陳 偉，葛志紅，周 泉，郭進(jìn)軍，丁建平，姜從斌

(航天長(zhǎng)征化學(xué)工程股份有限公司，北京 101111)

在各種已經(jīng)工業(yè)運(yùn)行的煤氣化技術(shù)中，氣流床加壓氣化技術(shù)具有煤種適應(yīng)性好、氧耗低、冷煤氣效率高、設(shè)備壽命長(zhǎng)等優(yōu)勢(shì).國(guó)內(nèi)先后引進(jìn)過(guò)德士古[1]、殼牌Shell[2]、GSP[3]等氣流床氣化技術(shù)，而HT-L 航天爐[4]、清華爐[5]、華東理工大學(xué)四噴嘴爐[6]等國(guó)產(chǎn)氣化技術(shù)也迅速發(fā)展.

在相關(guān)實(shí)驗(yàn)研究方面，已有學(xué)者利用熱態(tài)實(shí)驗(yàn)臺(tái)對(duì)氣化爐中的流動(dòng)和傳熱特性進(jìn)行了研究[7-8]，但由于實(shí)驗(yàn)爐與實(shí)際爐型的尺寸和運(yùn)行條件的差異很大，所獲得的相關(guān)結(jié)論一般不直接適用于工業(yè)級(jí)別的爐況，此外，加壓熱態(tài)試驗(yàn)爐的成本很高，并且在高溫高壓多相流環(huán)境中測(cè)量手段有限，使得實(shí)際工業(yè)級(jí)氣化爐內(nèi)全面的氣固流動(dòng)情況和準(zhǔn)確的溫度場(chǎng)數(shù)據(jù)很難獲得.因此數(shù)值模擬研究是研究氣化爐內(nèi)流動(dòng)與反應(yīng)的常用方法.

目前已經(jīng)有很多基于計(jì)算流體力學(xué)方法的對(duì)氣化爐模型進(jìn)行的模擬工作.20 世紀(jì)80、90 年代，就有Smoot 等[9-11]提出了PCGG 模型框架、Smith 等[12]和Fletcher[13]提出了PCGC-2 框架.近年來(lái)對(duì)湍流-顆粒流耦合一般采用顆粒云模型、歐拉雙流體模型、DPM 模型以及DEM 模型，對(duì)湍流-化學(xué)反應(yīng)耦合一般采用EBU 模型、PDF 模型以及EDC 模型等.文獻(xiàn)[14]采用隨機(jī)軌道模型和多組分簡(jiǎn)化的PDF 模型對(duì)兩段式氣化爐進(jìn)行了三維數(shù)值模擬；吳玉新等[15-16]采用簡(jiǎn)化PDF 模型和DPM 模型對(duì)德士古水煤漿氣化爐進(jìn)行了模擬；畢大鵬等[17]采用簡(jiǎn)化PDF 模型和DPM 模型對(duì)GSP 干煤粉氣化爐進(jìn)行了模擬；文獻(xiàn)[18]采用顆粒云模型和多組分PDF 模型對(duì)GE 水煤漿氣化爐和兩段爐進(jìn)行模擬，并將結(jié)渣模型耦合到CFD 計(jì)算；Watanabe 等[19]采用改進(jìn)EBU 模型對(duì)CRIEPI 兩段氣化爐進(jìn)行三維模擬；許建良等[20]采用DPM 模型和EDC 模型對(duì)GSP 氣化爐進(jìn)行二維模擬；林高平[21]采用雙流體法模擬德士古氣化爐冷態(tài)流場(chǎng)流動(dòng)特性；此外，F(xiàn)letcher 等[22-23]做了生物質(zhì)氣化模擬的相關(guān)工作，也給氣流床氣化爐的模擬研究提供了借鑒.

氣化爐內(nèi)的湍流-顆粒流耦合和湍流-化學(xué)反應(yīng)的耦合對(duì)于模擬結(jié)果的準(zhǔn)確性有重要影響，但目前CFD 方法中的相關(guān)模型都存在一些局限性：歐拉雙流體模型將顆粒擬流體化，使得顆粒一定程度上失去了顆粒特征；DPM 離散相模型僅限于低顆粒濃度體系，并且忽略了顆粒間的相互作用；DEM 模型則真實(shí)跟蹤每一個(gè)顆粒的運(yùn)動(dòng)，使得計(jì)算顆粒量受到計(jì)算速度的制約，無(wú)法計(jì)算工業(yè)尺度中數(shù)以?xún)|計(jì)的顆粒量.因此，本文使用了基于計(jì)算顆粒流體力學(xué)(CPFD)理論[24-25]，CPFD 方法與經(jīng)典計(jì)算流體力學(xué)不同之處在于，它是基于MP-PIC 方法[26-27]，能適用于從稀疏到濃密的顆粒體積分?jǐn)?shù)變化；既考慮了真實(shí)顆粒與流體不同的運(yùn)動(dòng)特性，又避免了極耗時(shí)間的顆粒接觸檢索，采用成熟的顆粒動(dòng)力學(xué)理論計(jì)算顆粒間作用.同時(shí)，CPFD 方法提出了“計(jì)算顆粒”概念.“計(jì)算顆?！笔腔诶窭嗜辗ɑ镜摹傲黧w微團(tuán)”的概念，拓展到顆粒相而形成的“顆粒微團(tuán)”.在一個(gè)“計(jì)算顆?！敝邪巳舾蓚€(gè)具有相同的物理性質(zhì)、運(yùn)動(dòng)特性及反應(yīng)特性的真實(shí)顆粒.CPFD 方法基于這一概念可以模擬多達(dá)1016數(shù)量級(jí)的顆粒流動(dòng).如今CPFD 模擬方法已經(jīng)被Barracuda 商業(yè)軟件應(yīng)用.

目前各個(gè)領(lǐng)域的關(guān)于Barracuda 的應(yīng)用基本上大多集中于流化床鍋爐和一些化工反應(yīng)器的數(shù)值模擬：Wang 等[28-29]對(duì)冷態(tài)CFB 試驗(yàn)臺(tái)進(jìn)行了CPFD 數(shù)值模擬；Zhang 等[30]對(duì)循環(huán)流化床鍋爐進(jìn)行了不同流型下的CPFD 模擬；Chen 等[31]用CPFD 方法對(duì)CFB 提升管在不同邊界條件下的流動(dòng)情況進(jìn)行了模擬；Snider 等[32]用改進(jìn)的CPFD 方法模擬了三維熱態(tài)流化床氣化爐，分析了流化-溫度-反應(yīng)之間的關(guān)系；Abbasi 等[33]用CPFD 方法對(duì)一個(gè)快速流態(tài)床的煤氣化過(guò)程進(jìn)行了計(jì)算；張瑞卿等[34]利用Barracuda 軟件對(duì)一臺(tái)20 MW 工業(yè)示范CFB 鍋爐進(jìn)行了全面的熱態(tài)模擬；謝俊等[35]利用MP-PIC 方法，對(duì)常壓條件下流化床氣化爐進(jìn)行了數(shù)值模擬.然而，目前CPFD 方法用于高壓氣流床工業(yè)級(jí)氣化爐的研究則較少，因此，驗(yàn)證利用CPFD 手段設(shè)計(jì)和預(yù)測(cè)氣流床氣化爐中氣固流動(dòng)和反應(yīng)過(guò)程的可行性很有必要.

1 數(shù)學(xué)模型

CPFD 方法采用了歐拉-拉格朗日法求解顆粒和流體的三維運(yùn)動(dòng).它將流體作為連續(xù)介質(zhì)，用Navier-Stokes 方程來(lái)描述，離散的顆粒相則用MP-PIC 數(shù)值方法來(lái)計(jì)算，流體相與顆粒相均在同一個(gè)求解器中計(jì)算.為提高計(jì)算效率，將具有相同屬性的顆粒進(jìn)行打包處理，形成計(jì)算顆粒，并且在歐拉體系和拉格朗日體系下進(jìn)行不斷切換，通過(guò)相間插值算子將顆粒信息映射到歐拉體系，運(yùn)用顆粒應(yīng)力方程在歐拉體系下計(jì)算顆粒間作用，在歐拉體系下計(jì)算曳力并映射回拉格朗日體系，在拉格朗日體系下求解計(jì)算顆粒的運(yùn)動(dòng).

1.1 氣相控制方程

氣相的控制方程基于歐拉算法，如式(1)至式(4)所示.

氣相質(zhì)量守恒方程為

式中：θf(wàn)為氣相體積分?jǐn)?shù)；uf為流體速度矢量；ρf為流體密度；為單位體積內(nèi)氣相質(zhì)量反應(yīng)生成率，由式(10)表示.

氣相動(dòng)量守恒方程為

式中：p 為氣相壓力；F 由式(11)給出，為相間作用力；g 為重力加速度；τf為流體應(yīng)力張量.

氣相組分輸運(yùn)方程為

式中：Yf,i為氣相中各組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)；D 為湍流質(zhì)量擴(kuò)散率；為各氣相組分的質(zhì)量源項(xiàng).

氣相能量守恒方程為

式中：hf為氣相焓值；Φ為黏性耗散；為能量源項(xiàng)；Sh為從相間傳熱，由式(12)給出；為焓擴(kuò)散項(xiàng)；q 為氣相熱流密度.

1.2 顆粒相控制方程

顆粒相方程基于拉格朗日算法，如式(5)至式(7)所示.

顆粒加速度方程：

式中：up為顆粒速度；θp為顆粒相質(zhì)量分?jǐn)?shù)，由式(8)表示；ρp為顆粒真密度；PD 為相間曳力系數(shù)；τp為顆粒接觸應(yīng)力；τD為顆粒碰撞阻尼時(shí)間[36].

顆粒運(yùn)動(dòng)方程：

式中，xp為顆粒的空間位置.

對(duì)于顆粒的能量方程，基于表面反應(yīng)模型，反應(yīng)只發(fā)生在顆粒表面，假設(shè)顆粒內(nèi)部溫度是均勻的.

顆粒能量方程：

式中：CV為顆粒比熱；pT 為顆粒溫度；dp為顆粒粒徑；Nuf,p為相間傳熱的努塞爾數(shù)；λf為氣相導(dǎo)熱率.

1.3 相間相互作用控制方程

相間相互作用的控制方程如式(8)至式(16)所示.

體積分?jǐn)?shù)方程為

式中：f 為概率密度函數(shù)；θp為顆粒相體積分?jǐn)?shù)；θf(wàn)為氣相體積分?jǐn)?shù).

相間質(zhì)量源項(xiàng)方程：

相間作用力方程：

相間傳熱方程：

式中：hp為顆粒的焓.

相間曳力系數(shù)Dp為

式中：Cd由Wen-Yu 模型確定.Re ＜1 000 時(shí)：

Re ≥1 000 時(shí)：

式中：μf為流體黏度.

2 模擬對(duì)象與參數(shù)設(shè)置

2.1 反應(yīng)動(dòng)力學(xué)參數(shù)

為了提高計(jì)算效率，在計(jì)算中將氣化機(jī)理簡(jiǎn)化為表1 中的反應(yīng).揮發(fā)分中忽略微量S 元素，揮發(fā)產(chǎn)物有CH4、CO、CO2、H2和N2共5 種氣體，其具體組成由煤質(zhì)分析結(jié)合平衡計(jì)算得到.表1 中的反應(yīng)模型和速率參數(shù)均基于煤氣化反應(yīng)研究相關(guān)文獻(xiàn)得到，詳見(jiàn)文獻(xiàn)[37-40].

2.2 幾何結(jié)構(gòu)與運(yùn)行參數(shù)

本文以某工廠實(shí)際運(yùn)行的HT-L 氣化爐為研究對(duì)象，建模區(qū)域?yàn)闅饣癄t本體從燒嘴入口至排渣口.HT-L 氣化爐為頂置式單噴嘴干煤粉進(jìn)料，采用盤(pán)管式水冷壁保護(hù)爐體外殼.燒嘴采用雙通道形式，與爐膛組成氣固兩相同軸受限射流流場(chǎng)，氣化劑(氧氣蒸汽)經(jīng)內(nèi)環(huán)旋流片加旋后，在噴嘴出口形成強(qiáng)旋流場(chǎng)，二氧化碳攜帶的煤粉經(jīng)粉煤管輸送后與帶旋流的氣化劑在噴嘴出口充分混合，爐膛區(qū)域氣化爐結(jié)構(gòu)如圖1 所示.采用笛卡爾方法劃分網(wǎng)格，考慮到計(jì)算速度和結(jié)果準(zhǔn)確性等綜合因素，加密頭部燒嘴噴射區(qū)和中心射流區(qū)域，劃分計(jì)算網(wǎng)格數(shù)為約38 萬(wàn).

表1 化學(xué)反應(yīng)動(dòng)力學(xué)速率Tab.1 Kinetic rate of chemical reaction

圖1 氣化爐示意Fig.1 Schematic of the gasifier

表2 為工業(yè)現(xiàn)場(chǎng)煤質(zhì)分析結(jié)果.操作壓力4.1 MPa.邊界條件設(shè)置見(jiàn)表3.通過(guò)平衡計(jì)算反推結(jié)渣層的內(nèi)壁溫度后設(shè)定熱壁面，其他條件均來(lái)自該臺(tái)航天爐工程參數(shù).

表2 煤質(zhì)數(shù)據(jù)Tab.2 Properties of coal

表3 邊界條件Tab.3 Boundary conditions

3 模擬結(jié)果與討論

氣化爐燒嘴入口是氣化反應(yīng)源頭，氣化劑和煤粉以何種狀態(tài)進(jìn)入氣化爐會(huì)直接影響反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)性能.氣化劑入口的速度方向和煤粉顆粒在入口處的分布狀態(tài)會(huì)直接影響氣固混合過(guò)程，所以研究氣化劑和粉煤入射狀態(tài)如何影響氣化爐性能很有必要.

本文對(duì)比了3 組工況，工況1 為工廠實(shí)際運(yùn)行工況(旋流，粉煤進(jìn)料均勻)，用于驗(yàn)證模型的適用性；工況2 中將氣化劑通道改為無(wú)旋流角的直流結(jié)構(gòu)(粉煤進(jìn)料均勻)，以探討直流燒嘴與旋流燒嘴的不同；工況3 中為直流燒嘴，且將煤粉的環(huán)形入口堵塞1/4，使煤粉不均勻射入爐膛中，用以判斷入口煤粉顆粒入射均勻性的影響；其他條件3 組工況完全相同.

3.1 模型驗(yàn)證

根據(jù)Barracuda 計(jì)算得到的氣化爐出口合成氣組成、溫度、顆粒停留時(shí)間及碳轉(zhuǎn)化率等，將工況1 計(jì)算結(jié)果與實(shí)際氣化爐工藝參數(shù)進(jìn)行了對(duì)比，由表4 可見(jiàn)，計(jì)算結(jié)果與工程運(yùn)行結(jié)果吻合較好，誤差主要由壁面散熱、動(dòng)力學(xué)參數(shù)和簡(jiǎn)化的反應(yīng)方程導(dǎo)致.幾種主要組分的模擬結(jié)果與實(shí)測(cè)工藝參數(shù)相符，計(jì)算與實(shí)測(cè)的差異都在8%以?xún)?nèi)，表明該模型適用于氣流床氣化爐的模擬.

表4 氣化爐模擬值與實(shí)際測(cè)量值對(duì)比Tab.4 Comparison between simulated and measured values

3.2 爐內(nèi)顆粒流動(dòng)分析

從圖2 和圖3 煤粉顆粒體積分?jǐn)?shù)分布圖可以看出，3 個(gè)工況的噴射氣流核心處幾乎都沒(méi)有固體顆粒，形成了環(huán)狀的流動(dòng)狀態(tài)，這是由于在形成燃燒火焰后，因?yàn)闅怏w溫度的急劇升高和水分、揮發(fā)分的釋放，在核心處有明顯的氣體膨脹及加速，以及中心的高速的氣化劑流，阻止了煤粉顆粒向中心的聚集.工況1 由于旋流的作用，煤粉顆粒跟隨氣化劑旋轉(zhuǎn)散開(kāi)，這樣使得更多顆粒接觸壁面，促使氣化爐更易掛渣.工況2 由于氣化劑沒(méi)有旋流，顆粒擴(kuò)散不明顯，容易造成短路現(xiàn)象.工況3 氣化爐由于煤粉入口有1/4 面積堵塞，爐膛內(nèi)煤粉顆粒分布明顯不均，無(wú)煤粉射入的燒嘴入口方向壁面處顆粒較少，導(dǎo)致掛渣困難甚至偏燒.

圖2 瞬時(shí)顆粒體積分?jǐn)?shù)分布Fig.2 Distribution of transient particle volume fraction

圖3 時(shí)均顆粒體積分?jǐn)?shù)分布Fig.3 Distribution of time average particle volume fraction

圖4 為爐內(nèi)氣體時(shí)均軸向速度分布云圖，工況1軸向速度明顯低于工況2 和3，這是由于旋流使得其速度的徑向和切向分量較大，軸向速度減小.可以看出，工況1 由于旋流氣體形成了錐形環(huán)狀的高速區(qū)，錐形內(nèi)部和外部皆為回流區(qū).而工況2 與工況3 在中心軸線處形成了一個(gè)高速區(qū)，周?chē)嬖谝欢ǖ幕亓?

圖4 軸向速度分布Fig.4 Distribution of axial velocity

3.3 溫度及反應(yīng)特性分析

圖5 為氣化爐內(nèi)氣體時(shí)均溫度分布云圖，可以看出，3 個(gè)工況噴嘴下方形成了明顯不同的火焰形態(tài).若以3 000 K 計(jì)算，則無(wú)旋流時(shí)火焰高溫區(qū)在中軸線處，可延伸至噴嘴下方4 m 處；帶旋流時(shí)火焰為喇叭形，可延伸至噴嘴下方3 m 處；若1/4 粉煤噴口堵塞，則容易偏燒，堵塞一側(cè)煤粉顆粒濃度低，氧煤比高，所以堵塞一側(cè)參與氣化反應(yīng)的顆粒濃度少，吸熱少，故堵塞一側(cè)溫度較高.

圖5 爐膛溫度分布Fig.5 Distribution of temperature in the furnace

圖6 為氣化爐內(nèi)不同爐膛高度的平均溫度的變化情況，可以看出不同工況爐膛內(nèi)的反應(yīng)特點(diǎn).由于工況1 燒嘴有一定角度的旋流，煤粉擴(kuò)散角大，煤粉與氣化劑混合更加充分，在爐膛上半段燃燒放熱反應(yīng)進(jìn)行更加快速，所以升溫迅速，在后半段主要以氣化吸熱反應(yīng)為主，所以工況1 中從燒嘴往下溫度先升高后減小.工況2 和工況3 中由于無(wú)旋流角，故煤粉擴(kuò)張角小，燃燒反應(yīng)進(jìn)行的速度比工況1 慢，所以前半段溫度比工況1 低，而后段氣化反應(yīng)段較短，氣化反應(yīng)不夠充分，所以后半段溫度比工況1 高.

圖6 溫度沿爐膛高度的變化Fig.6 Temperature along the height of the gasifier

圖7 為出口合成氣成分和碳轉(zhuǎn)化率的計(jì)算值，可以看出工況1 出口合成氣CO 含量最高，其次為工況2，CO 含量最低的為工況3；而CO2含量則是工況3最高，工況1 最低；出口碳轉(zhuǎn)化率的統(tǒng)計(jì)數(shù)據(jù)來(lái)看，工況1 轉(zhuǎn)化率最高，工況2 其次，工況3 碳轉(zhuǎn)化率最低.這說(shuō)明了燒嘴旋流結(jié)構(gòu)的存在可以促進(jìn)煤與氧的混合程度，從而使前期煤的燃燒反應(yīng)更加充分與迅速，給后半段的氣化反應(yīng)留出了充分的時(shí)間與空間，從而提高了碳轉(zhuǎn)化率，而工況3 與工況2 相比，由于燒嘴封堵1/4 的區(qū)域，使得煤粉入射不均勻，煤與氧的混合更差，所以碳轉(zhuǎn)化率最低.

圖7 出口合成氣成分和碳轉(zhuǎn)化率Fig.7 Syngas composition at the outlet and carbon conversion

3.4 結(jié)渣分析

圖8 為氣化爐壁面處時(shí)均顆粒體積分?jǐn)?shù)分布，可用以表征煤粉顆?？赡茉诒诿姘l(fā)生的結(jié)渣情況.可見(jiàn)，在底部區(qū)域，出口錐面會(huì)聚集較多的下落顆粒，因此易于結(jié)渣.而在豎直爐壁部分，旋流能夠在外圍區(qū)域形成較強(qiáng)的徑向流動(dòng)，故比直噴工況更容易形成渣層，根據(jù)航天爐“以渣抗渣”的設(shè)計(jì)思想，渣層有助于保護(hù)壁面不被高溫?zé)g，保證氣化爐安全運(yùn)行，所以旋流工況可實(shí)現(xiàn)更好的爐壁掛渣.而粉煤口堵塞情況下，入口煤粉的入射不均導(dǎo)致了周向渣層分布不均勻，導(dǎo)致一些區(qū)域渣層薄或者不能形成渣層，則不能很好地保護(hù)爐壁，可能會(huì)導(dǎo)致?tīng)t壁超溫等問(wèn)題.

圖8 壁面處顆粒體積分?jǐn)?shù)分布Fig.8 Distribution of particle volume fraction of the wall

4 結(jié)論

(1) CPFD 方法可以較好地模擬氣化爐內(nèi)的流動(dòng)與反應(yīng)過(guò)程，模擬結(jié)果與工業(yè)實(shí)測(cè)數(shù)據(jù)較為吻合.

(2) 煤與氧的混合過(guò)程是影響氣化反應(yīng)進(jìn)程的重要因素，加強(qiáng)氣固混合可以有效提高氣化效率.

(3) 燒嘴帶一定角度的旋流可以促進(jìn)氣固混合，改變爐內(nèi)流場(chǎng)與溫度場(chǎng)分布，縮短火焰長(zhǎng)度，增加停留時(shí)間，提高氣化爐掛渣性能，保證氣化爐安全運(yùn)行.

(4) 粉煤口堵塞入射不均，會(huì)給氣化爐運(yùn)行帶來(lái)不利影響，甚至?xí)斐善珶?，?dǎo)致?tīng)t膛壁面局部溫度升高；也會(huì)使氧煤不能反應(yīng)充分，碳轉(zhuǎn)化率降低，有效氣成分減少，CO2含量增多；而且粉煤噴射不均會(huì)造成掛渣不均勻，不利于氣化爐安全運(yùn)行.