高曉燕，佟海川，張亞寧

(1．哈爾濱工業(yè)大學(xué) 能源科學(xué)與工程學(xué)院，黑龍江 哈爾濱 150001;

2．黑龍江雙鍋鍋爐股份有限公司，黑龍江 雙鴨山 155110)

0 引言

生物質(zhì)氣化技術(shù)被認(rèn)為是最有前途的能源轉(zhuǎn)換方式之一。生物質(zhì)氣化氣可用于電廠輸出電力，也可用于化學(xué)工廠制備化學(xué)產(chǎn)品，從而提高了生物質(zhì)能源的品位和利用效率［1］。

Fletcher 等［2］用CFX 軟件建立攜帶流氣化爐內(nèi)生物質(zhì)氣化的數(shù)值模型，其中生物質(zhì)顆粒揮發(fā)熱解及氣化過程的描述采用拉格朗日法。通過模擬得到不同氣化條件下的燃?xì)獬煞趾蜌饣癄t溫度場分布。張鵬威等［3］基于Fluent 軟件，以稻稈為生物質(zhì)原料，水蒸氣為氣化劑，建立了流化床氣化模型。Papadikis 等［4－8］建立了150 g/h 流化床的三維快速熱解模型，模擬對象包括流化氣體、惰性顆粒及生物質(zhì)顆粒。作者采用歐拉方法描述惰性顆粒氣泡運(yùn)動(dòng)特征，對顆粒相所受曳力采用局部體積分?jǐn)?shù)描述，通過加載用戶自定義函數(shù)(UDFs)實(shí)現(xiàn)對顆粒曳力相的修正。Janajreh 和Shrah［9］采用歐拉－ 拉格朗日方法建立了小型下吸式氣化爐的二維氣化模型，其生物質(zhì)燃料為0．5 cm 厚、1 ～2 cm 寬、2 ～2．5 cm 長的木塊。

本文對前期建立的攜帶流反應(yīng)器氣化模型［10］進(jìn)行改進(jìn)，在Fluent 軟件平臺上加載用戶自定義函數(shù)(UDFs)，建立攜帶流反應(yīng)器的氣化新模型，為日后生物質(zhì)氣化機(jī)理的研究奠定基礎(chǔ)。

1 原氣化模型

1．1 基本假設(shè)

原模型的基本假設(shè)如下:

(1)氣體為不可壓縮理想氣體，空氣由21%O2和79%N2組成;

(2)生物質(zhì)顆粒形狀為球形，忽略生物質(zhì)氣化過程中水分蒸發(fā)影響以及顆粒的結(jié)渣現(xiàn)象;

(3)不考慮焦油的影響，生物質(zhì)反應(yīng)器中僅包括CO2、CO、CH4、H2、H2O、O2及N2等氣體。

1．2 化學(xué)反應(yīng)

生物質(zhì)氣化過程的化學(xué)反應(yīng)包括:(1)生物質(zhì)熱解;(2)氣體均相反應(yīng);(3)氣固異相反應(yīng)。

1．2．1 生物質(zhì)熱解

原模型將生物質(zhì)熱解過程簡化成一個(gè)單步總包反應(yīng)，化學(xué)式為

式中 xi——生物質(zhì)熱解過程中各組分氣體的摩爾分?jǐn)?shù)。

生物質(zhì)熱解反應(yīng)速率采用Arrhenius 表達(dá)的單步反應(yīng)速率模型計(jì)算。

1．2．2 氣相反應(yīng)

氣化爐內(nèi)的氣相反應(yīng)包括熱解產(chǎn)物的氧化、還原反應(yīng)，原模型考慮如下反應(yīng)

各組分反應(yīng)速率的求解采用有限速率/渦耗散模型，即同時(shí)計(jì)算Arrhenius 反應(yīng)速率和渦耗散速率，取較小者為凈反應(yīng)速率。

1．2．3 焦炭氣化反應(yīng)

氣固異相反應(yīng)即焦炭的燃燒和氣化反應(yīng)，僅計(jì)算Arrhenius 反應(yīng)速率。原模型考慮的氣固反應(yīng)為

2 氣化模型改進(jìn)

2．1 基本假設(shè)修正

本文在原模型基礎(chǔ)上，增加考慮生物質(zhì)水分蒸發(fā)過程及熱解過程中焦油氧化反應(yīng)等，因此，對原基本假設(shè)(2)、(3)進(jìn)行如下修改:

(1)假設(shè)(2)生物質(zhì)顆粒形狀為球形，忽略顆粒的結(jié)渣現(xiàn)象，并將生物質(zhì)受熱水分蒸發(fā)過程視為瞬間完成;

(2)假設(shè)(3)生物質(zhì)熱解產(chǎn)物包含CO2、CO、CH4、C2H4、H2及焦油，其中焦油化學(xué)式用CxHyOz表示。

2．2 化學(xué)反應(yīng)模型改進(jìn)

本文仍將生物質(zhì)熱解簡化為單步總包反應(yīng)，由于考慮C2H4及焦油的影響，因此熱解反應(yīng)式(1)修正為

對應(yīng)的氣相反應(yīng)中需要增加考慮C2H4及焦油(CxHyOz)的氧化反應(yīng)，反應(yīng)化學(xué)式為

對于生物質(zhì)焦炭顆粒的異相反應(yīng)，本文采用本征反應(yīng)速率模型［11－13］來計(jì)算反應(yīng)速率。假設(shè)異相反應(yīng)的反應(yīng)級數(shù)為m，則異相反應(yīng)的反應(yīng)速率可表示為

式中 Rp，j——單位面積下的反應(yīng)速率/kg·m－2·s－1;

dp——焦炭顆粒直徑/m;

ρp——焦炭顆粒密度/kg·m－3;η——有效因子;

kint——本征反應(yīng)速率常數(shù)/s－1·Pa－m;

ps，j——?dú)怏w反應(yīng)物在顆粒表面分壓力/Pa;F(X)——以碳轉(zhuǎn)化率X 表示的表面函數(shù)。

有效因子η 是實(shí)際反應(yīng)速率與本征反應(yīng)速率的比值，表達(dá)式為［11，13］

式中

φ——蒂勒模數(shù);

vg——?dú)怏w與碳的化學(xué)計(jì)量數(shù)之比;

R——通用氣體常數(shù)/Pa·m3·kmol－1

·℃;Mc——碳的摩爾質(zhì)量/kg·kmol－1;

De——有效擴(kuò)散系數(shù)/m2·s－1。

有效擴(kuò)散系數(shù)De是反應(yīng)氣體擴(kuò)散至焦炭顆?？紫秲?nèi)的擴(kuò)散系數(shù)，包含分子擴(kuò)散作用與努森擴(kuò)散作用［11］表達(dá)式為

式中 θ——焦炭顆?？紫抖?

τ——焦炭顆?？紫肚?

Di——?dú)怏w分子擴(kuò)散系數(shù)/m2·s－1;

Dk，i——?dú)怏wi 的努森擴(kuò)散系數(shù)/m2·s－1;rpore——平均孔隙半徑/m;

TP——焦炭顆粒溫度/℃;

Mi——?dú)怏wi 的摩爾質(zhì)量/kg·kmol－1;

T0——參考溫度/℃;

Tm——平均溫度/℃;

D0——在參考溫度T0時(shí)的氣體分子擴(kuò)散系數(shù)/m2·s－1。

氣體反應(yīng)物j 在顆粒表面的分壓力pms，j 是 未 知值，可以由擴(kuò)散速率得到［11］

式中 pg，j——?dú)怏w反應(yīng)物j 的分壓力/Pa。綜上所述，焦炭顆粒的反應(yīng)速率為

模型計(jì)算過程中需要使用布倫特方法進(jìn)行迭代求解反應(yīng)速率RP，j。

在Fluent 中顆粒反應(yīng)速率的單位為kg/s，因此需要乘以外表面面積

由于實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)的限制，本文僅考慮式(6)～式(8)三個(gè)異相反應(yīng)。上述計(jì)算過程是通過編寫UDF程序，在Fluent 平臺上編譯、加載與其他子模型耦合來實(shí)現(xiàn)。

3 結(jié)果與分析

本文對攜帶流反應(yīng)器內(nèi)木屑?xì)饣M(jìn)行模擬，空氣為氧化劑、氮?dú)鉃閿y帶氣體，木屑成分分析如表1所示。針對攜帶流氣化爐二維模型［10］，本文采用結(jié)構(gòu)化網(wǎng)格劃分法將反應(yīng)器劃分成173 814 個(gè)網(wǎng)格。模擬邊界條件為:環(huán)境溫度27℃，操作壓力101 325 Pa;木屑給料量為10 g/min;空氣流量為11 L/min;攜帶流流量為39 L/min;氣化溫度為800℃、900℃和1000℃。

表1 木屑成分分析

3．1 氣體成分

圖1 所示為不同氣化溫度時(shí)氣體成分的實(shí)驗(yàn)值及模擬值。當(dāng)氣化溫度為800℃、900℃和1000℃時(shí)，反應(yīng)器出口CO2體積百分?jǐn)?shù)的實(shí)驗(yàn)值分別為10．05%、11． 45%和12． 11%;原模型結(jié)果分別為11．85%、12． 25%和11． 09%;本模型結(jié)果分別為11．58%、12．55%和13．28%。圖1(b)中CH4的實(shí)驗(yàn)值分別為3．33%、2．18%和1．55%;原模型結(jié)果分別為4．41%、3．04%和2．30%;本模型結(jié)果分別為2．81%、1．67%和1．31%。圖1(c)中CO 的實(shí)驗(yàn)值分別為25．99%、23．59%和23．38%;原模型的分別為31．00%、30．33%和26．83%;本模型的分別為24．09%、20．57%和20．89%。圖1(d)中H2的實(shí)驗(yàn)值分別為7．62%、10．49%和13．39%;原模型的分別為4． 82%、6． 86% 和6． 76%;本模型的分別為8.33%、11．35%和13．61%。原模型的平均相對誤差在11．10% ～40．41%之間，而本模型的平均相對誤差在6．16% ～18．22%之間。

圖1 燃?xì)饨M分體積百分?jǐn)?shù)

3．2 氣體產(chǎn)率

圖2 所示為不同氣化溫度下產(chǎn)氣率的實(shí)驗(yàn)值與模擬值。當(dāng)氣化溫度為800℃、900℃和1000℃時(shí)，產(chǎn)氣率的實(shí)驗(yàn)值分別為1．68 Nm3/kg、1．69 Nm3/kg和1．76 Nm3/kg;原模型的結(jié)果分別為1．81 Nm3/kg、1．83 Nm3/kg 和1．64 Nm3/kg;本模型的結(jié)果分別為1．66 Nm3/kg、1．82 Nm3/kg 和1．71 Nm3/kg。原模型的平均相對誤差為7．61%，而本模型的平均相對誤差為3．78%。

圖2 燃?xì)猱a(chǎn)氣率

3．3 氣化效率

不同氣化溫度下氣化效率的實(shí)驗(yàn)值與模擬值如圖3 所示。當(dāng)氣化溫度為800℃、900℃和1000℃時(shí)，氣化效率的實(shí)驗(yàn)值分別為66．71%、60．61%和59．44%;原模型的結(jié)果分別為72．27%、68．55%和53．66%;本模型的結(jié)果分別為60．78%、57．36%和52．84%。原模型的平均相對誤差為10．38%，本模型的平均相對誤差為8．45%。

4 結(jié)論

本文基于ANSYS Fluent 軟件結(jié)合用戶自定義函數(shù)(UDFs)改進(jìn)了攜帶流反應(yīng)器的生物質(zhì)氣化模型，并研究了氣化溫度為800℃、900℃和1000℃時(shí)氣化氣的體積百分?jǐn)?shù)、產(chǎn)氣率及氣化效率，得到如下結(jié)論:

(1)原模型所得氣體體積百分?jǐn)?shù)的平均相對誤差在11．10% ～40．41%之間，本模型結(jié)果的平均相對誤差在6．16% ～18．22%之間;

(2)原模型所得燃?xì)猱a(chǎn)氣率的平均相對誤差為7．61%，本模型結(jié)果的平均相對誤差為3．78%;

(3)原模型所得氣化效率的平均誤差為10.38%，本模型結(jié)果的平均相對誤差為8．45%。

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