朱曉，沈來宏，沈天緒，閆景春

（東南大學(xué)能源熱轉(zhuǎn)換及其過程測控教育部重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，能源與環(huán)境學(xué)院，江蘇南京 210096）

在中國當(dāng)前能源消費(fèi)結(jié)構(gòu)現(xiàn)狀中，煤炭消費(fèi)量占能源消費(fèi)總量的80.1%[1]，而傳統(tǒng)煤燃燒所帶來的溫室氣體排放對生態(tài)環(huán)境造成了惡劣的影響[2]。因此，發(fā)展?jié)崈裘杭夹g(shù)是協(xié)調(diào)能源與環(huán)境關(guān)系的有效途徑?；瘜W(xué)鏈燃燒作為一種高效、經(jīng)濟(jì)、低能耗的新型燃燒技術(shù)[3]，有效實(shí)現(xiàn)了CO2的分離。因其在燃燒過程中沒有NOx等污染物的排放，可以通過冷凝直接對CO2進(jìn)行高濃度富集，所以近年來備受關(guān)注。其基本原理是將傳統(tǒng)的燃料與空氣直接接觸反應(yīng)的燃燒借助于載氧體的作用分解為兩個氣固反應(yīng)，燃料與空氣無需接觸，由載氧體將空氣中的氧傳遞到燃料中，提高了能源的利用率[4-5]。

化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器是煤顆粒熱解和氣化產(chǎn)物與載氧體發(fā)生化學(xué)反應(yīng)的重要場所，反應(yīng)器的設(shè)計(jì)關(guān)系到氣固體能否充分接觸，燃料能否高效轉(zhuǎn)化。2008年，Lyngfelt和Shen等[6-7]均首次設(shè)計(jì)、搭建、運(yùn)行了基于固體燃料的化學(xué)鏈燃燒實(shí)驗(yàn)臺，證明了在串行流化床內(nèi)進(jìn)行固體燃料化學(xué)鏈燃燒的可行性。然而，Shen等[7]所提出的噴動床反應(yīng)器存在固體燃料停留時間較短的問題，容易造成可燃?xì)怏w的不完全轉(zhuǎn)化。Cheng等[8]提出一種環(huán)形的炭捕集器作為一個小型的二元顆粒流化床，無需改變載氧體顆粒的循環(huán)流量便可實(shí)現(xiàn)焦炭停留時間的倍增。然而，耦合炭捕集器后需同時操作多路循環(huán)路徑，大幅增加了系統(tǒng)復(fù)雜度，對系統(tǒng)的流化工況亦有諸多限制[9]。Pr?ll等[10]設(shè)計(jì)了一種雙循環(huán)流化床反應(yīng)器，通過二次風(fēng)的引入提高反應(yīng)器內(nèi)床料量的容納能力，大幅度提升了氣固的接觸面積，然而顆粒的磨損率較高，載氧體的使用壽命較短。因此，在目前化學(xué)鏈燃燒反應(yīng)器的設(shè)計(jì)中，主要存在不充分的焦炭氣化反應(yīng)、不完全的可燃?xì)怏w轉(zhuǎn)化以及低效的碳捕集率等問題[11-12]。

為強(qiáng)化氣固接觸、減弱顆粒揚(yáng)析，一種基于塔式鼓泡反應(yīng)器的循環(huán)流化床裝置在之前的研究中被提出[13]。反應(yīng)器內(nèi)部采用多個帶有風(fēng)帽的隔板，將單一稠密的流化床分隔為若干個多腔室、氣固流態(tài)化連續(xù)的塔式鼓泡流化床。單床中產(chǎn)生的大而劇烈的節(jié)涌被分解為小而有規(guī)律的涌滲，氣泡內(nèi)部的大量氣體實(shí)現(xiàn)了與載氧體顆粒的有效接觸，從而增強(qiáng)載氧體晶格氧的遷移與熱量的傳遞。風(fēng)帽式隔板的加入減少了顆粒的返混和夾帶，改善顆粒停留時間分布，為較慢的焦炭氣化在燃料反應(yīng)器內(nèi)提供充足的時間，極大地改善了化學(xué)鏈燃燒過程中碳捕集和燃燒效率低下等缺點(diǎn)。因此，將此燃料反應(yīng)器應(yīng)用于化學(xué)鏈燃燒串行流化床的研究有待進(jìn)一步進(jìn)行，對于固體循環(huán)流量、氣體泄漏率、物料平衡等關(guān)鍵技術(shù)指標(biāo)需要進(jìn)一步探索[14-15]。本文提出了一種基于多腔室塔式鼓泡流化床的化學(xué)鏈反應(yīng)器系統(tǒng)。采用壓力測量和氣體檢測的方法[16-18]，研究在不同風(fēng)量下該系統(tǒng)內(nèi)的壓力分布、氣固分布、固體循環(huán)量以及竄氣規(guī)律等氣固流動特性。驗(yàn)證該反應(yīng)器設(shè)計(jì)是否更適合于煤顆?；瘜W(xué)鏈燃燒過程，并為熱態(tài)實(shí)驗(yàn)裝置的設(shè)計(jì)和操作提供理論依據(jù)。

1 實(shí)驗(yàn)裝置和條件

1.1 實(shí)驗(yàn)裝置

基于多腔室塔式鼓泡流化床的化學(xué)鏈反應(yīng)器系統(tǒng)如圖1所示，該系統(tǒng)主要包括塔式燃料反應(yīng)器、空氣反應(yīng)器、旋風(fēng)分離器、返料器、提升管和下降管。燃料反應(yīng)器是橫截面積為0.1m×0.05m、高1.25m的長方體容器，其內(nèi)部被開孔率8.05%的風(fēng)帽隔板分隔為高徑比為2∶1的五個腔室[13]，以保證載氧體與還原性氣體的充分接觸，延長燃料停留時間?？諝夥磻?yīng)器為內(nèi)徑0.05m、高0.5m的圓柱體反應(yīng)器，其內(nèi)流化狀態(tài)為快速流態(tài)化，以保證相對充分的氣固混合，提高傳熱傳質(zhì)效率。兩個反應(yīng)器上部的提升管內(nèi)徑均為0.03m，通過快速縮小的橫截面積來提高氣速，攜帶固體顆粒至旋風(fēng)分離器。在旋風(fēng)分離器內(nèi)進(jìn)行氣固分離之后，固體顆粒通過內(nèi)徑為0.03m的下降管進(jìn)入U形返料器，構(gòu)成循環(huán)回路。返料器的物料傳輸設(shè)計(jì)為非機(jī)械式流動密封閥，具有改善固相輸送、防止氣體混合等功能[19]。實(shí)驗(yàn)臺系統(tǒng)采用透明有機(jī)玻璃材料制作，以便于觀察流化過程中的氣固流動特性。壓力信號采集使用DASY Lab軟件進(jìn)行處理，氣體成分與濃度采用NGA2000型氣體分析儀進(jìn)行測量。在穩(wěn)定運(yùn)行時，每次測量均獨(dú)立重復(fù)10次以取得平均值，允許誤差范圍為5%以內(nèi)。

圖1 基于多腔室塔式鼓泡流化床的化學(xué)鏈反應(yīng)器系統(tǒng)

1.2 實(shí)驗(yàn)條件

實(shí)驗(yàn)床料采用直徑為0.3～0.4mm的石英砂顆粒，屬于B類顆粒[20]。相比于A類顆粒，此類顆粒在燃料反應(yīng)器出口更易與未燃燒的固體燃料分離[21]。實(shí)驗(yàn)在室溫條件（20℃）下進(jìn)行，采用鼓風(fēng)機(jī)提供的空氣作為流化介質(zhì)。根據(jù)石英砂和常溫常壓下空氣的物性參數(shù)，由式(1)～式(3)計(jì)算石英砂的最小流化速率[22]。此冷態(tài)系統(tǒng)中各部分運(yùn)行參數(shù)如表1所示。

表1 化學(xué)鏈反應(yīng)器冷態(tài)系統(tǒng)中各部分運(yùn)行參數(shù)

1.3 數(shù)據(jù)處理

流化床內(nèi)的壓力梯度可以用該位置的固體顆粒含量進(jìn)行表征，如式(4)所示[23]。由于固體顆粒密度遠(yuǎn)大于空氣密度，如果忽略顆粒與反應(yīng)器壁面之間的摩擦損失，則反應(yīng)器內(nèi)軸向固含率可由式(5)計(jì)算。

根據(jù)之前的研究，流化床內(nèi)的循環(huán)量可以通過實(shí)驗(yàn)方法測量質(zhì)量通量得出[24]。當(dāng)系統(tǒng)處于穩(wěn)態(tài)時，突然停止返料器內(nèi)的進(jìn)風(fēng)，已知固體顆粒的堆積密度，通過測量時間t內(nèi)下降管堆積顆粒的床層高度，可以計(jì)算出通過單位橫截面積內(nèi)顆粒的質(zhì)量通量，然后通過橫截面積推算出固體顆粒循環(huán)量，如式(6)所示。

為了研究返料器向反應(yīng)器的氣體泄漏率以及兩個反應(yīng)器之間是否存在竄氣，在竄氣測試的實(shí)驗(yàn)中，將返料器入口通入N2作為流化氣體，空氣反應(yīng)器入口通入O2作為流化氣體，而燃料反應(yīng)器入口通入CO2作為流化氣體[25]。通過檢測空氣旋風(fēng)分離器和燃料旋風(fēng)分離器出口各氣體濃度，根據(jù)質(zhì)量平衡確定各氣體氣氛在反應(yīng)器內(nèi)的分配比例。計(jì)算如式(7)～式(10)所示。

2 實(shí)驗(yàn)結(jié)果與討論

2.1 床層壓力分布

在實(shí)驗(yàn)中，將空氣反應(yīng)器和燃料反應(yīng)器的流化數(shù)分別控制在3.5和20時，待化學(xué)鏈反應(yīng)器系統(tǒng)穩(wěn)定流化后，平均壓力隨高度的分布曲線如圖2所示。從圖中可以看出，平均壓力隨著床層高度的升高而減小，因此兩個反應(yīng)器內(nèi)的固體顆粒稠密區(qū)均集中在底部。其中，空氣反應(yīng)器為快速流化床，而燃料反應(yīng)器為鼓泡流化床，因此空氣反應(yīng)器內(nèi)的壓力明顯低于燃料反應(yīng)器內(nèi)的壓力。塔式燃料反應(yīng)器內(nèi)的壓力曲線呈有規(guī)律的階梯狀分布，每個腔室和每個隔板間的壓力分布趨勢基本一致。燃料返料器與空氣返料器內(nèi)壓力曲線走勢一致，但同一高度下空氣返料器內(nèi)壓力較高，這是由于與之相連的下降管內(nèi)貯存了更多的物料量[14]。兩個返料器的加入可以彌補(bǔ)兩個反應(yīng)器間存在的壓差，保持系統(tǒng)內(nèi)的壓力平衡和良好的氣體隔離。

圖2 化學(xué)鏈反應(yīng)器內(nèi)系統(tǒng)床層壓力分布

2.2 流化數(shù)對反應(yīng)器內(nèi)氣固流動的影響

2.2.1 流化數(shù)對反應(yīng)器內(nèi)壓降的影響

流化風(fēng)量對各反應(yīng)器內(nèi)流化狀態(tài)與平均壓降分布有很大的影響，因此確定最佳的流化風(fēng)量是化學(xué)鏈系統(tǒng)內(nèi)穩(wěn)定流化的關(guān)鍵與基礎(chǔ)。各反應(yīng)器內(nèi)壓降隨流化數(shù)變化的分布曲線如圖3所示。圖3(a)為燃料反應(yīng)器內(nèi)流化數(shù)變化對各部分壓降的影響。當(dāng)流化數(shù)NFR增大時，四條壓降曲線均逐漸增大，當(dāng)NFR增大到4.0以后，AR與ALS內(nèi)壓降繼續(xù)增大，而FR與FLS內(nèi)壓降有減小趨勢。這是因?yàn)轱L(fēng)量的增大使燃料反應(yīng)器內(nèi)流化更為劇烈，壓降上升；而更大的風(fēng)量將更多的物料從燃料反應(yīng)器吹出，導(dǎo)致壓降減小，固體顆粒被吹入ALS中，增大ALS壓降。為補(bǔ)充FR內(nèi)物料量，F(xiàn)LS內(nèi)會有更多的固體顆粒通過斜管輸送至FR內(nèi)，F(xiàn)LS壓降隨之減少。圖3(b)為空氣反應(yīng)器內(nèi)流化數(shù)NAR對各部分壓降的影響。從圖中可以看出，NAR對AR和ALS內(nèi)的壓降影響較大。隨著流化數(shù)的增大，AR內(nèi)壓降陡然下降，在快速流態(tài)化的狀態(tài)下，大量的固體顆粒被吹出反應(yīng)器，為其補(bǔ)充物料量的ALS內(nèi)壓降也呈下降趨勢。此時，進(jìn)入FLS內(nèi)的物料量大于其為FR輸送的物料量，因此FLS內(nèi)壓降緩慢增大，而為保持壓力平衡，F(xiàn)R內(nèi)壓降也呈現(xiàn)增大趨勢。由此可見，反應(yīng)器內(nèi)流化數(shù)過大或過小都會影響流化狀態(tài)的穩(wěn)定性，擾亂物料分布。

圖3 反應(yīng)器內(nèi)流化數(shù)對系統(tǒng)各部分平均壓降的影響

2.2.2 流化數(shù)對塔式燃料反應(yīng)器的影響

保持NAR為20不變，NFR對多腔室反應(yīng)器內(nèi)固體含量（氣固分布）的影響如圖4所示。實(shí)驗(yàn)中將不加隔板的傳統(tǒng)鼓泡流化床作為對照組，得出在NFR為3.0時反應(yīng)器內(nèi)部的氣固分布曲線。從圖中可得知，當(dāng)FR內(nèi)無隔板時，大部分的物料堆積在反應(yīng)器底部，固體顆粒返混嚴(yán)重，氣固體接觸極不充分，從而降低燃燒效率和碳轉(zhuǎn)化率[26]。而內(nèi)置隔板的存在大大改善了這一缺點(diǎn)，床層上部的固體含量大幅提升，氣固體接觸面積與時間被增大和延長。當(dāng)NFR僅為3.0時，大部分的固體顆粒仍集中分布于底部腔室。隨著流化數(shù)的增大，頂部腔室的固體含量逐漸增大，反應(yīng)器內(nèi)的氣固分布變得越來越均勻。而當(dāng)NFR增大到4.5時，各腔室的固體含量反而開始減小，尤其是底部腔室。這是因?yàn)榇蟮牧骰L(fēng)量會將更多的固體顆粒吹出腔室進(jìn)入提升管。得益于實(shí)驗(yàn)中所使用的風(fēng)帽式隔板的獨(dú)特結(jié)構(gòu)，已經(jīng)流化到上部腔室的固體顆粒將不會再返回到下部腔室，大大減弱了返混，強(qiáng)化了反應(yīng)器內(nèi)的氣固接觸。然而，隔板的加入會增加FR內(nèi)的壓力損失，與未加隔板的反應(yīng)器相比，隔板處的壓降遠(yuǎn)大于腔室內(nèi)的壓降，如圖5所示。隨著流化數(shù)的增大，隔板處的壓力梯度也逐漸增大。在熱態(tài)實(shí)驗(yàn)中，過大的流化數(shù)容易導(dǎo)致隔板處的嚴(yán)重磨損，不利于裝置的運(yùn)行[27]。因此，塔式燃料反應(yīng)器中的流化數(shù)應(yīng)控制在3.5～4.0之間，在保證燃料反應(yīng)器內(nèi)氣固分布均勻性的同時，減弱反應(yīng)器內(nèi)隔板處的壓力損失。

圖4 燃料反應(yīng)器內(nèi)流化數(shù)對固體含量的影響

圖5 燃料反應(yīng)器內(nèi)流化數(shù)對壓力梯度的影響

2.3 流化數(shù)對固體顆粒循環(huán)量的影響

2.3.1 質(zhì)量通量與壓降的關(guān)系

在測量固體顆粒循環(huán)量的實(shí)驗(yàn)中發(fā)現(xiàn)，質(zhì)量通量與其相對應(yīng)的上升管內(nèi)壓降呈線性關(guān)系[14]。因此，待系統(tǒng)循環(huán)達(dá)到穩(wěn)定之時，先保持AR的流化數(shù)不變，逐漸增大FR的流化風(fēng)量，突然關(guān)閉ALS的流化風(fēng)量，逐一測量在不同風(fēng)量下FR上升管的壓降與ALS下降管內(nèi)的物料堆積高度，耦合出壓降與質(zhì)量通量的線性關(guān)系，如圖6(a)所示，得到的耦合曲線見式(11)。接著，采用同樣的方法改變AR的流化風(fēng)量，關(guān)閉FLS的流化風(fēng)量，測得FLS下降管的顆粒質(zhì)量通量與AR上升管壓降的線性關(guān)系，如圖6(b)所示，得到的耦合曲線見式(12)。因此，在化學(xué)鏈燃燒熱態(tài)系統(tǒng)中，通過反應(yīng)器上升管的壓降，便可以推測出各反應(yīng)器間的固體顆粒循環(huán)情況，對于化學(xué)鏈系統(tǒng)的穩(wěn)定運(yùn)行和故障排查具有重要作用。

圖6 反應(yīng)器上升管壓降與質(zhì)量通量的關(guān)系

2.3.2 流化數(shù)對固體循環(huán)量的影響

化學(xué)鏈反應(yīng)器內(nèi)的固體顆粒循環(huán)量決定了兩個反應(yīng)器間的載氧體供給速率，該參數(shù)主要取決于反應(yīng)器內(nèi)的流化風(fēng)量。在雙循環(huán)流化床中，為了保證反應(yīng)器的穩(wěn)定運(yùn)行，需要平衡各反應(yīng)器內(nèi)的固體顆粒循環(huán)量。若反應(yīng)器的循環(huán)量過大，大量的固體顆粒將會積累在下降管中，導(dǎo)致下降管過載；同時，反應(yīng)器內(nèi)的物料補(bǔ)給受到限制，造成物料循環(huán)的不平衡[28]。而當(dāng)循環(huán)流量過小時，返料器內(nèi)的固體顆粒只出不進(jìn)，容易造成反應(yīng)器內(nèi)氣體的大量反流，阻礙循環(huán)的正常進(jìn)行。實(shí)驗(yàn)中，本文所提出的雙循環(huán)反應(yīng)器系統(tǒng)的循環(huán)量路徑已標(biāo)注于圖1：從FR到ALS的循環(huán)量為Gs1；從ALS到AR的循環(huán)量為Gs1'；從AR到FLS的循環(huán)量為Gs2；從FLS到FR的循環(huán)量為Gs2'。維持其他操作參數(shù)不變，討論不同流化數(shù)對固體循環(huán)量的影響，每組工況均穩(wěn)定運(yùn)行30min。

圖7(a)為固體循環(huán)量隨NFR的變化曲線。當(dāng)NFR從3.0增加到5.0時，Gs1和Gs2均呈現(xiàn)上升的趨勢，但Gs1的上升幅度更加明顯，從0.009kg/s上升到了0.0125kg/s。這是因?yàn)殡S著燃料反應(yīng)器內(nèi)流化數(shù)的增大，F(xiàn)R每個腔室中床層表面均有提高，被攜帶進(jìn)入提升管的顆粒也有所增多。為了平衡燃料反應(yīng)器和返料器內(nèi)的壓力，Gs2'隨之增加，顆粒運(yùn)輸能力提高，因此Gs2也會有所增大。當(dāng)NFR為4.0～5.0時，兩個循環(huán)流量達(dá)到一致，整個系統(tǒng)內(nèi)的雙循環(huán)達(dá)到平衡狀態(tài)。如圖7(b)所示，維持NFR為3.5不變，當(dāng)NAR從10增大到30時，Gs1基本保持不變，而Gs2大幅度上升，最大值約為0.013kg/s。實(shí)驗(yàn)中觀測到當(dāng)AR流化數(shù)未達(dá)到快速流態(tài)化時，顆粒在AR提升管內(nèi)的返混嚴(yán)重，導(dǎo)致Gs2較低；當(dāng)流態(tài)轉(zhuǎn)變后，固體顆粒均勻且連續(xù)地進(jìn)入提升管，有效提高了循環(huán)流量。Gs1受NAR影響較小，這是因?yàn)镕R在恒定流化數(shù)后對固體顆粒的攜帶能力基本不變。當(dāng)NAR為15～25時，F(xiàn)R與AR間的顆粒循環(huán)量基本達(dá)到動態(tài)平衡。

圖7 反應(yīng)器內(nèi)流化數(shù)對固體顆粒循環(huán)流量的影響

2.4 流化數(shù)對反應(yīng)器間氣體竄氣率的影響

在基于雙循環(huán)流化床的化學(xué)鏈反應(yīng)器系統(tǒng)內(nèi)，反應(yīng)器間的氣體泄漏途徑主要包括：①空氣返料器向空氣反應(yīng)器的竄氣；②燃料返料器向燃料反應(yīng)器的竄氣；③燃料反應(yīng)器與空氣反應(yīng)器間的竄氣。熱態(tài)系統(tǒng)中，返料器向反應(yīng)器竄入的N2會影響CO2的捕集；而兩個反應(yīng)器間的氣體竄混，不僅會影響空氣反應(yīng)器的載氧體反應(yīng)效率，CO2的捕集效率也會隨之降低[15]。因此，實(shí)驗(yàn)中采用將反應(yīng)器和返料器底部通入不同氣體的方法，通過檢測各出口氣體的濃度，計(jì)算可得不同流化數(shù)下各反應(yīng)器的竄氣率，如圖8所示。當(dāng)NFR增大時，F(xiàn)LS向FR內(nèi)的氣體泄漏率逐漸增大，但始終不超過8%。流速增大而引起的氣流擾動容易造成FR與FLS間產(chǎn)生微小壓力差，從而導(dǎo)致氣體的雙向運(yùn)動。而FR向AR內(nèi)的竄氣并不明顯，且逐漸降低，這是因?yàn)橄陆倒苤卸逊e物料高度的增加提高了塑封能力。隨著NAR從10增大到30，ALS向AR內(nèi)的竄氣率從4.52%增加到7.49%，而AR向FR內(nèi)的竄氣率始終小于0.1%。因此，在操作中可減小反應(yīng)器流化數(shù)來減小返料器的竄氣率，而兩個反應(yīng)器間氣體竄氣率均低于0.1%，適合在熱態(tài)系統(tǒng)中操作使用。

圖8 反應(yīng)器內(nèi)流化數(shù)對反應(yīng)器間竄氣的影響

3 結(jié)論

（1）本文提出了一種基于多腔室塔式鼓泡流化床的化學(xué)鏈反應(yīng)器系統(tǒng)，該系統(tǒng)由兩個反應(yīng)器和兩個返料器組成循環(huán)回路，系統(tǒng)內(nèi)的壓力平衡得以保持。

（2）塔式燃料反應(yīng)器中隔板的加入改善了物料堆積床層底部的缺點(diǎn)，抑制了物料返混，卻易導(dǎo)致隔板處壓損增大。燃料反應(yīng)器內(nèi)流化數(shù)應(yīng)控制在3.5～4.0范圍內(nèi)。

（3）反應(yīng)器間循環(huán)的質(zhì)量通量與上升管壓降存在一定的線性關(guān)系。固體顆粒循環(huán)流量主要受反應(yīng)器內(nèi)流化數(shù)影響，最高可達(dá)0.013kg/s。

（4）返料器至反應(yīng)器的氣體竄氣率為4%～8%，而燃料反應(yīng)器和空氣反應(yīng)器之間的竄氣率始終小于0.1%，可保證熱態(tài)系統(tǒng)運(yùn)行的安全與高效。

符號說明

Ar——阿基米德數(shù)

d——平均粒徑，m

F——?dú)怏w濃度

Gs—— 固體顆粒循環(huán)流量，kg/s

g——重力加速度，m/s2

h——床層高度，m

m—— 固體顆粒質(zhì)量通量，kg/(m2·s)

N——流化數(shù)

P——?dú)怏w分配分?jǐn)?shù)，%

p——床層壓力，Pa

Re——雷諾數(shù)

S——橫截面積，m2

t——固體顆粒堆積時間，s

U——速度，m/s

V——?dú)怏w流量，m3/h

z——堆積高度，m

ε—— 固含率

ρ—— 密度，kg/m3

ρb—— 堆積密度，kg/m3

μ—— 動力黏度，Pa·s

下角標(biāo)

AC——空氣旋風(fēng)分離器

ALS——空氣返料器

AR——空氣反應(yīng)器

FC——燃料旋風(fēng)分離器

FLS——燃料返料器

FR——燃料反應(yīng)器

g——空氣氣體

mf——最小流化

p——顆粒