高55 mm ,锥上[8]进-步研究分析不同操作条件对气化炉内部角60。。高速空气流从环管通入炉内,水 蒸气则以气固反应、气体组成等的影响规律。相对低的速度从分布板通入。空气在炉内与煤焦发1物理 模型和数学模型生燃烧放出的反应热提供气化反应所需热量。煤1.1物理模型图1为灰熔聚流化床气化炉示意焦被中国煤化工钓操作参数见表1。|YHCNMH G图。收稿日期:2006-03-18 ;修回日期:2006-07-21。基金项目:国家重点基础研究发展规划973计划2005CB221200 )。作者简方数据1977-)女搏士生。E-mail gail-gao@ sxice. ac. cn。第6期高鹞等:灰熔聚流化床气化炉的CFD模拟研究671表1颗粒性质和操作条件模拟是基于商业流体力学计算软件CFX完成Table1 Particle properties and operating conditions的,计算采用瞬态模式,步长约0.0005 s ,当流化床Char particle propeties中的气化过程达到稳定状态时计算截止。模拟的边Particle size0.41 mm界条件如图2所示至于对边壁的处理固相采用自Componentcarbon 100%Density1100 kg/m3由滑移模型气相则为无滑移模型。四个气化反应operating conditions主要体现在模型的源项上,例如能量方程的源项涉Pressure0.1 MPa及反应热,而组分方程的源项与各反应引起的组分Nozle :021.36x10-5 m/s( 298K)mf* 0.212 .Nozzle N25.74x10-3 m'/s( 298K )mf* 0. 788变化有关。初场中设初始炉温均一，为1173 K ;进Distributor H202.2x10-3 kg/s气也在1173 K下通入炉内。Char feed rate6.56x10-5 kg/s* mass fractionoutlet↑↑气化炉中的四个主要反应见文献9]。1.2数学模型欧拉一欧拉模型用来描述灰熔聚78pnm流化床气化炉内的气固流动。具体方程10]如下:连续性方程:(eapa)+ V. (ePav.)= SNsa +Tqaorβ=sgbuta≠βTop=Tp-Tp动量方程:steam inletnozzle一 -20mm R气相: i(e,Pov.)+ 7. (ερ:Wwvg)14mm.↑↑↑air inlet=-ε; VP+e.P,8+7. Tg +(Tv。-Ttyx)-Rvg -v)图2模拟流化床 气化炉的边界条件固相:( 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模拟结果及讨论τg=0 VP,=Q( ε, )Vε,中心管氧气量图3给出了不同中心管氧气a ε, )=Ggexp( ( ε,-εm ))流量时流化床气化炉内部的气体组成质量浓度分布。Gg=1Pa c=20 ~600其中分布板水蒸气通入量保持不变β=之c,εzερz|v_-v,1e。-2.5 (εg≥0.8)(2.2x10-5 kg/s ),中心管的氧气量由最初的d，1.36x10-5 m3/( 298 K )分别增至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 )从图3看到,床中的CO2Co和H,的分布既不像C。=0.44 ( Re≥1000 )全混流状态那样浓度均匀分布,也不像活塞流那样β=150ε(1-ε。)+1.75Pge,Iv。-v,1εg <0.8层状分布而是在分布板区域及过渡区(见图1 )气εgd."体浓度变化显著浓度梯度大,上部主床层气体浓度能量方程:分布则较均匀浓度梯度变化很小。从图3中还会(e。ph.)+ V. (e(p.v.h。-λ.VT。))=观察到有最高浓度的CO2、H2集中分布在分布板区ot和主庆层之间的过湾区西侧而CO于贴近分布板(Taghp-Tph.)+Q。+S。位置中国煤化工比剂水蒸气直接进入分.aorβ=sgbuta≠β布板YH.C NMH Gk煤气变换反应的发生组分方程:(e.p,Ya)+造成这个区域气体浓度变化显著进入上部主床层后不断的气体交换扩散会使浓度梯度降低。V. (e(pav.Yxa-p。D( VYa)))= Ssa由图3可见，随着氧气量的增加,床内CO2和.*orβ = s 6 buta≠β672燃料化学学报第34卷CO浓度水平有所提高,而H2的浓度略有下降。这(见图4 ) ,而高温区的扩大会对水煤气变换这个放是由于中心管氧气量的增加直接影响到燃烧反应，热反应产生-定程度的抑制作用,所以H2的浓度.结果产生更多的CO2和CO。同时氧气量的增加会会略有下降。但是所考察的操作条件下氧气量的-定程度扩大中心射流伴生的局部高温区的范围增加对气化反应影响不大。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'图3不同中心管氧气通入量时流化床气化炉内部气体组成质量浓度分布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 布板水蒸气量保持中心管氧 气量不变,-1. 300X103改变分布板通入的水蒸气量,即:水蒸气量分别为-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 时,计算所得的流化床气化炉内部t .2252103气相质量浓度分布见图5。t 1.200X10*从图5中可以看出不同组分的气体在床内的-1.175>10*总体浓度分布类同于3.1节中所描述的状态依然-1.150X10*是分布板区和过渡区浓度梯度显著高于主床层。但1.36X 10s1.768X 10-52.04X 105是对比不同水蒸气进量时各气体组分的浓度变化q/mi's'(见图5)会发现随着水蒸气进量的增加床内相应图4不同中心管氧气通入量时流化床.的CO2和H2浓度水平显著提高,而CO的浓度却气化炉内部温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广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图5不同分 布板水蒸气通入量时流化床气中国煤化工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为了揭示发生这种变化的原因将水蒸气、二氧于图6。图6反映出炉内三个反应的反应强度分布化碳气张及煤气变换反应的炉内速率分布情况列各具特点水蒸气气化的发生集中于分布板区域和第6期高鹃等:灰熔聚流化床气化炉的CFD模拟研究673主床层下部射流的周围;二氧化碳气化则集中发生同作用的结果是:大量的水蒸气将煤焦气化为CO在上部主床层而水煤气变换反应在过渡区两侧最和H2所产生的CO继续与富余的水蒸气发生水煤为强烈。进一步比较不同分布板水蒸气进量时三个气变换反应生成CO2和更多的H2 ;虽然水蒸气的反应的速率变化随着水蒸气进量的增加二氧化碳增加会通过水煤气气化产生许多的CO ,但水煤气气化的反应速率改变并不显著;冰蒸气气化的速率变换反应的同步加强却抵消甚至更多地消耗了多产却随之增加;冰煤气变换的反应速率也有所增加。生的CO导致最后的气相中CO的质量浓度略有下且两个反应增加的速率相当(根据标尺测算)其共降,而CO,和H2的浓度明显增加。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'图6分布板水蒸气量不同时水蒸气气化、二氧化碳气化及水煤气变换反应的速率在气化炉内的分布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 压力 模拟结果对比了灰熔聚流化床气化炉证不同压力下床内流型(气固流动状态)-致结果在常压及0.2 MPa下气体组分的浓度变化,两种操见图7。作压力下中心管和分布板的气速均保持相同以保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)图7操作压 力不同时流化床气化炉内部气体组成质量浓度分布( a )常压( b )0.2MPaFigure 7 Gas molar concentration in the fluidized bed gasifier at different operating pressures of( a ) atmospheric pressure( b )0. 2MPa图7(a)中所示的是常压下气化炉内CO、CO2、2.4molm3但是常压时这样高的浓度仅局限在很H,三种主要气体成分的质量浓度分布而图7( b)小的范围分布。同时对照比较三种气体加压前后浓是压力为0. 2 MPa时的对应气体浓度分布。参照标度的增加程度:主床层中CO2浓度主要分布在尺会发现当压力升至0.2 MPa时炉内三种气体成分0.76mol m3左右,而加压后达到约2.4 mok m°的的浓度对比常压下都大为提高:常压下，浓度高于水平中国煤化工则由2.5 mot m3左右0.9 mot m°CO, 仅在过渡区有所分布而0.2 MPa增至MHCNMHG1.2倍;H2浓度由时床内大部分的区域CO，的浓度都高于1.9mol m3左右增至约4.8mol m3增加了2.5倍0.9mol m3浓度最高超过了3.9 mok m3 ;其他两以上。种气体组分也存在类似情况,加压下床内大部分区进一步比较两个压力下气化反应及水煤气变换域CO的教魔超过3mol:m3,而H,浓度超过反应的速率大小和分布情况(见图8( a)( b))。674燃料化学学报第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)图8不同压力下流化床气化炉内水蒸气、二氧化碳气化及水煤气变换反应的速率分布(a)常压(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参照标尺会发现二氧化碳气化反应和水煤气变符号说明:换反应在压力提高一倍的情况下反应速率大幅增加,c-压缩模量;C.-曳力系数;d,-颗粒粒径m;床内这两个反应速率分别高于3 mol m3. s-'和D。-分子扩散系数m2/s;4.8molm-3s-';而水蒸气气化反应提高的幅度却g -重力加速度m/s2 ;G,-参考弹性模量Pa;较小。Qε, )-颗粒弹性模量Pa; h - 热焓,J/kg ;分析.上述现象的原因根据化学动力学原理提P -压力Pa;P。-颗粒相压力Pa;高压力即提高反应气的质量浓度,气固反应(气化Q -相间传热J/( m'. s);Re-雷诺数;s -外加热源,J/( m3. s)SA-组分源项kg/( m3. s)反应)气相反应(水煤气变换反应)速率相应增加;但是模拟结果发现,压力的增加并不是对三个反应Smws -质量源项kg( m'. s);T -温度K;施以同等的影响,它对二氧化碳气化反应和水煤气0 -速度m/s; YA -组分质量分率;变换反应的加强作用明显超过了水蒸气气化反应。希腊字母:I。e-单位体积质量流率(相到相)kg/( m: s);三个反应共同作用的结果是:虽然产气中的CO3、μ- 黏度系数Px s; β_ 相间阻力系数kg(m2. s)CO、H2的浓度都增加,但增加的程度区别显著尤ε-体积空隙率;&m-体积空隙率;其是CO ,由于受到水蒸气气化和水煤气变换反应τ-黏性应力张量,N/m2 ; ρ-密度 kg/m' ;的双重作用其浓度增加幅度最小。下标:s-固体颗粒;g-气相;参考文献:[1] 徐奕丰,陈寒石.灰熔聚流化床粉煤气化技术J]. 化肥工业,1997 ,24(5):27-29.( XU Yi-feng ,CHEN Han shi , HUANG Je-je. 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