曹博文,錢付平,劉 哲,王來勇,徐 兵,黃乃金,吳 昊

(1.安徽工業(yè)大學(xué) 建筑工程學(xué)院，安徽 馬鞍山 243032; 2.安徽威達(dá)環(huán)?？萍脊煞萦邢薰?安徽 合肥 230041)

近年來工業(yè)化的高速發(fā)展，化石燃料的大量燃燒，導(dǎo)致大氣環(huán)境污染問題日趨嚴(yán)重。燒結(jié)煙氣含有SO2，NOx，HF，CO，二噁英，粉塵等多種污染物，其中粉塵與SO2排放量分別占鋼鐵生產(chǎn)總排放量的20%與60%左右[1-3]。2019年生態(tài)環(huán)境部等五部委聯(lián)合印發(fā)的《關(guān)于推進(jìn)實(shí)施鋼鐵行業(yè)超低排放的意見》明確規(guī)定:燒結(jié)煙氣中顆粒物、二氧化硫、氮氧化物排放質(zhì)量濃度分別不高于10，35，50 mg/m3。因此，燒結(jié)煙氣的治理是鋼鐵行業(yè)實(shí)現(xiàn)減排指標(biāo)的關(guān)鍵[4]。如圖1所示，脫硫-除塵-脫硝系統(tǒng)用于處理燒結(jié)煙氣中SO2，NOx及粉塵，使之滿足燒結(jié)煙氣的排放標(biāo)準(zhǔn)。燒結(jié)煙氣進(jìn)入脫硫塔及除塵器完成脫硫及除塵后，再與加熱后的高溫?zé)煔饣旌铣?80 ℃左右的煙氣，進(jìn)入選擇性催化還原(Selective Catalytic Reduction,SCR)脫硝反應(yīng)器完成脫硝反應(yīng)，脫硝后的潔凈煙氣由煙囪排入大氣。

目前，國內(nèi)外有大量研究者利用數(shù)值模擬技術(shù)分別對脫硫塔、除塵器以及脫硝反應(yīng)器進(jìn)行單體研究。魏星等[5]對循環(huán)流化床脫硫塔氣固兩相流場進(jìn)行數(shù)值模擬并且在所建立的數(shù)值模擬平臺上對提高流場均勻性的方案進(jìn)行了嘗試、比較和篩選。文獻(xiàn)[6-7]對濕法煙氣脫硫塔內(nèi)流動、傳質(zhì)特性以及化學(xué)反應(yīng)過程進(jìn)行數(shù)值模擬。AROUSSI等[8]對單濾筒過濾時粉塵顆粒的運(yùn)動特性進(jìn)行數(shù)值模擬研究，并通過實(shí)驗(yàn)對模擬結(jié)果進(jìn)行驗(yàn)證。PARK等[9]研究了布袋除塵器的過濾速度對壓降的影響并且得到預(yù)測不同高度長袋除塵器的初始壓降方程，文獻(xiàn)[10-11]分別對除塵器內(nèi)氣固兩相流動與不同袋室結(jié)構(gòu)下除塵器內(nèi)部流場進(jìn)行數(shù)值模擬。文獻(xiàn)[12-13]對SCR脫硝系統(tǒng)進(jìn)行數(shù)值模擬與工程驗(yàn)證并對氨氣濃度均勻性進(jìn)行優(yōu)化。脫硫-除塵-脫硝系統(tǒng)“一體化模擬”能夠考慮不同單體結(jié)構(gòu)前后流場之間的影響，較高程度還原工程的實(shí)際情況，但是相關(guān)數(shù)值模擬研究較少。

筆者對脫硫-除塵-脫硝系統(tǒng)的流場進(jìn)行一體化數(shù)值模擬，分析其可行性與計(jì)算成本;基于正交試驗(yàn)對影響系統(tǒng)流場均勻性的因素進(jìn)行分析并得出最優(yōu)組合;通過對比改進(jìn)前后系統(tǒng)流場的均勻性，為實(shí)際工程設(shè)計(jì)提供一定的技術(shù)指導(dǎo)。

1 數(shù)理模型的建立

1.1 物理模型

如圖1所示，燒結(jié)煙氣的脫硫-除塵-脫硝工藝是多設(shè)備相互配合的系統(tǒng)工程。本文所進(jìn)行的流場模擬針對煙氣處理設(shè)備，即:脫硫工藝中的循環(huán)流化床部分(不考慮消石灰倉中的混合和脫硫塔中的返灰過程)，除塵工藝中的布袋除塵器部分，脫硝工藝中的SCR脫硝反應(yīng)器部分(不考慮氨水蒸發(fā)器中的混合過程)。

圖1 脫硫-除塵-脫硝系統(tǒng)Fig.1 Desulfurization-dust removal-denitrification system

如圖2所示，本研究模擬對象為某燒結(jié)機(jī)煙氣脫硫-除塵-脫硝系統(tǒng)。如圖3所示，脫硫塔總高為50 m，主床體直徑為7.5 m，燒結(jié)煙氣從脫硫塔入口進(jìn)入，經(jīng)文丘里管束后送入主床體;如圖4所示，袋式除塵器箱體結(jié)構(gòu)尺寸為26.5 m×12.0 m×15.5 m(長×寬×高)，灰斗高為6 m，內(nèi)部布置14個濾袋組，每個濾袋組由375個濾袋條(直徑為160 mm，高度為9 000 mm)組成;SCR脫硝反應(yīng)器主要由熱風(fēng)管，噴氨格柵(Ammonia Injection Grid，AIG)以及催化劑組成。熱風(fēng)管和噴氨格柵的結(jié)構(gòu)與布置如圖5所示，共計(jì)16排熱風(fēng)管，每排熱風(fēng)管設(shè)有6個熱風(fēng)出口，噴氨格柵分為8個區(qū)域，每個區(qū)域設(shè)有42個噴氨出口。

圖2 系統(tǒng)結(jié)構(gòu)(原方案)Fig.2 System structure diagram(original plan)

圖3 脫硫段結(jié)構(gòu)Fig.3 Desulfurization section structure

圖4 除塵段結(jié)構(gòu)Fig.4 Dust removal section structure

圖5 噴氨格柵和熱風(fēng)管結(jié)構(gòu)Fig.5 AIG and hot air duct structure

1.2 數(shù)值計(jì)算模型

1.2.1氣相控制方程

采用歐拉法對脫硫-除塵-脫硝系統(tǒng)內(nèi)的氣相流進(jìn)行數(shù)值模擬。假定系統(tǒng)內(nèi)的流體為黏性不可壓縮流體，計(jì)算時采用Realizablek-湍流模型[14-15]，氣相控制方程為

divu=0

(1)

(2)

(3)

式中，u為流體速度,m/s;ρ為流體的密度,kg/m3；p為壓強(qiáng),Pa;t為時間，s;η為流體的動力黏度，Pa·s;f為單位質(zhì)量流體所受的質(zhì)量力，N/kg;s為流體的熵，J/(kg·K);T為溫度，K;Φ為耗損函數(shù)，W/m3;k為熱傳導(dǎo)系數(shù)，W/(m·K);q為單位時間內(nèi)傳入單位質(zhì)量流體的熱量分布函數(shù)，W/kg。

1.2.2組分運(yùn)輸模型

SCR煙氣脫硝反應(yīng)器中流動介質(zhì)含有煙氣與氨氣兩種不同的組分，因此采用組分輸運(yùn)模型[16-17]，控制方程為

(4)

式中，ωi為組分i的濃度;Ji為組分i的擴(kuò)散通量;Ri為組分i的化學(xué)反應(yīng)速率;Si為源項(xiàng)導(dǎo)致的額外產(chǎn)生速率。

因?yàn)槟M中只考慮氨氣與煙氣的混合，不考慮物質(zhì)之間的化學(xué)反應(yīng)，故Ri=Si=0。

1.2.3濾袋與SCR催化劑計(jì)算模型

除塵段中每個濾袋組的眾多濾袋條被簡化成直徑3.1 m和高9 m的濾袋[18]。濾袋表面采用多孔階躍邊界條件，無紡針刺氈濾料作為滲流壁，其壁面滲透系數(shù)為6.5×10-11m2，厚度為2 mm，壓力階系數(shù)為0[19]。根據(jù)達(dá)西公式可確定內(nèi)部徑向流動方程:

(5)

式中，v為徑向流速，m/s;E為多孔滲透系數(shù)，m2;r為徑向距離，m。

脫硝反應(yīng)器中采用的蜂窩式SCR催化劑厚度為1 000 mm，孔隙率為71.8%，催化劑的小孔的直徑為440 mm。采用多孔階躍邊界條件，多孔介質(zhì)滲透率為3.17×10-7m2，壓力階躍系數(shù)為11.4(1/m)，計(jì)算公式[20]為

(6)

(7)

式中，d為催化劑的小孔直徑,m;ε為多孔介質(zhì)孔隙率;C為壓力階躍系數(shù),1/m。

1.2.4 數(shù)值計(jì)算方法與邊界條件設(shè)置

采用穩(wěn)態(tài)3D分離隱式解算器，控制方程(1)～(4)采用有限體積法進(jìn)行離散，通過壓力-速度耦合方程的SIMPLE算法求解離散方程組，對流項(xiàng)離散選取二階迎風(fēng)離散格式。采用速度入口邊界條件、自由出流邊界條件和多孔階躍邊界條件，各壁面均設(shè)為無滑移壁面[21]。數(shù)值模擬計(jì)算所需具體參數(shù)見表1。收斂判別標(biāo)準(zhǔn)為:殘差值達(dá)到并穩(wěn)定在10-3以下且出口氨氣濃度平均值波動低于5%。

表1 計(jì)算參數(shù)Table 1 Calculated parameters

1.3 網(wǎng)格無關(guān)性驗(yàn)證

為了排除網(wǎng)格數(shù)量對數(shù)值計(jì)算準(zhǔn)確性的影響，對脫硫-除塵-脫硝系統(tǒng)進(jìn)行網(wǎng)格無關(guān)性驗(yàn)證，利用ICEM CFD劃分非結(jié)構(gòu)化四面體網(wǎng)格實(shí)現(xiàn)計(jì)算域離散，并對噴氨管道與熱風(fēng)管道等處進(jìn)行局部加密(圖6)，平均網(wǎng)格質(zhì)量約為0.766。以2 200萬為基準(zhǔn)計(jì)算脫硝系統(tǒng)不同高度截面氨氣平均濃度相對誤差，數(shù)量1 200萬，1 600萬，2 000萬 3種網(wǎng)格相對偏差對比如圖7所示，可知網(wǎng)格數(shù)量達(dá)到1 600萬后各截面相對誤差均低于允許偏差5%，因此最低選取1 600萬網(wǎng)格作為計(jì)算網(wǎng)格。

圖6 系統(tǒng)及內(nèi)部組件網(wǎng)格劃分Fig.6 Meshes of system and internal component

圖7 脫硝系統(tǒng)不同高度氨氣平均濃度相對偏差Fig.7 Relative deviation of average concentration of NH3 at different heights of denitrification system

1.4 數(shù)值模擬準(zhǔn)確性驗(yàn)證

為驗(yàn)證數(shù)值計(jì)算模型的有效性，本文將數(shù)值模擬結(jié)果與工程數(shù)據(jù)進(jìn)行對比。圖8(a)為脫硫塔、除塵器和SCR脫硝反應(yīng)器數(shù)值模擬壓降值與工程測試壓降值的比較結(jié)果。針對脫硫段，壓降選取為文丘里管束入口處與脫硫塔出口處之間的全壓差，壓降的數(shù)值模擬結(jié)果為975.3 Pa，工程測試數(shù)據(jù)為1 193.6 Pa。在實(shí)際運(yùn)行工況中，由于在文丘里管出口附近向床內(nèi)噴入脫硫劑，會增大脫硫塔主床體壓降。但脫硫塔內(nèi)顆粒濃度相對較稀，在氣固兩相流模擬中通常采用的是單相耦合方法，即僅考慮氣相場對顆粒相的作用，而忽略顆粒相對氣相場的影響。因此未考慮顆粒相，對脫硫塔內(nèi)流場分布特性影響不大;針對除塵段，壓降選取為除塵器進(jìn)出口的全壓差，壓降的數(shù)值模擬結(jié)果為576.3 Pa，工程測試數(shù)據(jù)為472.5 Pa，模擬結(jié)果與工程測試結(jié)果吻合度較高;針對SCR脫硝反應(yīng)器，壓降選取為脫硝反應(yīng)器第1層催化劑處與反應(yīng)器出口之間的全壓差，壓降的數(shù)值模擬結(jié)果為378.3 Pa，工程測試數(shù)據(jù)為428.4 Pa，模擬結(jié)果與工程測試結(jié)果趨于一致。圖8(b)為SCR脫硝反應(yīng)器內(nèi)數(shù)值模擬計(jì)算所得的煙氣溫度與工程測試所得煙氣溫度的比較結(jié)果，工程測試分別在3層催化劑上方1 000 mm處設(shè)置溫度測點(diǎn)1，2，3，數(shù)值模擬分別選取3層催化劑上方1 000 mm截面處的平均溫度。補(bǔ)熱裝置未開啟前，數(shù)值模擬結(jié)果與工程測試數(shù)據(jù)基本吻合，補(bǔ)熱裝置開啟后，測點(diǎn)1，2，3的工程測試結(jié)果與數(shù)值模擬結(jié)果偏差分別為1.1，1.8，2.0 ℃。這是因?yàn)槲囱a(bǔ)熱時，溫度分布均勻性較好，補(bǔ)熱裝置開啟后，由于熱風(fēng)混合，截面溫度分布梯度增大，導(dǎo)致測點(diǎn)值與截面平均濃度產(chǎn)生一定的偏差。綜合系統(tǒng)的壓降與溫度驗(yàn)證結(jié)果，表明數(shù)值計(jì)算模型具有較高的可信度。

圖8 模擬值與工程測試值對比Fig.8 Comparison of simulation and experimental values

1.5 系統(tǒng)流場均勻性評價(jià)指標(biāo)

針對脫硫段的氣流分布狀況，以脫硫塔主床高度1/2處無量綱流速在0.5～1.5的區(qū)域所占百分比α評價(jià)流場均勻性，其表達(dá)式為

(8)

式中，Sv為脫硫塔主床高度1/2處無量綱流速在0.5～1.5的區(qū)域的面積;S為脫硫塔主床高度1/2處的斷面面積。

針對除塵段的氣流分布狀況，引入速度分布偏差系數(shù)Cv,通過比較不同工況下的Cv值可以判斷所截平面的流場均勻性，其計(jì)算表達(dá)式[22]為

(9)

(10)

針對SCR脫硝反應(yīng)器中氨氣濃度與煙氣溫度分布的均勻性，引入斷面濃度分布偏差系數(shù)Cc與斷面溫度分布偏差系數(shù)CT[23-24]，其計(jì)算表達(dá)式為

(11)

(12)

2 正交試驗(yàn)設(shè)計(jì)及分析

2.1 試驗(yàn)方案設(shè)計(jì)

影響脫硫-除塵-脫硝系統(tǒng)流場均勻性的因素有很多，如脫硫塔進(jìn)出口轉(zhuǎn)彎段導(dǎo)流板結(jié)構(gòu)、脫硫塔漸擴(kuò)管角度、除塵器入口段結(jié)構(gòu)及其內(nèi)部各濾袋室布置、脫硝段入口導(dǎo)流板結(jié)構(gòu)、噴氨管及熱風(fēng)管布置、靜態(tài)混合器結(jié)構(gòu)等等。考慮到工程的需要及可行性，最后確定:① 脫硫塔漸擴(kuò)管角度;② 脫硫塔出口轉(zhuǎn)彎處與SCR脫硝反應(yīng)器入口處導(dǎo)流片的弧度;③ 除塵器進(jìn)口段擴(kuò)張角度;④ SCR催化劑上方5 m處靜態(tài)混合器格柵間距作為本試驗(yàn)的試驗(yàn)因素，分別記作A,B,C和D，進(jìn)行1個4因素正交試驗(yàn)，各因素均取3個水平，見表2。

表2 正交試驗(yàn)因素水平Table 2 Orthogonal test factor and level

2.2 試驗(yàn)結(jié)果及分析

試驗(yàn)有4個3水平因素，可選用的正交表有L9(34)或L27(313)，但本試驗(yàn)僅考察4個因素對系統(tǒng)流場均勻性的影響，不考察因素間的交互作用，故宜選用L9(34)正交表。將脫硫塔主床高度1/2處無量綱流速在0.5～1.5的區(qū)域所占百分比α、除塵器中心剖面的速度相對標(biāo)準(zhǔn)偏差Cv以及第1層催化劑上側(cè)1 000 mm處氨氣濃度分布偏差系數(shù)Cc作為評價(jià)指標(biāo)，并且每組試驗(yàn)重復(fù)2次(網(wǎng)格數(shù)分別為1 600萬,2 000萬)。多指標(biāo)正交試驗(yàn)方案及結(jié)果見表3，其中Ki為每個因素i(i=1,2,3)個水平的數(shù)值之和，通過Ki的大小以判斷第j(j=1,2,3,4)列因素優(yōu)水平和優(yōu)組合。

表3 試驗(yàn)方案及結(jié)果Table 3 Orthogonal test scheme and results

試驗(yàn)針對3種不同的評價(jià)指標(biāo)得出了不同的優(yōu)組合，需要判斷因素作用的顯著性，從而得出最優(yōu)組合。采用方差分析法將數(shù)據(jù)的總變異分解成因素引起的變異和誤差引起的變異，構(gòu)造F統(tǒng)計(jì)量，即可判斷因素作用的顯著性。指標(biāo)α,Cv,Cc影響因素的方差分析見表4。各因素偏差平方和Qj、總偏差平方和QT以及誤差平方和Qe可表示為

表4 指標(biāo)α，Cv，Cc影響因素的方差分析Table 4 Analysis of variance of influencing factors for index α，Cv,Cc

(13)

(14)

Qe=QT-Qj

(15)

式中，N為試驗(yàn)量;x為每次試驗(yàn)的重復(fù)次數(shù);Ki為每個因素i個水平的數(shù)值之和;K為Ki的平方和;yij為重復(fù)試驗(yàn)的各指標(biāo)值。

由表4可知:因素A脫硫塔漸擴(kuò)管角度對指標(biāo)α影響最大，影響因素的重要順序?yàn)?A>B>D>C;因素C除塵器進(jìn)口段擴(kuò)張角度對指標(biāo)Cv影響最大，影響因素的重要順序?yàn)?C>A>B>D;因素D靜態(tài)混合器的格柵間距對指標(biāo)Cc影響最大，影響因素的重要順序?yàn)?D>C>B>A。綜合最優(yōu)組合方案與方差分析結(jié)果可知:對于因素A，其對指標(biāo)α的影響顯著，而對指標(biāo)Cv，Cc的影響均為次要因素，因此A取A1，同理可分析B取B2，C取C2，D取D1。因此最優(yōu)組合為A1B2C2D1。

2.3 脫硫-除塵-脫硝一體化系統(tǒng)改進(jìn)方案

經(jīng)過改進(jìn)后的模型如圖9所示。改動位置1為將原方案中脫硫塔漸擴(kuò)管角度40°減小至30°;改動位置2,4為在脫硫塔出口轉(zhuǎn)彎處與SCR脫硝反應(yīng)器入口處增設(shè)弧度為75°的導(dǎo)流板;改動位置3為將除塵器的進(jìn)口直管改為15°漸擴(kuò)管;改動位置5為在SCR催化劑上方5 m處增設(shè)格柵間距為400 mm的靜態(tài)混合器。

圖9 系統(tǒng)結(jié)構(gòu)圖(改進(jìn)方案)Fig.9 System structure diagram (improved plan)

3 結(jié)果與分析

3.1 脫硫段流場均勻性分析

脫硫段煙氣流速分布如圖10所示，煙氣在文丘里管束中形成高速氣流，隨著主床高度的增加，流動空間增大，使得上方煙氣流速迅速降低，均勻性逐漸提高。原方案中造成文丘里管束內(nèi)流量分配不均的原因是進(jìn)入脫硫塔的煙氣存在流動慣性，大部分氣體偏向塔底轉(zhuǎn)彎處的外弧面，故遠(yuǎn)離入口側(cè)的文丘里管流量分配較多。改進(jìn)方案中通過設(shè)置導(dǎo)流裝置以及減小漸擴(kuò)管角度，改善了主床中心處流速過高的問題，同時由于塔內(nèi)氣流分布的改變，遠(yuǎn)離入口側(cè)的流動阻力增大，從而使得文丘里管束內(nèi)流量分配更加均勻。圖11為不同高度無量綱軸向速度uy/um沿x軸徑向分布，其中um為塔內(nèi)表觀氣速，R為主床筒體的半徑。通過原方案與改進(jìn)方案的對比，漸擴(kuò)管角度由40°改為30°以及出口轉(zhuǎn)彎處增設(shè)導(dǎo)流板，解決了文丘里管束在靠近入口側(cè)與遠(yuǎn)離入口側(cè)流量分配不均勻的問題;使得漸擴(kuò)管出口處煙氣流速的峰值向脫硫劑噴口處移動，實(shí)現(xiàn)了脫硫劑快速擴(kuò)散，有利于建立穩(wěn)定流化床層;隨著主床高度的增加，在主床高度1/2處無量綱流速在0.5～1.5的區(qū)域顯著提高，說明氣流均勻性得到改善，有利于煙氣與脫硫劑在主床中充分混合，提高脫硫效率。

圖10 煙氣速度分布云圖Fig.10 Velocity distribution of flue gas

圖11 無量綱軸向速度徑向分布Fig.11 Dimensionless axial velocity along radial profiles

3.2 除塵段流場均勻性分析

圖12,13分別為除塵段中心剖面(Plane-YZ,Plane-XY)的速度分布云圖。原方案中除塵器的進(jìn)出口以及濾袋與花板相交的通孔附近流速較高，進(jìn)風(fēng)產(chǎn)生的射流在撞擊到除塵器后端面之后，部分氣流在慣性的作用下快速上升，形成的局部高速氣流對濾袋組前排與兩側(cè)造成強(qiáng)烈的沖刷，會加快此區(qū)域?yàn)V袋磨損，從而導(dǎo)致過濾效率和濾袋壽命下降。改進(jìn)后的袋式除塵器，由于進(jìn)口煙道改為漸擴(kuò)管，袋室內(nèi)氣流速度有所降低。通過選取除塵段中心剖面(Plane-YZ,Plane-XY)作為監(jiān)測面，計(jì)算得到截面的速度分布偏差系數(shù)。各截面選取點(diǎn)數(shù)均為100個，能較為充分地反映除塵段的速度分布情況。計(jì)算得出:原方案Plane-YZ,Plane-XY的速度分布偏差系數(shù)分別為59.3%,57.2%;改進(jìn)方案Plane-YZ,Plane-XY的速度分布偏差系數(shù)分別為51.7%，47.6%;故將除塵器進(jìn)口直管改為漸擴(kuò)管，可提高除塵段氣流分布均勻性。

圖12 除塵段中心剖面(Plane-YZ)的速度分布Fig.12 Velocity distribution of the center plane (Plane-YZ) of the dust removal section

圖13 除塵段中心剖面(Plane-XY)的速度分布Fig.13 Velocity distribution of the center plane (Plane-XY) of the dust removal section

圖14 第1層催化劑上方1 000 mm處氨氣濃度分布Fig.14 NH3 concentration distribution at 1 000 mm above the first layer of catalyst

圖15 第1層催化劑上方1 000 mm處煙氣溫度分布Fig.15 Temperature concentration distribution at 1 000 mm above the first layer of catalyst

3.3 脫硝段流場均勻性分析

在SCR脫硝反應(yīng)器中，要求催化劑入口處的氨氣濃度、煙氣溫度分布均勻。改進(jìn)方案較原方案增設(shè)了入口段導(dǎo)流裝置與整流格柵，有利于脫硝反應(yīng)器內(nèi)低溫?zé)煔狻⒏邷責(zé)煔夂桶睔獾某浞只旌?。圖14,15分別為第1層催化劑上方1 000 mm處的氨氣濃度分布與煙氣溫度分布云圖，斷面濃度梯度與溫度梯度減小，濃度與溫度波動性減弱，均勻性提高。計(jì)算得出:原方案氨氣濃度分布偏差系數(shù)Cc與溫度分布偏差系數(shù)CT分別為0.194，0.033;改進(jìn)方案濃度分布偏差系數(shù)Cc與斷面溫度分布偏差系數(shù)CT分別為0.141與0.014;故改進(jìn)方案的氨氣濃度與溫度分布均勻性顯著提高。

3.4 一體化模擬可行性與計(jì)算成本分析

圖16是脫硫-除塵-脫硝系統(tǒng)一體化模擬與各單體模擬的流場比較。脫硫段流場分布差距不大，單體模擬與一體化模擬在文丘里管束中流量分配基本相同。脫硝段流場分布有較大差距，單體模擬采用的速度入口邊界條件，煙氣以均勻的速度進(jìn)入，一體化模擬的入口煙氣速度分布則是考慮了系統(tǒng)上游流場的影響，單體模擬與一體化模擬在脫硝反應(yīng)器的入口截面的速度分布不均勻系數(shù)Cv分別為0.013，0.248。因?yàn)槊摿蚨翁幱谙到y(tǒng)前端，流場的分布主要取決于脫硫塔結(jié)構(gòu);脫硝段處于系統(tǒng)的末端，流場的分布不僅取決于脫硝反應(yīng)器自身的結(jié)構(gòu)，并且與脫硫段、除塵段的流場有著較大的關(guān)聯(lián)。因此對脫硫-除塵-脫硝系統(tǒng)進(jìn)行一體化模擬，能對除塵段、脫硝段的流場做出更準(zhǔn)確的分析。在計(jì)算成本方面，一體化模擬的網(wǎng)格數(shù)約為1 600萬，并行計(jì)算時間約為60 h。脫硫-除塵-脫硝系統(tǒng)各單體的網(wǎng)格數(shù)分別約為200萬,450萬,800萬，并行計(jì)算時間分別約為3,8,17 h，一體化模擬計(jì)算時間雖然提高，但仍在可接受的范圍之內(nèi)。

圖16 一體化與單體模擬的流場比較Fig.16 Comparison of flow field between integration and single simulation

4 結(jié) 論

(1)脫硫-除塵-脫硝系統(tǒng)一體化數(shù)值模擬相比于單體設(shè)備的模擬能夠考慮不同單體結(jié)構(gòu)前后流場之間的影響，更貼近工程的實(shí)際情況，同時模擬可行性與計(jì)算成本均在可接受范圍之內(nèi)。

(2)通過正交試驗(yàn)分析影響系統(tǒng)流場均勻性的因素并得出最優(yōu)組合，為脫硫-除塵-脫硝系統(tǒng)的優(yōu)化提供新的方法與思路，為工程提供技術(shù)指導(dǎo)。

(3)在脫硫段，適當(dāng)減小漸擴(kuò)管角度以及出口轉(zhuǎn)彎處增設(shè)導(dǎo)流板，使得煙氣與脫硫劑在主床中充分混合，提高脫硫效率;在除塵段，進(jìn)口段由直管改為漸擴(kuò)管，顯著提高了除塵器內(nèi)氣流組織均勻性，有利于提高除塵效率并降低壓力損失;在脫硝段，增設(shè)入口導(dǎo)流板與靜態(tài)混合器，使得第1層催化劑上方1 000 mm處的氨氣濃度分布與煙氣溫度分布偏差系數(shù)均低于10%，提高脫硝效率。