陳鴻偉，梁占偉，祁海波，韓 亮

(華北電力大學(xué) 電站設(shè)備狀態(tài)監(jiān)測與控制教育部重點實驗室，河北 保定 071003)

0 引言

CO2排放帶來的溫室效應(yīng)等全球性環(huán)境問題受到越來越多的關(guān)注，化石燃料電廠是CO2的一個集中排放源，因此富氧燃燒、氨基吸收劑吸收CO2及雙流化床鈣基吸收劑吸收CO2等CO2排放控制技術(shù)的研究成為熱門話題。雙流化床鈣基吸收劑吸收CO2綜合雙流化床通過物料內(nèi)外循環(huán)使物質(zhì)與能量傳輸及碳化與煅燒反應(yīng)率最大化和鈣基吸收CO2經(jīng)濟(jì)性的特點［1］，相對于富氧燃燒和氨基吸收劑吸收CO2技術(shù)降低電廠效率8%～12%［2］，該技術(shù)僅使電廠效率降低 4% ～6%［3］，被認(rèn)為是高效經(jīng)濟(jì)的CO2排放控制技術(shù)。雙流化床鈣基吸收劑吸收CO2相關(guān)文獻(xiàn)中CaO對CO2吸收率及影響因素的成熟研究［4～7］，為雙流化床能量平衡及各可變參量對能量平衡影響研究奠定基礎(chǔ)。本文針對雙流化床建立并耦合計算碳化爐與煅燒爐的物質(zhì)與能量平衡關(guān)系式，分析了其能量平衡及鈣碳摩爾比、碳化爐飛灰份額、分離器效率等可變參量對能量變化影響，為碳化爐和煅燒爐的結(jié)構(gòu)設(shè)計與運行優(yōu)化提供參考。

1 雙流化床系統(tǒng)工作原理

雙流化床主體由碳化爐和煅燒爐組成，碳化爐內(nèi)CaO吸收CO2生成CaCO3，生成的CaCO3經(jīng)其分離器分離后進(jìn)入煅燒爐;在煅燒爐內(nèi)CaCO3煅燒放出CO2生成CaO經(jīng)其分離器分離后返回碳化爐。電廠排煙由煙氣進(jìn)口進(jìn)入碳化爐與碳化爐返料口進(jìn)入的CaO反應(yīng)脫去CO2，經(jīng)旋風(fēng)分離器后的煙氣為無CO2煙氣;碳化爐下面設(shè)置有排渣口，排出老化物料。煅燒爐煅燒CaCO3產(chǎn)生的高濃度CO2煙氣，經(jīng)CO2分離設(shè)備收集CO2;煅燒爐設(shè)有給煤口、CO2/O2進(jìn)口和石灰石給入口;再循環(huán)煙氣由加熱器引出和氧氣進(jìn)入混合式加熱器后供入煅燒爐。加熱器內(nèi)布置飽和水加熱器和過熱器，加熱器產(chǎn)生的過熱蒸汽用于發(fā)電設(shè)備。雙流化床系統(tǒng)示意圖如圖1所示。

雙流化床的碳化吸收CO2和煅燒放出CO2反應(yīng)方程式為

鈣基吸收SO2的反應(yīng)方程式為

圖1 雙流化床系統(tǒng)示意圖Fig.1 Schematic of system of dual fluidized beds

2 雙流化床質(zhì)能平衡關(guān)系式

雙流化床物質(zhì)與能量平衡計算應(yīng)用某電廠300 MW鍋爐的設(shè)計煤種，設(shè)計煤種的元素分析見表1。雙流化床技術(shù)參數(shù)見表2。

表1 燃煤元素分析Tab.1 Analysis of the coal element

表2 雙流化床技術(shù)參數(shù)Tab.2 Technical parameters of dual fluidized beds

2.1 碳化爐質(zhì)能平衡關(guān)系式

電廠排煙進(jìn)入碳化爐后，CO2與初始床存量(Mtbed')和碳化爐返料(Mtr)中的CaO反應(yīng)生成Ca－CO3;本文應(yīng)用文獻(xiàn)［6］試驗得到的CO2吸收率隨鈣碳摩爾比變化的結(jié)果，計算碳化爐內(nèi)CO2吸收率，該結(jié)果與文獻(xiàn)［7］建模模擬CO2吸收率的結(jié)果一致，其中考慮了CaO轉(zhuǎn)化率衰減、床存量、石灰石給入量等對CO2吸收率的影響。認(rèn)為CaO粒徑在合理范圍內(nèi)，不考慮粒徑對碳酸化的影響;進(jìn)入碳化爐的物料以碳化爐飛灰和排渣的形式維持碳化爐的床存量基本不變。碳化爐物料平衡關(guān)系式:

式中:Mtbed'為初始床存量，kg;Mtr為碳化爐返料量，kg;MCO2為電廠排煙中 CO2質(zhì)量，kg;ηCO2為 CO2吸收率，%;Mash為電廠排煙中灰分質(zhì)量，kg;Mtbed″為反應(yīng)后床存量，kg;Mtd為碳化爐排渣量，kg;Mtf為碳化爐飛灰量(碳化爐物料飛離碳化爐爐膛的質(zhì)量)，kg。

碳化爐煙氣平衡關(guān)系式:

式中:Vtin為電廠排煙進(jìn)入碳化爐的體積，Nm3/kg;Vtout為碳化爐排出煙氣體積，Nm3;VCO2為1kg燃煤燃燒產(chǎn)生的CO2體積，Nm3/kg。

碳化爐能量平衡關(guān)系式:

式中:Qtr為碳化爐返料帶入的熱量，kJ;Qta為碳化爐內(nèi)CaO吸收CO2放熱量，kJ;Qtin為電廠排煙帶入碳化爐熱量，kJ/kg;Qtx為碳化爐水冷壁吸熱量，kJ;Qtd為碳化爐排渣帶出的熱量，kJ;Qtout為碳化爐排煙帶出的熱量，kJ;Qtf為碳化爐飛灰?guī)С鰺崃浚琸J。

2.2 煅燒爐質(zhì)能平衡關(guān)系式

假設(shè)煅燒爐返料和給入石灰石中的CaCO3全部煅燒為CaO;煅燒爐燃煤生成的SO2與CaO反應(yīng)生成CaSO4組成床料，不考慮SO2對CaO碳化反應(yīng)的影響;碳化爐排渣和飛離分離器損失的CaO和CaCO3由煅燒爐給入石灰石補充;煅燒爐返料和給入石灰石經(jīng)煅燒后以煅燒爐飛灰的形式經(jīng)其分離器分離后進(jìn)入碳化爐，煅燒爐床存量基本保持不變。煅燒爐物料平衡關(guān)系式:

式中:Mdbed'為煅燒爐的初始床存量，kg;Mdr為煅燒爐返料質(zhì)量，kg;Mdl為煅燒爐給入石灰石質(zhì)量，kg;Mdash為煅燒爐給煤燃燒后灰的質(zhì)量，kg;Mdbed″為煅燒后的煅燒爐床存量，kg;Mdf為煅燒爐飛灰量(煅燒爐物料飛離煅燒爐爐膛質(zhì)量)，kg;MdCO2為煅燒給入石灰石生成CO2質(zhì)量，kg。

煅燒爐煙氣平衡關(guān)系式:

式中:VCO2/O2為煅燒爐1kg給煤供入CO2/O2體積，Nm3;VO2為1kg給煤所需氧的體積，Nm3;Vg為1kg燃煤燃燒產(chǎn)生的煙氣體積，Nm3/kg;B為煅燒爐燃煤量，kg;VCO2·ηCO2為煅燒碳化爐內(nèi)反應(yīng)生成的CaCO3放出的CO2體積，Nm3;VdCO2為煅燒給入石灰石生成的CO2體積，Nm3;Vdout為煅燒爐排出煙氣體積，Nm3。

由表1知煅燒爐給煤在CO2/O2氣氛燃燒后的成分主要是CO2、灰分和水蒸氣，煅燒爐內(nèi)CO2體積分?jǐn)?shù)大于95%，且CO2的焓值比其他氣體大，因此再循環(huán)煙氣的熱量按CO2計算;煅燒爐能量平衡關(guān)系式:

式中:Qm=Qnet.ar·B為煅燒爐燃煤放熱量，kJ;QCO2/O2為煅燒爐供入CO2/O2帶入的熱量，kJ;Qdl為煅燒爐給入石灰石帶入的熱量，kJ;Qdr為煅燒爐返料帶入的熱量，kJ;Qdout為煅燒爐排煙帶出的熱量，kJ;Qdf為煅燒爐飛灰?guī)С龅臒崃?，kJ;Qda為煅燒爐煅燒CaCO3吸熱量，kJ。

3 結(jié)果與分析

本文應(yīng)用C語言計算基于雙流化床質(zhì)能平衡建立的碳化爐與煅燒爐的質(zhì)能平衡關(guān)系式，計算流程圖如圖2所示，輸入鈣碳摩爾比(mc)、分離器效率(x10)及碳化爐飛灰份額(碳化爐物料飛離碳化爐爐膛的質(zhì)量分?jǐn)?shù)x3)等參數(shù)，先假定一個煅燒爐燃煤量(B);首先，依據(jù)1kg燃煤煙氣體積及鈣碳摩爾比計算碳化爐內(nèi)反應(yīng)前物料量(Mtr)與反應(yīng)后物料量(Mtf);其次，計算煅燒爐物質(zhì)與能量平衡關(guān)系式，進(jìn)行反復(fù)迭代式(8)，直到收斂輸出計算結(jié)果。計算結(jié)果與折算后文獻(xiàn)結(jié)果的比較如表3所示，計算結(jié)果合理。

圖2 雙流化床計算流程圖Fig.2 The calculating framework of dual fluidized beds

表3 計算結(jié)果與文獻(xiàn)結(jié)果比較Tab.3 The check of the calculation against the references result

3.1 可變參量對碳化爐內(nèi)能量影響

碳化爐內(nèi)水冷壁吸熱量在三種工況下隨鈣碳摩爾比變化情況如圖3所示。水冷壁吸熱量隨鈣碳摩爾比的增加而增加，主要是由于隨著鈣碳摩爾比的增加碳化爐返料量增加使其在碳化爐內(nèi)放熱量增加和CO2吸收率增加使CO2和CaO反應(yīng)放熱量增加。由圖3可知，碳化爐飛灰份額和分離器效率對水冷壁吸熱量的影響很小，碳化爐內(nèi)鈣碳摩爾比決定了碳化爐返料量及CO2吸收率，進(jìn)而影響返料放熱量和CO2與CaO反應(yīng)放熱量，碳化爐飛灰份額和分離器效率對碳化爐返料量及CO2吸收率影響很小，所以三種工況下碳化爐水冷壁吸熱量相差很小。

圖3 可變參量對碳化爐水冷壁吸熱量的影響Fig.3 Effect of adjustable variables on absorbed heat of carbonator water wall

3.2 可變參量對煅燒爐內(nèi)能量影響

煅燒爐內(nèi)能量在三種工況下隨鈣碳摩爾比的變化情況如圖4～6所示。如圖4所示，煅燒爐燃煤放熱量隨著鈣碳摩爾比的增加而增加;相同鈣碳摩爾比時，其隨著碳化爐飛灰份額和分離器效率增加而減小;一方面由于雙流化床內(nèi)循環(huán)物料量增加，另一方面煅燒爐煅燒碳酸鈣吸熱量增加，致使煅燒爐燃煤量增加。相同的鈣碳摩爾比時，煅燒爐返料吸熱量在三種工況下變化很小(圖5)，煅燒碳酸鈣吸熱量隨著碳化爐飛灰份額和分離器效率增加而減小(圖6)，因此相同的鈣碳摩爾比時，煅燒碳酸鈣吸熱量是影響煅燒爐燃煤放熱量的主要因素。

圖4 可變參量對煅燒爐燃煤放熱量的影響Fig.4 Effect of adjustable variables on coal heat release of calciner

圖5為煅燒爐返料吸熱量變化情況，其隨著鈣碳摩爾比的增加而增加，相同的鈣碳摩爾比時，在x3=0.99，x10=0.99工況下煅燒爐返料吸熱量略大于 x3=0.99，x10=0.95 與 x3=0.95，x10=0.99 兩種工況，而 x3=0.99，x10=0.95 與 x3=0.95，x10=0.99兩種工況幾乎相等，可知碳化爐飛灰份額與飛離器效率對煅燒爐返料量及返料吸熱量影響較小。

圖5 可變參量對煅燒爐返料吸熱量的影響Fig.5 Effect of adjustable variables on absorbed heat of calciner circulation rate

圖6為煅燒爐內(nèi)煅燒碳酸鈣吸熱量變化情況，其隨著鈣碳摩爾比的增加而增加;隨著鈣碳摩爾比增加，CO2吸收率和煅燒爐給入CaCO3增加使其增加;煅燒爐給入CaCO3是為了滿足鈣碳摩爾比和補充由于碳化爐飛灰份額與分離器效率降低而損失的CaCO3及CaO。相同的鈣碳摩爾比時，其隨著碳化爐飛灰份額和分離器效率降低而增加;主要是由于碳化爐飛灰份額及分離器效率降低使碳化爐返回煅燒爐的CaCO3及CaO減少，因此煅燒爐給入CaCO3增加使煅燒碳酸鈣吸熱量增加。

圖6 可變參量對煅燒碳酸鈣吸熱量的影響Fig.6 Effect of adjustable variables on absorbed heat of calcined calcium carbonate

4 結(jié)論

基于雙流化床物質(zhì)與能量平衡建立并耦合計算碳化爐與煅燒爐的物質(zhì)與能量平衡關(guān)系式，得出碳化爐飛灰份額、鈣碳摩爾比、分離器效率等可變參量對雙流化床能量平衡的影響:

(1)碳化爐水冷壁吸熱量在三種工況下隨鈣碳摩爾比的增加而增加，相同的鈣碳摩爾比時三種工況下其相差很小。

(2)煅燒爐燃煤放熱量隨著鈣碳摩爾比的增加而增加，相同鈣碳摩爾比時，其隨著碳化爐飛灰份額和分離器效率增加而減小;煅燒爐返料吸熱量在相同的鈣碳摩爾比時，三種工況下其變化很小;煅燒碳酸鈣吸熱量在相同的鈣碳摩爾比時，其隨著碳化爐飛灰份額和分離器效率降低而增加;在工況x3=0.99，x10=0.95 和 x3=0.95，x10=0.99 時增加的煅燒爐燃煤放熱量主要是由于煅燒碳酸鈣吸熱量增加引起的。

［1］Dennis Y，Lu，Robin W.Hughes，Edward J.Anthony，Ca－based looping combustion for CO2capture in pilot－scale dual fluidized beds［J］.Fuel Processing Technology，2008，89:1386－1395.

［2］IZ Klima e.V.，CO2－Abscheidung und －speicherung als beitrag zum Weltweiten Klimaschutz(English:CO2－capture and －storage as contribution to worldwide climate protection).http://www.iz－klima.de/filead－min/website/downloads/Broschueren/IZK－Broschuere－CCS－web.pdf.

［3］Romeo L M，Abanades J C，Escosa J M，et al，Oxyfuel carbonation/calcination cycle for low cost CO2capture in existing power plants［J］.Energy Convers.Manage，2008，49:2809－2814.

［4］李振山，房凡，蔡寧生.流化床內(nèi)CaO循環(huán)碳酸鹽化/煅燒實驗研究［J］.燃燒科學(xué)與技術(shù)，2008，14(6):529－532.

［5］Abanades J C，Alonso M，Rodriguez N，et al.Capturing CO2from combustion flue gases with a carbonation calcination loop.Experimental results and process development［J］.Energy Procedia，2009，(1):1147－1154.

［6］Charitos A，Hawthorne C，Bidwe A R，et al.Parametric investigation of the calcium looping precess for CO2capture in a 10 kWth dual fluidized bed［J］.Int.J.Greenhouse Gas Control(2010):1－9.

［7］Alonso M，Rodríguez N，Grasa G，et al，Modelling of a fluidized bed carbonator reactor to capture CO2from a combustion flue gas［J］.Chemical Engineering Science，2009，(64):883－891.

［8］Shimizu T，Hirama T，Hosoda H，et al.A twin fluid－bed reactor for removal of CO2from combustion processes［J］.Trans IChemE，Vol77，PartA，January 1999:62－68.

［9］Rodriguez N，Alonso M，Grasa G，et al.Heat requirements in a calciner of CaCO3integrated in a CO2capture system using CaO［J］.Chemical Engineering Journal 2008，138:148－154.

［10］朱國楨，徐洋.循環(huán)流化床鍋爐設(shè)計與計算［M］.北京:清華大學(xué)出版社，2004.