胡振中，畢大鵬，劉淑媛，黃成龍，彭 敏，玄偉偉

(1.安徽科達(dá)潔能股份有限公司，安徽 馬鞍山 243041；2.北京科技大學(xué)，北京 100083)

射流速度對多噴嘴干粉氣化爐內(nèi)反應(yīng)流動的影響

胡振中1，畢大鵬1，劉淑媛1，黃成龍1，彭 敏1，玄偉偉2

(1.安徽科達(dá)潔能股份有限公司，安徽 馬鞍山 243041；2.北京科技大學(xué)，北京 100083)

建立了描述氣化爐內(nèi)流動和反應(yīng)的綜合數(shù)學(xué)模型，對安徽科達(dá)潔能股份有限公司(以下簡稱“科達(dá)潔能”)研制的旋流撞擊式干粉氣化爐進行了模擬計算，分析了不同氣化劑射流速度對氣化爐內(nèi)流場和溫度分布的影響。結(jié)果表明，提高氣化劑射流速度能有效改善氣化爐內(nèi)的氣固混合情況，回流區(qū)域變大，爐內(nèi)整體溫度水平上升，出口有效氣組分提高；同時，射流速度的提高也導(dǎo)致氣流沖擊氣化爐拱頂?shù)乃俣茸兇?，出口煤氣的溫度上升，對下游處理設(shè)備的要求提高。因此，應(yīng)根據(jù)工藝要求，合理選擇噴嘴氣化劑的射流速度。

干粉氣化；科達(dá)氣化爐；射流速度；氣固混合

doi：10.3969/j.issn.1004-8901.2017.01.010

隨著能源形勢的日益嚴(yán)峻和環(huán)境問題的日漸突出，煤氣化成為我國能源領(lǐng)域發(fā)展的重要方向。氣流床煤氣化技術(shù)具有煤種適應(yīng)性強、碳利用率高、合成氣品質(zhì)好等優(yōu)勢，是煤炭清潔、高效利用的關(guān)鍵技術(shù)。

多噴嘴干粉氣化技術(shù)是國內(nèi)起步較早、應(yīng)用較廣泛的氣流床氣化技術(shù)之一。Shell干粉氣化技術(shù)、科達(dá)潔能開發(fā)的常低壓氣流床氣化技術(shù)，均屬于多噴嘴干粉氣化技術(shù)。該技術(shù)的特點是4個噴嘴以一定的偏斜角度布置在氣化爐側(cè)壁的同一水平面上。輸送氣攜帶著煤粉顆粒由噴嘴進入氣化爐，因受到高速流動的氣化劑的沖擊作用發(fā)生湍流彌散運動，并伴有水分蒸發(fā)、脫揮發(fā)分、焦炭的異相化學(xué)反應(yīng)等物理化學(xué)過程。多噴嘴干粉氣化爐內(nèi)為受限撞擊流場，爐內(nèi)存在射流區(qū)、撞擊流區(qū)、撞擊旋流區(qū)、回流區(qū)和管流區(qū)[1，2]。在撞擊流區(qū)，煤粉和氣化劑劇烈撞擊后混合，而后在撞擊旋流區(qū)產(chǎn)生螺旋運動，顆粒的這一運動特性延長了其在爐內(nèi)的停留時間，有利于反應(yīng)的持續(xù)進行[3]。對于多噴嘴干粉氣化爐，噴嘴氣化劑射流速度是影響爐內(nèi)氣固混合強度的重要因素，對氣化爐各項性能指標(biāo)有著重要的影響。本文運用數(shù)值模擬方法，對多噴嘴干粉氣化爐進行模擬計算，研究分析了不同氣化劑射流速度對氣化爐的影響，為氣化爐的設(shè)計和運行提供依據(jù)。

1 計算方法與物理模型

1.1 連續(xù)相和離散相的計算

氣固兩相在氣化爐內(nèi)混合與反應(yīng)，對連續(xù)相氣體，流動由質(zhì)量、動量、能量守恒方程描述[4，5]，對于離散相的煤粉顆粒，采用拉格朗日方法求解顆粒的運動軌跡[6]，采用雙向耦合法考慮氣固兩相的相互作用。

1.2 湍流模型

氣化爐內(nèi)發(fā)生復(fù)雜的湍流反應(yīng)，因此合理、正確地選擇湍流模型非常重要。在本文的計算中，采用Realiziable 模型。文獻[7]證實了該模型的可靠性。

1.3 揮發(fā)分析出模型

由于氣化爐內(nèi)為高溫環(huán)境，假設(shè)煤粉中揮發(fā)分的析出是在瞬間完成的，脫揮發(fā)分速率按照式(1)計算，揮發(fā)分的組分假設(shè)為CO、H2、CH4、N2、H2O，各組分含量按照煤的工業(yè)分析和元素分析得到[8]。

(1)

式中，mv表示顆粒中剩余揮發(fā)分的質(zhì)量；Tp表示顆粒溫度；Av和Ev表示指前因子和活化能。

1.4 異相反應(yīng)模型

在煤氣化過程中，完成水分蒸發(fā)和脫揮發(fā)分的煤顆粒將發(fā)生異相反應(yīng)，除了與氧氣發(fā)生氧化反應(yīng)，煤顆粒還與H2、CO2、H2O等發(fā)生氣化反應(yīng)，氣化反應(yīng)速率受本征反應(yīng)和外擴散的控制，見式(2)。

(2)

式中，Ri表示單位表面積的焦炭與第i種氣體的反應(yīng)速率；Ri,d表示外擴散速率；Ri,k表示本征反應(yīng)速率。具體計算方法見文獻[9]。

1.5 同相反應(yīng)

煤顆粒中析出的水分、揮發(fā)分以及反應(yīng)生成的氣體之間都會發(fā)生同相反應(yīng)，假設(shè)在氣化爐內(nèi)任一點都處于化學(xué)平衡，而對于平衡狀態(tài)的偏離主要由湍流引起。在這一假設(shè)的基礎(chǔ)上，組分、密度和溫度等標(biāo)量可以通過混合分?jǐn)?shù)等標(biāo)量進行表示，見式(3)

(3)

式中，f表示混合分?jǐn)?shù)；H表示瞬態(tài)焓值；φi表示組分、密度、溫度等標(biāo)量。

2 網(wǎng)格與邊界條件

本文模擬計算的是科達(dá)潔能研制的0.5MPa(g)，50kNm3/h干粉氣化爐。氣化爐內(nèi)徑為2.8m，氣化爐凈高7.3m，內(nèi)部敷設(shè)水冷壁，水冷壁吸熱面積為45m2，側(cè)壁面安裝4支傾角為6°的煤粉噴嘴，結(jié)構(gòu)見圖1和圖2。根據(jù)工藝設(shè)計和物料衡算，氣化爐水冷壁產(chǎn)生的飽和蒸汽壓力為2.6MPa(g)，蒸汽產(chǎn)量為8t/h，飽和蒸汽焓值為2 801.2kJ/kg。

氣化劑為純氧，流量為12 000Nm3/h。入爐煤粉量為28t/h。本文對氣化劑射流速度為40m/s、60m/s、80m/s時進行了冷態(tài)和熱態(tài)模擬。

圖1 氣化爐燒嘴布置

圖2 氣化爐軸向

考慮到氣化爐結(jié)構(gòu)的對稱性，將實際幾何體的1/4作為計算域，對稱面選用周期性對稱條件，模擬時考慮水冷壁吸熱量，根據(jù)(4)式計算壁面熱負(fù)荷。

(4)

式中，q為壁面熱負(fù)荷，kW/m2;QS為水冷壁蒸汽產(chǎn)量，t/h；h為飽和蒸汽焓值，kJ/kg；S為氣化爐水冷壁吸熱面積，m2。

采用六面體結(jié)構(gòu)化網(wǎng)格對計算域進行網(wǎng)格劃分，見圖3。主要邊界參數(shù)設(shè)置見表1。

圖3 計算網(wǎng)格

項目邊界熱邊界條件顆粒邊界條件煤粉入口質(zhì)量入口——氣化劑入口質(zhì)量入口——燒嘴壁面壁面絕熱反彈燒嘴罩壁面絕熱反彈拱頂壁面-140kW/m2反彈側(cè)邊壁壁面-140kW/m2反彈收縮段壁面-140kW/m2反彈出口壓力出口—逃逸

3 計算結(jié)果與討論

3.1 氣化爐內(nèi)冷態(tài)流場比較

與傳統(tǒng)的多噴嘴對置式氣化爐不同，由于科達(dá)潔能旋流撞擊式氣化爐4支噴嘴之間形成一定夾角，強化了氣固混合，彌補了低壓氣化爐內(nèi)固氣比小造成的反應(yīng)強度減弱，同時也避免了1支噴嘴出現(xiàn)故障時，噴嘴火焰沖刷對面爐墻的現(xiàn)象發(fā)生。氣化爐內(nèi)流場分區(qū)見圖4，依次分為射流區(qū)、撞擊區(qū)、上撞擊旋流區(qū)、下撞擊旋流區(qū)、上回流區(qū)、下回流區(qū)、折流區(qū)和管流區(qū)。其中，撞擊區(qū)、撞擊旋流區(qū)和回流區(qū)是氣固混合的主要區(qū)域，其合理分布直接關(guān)系氣化爐內(nèi)氣化反應(yīng)的順利進行。

圖4 KDJN氣化爐內(nèi)流場分布示意1—射流區(qū)；2—撞擊區(qū)；3—上撞擊旋流區(qū)；4—下撞擊旋流區(qū)； 5—上回流區(qū)；6—下回流區(qū)；7—折流區(qū)；8—管流區(qū)

氣化爐噴嘴平面等值線見圖5。氣化劑自噴嘴進入氣化爐后，至噴嘴出口處速度達(dá)到最大值，最大速度可達(dá)噴嘴設(shè)計速度的1.5倍，射流進入氣化爐后流速迅速衰減，至中心小切圓處時速度僅為5～10m/s。射流兩側(cè)氣體在卷吸作用下以較小的流速流動，速度值在7m/s左右。對比不同射流速度的速度等值線可以發(fā)現(xiàn)，隨著射流速度由40m/s增大到80m/s，射流卷吸周圍氣體的卷吸速度由5m/s增大到10m/s，射流的卷吸作用一方面使沒有發(fā)生反應(yīng)的含碳顆粒再次進入射流區(qū)發(fā)生反應(yīng)；另一方面，卷吸的高溫?zé)煔庖脖ＷC了煤粉能夠持續(xù)穩(wěn)定著火，保證氣化爐運行。由此推測，提高氣化劑射流速度可以改善氣化爐內(nèi)氣固混合狀況，同時利于氣化爐連續(xù)、穩(wěn)定運行。

圖5 氣化爐噴嘴平面速度等值線

不同于平推流反應(yīng)器，KDJN(科達(dá)潔能)氣化爐內(nèi)流場存在旋轉(zhuǎn)、回流現(xiàn)象。在反應(yīng)區(qū)間內(nèi)，回流的產(chǎn)生有利于未反應(yīng)的飛灰與氣化劑發(fā)生二次混合，提高氣化爐整體的碳轉(zhuǎn)化率。因此，除了氣體流速外，判斷氣化爐內(nèi)氣固混合狀況的另一個重要標(biāo)準(zhǔn)便是回流強度。由于氣化爐內(nèi)氣體的整體流向為沿軸向下出口方向，因此，回流區(qū)與非回流區(qū)的分界線應(yīng)是軸向速度為零的點組合成的平面，稱為軸向零速面，軸向零速面與氣化爐壁面形成的閉合區(qū)域為回流區(qū)，從回流區(qū)的大小可以判斷氣化爐內(nèi)的氣固混合強度。

氣化爐軸向零速面見圖6。從圖中可以看出，氣化爐內(nèi)回流主要發(fā)生在噴嘴上下兩側(cè)，上側(cè)回流遇拱頂后向下折返，回流面呈倒錐形。下側(cè)回流遇壁面后向上折返，回流面與氣化爐內(nèi)壁形成回流夾套。可以發(fā)現(xiàn)，隨著氣化劑射流速度從40m/s增大到80m/s，上側(cè)回流區(qū)形狀與長度基本沒有發(fā)生變化，而下側(cè)回流區(qū)長度明顯增長，由最初的1m增大到2m左右，特別是當(dāng)射流速度由40m/s增大到60m/s時，回流區(qū)長度變化明顯。這說明射流速度變大，氣體在爐內(nèi)的擾動更加強烈，對氣化爐深處的作用更明顯，回流的出現(xiàn)使得煤粉顆粒在進入氣化爐一段時間后仍有和氣化劑持續(xù)混合的動力，強化了氣化反應(yīng)的進行。

氣化爐軸向速度分布見圖7，可以看出，自氣化爐頂開始向下，爐內(nèi)氣體流速先緩慢增大，至噴嘴平面速度迅速攀升，而后又迅速衰減，直至氣化爐出口，由于出口截面的減小，氣體流速又有緩慢上升。當(dāng)氣化劑射流速度分別為40m/s、60m/s、80m/s時，噴嘴截面平均流速分別為14m/s、20m/s、26m/s。

圖7 氣化爐軸向速度分布

3.2 氣化爐熱態(tài)模擬

氣化爐噴嘴平面溫度分布見圖8，可以看出，氣化爐噴嘴平面溫度分布均勻，射流兩側(cè)為火焰區(qū)，溫度最高可達(dá)2 600℃以上，射流中心由于常溫燃料的連續(xù)射入，溫度較低。隨著射流速度的增大，氣化爐中心溫度有所提升，這是因為高流速促進了爐內(nèi)反應(yīng)的進行，使燃燒更加劇烈。

圖8 氣化爐噴嘴平面溫度分布

氣化爐軸向溫度分布見圖9，可以看出，氣化劑射流速度由40m/s增大到60m/s時，氣化爐拱頂溫度有200℃左右的溫升，但從60m/s增大到80m/s時，拱頂溫升不明顯。

圖9 氣化爐軸向溫度分布

氣化爐出口氣體組分摩爾分?jǐn)?shù)見表2，可以看出，有效氣成分隨射流速度的增大略有提升，有效氣成分在86%以上。出口氣體溫度隨射流速度的增大而升高。這也從側(cè)面說明，提高射流速度能提高合成氣的品質(zhì)，但會造成出口氣體溫度過高、后續(xù)系統(tǒng)壓力增大的缺陷。因此，應(yīng)根據(jù)工藝要求，合理選擇氣化劑射流速度。

表2 氣化爐出口氣體組分摩爾分?jǐn)?shù)

4 結(jié)語

針對科達(dá)潔能旋流撞擊式干粉氣化爐，建立數(shù)值模擬方法，計算了不同氣化劑射流速度下，氣化爐內(nèi)的冷態(tài)流場、熱態(tài)溫度場和出口合成氣摩爾分?jǐn)?shù)。主要結(jié)論如下。

(1)從強化氣化爐內(nèi)混合的角度考慮，提高氣化劑射流速度，能夠有效改善氣化爐內(nèi)混合效果，有利于氣化反應(yīng)的進行。

(2)提高氣化劑射流速度，能增大氣化爐內(nèi)回流區(qū)的大小，有利于煤粉和氣化劑在氣化爐局部更好地混合。

(3)提高氣化劑的流速，氣化爐內(nèi)的溫度水平整體提升，這是氣化爐內(nèi)反應(yīng)劇烈化程度加深的表現(xiàn)，直接結(jié)果是使有效氣含量上升和出口煤氣溫度提高，但應(yīng)注意過高的煤氣溫度會導(dǎo)致后續(xù)系統(tǒng)的處理難度增大，因此，應(yīng)根據(jù)工藝要求合理選擇氣化劑射流速度。

(4)在本文所述工藝條件下，氣化爐直徑為2.8m、總高度為7.3m是較佳的結(jié)構(gòu)尺寸，對不同射流速度的模擬計算結(jié)果表明，在該尺寸結(jié)構(gòu)下，當(dāng)射流速度在40～80m/s之間變化時，氣化爐內(nèi)整體溫度分布和流場分布較為合理，這為氣化爐在實際運行中調(diào)節(jié)負(fù)荷提供了理論依據(jù)。

[1] 于遵宏，沈才大，王輔臣，等.水煤漿氣化過程的三區(qū)模型[J].燃料化學(xué)學(xué)報，1993，21(1)：90-95.

[2] 許建良，劉海峰，王儉，等.GSP氣化爐內(nèi)多相湍流反應(yīng)流動模擬研究[J].化學(xué)工程，2011，39(11)：56-60.

[3] 許建良，代正華，李巧紅,等.氣流床氣化爐內(nèi)顆粒停留時間分布[J].化工學(xué)報，2008，59(1)：53-57.

[4] 費祥麟.高等流體力學(xué)[M].西安：西安交通大學(xué)出版社，1995.

[5] Choudhury D.Introduction to the Renormalization Group Methed and Turbulence Modeling[Z].Fluent Inc.Technical Memorandum TM-107，1993.[6] Borah Ramesh C.，Ghosh Pallab，Rao Paruchuri G.A review on devolatilization of coal in fluidized bed[J].International Journal of Energy Research，2011，35(11)：929-963.

[7] Wu Y X，Zhang J S，Smith P J，et al.Three-dimensional simulation for an entrained flow coal slurry gasifier[J].Energy & Fuels，2010(24)：1156-1163.

[8] Kobayashi H，Howard J B，Sarofim A，F(xiàn).Coal devolatilization at high temperatures[C].In 16th Symp.(Int’l.) On Combustion.The Combustion Institute，1976.

[9] Sherwood T K，Pigford R L，Wilke C R.Mass transfer[M].Mcgraw-Hill，1975.

修改稿日期： 2016-10-31

The Influences of Jet Velocity on the Flow and Reaction in Multi-Burners Pulverized Coal Gasifier

HU Zhen-zhong1，BI Da-peng1，LIU Shu-yuan1，HUANG Cheng-long1，PENG Min1，XUAN Wei-wei2

(1.KEDACleanEnergyLimitedLiabilityCompany，Ma’anshanAnhui243041China； 2.UniversityofScienceandTechnology，Beijing100083China)

A comprehensive mathematical model is developed for the simulating calculation of the multiphase reaction flow process in a multi-burner whirl impact pulverized coal gasifier made in Keda Clean Energy CO.，LTD.The influence of jet velocity on temperature and flow field in gasifier is also investigated.The results show that the mixture of gas and solid can be improved with the increase of jet velocity.Meanwhile，the reflux area is enlarged，and the temperature and content of available gas increase.However，the increase of jet velocity causes a high gas velocity impacting the dome，and a rise of outlet temperature.This sets high requirements for the downstream apparatus.Therefore，it is important to choose a reasonable jet velocity to meet the process demand.

pulverized coal gasification；Keda gasifier；jet velocity；gas-solid mixture

胡振中(1988年—)，男，安徽績溪人，2014年畢業(yè)于東南大學(xué)熱能工程專業(yè)，碩士，工程師，現(xiàn)主要從事氣化爐設(shè)計工作。

10.3969/j.issn.1004-8901.2017.01.010

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1004-8901(2017)01-0041-04