馬琎晨, 趙海波, 黃 振, 魏國(guó)強(qiáng)

(1.華中科技大學(xué) 能源與動(dòng)力工程學(xué)院 煤燃燒國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，湖北 武漢 430074；2. 中國(guó)科學(xué)院 可再生能源重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，廣東 廣州 510640)

全球氣候變暖已成為人們普遍關(guān)注的焦點(diǎn)問題，因此CO2減排技術(shù)成為研究熱點(diǎn)。目前主要的3種CO2捕捉技術(shù)為燃燒前CO2捕捉技術(shù)，以整體煤氣化聯(lián)合循環(huán)發(fā)電(IGCC)為代表；燃燒中CO2捕集，以富氧燃燒技術(shù)和化學(xué)鏈燃燒技術(shù)為代表；燃燒后CO2捕捉技術(shù)，包括物理或化學(xué)吸附對(duì)尾氣中的CO2進(jìn)行捕捉。化學(xué)鏈燃燒技術(shù)[1]因具有CO2內(nèi)分離特性，可低能耗低成本捕集CO2，因此成為研究焦點(diǎn)，其中研究關(guān)注點(diǎn)主要為反應(yīng)器設(shè)計(jì)運(yùn)行[2]和載氧體制備優(yōu)選[3-4]。

Lyngfelt等[5]首次提出化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器設(shè)計(jì)方案并建造冷態(tài)模型驗(yàn)證，認(rèn)為串行流化床反應(yīng)器是最適合的化學(xué)燃燒反應(yīng)器，通過非機(jī)械閥[6-7]/機(jī)械閥[8]建立系統(tǒng)固體循環(huán)。載氧體基于在空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器中的循環(huán)傳遞晶格氧，實(shí)現(xiàn)能量梯級(jí)利用，提高燃料化學(xué)能利用效率[9]。雙循環(huán)流化床技術(shù)是最適合的化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器之一，目前已發(fā)展了不同規(guī)模(0.1～1000 kWth)[7-8,10-14]、不同設(shè)計(jì)形式(移動(dòng)床[15]、鼓泡流化床[16-17]、噴動(dòng)流化床[18]、多級(jí)鼓泡流化床[19]等)、適合不同燃料類型[20-21]和不同化學(xué)鏈技術(shù)[22-24]的反應(yīng)器。

反應(yīng)器設(shè)計(jì)、冷模運(yùn)行驗(yàn)證是化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器發(fā)展的必要途徑。冷態(tài)模型可對(duì)熱態(tài)反應(yīng)裝置的流體動(dòng)力學(xué)規(guī)律(系統(tǒng)壓力平衡[25]、流動(dòng)密封閥壓力差[17]等)進(jìn)行驗(yàn)證，探索相關(guān)操作參數(shù)(空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器的操作氣速)對(duì)于化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器的關(guān)鍵技術(shù)指標(biāo)(固體循環(huán)流率[26]、氣體泄漏率[2]、物料平衡[26])的影響；或者對(duì)獨(dú)特設(shè)計(jì)形式的系統(tǒng)組件(煤基化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器中的碳分離器[27])進(jìn)行測(cè)試驗(yàn)證，積累相關(guān)雙循環(huán)流化床化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器操作經(jīng)驗(yàn)。Johansson等[2]依據(jù)相似準(zhǔn)則建造小于熱態(tài)模型的10 kWth氣體燃料化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器，探索氣體泄漏途徑，發(fā)現(xiàn)從流動(dòng)密封閥到燃料反應(yīng)器的泄漏率大于6%，可通過設(shè)計(jì)水蒸氣/CO2作為流化氣減少此部分泄漏。隨后建立較為復(fù)雜的 100 kWth串行流化床冷態(tài)模型[26]，對(duì)床料平衡、系統(tǒng)壓力降、停留時(shí)間等關(guān)鍵參數(shù)進(jìn)行研究。在改變操作參數(shù)工況中，通過燃料反應(yīng)器和空氣反應(yīng)器的壓力差判定其中床料的穩(wěn)定性，并且氣速的改變對(duì)反應(yīng)器內(nèi)部床料量的影響甚微，系統(tǒng)有一定的操作余量，能連續(xù)穩(wěn)定運(yùn)行。通過擬合提升管的操作氣速和固體循環(huán)流率可知，二者呈近似線性關(guān)系。Bischi等[25]設(shè)計(jì)150 kWth化學(xué)鏈串行流化床冷態(tài)反應(yīng)器，并建造1∶1全尺寸冷模型的反應(yīng)器，以減少壁面效應(yīng)對(duì)流體動(dòng)力學(xué)的影響。特別地，設(shè)計(jì)雙向流動(dòng)密封閥建立空氣反應(yīng)器/燃料反應(yīng)器的內(nèi)部循環(huán)，采用三室三路流化氣分別控制整體與內(nèi)部的固體循環(huán)流量。主要研究了在不同比例的一次風(fēng)和二次風(fēng)操作變量下，空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器中固體循環(huán)流量和床料量容納能力的變化。Pr?ll等[28]設(shè)計(jì)了低床料、高通量的循環(huán)流化床化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器，通過二次風(fēng)的引入提高相應(yīng)床料量的容納能力。在冷模實(shí)驗(yàn)中，分析了雙流化床反應(yīng)器系統(tǒng)壓力平衡，評(píng)估了流動(dòng)密封閥氣氛隔絕能力等。Sun等[27]設(shè)計(jì)了依據(jù)不同顆粒密度差分離載氧體的炭分離器，并以不同密度的塑料珠和鈦鐵礦顆粒在冷態(tài)模型中驗(yàn)證設(shè)計(jì)的可行性。結(jié)果表明，操作氣速是炭高分離效率的關(guān)鍵因素，歸因于高氣速滿足氣流攜帶能力；認(rèn)為充足的顆粒停留時(shí)間有利于提高炭轉(zhuǎn)化率。Ding等[29]設(shè)計(jì)了與Lyngfelt等[5]相似的串行流化床化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器冷態(tài)模型，并對(duì)其操作特性進(jìn)行了相應(yīng)的研究。

筆者在前期冷態(tài)模型研究[30-31]的基礎(chǔ)上，設(shè)計(jì)燃料反應(yīng)器為“下端擴(kuò)大段+上端提升管”的形式，克服溢流口對(duì)固體循環(huán)流量的限制，以滿足化學(xué)鏈燃燒技術(shù)高循環(huán)流量的工藝過程[32]。在此反應(yīng)器系統(tǒng)中，空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器的提升管均可提供顆粒循環(huán)的動(dòng)力，因此反應(yīng)器間的物料平衡成為亟待測(cè)試的點(diǎn)。針對(duì)于此，特設(shè)計(jì)了雙向返料流動(dòng)密封閥[33]，實(shí)現(xiàn)單循環(huán)流化床的內(nèi)循環(huán)和雙循環(huán)流化床的整體循環(huán)，以及雙循環(huán)流化床的固體循環(huán)流量柔性控制。建造全尺寸雙循環(huán)冷態(tài)實(shí)驗(yàn)裝置，減少壁面效應(yīng)對(duì)反應(yīng)器內(nèi)部流動(dòng)的影響[25]，進(jìn)行不同操作工況的研究，分析了不同工況下的系統(tǒng)壓力分布、固體循環(huán)流量和氣體泄漏率等對(duì)雙循環(huán)流化床化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器的運(yùn)行特性影響。

1 雙循環(huán)流化床反應(yīng)器設(shè)計(jì)思路及參數(shù)

空氣反應(yīng)器(Air reactor，AR)：下端擴(kuò)大段設(shè)計(jì)為湍動(dòng)流化床，保證相對(duì)均勻的氣-固混合，提高傳熱效率。

燃料反應(yīng)器(Fuel reactor，F(xiàn)R)：下端擴(kuò)大段采用鼓泡流化床，保證床料充足，延長(zhǎng)燃料停留時(shí)間。

提升管：空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器的上端設(shè)計(jì)為提升管，通過縮小截面積提高氣速(或者補(bǔ)充二次風(fēng)提高氣速)，氣速操作區(qū)間為快速流態(tài)化，反應(yīng)器內(nèi)顆粒被氣流攜帶，送至旋風(fēng)分離器入口，在旋風(fēng)分離器內(nèi)進(jìn)行氣、固分離，分離后的固體顆粒進(jìn)入流動(dòng)密封閥，建立固體顆粒的循環(huán)。

流動(dòng)密封閥：空氣反應(yīng)器到燃料反應(yīng)器的物料傳輸設(shè)計(jì)為非機(jī)械式流動(dòng)密封閥(LS1)，完成顆粒的輸運(yùn)和2個(gè)流化床間氣氛的隔絕。燃料反應(yīng)器到空氣反應(yīng)器之間的物料傳輸設(shè)計(jì)為雙向流動(dòng)密封閥(LS2)。LS2設(shè)計(jì)有3個(gè)流化室，第一流化室與空氣反應(yīng)器的返料斜管相連，向空氣反應(yīng)器輸運(yùn)顆粒；第二流化室與燃料反應(yīng)器的立管相連，儲(chǔ)存固體顆粒形成料封；第三流化室與燃料反應(yīng)器的返料斜管相連，從而形成燃料反應(yīng)器的內(nèi)循環(huán)，增長(zhǎng)固體顆粒的停留時(shí)間。當(dāng)2個(gè)反應(yīng)器間的固體流量不匹配時(shí)，LS2可以在一定范圍內(nèi)進(jìn)行固體循環(huán)流量的調(diào)控。

基于上述設(shè)計(jì)思路，設(shè)計(jì)了雙循環(huán)流化床反應(yīng)器，如圖1所示。根據(jù)熱態(tài)裝置原型建設(shè)全尺寸冷態(tài)模型，可以減少反應(yīng)器的壁面效應(yīng)的影響[25]。在冷態(tài)實(shí)驗(yàn)中，根據(jù)石英砂和25 ℃常壓下空氣的物性參數(shù)，由式(1)～(5)計(jì)算石英砂最小流化速率(Umf，m/s)和鼓泡流態(tài)化向湍動(dòng)流態(tài)化轉(zhuǎn)變的臨界速率(Uc，m/s)[34]。由式(6)～(7)計(jì)算空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器流化氣速(UAR和UFR,m/s)。冷態(tài)反應(yīng)器的相關(guān)設(shè)計(jì)參數(shù)如表1所示。

表1 雙循環(huán)流化床設(shè)計(jì)參數(shù)Table 1 Design parameters of dual circulating fluidized bed

(1)

Rec=1.243×Ar0.447

(2)

Uc=Rec×μf/(dp×ρf)

(3)

Rep,mf=(33.722+0.0408Ar)0.5-33.7

(4)

Umf=Rep,mf×μf/(dp×ρf)

(5)

UAR=VAR/AAR

(6)

UFR=VFR/AFR

(7)

式中：Ar為阿基米德數(shù)；dp為石英砂平均粒徑，m；ρf為空氣流化氣密度，kg/m3；ρp為石英砂密度，kg/m3；g為重力加速度，m/s2；μf為動(dòng)力黏度，Pa·s；Rec為鼓泡流態(tài)化向湍動(dòng)流態(tài)化轉(zhuǎn)變的臨界速率對(duì)應(yīng)的雷諾數(shù)；Rep.mf為最小流化速率對(duì)應(yīng)的雷諾數(shù)；UAR和UFR分別為空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器流化氣速, m/s；VAR和VFR分別為空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器入口流化氣體積流量，m3/s；AAR和AFR分別為空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器的橫截面積，m2。

2 雙循環(huán)流化床反應(yīng)器冷態(tài)實(shí)驗(yàn)部分

2.1 雙循環(huán)流化床反應(yīng)器冷態(tài)裝置

雙循環(huán)流化床反應(yīng)器冷態(tài)裝置如圖1所示。冷態(tài)裝置主要包含反應(yīng)器系統(tǒng)、氣路控制系統(tǒng)、測(cè)量系統(tǒng)、尾氣在線檢測(cè)系統(tǒng)。

圖1 雙循環(huán)流化床反應(yīng)器示意圖Fig.1 Sketch map of the dual circulating fluidizing bed reactorAR—Air reactor; FR—Fuel reactor; LS1—Upper loop seal;LS2— Two-way loop seal; CY1/CY2—Cyclone of AR/FR;H1—H7—Gas inlets for AR, FR, LS1 and LS2, respectively;CF—Coal feeder; A—Ash collector; F—Filter.

反應(yīng)器系統(tǒng)由2個(gè)循環(huán)流化床(AR和FR)、流動(dòng)密封閥(LS)和旋風(fēng)分離器(CY)組成。氣路控制系統(tǒng)主要由羅茨風(fēng)機(jī)、氣瓶、氣體儲(chǔ)存罐、玻璃轉(zhuǎn)子流量計(jì)組成。測(cè)量系統(tǒng)包含壓力傳感器、標(biāo)尺、秒表。尾氣在線檢測(cè)系統(tǒng)由在線煙氣分析儀(Gas analyzer,武漢四方光電3100)組成。

石英砂作為流化介質(zhì)，粒徑范圍為150～250 μm。石英砂物性參數(shù)：顆粒真密度為2868.6 kg/m3(真密度儀,美國(guó)Micromeritics公司產(chǎn)品,AccuPyc 1330);平均顆粒粒徑為220 μm (激光粒度儀分析,Master Min，英國(guó)Malvern公司產(chǎn)品)。

2.2 雙循環(huán)流化床反應(yīng)器冷態(tài)裝置的測(cè)量方法

雙循環(huán)流化床反應(yīng)器冷態(tài)裝置系統(tǒng)壓力傳感器的分布如圖2(b)所示。采用示蹤氣體測(cè)量法測(cè)定氣體泄漏，以CO2作為示蹤氣體，分別在2個(gè)循環(huán)流化床反應(yīng)器的入口加入，在2個(gè)反應(yīng)器的布風(fēng)板上端和旋風(fēng)分離器氣體出口處，檢測(cè)CO2含量，根據(jù)CO2的質(zhì)量平衡可以計(jì)算出反應(yīng)器間的氣體泄漏率[2]。在冷態(tài)實(shí)驗(yàn)中，測(cè)量了不同反應(yīng)器操作氣速下的氣體泄漏率。在不同的操作工況下，進(jìn)行了約10 h的連續(xù)運(yùn)行。采用顆粒示蹤法測(cè)定固體循環(huán)流量(Gs，kg/s)。將0.1 kg黑色示蹤顆粒加入反應(yīng)器(示蹤顆粒由石英砂染色制成)，立管壁面刻有一定高度的標(biāo)尺(示蹤顆粒運(yùn)動(dòng)距離,Δs=0.5 m)，當(dāng)立管中石英砂作勻速運(yùn)動(dòng)后，測(cè)量顆粒運(yùn)行此段距離所消耗的時(shí)間(Δt，s)，根據(jù)式(8)～(10)計(jì)算2個(gè)立管中的固體循環(huán)流量。

Gs=ρpA0(1-εmf)Usd

(8)

Usd=Δs/Δt

(9)

εmf=0.58φ-0.72Ar-0.029(ρg/ρp)0.021

(10)

其中：A0為下降管橫截面積, m2；Usd為移動(dòng)顆粒的流動(dòng)速率，m/s；εmf為最小流化速率下的顆?？障堵?εmf= 0.52 m3/kg)；φ為顆粒球形度(φ= 0.97)。在穩(wěn)定運(yùn)行時(shí)，每組實(shí)驗(yàn)工況下測(cè)量固體循環(huán)流量10次。

3 系統(tǒng)壓力分布、固體循環(huán)流量和氣體泄漏率對(duì)雙循環(huán)流化床化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器運(yùn)行特性的影響

3.1 系統(tǒng)壓力的分布特性

圖2為在標(biāo)準(zhǔn)工況下(見表1)的雙循環(huán)流化床反應(yīng)器冷態(tài)裝置系統(tǒng)壓力分布。壓力測(cè)試點(diǎn)(測(cè)壓點(diǎn))1～5位于空氣反應(yīng)器的擴(kuò)大段；測(cè)壓點(diǎn)6～8位于空氣反應(yīng)器的提升管；測(cè)壓點(diǎn)9～11位于LS1，測(cè)壓點(diǎn)18～21位于LS2；測(cè)壓點(diǎn)12～15位于燃料反應(yīng)器的擴(kuò)大段；測(cè)壓點(diǎn)16～17位于燃料反應(yīng)器的提升管。

圖2 雙循環(huán)流化床反應(yīng)器冷態(tài)裝置系統(tǒng)壓力分布Fig.2 Pressure distributions in the cold-flow model dual circulating fluidized bed reactor(a) Pressure value; (b) Pressure locations (1-21)H—Height; p—Pressure

除測(cè)壓點(diǎn)4外(受LS2返料出口壓力的影響)，空氣反應(yīng)器擴(kuò)大段(測(cè)壓點(diǎn)1～5)的各點(diǎn)壓力差較小。實(shí)驗(yàn)中，空氣反應(yīng)器內(nèi)呈現(xiàn)相對(duì)均勻的氣、固兩相流，說明空氣反應(yīng)器的流化區(qū)間處于湍動(dòng)流態(tài)化。然而，燃料反應(yīng)器擴(kuò)大段的測(cè)壓點(diǎn)12～15的壓力差為1591 Pa，處于鼓泡流態(tài)化區(qū)間。在此區(qū)間內(nèi)，燃料反應(yīng)器的下端處于密相區(qū)(測(cè)壓點(diǎn)12～13)，因此壓力較高并且波動(dòng)明顯。這是由鼓泡床中氣泡的不斷生長(zhǎng)和破滅導(dǎo)致的。

LS1和LS2中測(cè)壓點(diǎn)10和11、19和20的壓力差分別為1834 Pa和1320 Pa。測(cè)壓點(diǎn)11和12壓力明顯高于連接空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器的點(diǎn)3和13的壓力。說明2個(gè)流動(dòng)密封閥的料封足以克服2個(gè)反應(yīng)器的壓差，起到氣體隔絕的作用。在LS2中，第三返料室測(cè)壓點(diǎn)21壓力高于返料管與FR連通位置測(cè)壓點(diǎn)13，說明LS2雙向流動(dòng)密封閥運(yùn)行正常，有能力阻止從燃料反應(yīng)器到LS2的氣體泄漏。

在改變空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器流化氣速的工況中，LS1和LS2的返料管出口壓力也會(huì)受到2個(gè)反應(yīng)器壓力波動(dòng)的影響。因此，在不同流化氣速的工況中，針對(duì)LS1和LS2的壓力平衡進(jìn)行研究。首先對(duì)LS2的壓力平衡進(jìn)行分析。實(shí)驗(yàn)中空氣反應(yīng)器流化氣速(UAR)為(0.8～1.3)Uc，燃料反應(yīng)器流化氣速穩(wěn)定在0.8Uc。在空氣反應(yīng)器不同的流化氣速下，LS2的水平孔口(測(cè)壓點(diǎn)19)壓力總是高于返料室測(cè)壓點(diǎn)20和輸運(yùn)室測(cè)壓點(diǎn)18的壓力(如圖3 所示)，說明此種非機(jī)械流動(dòng)密封閥具有較寬的調(diào)節(jié)能力，立管中物料料封高度足以滿足克服壓力差的需要。水平孔口測(cè)壓點(diǎn)19和返料斜管出口與空氣反應(yīng)器的連接處測(cè)壓點(diǎn)4的壓力差在955～1424 Pa之間，說明LS2也可穩(wěn)定運(yùn)行，并起到氣氛隔絕的作用。

圖3 流動(dòng)密封閥LS1、LS2壓力分布Fig.3 Pressure distribution of LS1 and LS2(a) LS1; (b) LS2N—Pressure points number

3.2 AR和FR流化氣速對(duì)固體循環(huán)流量的影響

在雙循環(huán)流化床中，空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器的固體顆粒循環(huán)方式都是通過提升管作為顆粒輸運(yùn)的方式。因此，雖然固體循環(huán)流量不再受到溢流口的約束，但2個(gè)提升管不同固體循環(huán)流量的匹配是實(shí)驗(yàn)穩(wěn)定運(yùn)行的關(guān)鍵。

對(duì)雙循環(huán)流化床反應(yīng)器冷態(tài)裝置系統(tǒng)各部分的固體循環(huán)流量定義如下：從空氣反應(yīng)器到LS1的固體循環(huán)流量為GS1；從LS1到燃料反應(yīng)器的固體循環(huán)流量為GS1′；從燃料反應(yīng)器到LS2的固體循環(huán)流量為GS2；從LS2到空氣反應(yīng)器的固體循環(huán)流量為GS2′，從LS2到燃料反應(yīng)器的固體循環(huán)流量為GS2″，如圖4所示。

圖4 雙循環(huán)流化床反應(yīng)器冷態(tài)裝置系統(tǒng)固體循環(huán)方式示意圖Fig.4 Sketch map of solid circulation routs of the cold-flowmodel dual circulating fluidized bed reactor Gs—Solid circulation rate; 1—From AR to LS1; 1′—From LS1 to FR;2—From FR to LS2; 2′—From LS2 to AR; 2″—From LS2 to FR

3.2.1 FR流化氣速對(duì)固體循環(huán)流量的影響

基于設(shè)計(jì)標(biāo)準(zhǔn)，燃料反應(yīng)器床料量為16.7 kg，空氣反應(yīng)器的標(biāo)準(zhǔn)設(shè)計(jì)流化氣速為1.0Uc，測(cè)量了不同燃料反應(yīng)器流化氣速對(duì)固體循環(huán)流量的影響。每組工況穩(wěn)定運(yùn)行30 min。圖5為固體循環(huán)流量隨FR流化氣速的變化曲線。當(dāng)FR流化氣速?gòu)?.5Uc增長(zhǎng)到0.7Uc時(shí)，GS2從0.27 kg/s到0.38 kg/s呈線性增長(zhǎng)；但當(dāng)FR流化氣速繼續(xù)增加至0.8Uc時(shí)，GS2卻減小到0.36 kg/s。其原因?yàn)椋?1) 隨著FR流化氣速的增加，F(xiàn)R床層表面提高，被攜帶進(jìn)入提升管的顆粒增加，所以GS2明顯增加；(2) 隨著FR流化氣速的增加，顆粒輸運(yùn)能力提高，GS2增加；(3) 隨著FR流化氣速的增加，F(xiàn)R內(nèi)的床料量則會(huì)減少，F(xiàn)R反應(yīng)器底端的測(cè)壓點(diǎn)12降低也與之一致。因此，當(dāng)FR流化氣速繼續(xù)增加到0.8Uc時(shí)，由于FR中床料量的限制導(dǎo)致GS2減小。

圖5 不同F(xiàn)R流化氣速(UFR)下固體循環(huán)流量(GS)的變化Fig.5 Solid circulation rates (GS) vs. fluidizationgas velocity in FR (UFR)

對(duì)于從AR到LS1的循環(huán)流量(GS1)，當(dāng)AR流化氣速穩(wěn)定在1.0Uc時(shí)，近似認(rèn)為AR中流化氣速的攜帶能力相同，所以在此不討論由于AR流化氣速變化對(duì)GS1的影響。當(dāng)FR流化氣速較低(0.5Uc～0.6Uc)時(shí)，GS1高于GS2。因?yàn)镕R流化氣速較低，無法提供滿足固體循環(huán)流量的攜帶能力。隨著運(yùn)行時(shí)間的增加，AR的床料量逐漸轉(zhuǎn)移到FR中，使得GS2增加。同時(shí)因?yàn)镚S2

另外，LS2第三返料室流化氣速對(duì)于GS1和GS2具有一定的調(diào)節(jié)能力。當(dāng)FR流化氣速為0.65Uc時(shí)，GS1與GS2基本相當(dāng)，為0.34 kg/s。此種工況下，沒有測(cè)量到從LS2到FR的固體循環(huán)流量(GS2″)。當(dāng)FR流化氣速為0.7Uc和0.8Uc時(shí)，觀測(cè)到LS2立管堆積顆粒高度不斷增加，表明GS2>GS1；逐漸增加LS2第三返料室流化氣速，提高GS2″，觀測(cè)到LS2立管堆積顆粒高度穩(wěn)定不變后， LS2第三返料室流化氣速穩(wěn)定。通過LS2的調(diào)控部分循環(huán)顆粒返回至FR，可以平衡GS1和GS2不相匹配的工況。說明LS2的雙向流動(dòng)密封閥對(duì)于此雙循環(huán)流化床系統(tǒng)運(yùn)行穩(wěn)定具有一定的調(diào)節(jié)能力。

3.2.2 AR流化氣速對(duì)固體循環(huán)流量的影響

固體循環(huán)流量隨AR流化氣速變化的結(jié)果如圖6 所示。實(shí)驗(yàn)工況為：FR床料量16.7 kg，F(xiàn)R流化氣速穩(wěn)定為0.8Uc。首先，在AR流化氣速處于0.8Uc～1.0Uc之間時(shí)，GS1隨著AR流化氣速的增大而增加。主要因?yàn)殡S著AR流化氣速的增大，床層高度升高，進(jìn)入提升管的顆粒流量增加，提高了GS1；另外，隨著AR流化氣速的增加，提升管的流化氣速增大，顆粒攜帶能力提高，所以GS1增加。當(dāng)AR流化氣速超過1.0Uc時(shí)，AR反應(yīng)器中的流態(tài)化操作區(qū)間達(dá)到湍動(dòng)流態(tài)化。實(shí)驗(yàn)中，觀測(cè)到當(dāng)AR流化氣速未達(dá)到湍動(dòng)流態(tài)化時(shí)，顆粒床層表面波動(dòng)明顯，較高的床層表面顆粒進(jìn)入提升管被氣流攜帶至旋風(fēng)分離器進(jìn)行循環(huán)；當(dāng)轉(zhuǎn)變?yōu)橥膭?dòng)流態(tài)化區(qū)間中，顆粒相與流化氣相轉(zhuǎn)變?yōu)榫嗔鲃?dòng)，無法區(qū)分床層表面，顆粒均勻且連續(xù)地進(jìn)入提升管。

當(dāng)AR流化氣速超過1.0Uc時(shí)，雖然AR流化風(fēng)顆粒攜帶能力逐漸提高，GS1理論上應(yīng)當(dāng)增加，但仍有3個(gè)限制因素(AR的床料量、LS2返料管的出口壓力、從LS2到AR的返料量(即GS2′))存在。為了研究AR床料量對(duì)GS1的影響，當(dāng)每組實(shí)驗(yàn)完成后，測(cè)量AR床料的堆積高度。實(shí)驗(yàn)結(jié)果表明，每次運(yùn)行后AR的床料量基本穩(wěn)定在初始高度，所以說明AR的床料量并不是對(duì)GS1造成影響的原因。如圖3所示。當(dāng)AR流化氣速為1.0Uc～1.2Uc時(shí)，LS2第一返料室斜管出口壓力基本相等(圖3(a))，所以AR返料斜管出口壓力并未對(duì)GS1造成影響。由圖6可見：當(dāng)AR流化氣速為1.0Uc～1.2Uc時(shí)，GS2穩(wěn)定在0.36 kg/s。因?yàn)镚S2一直高于GS1，所以開啟第三返料室流化氣，進(jìn)行FR內(nèi)循環(huán)。當(dāng)AR流化氣速?gòu)?.2Uc提高到1.3Uc時(shí)，LS2第三返料室流化氣氣速穩(wěn)定在0.3Umf，所以GS2″未有明顯變化；而GS2逐漸減小，所以GS2′減少。綜上所述，當(dāng)AR流化氣速操作區(qū)間在湍動(dòng)流態(tài)化區(qū)間內(nèi)，GS2′為影響GS1的主要因素。

圖6 不同AR流化氣速(UAR)下固體循環(huán)流量(GS)的變化Fig.6 Solid circulation rates (GS) vs. fluidization gas velocity in AR (UAR)

在本實(shí)驗(yàn)中，F(xiàn)R的流化氣速恒定為0.8Uc，所以FR對(duì)于載氧體的攜帶能力是基本一致的。GS2的影響因素主要為GS1。因此，當(dāng)AR流化氣速?gòu)?.8Uc增長(zhǎng)到1.0Uc時(shí)，GS2隨著GS1的增加而增加；當(dāng)AR流化氣速在1.0Uc～1.3Uc范圍內(nèi)時(shí)，GS2隨著AR流化氣速的增大呈現(xiàn)較穩(wěn)定的趨勢(shì)。

在改變AR流化氣速的過程中，由于GS2始終大于GS1，所以在LS2立管顆粒堆積后，需調(diào)整LS2第三返料室流化氣速，使得一部分固體循環(huán)流量(GS2″)通過LS2第三返料室返回FR形成內(nèi)循環(huán)。LS2第三返料室流化氣速范圍為0～0.5Umf。同時(shí)觀測(cè)AR底端測(cè)壓點(diǎn)1的壓力是否穩(wěn)定，若其穩(wěn)定則說明AR中床料量維持在一個(gè)相對(duì)穩(wěn)定的狀態(tài)。雙向流動(dòng)密封閥設(shè)計(jì)可以在一定范圍內(nèi)調(diào)節(jié)2個(gè)反應(yīng)器之間固體循環(huán)流量的不平衡(通常為GS2>GS1)，其中調(diào)節(jié)途徑為通過LS2的第三返料室形成FR的內(nèi)循環(huán)。

3.2.3 雙循環(huán)流化床反應(yīng)器冷態(tài)裝置系統(tǒng)固體循環(huán)流量自平衡

研究雙循環(huán)流化床反應(yīng)器冷態(tài)裝置系統(tǒng)在 100 min 的連續(xù)實(shí)驗(yàn)，評(píng)價(jià)固體循環(huán)流量的變化趨勢(shì)(測(cè)量時(shí)間間隔為10 min)，結(jié)果如圖7所示。在實(shí)驗(yàn)的開始30 min內(nèi)，因?yàn)镕R流化氣速為0.8Uc，所以GS2大于GS1。通過調(diào)節(jié)LS2第一流化風(fēng)室流化氣氣速使得GS2與GS1相近。經(jīng)過20 min的運(yùn)行，明顯觀測(cè)到LS2的立管物料堆積高度增加了100 mm，說明一部分FR的床料量轉(zhuǎn)移到了LS2立管中。實(shí)驗(yàn)繼續(xù)運(yùn)行后，由于FR的床料量減小，GS2相應(yīng)減小，最終與GS1相近；在后續(xù)的80 min內(nèi)，2個(gè)反應(yīng)器的固體循環(huán)流量相近，實(shí)驗(yàn)穩(wěn)定運(yùn)行。實(shí)驗(yàn)結(jié)果表明串行流化床具有一定的調(diào)節(jié)余量。

為研究FR床料量的影響，進(jìn)行了低FR床料量(10.0 kg)的100 min連續(xù)運(yùn)行實(shí)驗(yàn)，在此工況下，對(duì)應(yīng)的AR到LS1的固體循環(huán)流量(GS1-l)和AR到LS2的固體循環(huán)流量(GS2-l)，如圖7所示。在實(shí)驗(yàn)的初始10 min內(nèi)，GS1-l與GS2-l相近，約為0.31 kg/s；并且在隨后的90 min運(yùn)行中，GS1-l和GS2-l均在0.30～0.31 kg/s范圍內(nèi)。

圖7 雙循環(huán)流化床反應(yīng)器冷態(tài)裝置連續(xù)運(yùn)行100 min固體循環(huán)流量(GS)的變化Fig.7 Variation of solid circulation rates (GS) under 100 min continuous running in the cold-flow modeldual circulating fluidized bed reactor

雙循環(huán)流化床反應(yīng)器冷態(tài)裝置系統(tǒng)的固體循環(huán)流量冷態(tài)實(shí)驗(yàn)結(jié)果表明，串行流化床具有較高的適應(yīng)性和寬廣的操作性。在高床料量(16.7 kg)和FR流化氣速0.8Uc的工況下，從FR到AR的固體循環(huán)流量較高，后期通過轉(zhuǎn)移部分FR的床料到LS2立管系統(tǒng)可以達(dá)到穩(wěn)定；在高床料量(16.7 kg)和FR流化氣速0.65Uc的工況下，反應(yīng)器系統(tǒng)在運(yùn)行初期就可以達(dá)到穩(wěn)定；在低床料量(10.0 kg)和FR流化氣速0.8Uc的工況下，反應(yīng)器系統(tǒng)在實(shí)驗(yàn)初期就可以達(dá)到穩(wěn)定。

3.3 不同AR/FR流化氣速下氣體泄漏率的變化規(guī)律

在實(shí)際運(yùn)行中，由于從空氣反應(yīng)器到燃料反應(yīng)器的氣體泄漏會(huì)造成碳捕集效率和CO2含量下降。從AR到FR的氣體泄漏率(LAR)隨AR和FR流化氣速的變化規(guī)律如圖8所示。當(dāng)FR流化氣速設(shè)定為0.8Uc、AR流化氣速?gòu)?.8Uc增加到0.9Uc時(shí)，LAR從0.21%降低到0.19%；當(dāng)AR流化氣速繼續(xù)增加到1.0Uc時(shí)，從LAR降低到0.10%；AR流化氣速繼續(xù)增大，LAR穩(wěn)定在0.10%。分析認(rèn)為，從AR到FR的氣體泄漏途徑有：(1)示蹤氣體CO2從AR到LS2進(jìn)入FR的二級(jí)旋風(fēng)分離器造成氣體泄漏；(2)示蹤氣體CO2隨著載氧體的循環(huán)方向進(jìn)入LS1到FR造成氣體泄漏。

對(duì)于氣體泄漏途徑(1)，AR和LS2的壓力差是造成氣體泄漏的主要原因，因?yàn)閮烧唛g的壓力差不穩(wěn)定導(dǎo)致AR與LS2之間氣體雙向運(yùn)動(dòng)，當(dāng)AR流化氣速超過1.0Uc(從鼓泡床到湍動(dòng)床的氣速轉(zhuǎn)變點(diǎn)[34])時(shí)，AR床層內(nèi)的壓力波動(dòng)減小，AR與LS2的壓力差逐漸平穩(wěn)，所以LAR降低。另外，由于AR流化氣速的提高，LS2返料口的壓力增大，立管中堆積物料高度增加以克服LS2出口壓力的增大。因此，立管中物料堆積高度增加，流動(dòng)密封閥的料封能力增強(qiáng)，所以示蹤氣體CO2從LS2造成的氣體泄漏量減少。對(duì)于氣體泄漏途徑(2)，因?yàn)長(zhǎng)S1返料管出口壓力直接影響LS1的運(yùn)行，所以LS1為關(guān)鍵因素。并且，當(dāng)改變FR流化氣速時(shí)，LS1出料口壓力也隨之改變。由圖8(b)可見，當(dāng)AR流化氣速穩(wěn)定在1.0Uc，F(xiàn)R流化氣速由0.5Uc增至0.8Uc時(shí)，LAR從0.12%降低到0.10%。因此，F(xiàn)R流化氣速對(duì)從AR到FR的氣體泄漏影響較小。

圖8 不同AR/FR流化氣速下AR到FR的氣體泄漏率(LAR)Fig.8 Gas leakage (LAR) from AR to FR vs. fluidization gas velocities in AR/FR(a) AR, UFR/Uc=0.8; (b) FR, UAR/Uc=1.0

綜上所述，示蹤氣體CO2從AR通過LS2是造成泄漏的主要方式。因此，LS2的穩(wěn)定運(yùn)行是減小氣體泄漏的關(guān)鍵。

圖9為從FR到AR的氣體泄漏率(LFR)隨AR和FR流化氣速的變化規(guī)律。當(dāng)示蹤氣體CO2從FR通入，因?yàn)長(zhǎng)S2設(shè)計(jì)為雙向流動(dòng)密封閥，所以氣體泄漏途徑有3條：(1)示蹤氣體CO2從FR到LS1造成氣體泄漏；(2)示蹤氣體CO2隨著載氧體的流動(dòng)造成氣體泄漏；(3)示蹤氣體CO2從LS2的第三流化風(fēng)室進(jìn)入第一流化風(fēng)室造成氣體泄漏。

由圖9可以看出，當(dāng)FR流化氣速穩(wěn)定在0.8Uc時(shí)，隨著AR流化氣速的增加，LFR從0.22%降低到0.10%。因?yàn)?，隨著AR流化氣速的提高，從AR到LS1和FR到LS2的固體循環(huán)流量均有所增加(如圖5所示)，所以在立管中堆積的物料高度增加，料封能力提高，氣體泄漏率降低；另外，隨著AR流化氣速的提高，AR壓力波動(dòng)減小，對(duì)于LS2的運(yùn)行影響減小，LS2的氣體隔絕效果提高，氣體泄漏降低。

圖9 不同AR/FR流化氣速下FR到AR氣體泄漏率(LFR)Fig.9 Gas leakage (LFR) from FR to AR vs. fluidization gas velocities in AR/FR(a) AR, UFR/Uc=0.8; (b) FR, UAR/Uc=1.0

當(dāng)AR流化氣速穩(wěn)定在1.0Uc時(shí)，隨著FR流化氣速的增加，LFR從0.19%降低到0.16%，降低幅度不大。因?yàn)镕R流化氣氣速操作區(qū)間(0.5Uc～0.8Uc)處于鼓泡流態(tài)化，F(xiàn)R反應(yīng)器內(nèi)的壓力波動(dòng)明顯會(huì)對(duì)LS1和LS2的運(yùn)行造成較大的影響，所以從FR到AR的氣體泄漏相對(duì)較高。

對(duì)比相同工況的2個(gè)不同方向的氣體泄漏率，通常LFR>LAR。僅當(dāng)AR流化氣速為1.2Uc和FR流化氣速為0.8Uc時(shí)，2個(gè)氣體泄漏率(LAR和LFR)最低且相近，約為0.10%。因此，在雙循環(huán)流化床中，2個(gè)反應(yīng)器流化氣速的匹配和流動(dòng)密封閥的操作是整個(gè)系統(tǒng)運(yùn)行的關(guān)鍵。

4 結(jié) 論

(1)設(shè)計(jì)了雙循環(huán)流化床作為化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器，并在全尺寸冷態(tài)反應(yīng)器上進(jìn)行系統(tǒng)性實(shí)驗(yàn)，實(shí)驗(yàn)結(jié)果驗(yàn)證了反應(yīng)器系統(tǒng)的穩(wěn)定性和可操作性。在冷態(tài)實(shí)驗(yàn)中，研究了系統(tǒng)壓力分布、固體循環(huán)流量和氣體泄漏率對(duì)雙循環(huán)流化床反應(yīng)器性能的影響。

(2)系統(tǒng)壓力分布展示了反應(yīng)器在標(biāo)準(zhǔn)工況下的軸線壓力分布趨勢(shì)和不同操作條件下流動(dòng)密封閥的壓力分布情況。在改變AR和FR流化氣速工況的運(yùn)行中，反應(yīng)器內(nèi)部的床料量變化會(huì)引起流動(dòng)密封閥的壓力變化；流動(dòng)密封閥內(nèi)壓力差范圍在955～1834 Pa。

(3)固體循環(huán)流量最高可以達(dá)到0.38 kg/s，主要影響因素為空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器流化氣速，具體表現(xiàn)在提升管內(nèi)流化氣速對(duì)于固體顆粒的攜帶能力。

(4)空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器間的氣體泄漏率最低可至0.10%；流動(dòng)密封閥的良好運(yùn)行對(duì)降低氣體泄漏率起關(guān)鍵作用。立管的料封能力增強(qiáng)可提高流動(dòng)密封閥的氣體隔絕能力。