陸 杰， 金保昇

(東南大學 能源熱轉(zhuǎn)換及其過程測控教育部重點實驗室， 南京 210096)

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低當量比下生物質(zhì)氣化的數(shù)值模擬

陸 杰， 金保昇

(東南大學 能源熱轉(zhuǎn)換及其過程測控教育部重點實驗室， 南京 210096)

為了研究兩級氣化技術(shù)，針對鼓泡流化床建立生物質(zhì)氣化的三維模型，氣相采用k-ε湍流模型，固相采用顆粒動力學理論，并加入化學反應子模型，研究了低當量比下生物質(zhì)產(chǎn)氣組分隨當量比、富氧濃度和流化速度的變化規(guī)律，分析了產(chǎn)氣組分中的焦油含量。結(jié)果表明：當量比增大時，CO和H2的濃度先增大后減小，CO2的濃度逐漸減?。浑S著富氧濃度的升高，CO和CO2的濃度迅速增大，H2的濃度略有下降；隨著流化速度的增大，CO的濃度增大，CO2的濃度減小，H2的濃度略有增加；出口產(chǎn)氣組分中的焦油含量相對較高，需要在下一步工藝中進行深度裂解。

生物質(zhì)氣化； 三維模型； 低當量比； 富氧濃度； 焦油

生物質(zhì)氣化技術(shù)將固體生物質(zhì)轉(zhuǎn)變?yōu)楦咂焚|(zhì)可燃氣，雖然提高了能量轉(zhuǎn)換效率，但是可燃氣熱值較低，焦油含量較高[1]。流化床低溫氣化與旋風熔融爐高溫氣化相結(jié)合的生物質(zhì)兩段式氣化處理技術(shù)不僅可以提高可燃氣的熱值，而且能大大降低焦油含量，解決了生物質(zhì)氣化的關(guān)鍵問題。當量比為單位生物質(zhì)在氣化過程中所消耗的氧氣量與完全燃燒所需要的理論氧氣量之比。由于流化床低溫氣化的當量比在0.2以下，而大量的研究都是集中在當量比為0.2～0.3[2-3]，忽視了低當量比氣化的研究，因此有必要獲得低當量比下的氣化規(guī)律來探索兩段式氣化技術(shù)。

采用計算流體力學(CFD)建立模型能夠全面地描述復雜的氣化過程。歐拉-歐拉模型具有計算時間短和計算量小的優(yōu)點。Gerber[4]建立了二維雙流體模型來模擬流化床中當量比為0.2～0.3時木材的氣化特性，但其模擬出的產(chǎn)氣組分濃度與實驗結(jié)果相差較大，而且其模擬結(jié)果并未得到產(chǎn)氣組分濃度的變化規(guī)律。Xue等[5]在此基礎(chǔ)上通過優(yōu)化二維CFD模型來模擬流化床中的木材的空氣氣化，同時考慮了水蒸氣蒸發(fā)、揮發(fā)分的析出、氣體均相反應和氣固非均相反應，得到了二維模型下產(chǎn)氣組分在當量比為0.2～0.3的變化規(guī)律。大量的數(shù)值模擬并沒有探究過低當量比下的氣化規(guī)律。

筆者針對兩段式氣化技術(shù)，在雙歐拉方法的基礎(chǔ)上，對第一段流化床低溫氣化進行數(shù)值模擬，同時考慮焦油，研究低當量比下生物質(zhì)氣化特性，通過改變當量比、富氧濃度和流化速度等參數(shù)得到出口產(chǎn)氣組分的變化規(guī)律，為第二段旋風熔融爐高溫氣化提供入口條件。

1 模型描述

1.1 建立模型

筆者針對直徑125 mm、高4 000 mm的鼓泡流化床反應器建立三維模型，見圖1。氮氣和氧氣組成的混合氣體從反應器的底部進入，生物質(zhì)從直徑54 mm、高510 mm的進料口由螺旋加料器送入。氣化產(chǎn)物的出口在反應器的頂部。生物質(zhì)和混合氣體的入口溫度均為300 K，流化床的壁面溫度為973 K。流化床的初始床料是高鋁礬土，密度是2 820 kg/m3，初始床高是300 mm，空隙率是0.53。所有顆粒的粒徑均為0.4 mm，且在氣化過程中保持不變。流化床上部采用六面體網(wǎng)格，下部采用楔形網(wǎng)格，網(wǎng)格尺寸大小為8 mm。筆者選取的當量比為0.08～0.15。為了控制氣化溫度，實際操作的富氧體積分數(shù)為0.3～0.5。為了保證流化質(zhì)量，流化速度為最小流化速度的3～6倍。最小流化速度為0.224 m/s，其他仿真條件見表1。

圖1 鼓泡流化床反應器及網(wǎng)格示意圖

項目數(shù)值進料量/(kg·h-1)30～50當量比0.08～0.15富氧體積分數(shù)0.3～0.5流化速度/(m·s-1)0.6～1.2

1.2 控制方程

以歐拉雙流體非穩(wěn)態(tài)模型為基礎(chǔ)，分別對氣相和固相建立連續(xù)性方程、動量方程、能量方程和組分輸運方程。氣相建模時采用標準k-ε湍流模型，而固相建模時參考顆粒流的動力學理論[6-9]。

1.2.1 連續(xù)性方程

(1)

(2)

式中：下標g表示氣相;下標s表示固相；ε、ρ和v分別表示空隙率、密度和速度矢量；S表示由于非均相反應產(chǎn)生的質(zhì)量源項。

1.2.2 動量方程

(3)

(4)

式中：β表示氣相和固相之間的動量交換系數(shù)，其取值來自于Gidaspow模型；τ表示黏性張量；p表示壓力。

1.2.3 能量方程

(5)

(6)

1.2.4 組分輸運方程

(7)

(8)

式中：Yi是組分i的質(zhì)量分數(shù)；Ji是擴散通量；Ri是凈產(chǎn)率。

1.3 化學反應

假設(shè)硫元素和氮元素不參與反應，并且在生物質(zhì)氣化過程中不考慮灰分的影響?；瘜W組分由3種固相組分(焦炭、生物質(zhì)、高鋁礬土)和8種氣相組分(一氧化碳、二氧化碳、氫氣、甲烷、水蒸氣、焦油、氧氣和氮氣)組成。生物質(zhì)的氣化過程主要包括生物質(zhì)熱解、均相反應和非均相反應：

(9)

CO+0.5O2→CO2

(10)

H2+0.5O2→H2O

(11)

CH4+2O2→CO2+2H2O

(12)

C6H6+4.5O2→6CO+3H2O

(13)

CO+H2O?CO2+H2

(14)

C+O2→CO2

(15)

C+1.2H2O→0.8CO+1.2H2+0.2CO2

(16)

C+CO2→2CO

(17)

生物質(zhì)熱解采用單步反應模型，混合氣中各組分的質(zhì)量分數(shù)由生物質(zhì)的元素分析和工業(yè)分析決定(見表2)。由于氣化是在低溫下進行，所以整個過程中會釋放大量的焦油。鑒于焦油成分的不確定性，以C6H6代替焦油[10]。

表2 秸稈的元素分析和工業(yè)分析 %

假設(shè)氣相組分之間的反應完全由化學反應動力學控制，均相反應速率使用Arrhenius公式計算化學源項。非均相反應主要包括三個：C-O2、C-H2O和C-CO2，化學反應速率參考文獻[11]。均相反應的反應速率常數(shù)如下[12-13]：

k10=2.32×1012exp(-167 000/RT)，

k11=1.08×1013exp(-125 000/RT)，

k12=5.01×1011exp(-203 000/RT)，

k13=2.78×103exp(-12 600/RT)，

k14=2.3×104exp(-80 000/RT)。

2 模擬結(jié)果與分析

2.1 模型驗證

當生物質(zhì)進料量為50 kg/h、當量比為0.13以及富氧體積分數(shù)為0.3時，將模擬結(jié)果與試驗得到的反應器出口的氣體組分進行比較(見圖2)[14]。由圖2可以看出：模擬結(jié)果與試驗數(shù)據(jù)相差不大，相對誤差最小約為1%，最大約為17%，表明所建立的三維數(shù)值模型是合理的。造成誤差的主要原因可能與焦油成分的不確定性、化學反應的動力學參數(shù)的取值有關(guān)。試驗中收集到的焦油組分復雜，含有多種芳香烴衍生物，而以苯代替焦油進行模擬，在焦油分解反應時會造成氣體組分含量的誤差。因為沒有統(tǒng)一的化學反應的動力學參數(shù)，筆者選取的參數(shù)可能并不能完全反應真實情況，這就將導致計算誤差?？傮w而言，模擬結(jié)果與試驗結(jié)果吻合度較高。

圖2 模擬與試驗的產(chǎn)氣組分的對比

2.2 產(chǎn)氣組分隨時間的變化

圖3為生物質(zhì)進料量為50 kg/h、當量比為0.13以及富氧體積分數(shù)為35%時流化床出口處產(chǎn)氣組分的瞬時摩爾體積分數(shù)。隨著時間的推移，CO、CO2、H2、CH4、H2O和C6H6的體積分數(shù)逐漸增大，N2的體積分數(shù)逐漸減小。當氣化進行到15 s時，產(chǎn)氣組分的體積分數(shù)趨于準平衡狀態(tài)，但會在平均值附近波動。

圖3 出口產(chǎn)氣組分的摩爾分數(shù)隨時間的變化

2.3 當量比對產(chǎn)氣組分的影響

在低當量比下以氧體積分數(shù)為30%的富氧氣體作為氣化劑，研究當量比的變化對生物質(zhì)氣化產(chǎn)氣組分的影響(見圖4)。隨著當量比的增加，CO和H2的濃度先增大后減小，CO2的濃度逐漸減小，CH4濃度逐漸增大。因為當量比為0.08時，氣化劑中氧氣總量相對于生物質(zhì)總量來說是非常低的，這會導致流化床內(nèi)氣化溫度較低，生物質(zhì)熱解反應速率較低，產(chǎn)氣組分中CO2的濃度很高。當量比的逐漸增大意味著氣化劑中氧氣總量與生物質(zhì)總量的比值在不斷地增大，流化床內(nèi)氣化溫度逐步升高，生物質(zhì)熱解反應、均相反應與非均相反應程度提高。當量比為0.13時，CO體積分數(shù)增加至22.8%，CO2體積分數(shù)減小至23.5%，H2體積分數(shù)增加至15.5%，CH4體積分數(shù)幾乎不變。但當量比繼續(xù)增加時，CO和H2的濃度開始減小，可能是CO與O2以及H2與O2的反應速率增加，CO和H2的消耗量也在增加。

圖4 當量比對產(chǎn)氣組分的影響

2.4 富氧濃度對產(chǎn)氣組分的影響

圖5為當量比等于0.11時，富氧體積分數(shù)的變化對生物質(zhì)氣化產(chǎn)氣組分的影響。

圖5 氧濃度對產(chǎn)氣組分的影響

隨著富氧體積分數(shù)的升高，CO和CO2的濃度迅速增大，H2的濃度略有下降，CH4的濃度幾乎不變。富氧體積分數(shù)的升高主要產(chǎn)生了兩個影響：(1)氣化劑中氧氣含量的增加意味著氮氣含量的降低，使得生物質(zhì)氣化產(chǎn)氣中氮氣濃度減小，其余組分濃度相對增加；(2)氣化劑中氧氣含量的增加可能提高焦炭與氧氣的反應速率，進而提高反應器內(nèi)的氣化溫度，從而加快生物質(zhì)熱解反應，使得可燃組分含量增加。H2的濃度變化主要受生物質(zhì)熱解反應、水蒸氣重整反應以及燃燒反應的影響。在富氧濃度較高時，H2消耗量增加，H2的濃度下降。CO2的濃度變化主要是燃燒、焦炭重整以及生物質(zhì)熱解的共同作用。

2.5 流化速度對產(chǎn)氣組分的影響

當量比為0.11、富氧體積分數(shù)為30%的條件下，研究流化速度的變化對生物質(zhì)氣化產(chǎn)氣組分的影響(見圖6)。隨著流化速度的增大，CO的濃度增大，CO2的濃度減小，H2的濃度略有增加，CH4的濃度幾乎不變。在鼓泡床反應器內(nèi)，物料與床料的混合程度對傳熱與傳質(zhì)的效果有著巨大的影響。當流化速度較低時，床料與生物質(zhì)無法混合充分，容易形成溝流，導致床內(nèi)溫度分布不均。隨著流化速度的增加，氣固混合更加充分，氣化反應速率增加。特別是在低當量比條件下，生物質(zhì)熱解程度較低，增加流化速度對生物質(zhì)氣化產(chǎn)氣組分的影響較大。

圖6 流化速度對產(chǎn)氣組分的影響

2.6 焦油含量

筆者用C6H6代替焦油，研究低溫、低當量比下出口產(chǎn)氣組分中的焦油含量。由于氣化溫度為700 ℃，而且氣化當量比相對較低，因此生物質(zhì)的熱解程度偏低，導致氣化產(chǎn)氣中焦油含量偏高。圖7為富氧體積分數(shù)為30%時當量比對焦油濃度的影響。當量比增大時，氣化溫度升高，焦油裂解反應速度增加，焦油含量降低。當進料量為50 kg/h、當量比為0.13、富氧體積分數(shù)為30%時，模擬結(jié)果表明產(chǎn)氣組分中的焦油質(zhì)量濃度約為13 g/m3。因此，大量的焦油需要通過第二段旋風熔融爐進行高溫裂解。由于本文為了方便計算，選取的焦油替代物C6H6中不含氧，與實際不符，因此未來在對低當量比氣化深入研究時，考慮以C、H、O的化合物CxHyOz來代替焦油，以此優(yōu)化模型。

圖7 當量比對焦油濃度的影響

3 結(jié)語

筆者建立了三維模型來模擬低當量比條件下生物質(zhì)氣化特性。該模型基于雙歐拉方法，耦合氣固流動和傳熱，自編化學反應子模型，并考慮焦油。模擬結(jié)果表明：在低當量比條件下，隨著當量比的增加，CO和H2的濃度先增大后減小，CO2的濃度逐漸減??；隨著富氧濃度的升高，CO和CO2的濃度迅速增大，H2的濃度略有下降；隨著流化速度的增大，CO的濃度增大，CO2的濃度減小，H2的濃度略有增加；出口產(chǎn)氣組分中的焦油質(zhì)量濃度高達13 g/m3，需要在下一步工藝中進行深度裂解。由于時間等因素的限制，本文僅研究了產(chǎn)氣組分濃度及焦油含量的變化規(guī)律，未來可對產(chǎn)氣率、碳轉(zhuǎn)化率及產(chǎn)氣熱值等在低當量比氣化下的變化規(guī)律作深入研究。

[1] 常軒,齊永鋒,張冬冬,等. 生物質(zhì)氣化技術(shù)研究現(xiàn)狀及其發(fā)展[J]. 現(xiàn)代化工,2013,33(6): 36-40.

[2] 吳創(chuàng)之,劉華財,陰秀麗. 生物質(zhì)氣化技術(shù)發(fā)展分析[J]. 燃料化學學報,2013,41(7): 798-804.

[3] OEVERMANN M, GERBER S, BEHRENDT F. Euler-Lagrange/DEM simulation of wood gasification in a bubbling fluidized bed reactor[J]. Particuology, 2009, 7(4): 307-316.

[4] GERBER S, BEHRENDT F, OEVERMANN M. An Eulerian modeling approach of wood gasification in a bubbling fluidized bed reactor using char as bed material[J]. Fuel, 2010, 89(10): 2903-2917.

[5] XUE Q, FOX R O. Reprint of: multi-fluid CFD modeling of biomass gasification in polydisperse fluidized-bed gasifiers[J]. Powder Technology, 2014, 265: 23-34.

[6] SUN S Z, TIAN H M, ZHAO Y J, et al. Experimental and numerical study of biomass flash pyrolysis in an entrained flow reactor[J]. Bioresource Technology, 2010, 101(10): 3678-3684.

[7] XIE J, ZHONG W Q, JIN B S, et al. Three-dimensional eulerian-eulerian modeling of gaseous pollutant emissions from circulating fluidized-bed combustors[J]. Energy & Fuels, 2014, 28(8): 5523-5533.

[8] ZHOU W, ZHAO C S, DUAN L B, et al. Two-dimensional computational fluid dynamics simulation of coal combustion in a circulating fluidized bed combustor[J]. Chemical Engineering Journal, 2011, 166(1): 306-314.

[9] KURZ D, SCHNELL U, SCHEFFKNECHT G. CFD simulation of wood chip combustion on a grate using an Euler-Euler approach[J]. Combustion Theory and Modelling, 2012, 16(2): 251-273.

[11] NGUYEN T D B, SEO M W, LIM Y I, et al. CFD simulation with experiments in a dual circulating fluidized bed gasifier[J]. Computers & Chemical Engineering, 2012, 36: 48-56.

[12] LOHA C, CHATTOPADHYAY H, CHATTERJEE P K. Three dimensional kinetic modeling of fluidized bed biomass gasification[J]. Chemical Engineering Science, 2014, 109: 53-64.

[13] PETERS B. Validation of a numerical approach to model pyrolysis of biomass and assessment of kinetic data[J]. Fuel, 2011, 90(6): 2301-2314.

[14] NIU M. Study on characteristics of two-stage high temperature gasification of combustible solid waste using enriched air[D]. Nanjing: Southeast University, 2015.

Numerical Simulation of Biomass Gasification at Low Equivalence Ratios

Lu Jie, Jin Baosheng

(Key Laboratory of Energy Thermal Conversion and Control of Ministry of Education,Southeast University, Nanjing 210096, China)

To study the two-stage gasification technology, a three-dimensional numerical model was established to simulate the biomass gasification process in bubbling bed usingk-εturbulent model for the gas phase and kinetic theory of granular flow for the solid phase, and a chemical reaction sub-model was also used to study the change law of biomass gas composition with the equivalence ratio, oxygen concentration and flow velocity at low equivalence ratios, while the tar content in gas components was analyzed. Results show that with the rise of equivalence ratio, the concentration of CO and H2first increases and then decreases, while that of CO2decreases gradually. Whereas with the rise of oxygen concentration, the concentration of CO and CO2increases rapidly, while the concentration of H2decreases slightly. With the rise of flow velocity, the concentration of CO increases, while the concentration of CO2decreases, with a slight increase of H2concentration simultaneously. The tar content is relatively high in the outlet gases, so deep cracking is considered to be necessary in the next process.

biomass gasification; three-dimensional model; low equivalence ratio; oxygen concentration; tar

2016-05-09；

2016-06-22

陸 杰(1991—)，男，在讀碩士研究生，研究方向為生物質(zhì)氣化的數(shù)值模擬。

E-mail: 891862116@qq.com

X74

A

1671-086X(2017)02-0071-05

研究與分析