馬琎晨, 趙海波, 黃 振, 魏國強

(1.華中科技大學 能源與動力工程學院 煤燃燒國家重點實驗室，湖北 武漢 430074；2. 中國科學院 可再生能源重點實驗室，廣東 廣州 510640)

全球氣候變暖已成為人們普遍關注的焦點問題，因此CO2減排技術成為研究熱點。目前主要的3種CO2捕捉技術為燃燒前CO2捕捉技術，以整體煤氣化聯(lián)合循環(huán)發(fā)電(IGCC)為代表；燃燒中CO2捕集，以富氧燃燒技術和化學鏈燃燒技術為代表；燃燒后CO2捕捉技術，包括物理或化學吸附對尾氣中的CO2進行捕捉?；瘜W鏈燃燒技術[1]因具有CO2內分離特性，可低能耗低成本捕集CO2，因此成為研究焦點，其中研究關注點主要為反應器設計運行[2]和載氧體制備優(yōu)選[3-4]。

Lyngfelt等[5]首次提出化學鏈燃燒反應器設計方案并建造冷態(tài)模型驗證，認為串行流化床反應器是最適合的化學燃燒反應器，通過非機械閥[6-7]/機械閥[8]建立系統(tǒng)固體循環(huán)。載氧體基于在空氣反應器和燃料反應器中的循環(huán)傳遞晶格氧，實現(xiàn)能量梯級利用，提高燃料化學能利用效率[9]。雙循環(huán)流化床技術是最適合的化學鏈燃燒反應器之一，目前已發(fā)展了不同規(guī)模(0.1～1000 kWth)[7-8,10-14]、不同設計形式(移動床[15]、鼓泡流化床[16-17]、噴動流化床[18]、多級鼓泡流化床[19]等)、適合不同燃料類型[20-21]和不同化學鏈技術[22-24]的反應器。

反應器設計、冷模運行驗證是化學鏈燃燒反應器發(fā)展的必要途徑。冷態(tài)模型可對熱態(tài)反應裝置的流體動力學規(guī)律(系統(tǒng)壓力平衡[25]、流動密封閥壓力差[17]等)進行驗證，探索相關操作參數(shù)(空氣反應器和燃料反應器的操作氣速)對于化學鏈燃燒反應器的關鍵技術指標(固體循環(huán)流率[26]、氣體泄漏率[2]、物料平衡[26])的影響；或者對獨特設計形式的系統(tǒng)組件(煤基化學鏈燃燒反應器中的碳分離器[27])進行測試驗證，積累相關雙循環(huán)流化床化學鏈燃燒反應器操作經驗。Johansson等[2]依據相似準則建造小于熱態(tài)模型的10 kWth氣體燃料化學鏈燃燒反應器，探索氣體泄漏途徑，發(fā)現(xiàn)從流動密封閥到燃料反應器的泄漏率大于6%，可通過設計水蒸氣/CO2作為流化氣減少此部分泄漏。隨后建立較為復雜的 100 kWth串行流化床冷態(tài)模型[26]，對床料平衡、系統(tǒng)壓力降、停留時間等關鍵參數(shù)進行研究。在改變操作參數(shù)工況中，通過燃料反應器和空氣反應器的壓力差判定其中床料的穩(wěn)定性，并且氣速的改變對反應器內部床料量的影響甚微，系統(tǒng)有一定的操作余量，能連續(xù)穩(wěn)定運行。通過擬合提升管的操作氣速和固體循環(huán)流率可知，二者呈近似線性關系。Bischi等[25]設計150 kWth化學鏈串行流化床冷態(tài)反應器，并建造1∶1全尺寸冷模型的反應器，以減少壁面效應對流體動力學的影響。特別地，設計雙向流動密封閥建立空氣反應器/燃料反應器的內部循環(huán)，采用三室三路流化氣分別控制整體與內部的固體循環(huán)流量。主要研究了在不同比例的一次風和二次風操作變量下，空氣反應器和燃料反應器中固體循環(huán)流量和床料量容納能力的變化。Pr?ll等[28]設計了低床料、高通量的循環(huán)流化床化學鏈燃燒反應器，通過二次風的引入提高相應床料量的容納能力。在冷模實驗中，分析了雙流化床反應器系統(tǒng)壓力平衡，評估了流動密封閥氣氛隔絕能力等。Sun等[27]設計了依據不同顆粒密度差分離載氧體的炭分離器，并以不同密度的塑料珠和鈦鐵礦顆粒在冷態(tài)模型中驗證設計的可行性。結果表明，操作氣速是炭高分離效率的關鍵因素，歸因于高氣速滿足氣流攜帶能力；認為充足的顆粒停留時間有利于提高炭轉化率。Ding等[29]設計了與Lyngfelt等[5]相似的串行流化床化學鏈燃燒反應器冷態(tài)模型，并對其操作特性進行了相應的研究。

筆者在前期冷態(tài)模型研究[30-31]的基礎上，設計燃料反應器為“下端擴大段+上端提升管”的形式，克服溢流口對固體循環(huán)流量的限制，以滿足化學鏈燃燒技術高循環(huán)流量的工藝過程[32]。在此反應器系統(tǒng)中，空氣反應器和燃料反應器的提升管均可提供顆粒循環(huán)的動力，因此反應器間的物料平衡成為亟待測試的點。針對于此，特設計了雙向返料流動密封閥[33]，實現(xiàn)單循環(huán)流化床的內循環(huán)和雙循環(huán)流化床的整體循環(huán)，以及雙循環(huán)流化床的固體循環(huán)流量柔性控制。建造全尺寸雙循環(huán)冷態(tài)實驗裝置，減少壁面效應對反應器內部流動的影響[25]，進行不同操作工況的研究，分析了不同工況下的系統(tǒng)壓力分布、固體循環(huán)流量和氣體泄漏率等對雙循環(huán)流化床化學鏈燃燒反應器的運行特性影響。

1 雙循環(huán)流化床反應器設計思路及參數(shù)

空氣反應器(Air reactor，AR)：下端擴大段設計為湍動流化床，保證相對均勻的氣-固混合，提高傳熱效率。

燃料反應器(Fuel reactor，F(xiàn)R)：下端擴大段采用鼓泡流化床，保證床料充足，延長燃料停留時間。

提升管：空氣反應器和燃料反應器的上端設計為提升管，通過縮小截面積提高氣速(或者補充二次風提高氣速)，氣速操作區(qū)間為快速流態(tài)化，反應器內顆粒被氣流攜帶，送至旋風分離器入口，在旋風分離器內進行氣、固分離，分離后的固體顆粒進入流動密封閥，建立固體顆粒的循環(huán)。

流動密封閥：空氣反應器到燃料反應器的物料傳輸設計為非機械式流動密封閥(LS1)，完成顆粒的輸運和2個流化床間氣氛的隔絕。燃料反應器到空氣反應器之間的物料傳輸設計為雙向流動密封閥(LS2)。LS2設計有3個流化室，第一流化室與空氣反應器的返料斜管相連，向空氣反應器輸運顆粒；第二流化室與燃料反應器的立管相連，儲存固體顆粒形成料封；第三流化室與燃料反應器的返料斜管相連，從而形成燃料反應器的內循環(huán)，增長固體顆粒的停留時間。當2個反應器間的固體流量不匹配時，LS2可以在一定范圍內進行固體循環(huán)流量的調控。

基于上述設計思路，設計了雙循環(huán)流化床反應器，如圖1所示。根據熱態(tài)裝置原型建設全尺寸冷態(tài)模型，可以減少反應器的壁面效應的影響[25]。在冷態(tài)實驗中，根據石英砂和25 ℃常壓下空氣的物性參數(shù)，由式(1)～(5)計算石英砂最小流化速率(Umf，m/s)和鼓泡流態(tài)化向湍動流態(tài)化轉變的臨界速率(Uc，m/s)[34]。由式(6)～(7)計算空氣反應器和燃料反應器流化氣速(UAR和UFR,m/s)。冷態(tài)反應器的相關設計參數(shù)如表1所示。

表1 雙循環(huán)流化床設計參數(shù)Table 1 Design parameters of dual circulating fluidized bed

(1)

Rec=1.243×Ar0.447

(2)

Uc=Rec×μf/(dp×ρf)

(3)

Rep,mf=(33.722+0.0408Ar)0.5-33.7

(4)

Umf=Rep,mf×μf/(dp×ρf)

(5)

UAR=VAR/AAR

(6)

UFR=VFR/AFR

(7)

式中：Ar為阿基米德數(shù)；dp為石英砂平均粒徑，m；ρf為空氣流化氣密度，kg/m3；ρp為石英砂密度，kg/m3；g為重力加速度，m/s2；μf為動力黏度，Pa·s；Rec為鼓泡流態(tài)化向湍動流態(tài)化轉變的臨界速率對應的雷諾數(shù)；Rep.mf為最小流化速率對應的雷諾數(shù)；UAR和UFR分別為空氣反應器和燃料反應器流化氣速, m/s；VAR和VFR分別為空氣反應器和燃料反應器入口流化氣體積流量，m3/s；AAR和AFR分別為空氣反應器和燃料反應器的橫截面積，m2。

2 雙循環(huán)流化床反應器冷態(tài)實驗部分

2.1 雙循環(huán)流化床反應器冷態(tài)裝置

雙循環(huán)流化床反應器冷態(tài)裝置如圖1所示。冷態(tài)裝置主要包含反應器系統(tǒng)、氣路控制系統(tǒng)、測量系統(tǒng)、尾氣在線檢測系統(tǒng)。

圖1 雙循環(huán)流化床反應器示意圖Fig.1 Sketch map of the dual circulating fluidizing bed reactorAR—Air reactor; FR—Fuel reactor; LS1—Upper loop seal;LS2— Two-way loop seal; CY1/CY2—Cyclone of AR/FR;H1—H7—Gas inlets for AR, FR, LS1 and LS2, respectively;CF—Coal feeder; A—Ash collector; F—Filter.

反應器系統(tǒng)由2個循環(huán)流化床(AR和FR)、流動密封閥(LS)和旋風分離器(CY)組成。氣路控制系統(tǒng)主要由羅茨風機、氣瓶、氣體儲存罐、玻璃轉子流量計組成。測量系統(tǒng)包含壓力傳感器、標尺、秒表。尾氣在線檢測系統(tǒng)由在線煙氣分析儀(Gas analyzer,武漢四方光電3100)組成。

石英砂作為流化介質，粒徑范圍為150～250 μm。石英砂物性參數(shù)：顆粒真密度為2868.6 kg/m3(真密度儀,美國Micromeritics公司產品,AccuPyc 1330);平均顆粒粒徑為220 μm (激光粒度儀分析,Master Min，英國Malvern公司產品)。

2.2 雙循環(huán)流化床反應器冷態(tài)裝置的測量方法

雙循環(huán)流化床反應器冷態(tài)裝置系統(tǒng)壓力傳感器的分布如圖2(b)所示。采用示蹤氣體測量法測定氣體泄漏，以CO2作為示蹤氣體，分別在2個循環(huán)流化床反應器的入口加入，在2個反應器的布風板上端和旋風分離器氣體出口處，檢測CO2含量，根據CO2的質量平衡可以計算出反應器間的氣體泄漏率[2]。在冷態(tài)實驗中，測量了不同反應器操作氣速下的氣體泄漏率。在不同的操作工況下，進行了約10 h的連續(xù)運行。采用顆粒示蹤法測定固體循環(huán)流量(Gs，kg/s)。將0.1 kg黑色示蹤顆粒加入反應器(示蹤顆粒由石英砂染色制成)，立管壁面刻有一定高度的標尺(示蹤顆粒運動距離,Δs=0.5 m)，當立管中石英砂作勻速運動后，測量顆粒運行此段距離所消耗的時間(Δt，s)，根據式(8)～(10)計算2個立管中的固體循環(huán)流量。

Gs=ρpA0(1-εmf)Usd

(8)

Usd=Δs/Δt

(9)

εmf=0.58φ-0.72Ar-0.029(ρg/ρp)0.021

(10)

其中：A0為下降管橫截面積, m2；Usd為移動顆粒的流動速率，m/s；εmf為最小流化速率下的顆?？障堵?εmf= 0.52 m3/kg)；φ為顆粒球形度(φ= 0.97)。在穩(wěn)定運行時，每組實驗工況下測量固體循環(huán)流量10次。

3 系統(tǒng)壓力分布、固體循環(huán)流量和氣體泄漏率對雙循環(huán)流化床化學鏈燃燒反應器運行特性的影響

3.1 系統(tǒng)壓力的分布特性

圖2為在標準工況下(見表1)的雙循環(huán)流化床反應器冷態(tài)裝置系統(tǒng)壓力分布。壓力測試點(測壓點)1～5位于空氣反應器的擴大段；測壓點6～8位于空氣反應器的提升管；測壓點9～11位于LS1，測壓點18～21位于LS2；測壓點12～15位于燃料反應器的擴大段；測壓點16～17位于燃料反應器的提升管。

圖2 雙循環(huán)流化床反應器冷態(tài)裝置系統(tǒng)壓力分布Fig.2 Pressure distributions in the cold-flow model dual circulating fluidized bed reactor(a) Pressure value; (b) Pressure locations (1-21)H—Height; p—Pressure

除測壓點4外(受LS2返料出口壓力的影響)，空氣反應器擴大段(測壓點1～5)的各點壓力差較小。實驗中，空氣反應器內呈現(xiàn)相對均勻的氣、固兩相流，說明空氣反應器的流化區(qū)間處于湍動流態(tài)化。然而，燃料反應器擴大段的測壓點12～15的壓力差為1591 Pa，處于鼓泡流態(tài)化區(qū)間。在此區(qū)間內，燃料反應器的下端處于密相區(qū)(測壓點12～13)，因此壓力較高并且波動明顯。這是由鼓泡床中氣泡的不斷生長和破滅導致的。

LS1和LS2中測壓點10和11、19和20的壓力差分別為1834 Pa和1320 Pa。測壓點11和12壓力明顯高于連接空氣反應器和燃料反應器的點3和13的壓力。說明2個流動密封閥的料封足以克服2個反應器的壓差，起到氣體隔絕的作用。在LS2中，第三返料室測壓點21壓力高于返料管與FR連通位置測壓點13，說明LS2雙向流動密封閥運行正常，有能力阻止從燃料反應器到LS2的氣體泄漏。

在改變空氣反應器和燃料反應器流化氣速的工況中，LS1和LS2的返料管出口壓力也會受到2個反應器壓力波動的影響。因此，在不同流化氣速的工況中，針對LS1和LS2的壓力平衡進行研究。首先對LS2的壓力平衡進行分析。實驗中空氣反應器流化氣速(UAR)為(0.8～1.3)Uc，燃料反應器流化氣速穩(wěn)定在0.8Uc。在空氣反應器不同的流化氣速下，LS2的水平孔口(測壓點19)壓力總是高于返料室測壓點20和輸運室測壓點18的壓力(如圖3 所示)，說明此種非機械流動密封閥具有較寬的調節(jié)能力，立管中物料料封高度足以滿足克服壓力差的需要。水平孔口測壓點19和返料斜管出口與空氣反應器的連接處測壓點4的壓力差在955～1424 Pa之間，說明LS2也可穩(wěn)定運行，并起到氣氛隔絕的作用。

圖3 流動密封閥LS1、LS2壓力分布Fig.3 Pressure distribution of LS1 and LS2(a) LS1; (b) LS2N—Pressure points number

3.2 AR和FR流化氣速對固體循環(huán)流量的影響

在雙循環(huán)流化床中，空氣反應器和燃料反應器的固體顆粒循環(huán)方式都是通過提升管作為顆粒輸運的方式。因此，雖然固體循環(huán)流量不再受到溢流口的約束，但2個提升管不同固體循環(huán)流量的匹配是實驗穩(wěn)定運行的關鍵。

對雙循環(huán)流化床反應器冷態(tài)裝置系統(tǒng)各部分的固體循環(huán)流量定義如下：從空氣反應器到LS1的固體循環(huán)流量為GS1；從LS1到燃料反應器的固體循環(huán)流量為GS1′；從燃料反應器到LS2的固體循環(huán)流量為GS2；從LS2到空氣反應器的固體循環(huán)流量為GS2′，從LS2到燃料反應器的固體循環(huán)流量為GS2″，如圖4所示。

圖4 雙循環(huán)流化床反應器冷態(tài)裝置系統(tǒng)固體循環(huán)方式示意圖Fig.4 Sketch map of solid circulation routs of the cold-flowmodel dual circulating fluidized bed reactor Gs—Solid circulation rate; 1—From AR to LS1; 1′—From LS1 to FR;2—From FR to LS2; 2′—From LS2 to AR; 2″—From LS2 to FR

3.2.1 FR流化氣速對固體循環(huán)流量的影響

基于設計標準，燃料反應器床料量為16.7 kg，空氣反應器的標準設計流化氣速為1.0Uc，測量了不同燃料反應器流化氣速對固體循環(huán)流量的影響。每組工況穩(wěn)定運行30 min。圖5為固體循環(huán)流量隨FR流化氣速的變化曲線。當FR流化氣速從0.5Uc增長到0.7Uc時，GS2從0.27 kg/s到0.38 kg/s呈線性增長；但當FR流化氣速繼續(xù)增加至0.8Uc時，GS2卻減小到0.36 kg/s。其原因為：(1) 隨著FR流化氣速的增加，F(xiàn)R床層表面提高，被攜帶進入提升管的顆粒增加，所以GS2明顯增加；(2) 隨著FR流化氣速的增加，顆粒輸運能力提高，GS2增加；(3) 隨著FR流化氣速的增加，F(xiàn)R內的床料量則會減少，F(xiàn)R反應器底端的測壓點12降低也與之一致。因此，當FR流化氣速繼續(xù)增加到0.8Uc時，由于FR中床料量的限制導致GS2減小。

圖5 不同F(xiàn)R流化氣速(UFR)下固體循環(huán)流量(GS)的變化Fig.5 Solid circulation rates (GS) vs. fluidizationgas velocity in FR (UFR)

對于從AR到LS1的循環(huán)流量(GS1)，當AR流化氣速穩(wěn)定在1.0Uc時，近似認為AR中流化氣速的攜帶能力相同，所以在此不討論由于AR流化氣速變化對GS1的影響。當FR流化氣速較低(0.5Uc～0.6Uc)時，GS1高于GS2。因為FR流化氣速較低，無法提供滿足固體循環(huán)流量的攜帶能力。隨著運行時間的增加，AR的床料量逐漸轉移到FR中，使得GS2增加。同時因為GS2

另外，LS2第三返料室流化氣速對于GS1和GS2具有一定的調節(jié)能力。當FR流化氣速為0.65Uc時，GS1與GS2基本相當，為0.34 kg/s。此種工況下，沒有測量到從LS2到FR的固體循環(huán)流量(GS2″)。當FR流化氣速為0.7Uc和0.8Uc時，觀測到LS2立管堆積顆粒高度不斷增加，表明GS2>GS1；逐漸增加LS2第三返料室流化氣速，提高GS2″，觀測到LS2立管堆積顆粒高度穩(wěn)定不變后， LS2第三返料室流化氣速穩(wěn)定。通過LS2的調控部分循環(huán)顆粒返回至FR，可以平衡GS1和GS2不相匹配的工況。說明LS2的雙向流動密封閥對于此雙循環(huán)流化床系統(tǒng)運行穩(wěn)定具有一定的調節(jié)能力。

3.2.2 AR流化氣速對固體循環(huán)流量的影響

固體循環(huán)流量隨AR流化氣速變化的結果如圖6 所示。實驗工況為：FR床料量16.7 kg，F(xiàn)R流化氣速穩(wěn)定為0.8Uc。首先，在AR流化氣速處于0.8Uc～1.0Uc之間時，GS1隨著AR流化氣速的增大而增加。主要因為隨著AR流化氣速的增大，床層高度升高，進入提升管的顆粒流量增加，提高了GS1；另外，隨著AR流化氣速的增加，提升管的流化氣速增大，顆粒攜帶能力提高，所以GS1增加。當AR流化氣速超過1.0Uc時，AR反應器中的流態(tài)化操作區(qū)間達到湍動流態(tài)化。實驗中，觀測到當AR流化氣速未達到湍動流態(tài)化時，顆粒床層表面波動明顯，較高的床層表面顆粒進入提升管被氣流攜帶至旋風分離器進行循環(huán)；當轉變?yōu)橥膭恿鲬B(tài)化區(qū)間中，顆粒相與流化氣相轉變?yōu)榫嗔鲃?，無法區(qū)分床層表面，顆粒均勻且連續(xù)地進入提升管。

當AR流化氣速超過1.0Uc時，雖然AR流化風顆粒攜帶能力逐漸提高，GS1理論上應當增加，但仍有3個限制因素(AR的床料量、LS2返料管的出口壓力、從LS2到AR的返料量(即GS2′))存在。為了研究AR床料量對GS1的影響，當每組實驗完成后，測量AR床料的堆積高度。實驗結果表明，每次運行后AR的床料量基本穩(wěn)定在初始高度，所以說明AR的床料量并不是對GS1造成影響的原因。如圖3所示。當AR流化氣速為1.0Uc～1.2Uc時，LS2第一返料室斜管出口壓力基本相等(圖3(a))，所以AR返料斜管出口壓力并未對GS1造成影響。由圖6可見：當AR流化氣速為1.0Uc～1.2Uc時，GS2穩(wěn)定在0.36 kg/s。因為GS2一直高于GS1，所以開啟第三返料室流化氣，進行FR內循環(huán)。當AR流化氣速從1.2Uc提高到1.3Uc時，LS2第三返料室流化氣氣速穩(wěn)定在0.3Umf，所以GS2″未有明顯變化；而GS2逐漸減小，所以GS2′減少。綜上所述，當AR流化氣速操作區(qū)間在湍動流態(tài)化區(qū)間內，GS2′為影響GS1的主要因素。

圖6 不同AR流化氣速(UAR)下固體循環(huán)流量(GS)的變化Fig.6 Solid circulation rates (GS) vs. fluidization gas velocity in AR (UAR)

在本實驗中，F(xiàn)R的流化氣速恒定為0.8Uc，所以FR對于載氧體的攜帶能力是基本一致的。GS2的影響因素主要為GS1。因此，當AR流化氣速從0.8Uc增長到1.0Uc時，GS2隨著GS1的增加而增加；當AR流化氣速在1.0Uc～1.3Uc范圍內時，GS2隨著AR流化氣速的增大呈現(xiàn)較穩(wěn)定的趨勢。

在改變AR流化氣速的過程中，由于GS2始終大于GS1，所以在LS2立管顆粒堆積后，需調整LS2第三返料室流化氣速，使得一部分固體循環(huán)流量(GS2″)通過LS2第三返料室返回FR形成內循環(huán)。LS2第三返料室流化氣速范圍為0～0.5Umf。同時觀測AR底端測壓點1的壓力是否穩(wěn)定，若其穩(wěn)定則說明AR中床料量維持在一個相對穩(wěn)定的狀態(tài)。雙向流動密封閥設計可以在一定范圍內調節(jié)2個反應器之間固體循環(huán)流量的不平衡(通常為GS2>GS1)，其中調節(jié)途徑為通過LS2的第三返料室形成FR的內循環(huán)。

3.2.3 雙循環(huán)流化床反應器冷態(tài)裝置系統(tǒng)固體循環(huán)流量自平衡

研究雙循環(huán)流化床反應器冷態(tài)裝置系統(tǒng)在 100 min 的連續(xù)實驗，評價固體循環(huán)流量的變化趨勢(測量時間間隔為10 min)，結果如圖7所示。在實驗的開始30 min內，因為FR流化氣速為0.8Uc，所以GS2大于GS1。通過調節(jié)LS2第一流化風室流化氣氣速使得GS2與GS1相近。經過20 min的運行，明顯觀測到LS2的立管物料堆積高度增加了100 mm，說明一部分FR的床料量轉移到了LS2立管中。實驗繼續(xù)運行后，由于FR的床料量減小，GS2相應減小，最終與GS1相近；在后續(xù)的80 min內，2個反應器的固體循環(huán)流量相近，實驗穩(wěn)定運行。實驗結果表明串行流化床具有一定的調節(jié)余量。

為研究FR床料量的影響，進行了低FR床料量(10.0 kg)的100 min連續(xù)運行實驗，在此工況下，對應的AR到LS1的固體循環(huán)流量(GS1-l)和AR到LS2的固體循環(huán)流量(GS2-l)，如圖7所示。在實驗的初始10 min內，GS1-l與GS2-l相近，約為0.31 kg/s；并且在隨后的90 min運行中，GS1-l和GS2-l均在0.30～0.31 kg/s范圍內。

圖7 雙循環(huán)流化床反應器冷態(tài)裝置連續(xù)運行100 min固體循環(huán)流量(GS)的變化Fig.7 Variation of solid circulation rates (GS) under 100 min continuous running in the cold-flow modeldual circulating fluidized bed reactor

雙循環(huán)流化床反應器冷態(tài)裝置系統(tǒng)的固體循環(huán)流量冷態(tài)實驗結果表明，串行流化床具有較高的適應性和寬廣的操作性。在高床料量(16.7 kg)和FR流化氣速0.8Uc的工況下，從FR到AR的固體循環(huán)流量較高，后期通過轉移部分FR的床料到LS2立管系統(tǒng)可以達到穩(wěn)定；在高床料量(16.7 kg)和FR流化氣速0.65Uc的工況下，反應器系統(tǒng)在運行初期就可以達到穩(wěn)定；在低床料量(10.0 kg)和FR流化氣速0.8Uc的工況下，反應器系統(tǒng)在實驗初期就可以達到穩(wěn)定。

3.3 不同AR/FR流化氣速下氣體泄漏率的變化規(guī)律

在實際運行中，由于從空氣反應器到燃料反應器的氣體泄漏會造成碳捕集效率和CO2含量下降。從AR到FR的氣體泄漏率(LAR)隨AR和FR流化氣速的變化規(guī)律如圖8所示。當FR流化氣速設定為0.8Uc、AR流化氣速從0.8Uc增加到0.9Uc時，LAR從0.21%降低到0.19%；當AR流化氣速繼續(xù)增加到1.0Uc時，從LAR降低到0.10%；AR流化氣速繼續(xù)增大，LAR穩(wěn)定在0.10%。分析認為，從AR到FR的氣體泄漏途徑有：(1)示蹤氣體CO2從AR到LS2進入FR的二級旋風分離器造成氣體泄漏；(2)示蹤氣體CO2隨著載氧體的循環(huán)方向進入LS1到FR造成氣體泄漏。

對于氣體泄漏途徑(1)，AR和LS2的壓力差是造成氣體泄漏的主要原因，因為兩者間的壓力差不穩(wěn)定導致AR與LS2之間氣體雙向運動，當AR流化氣速超過1.0Uc(從鼓泡床到湍動床的氣速轉變點[34])時，AR床層內的壓力波動減小，AR與LS2的壓力差逐漸平穩(wěn)，所以LAR降低。另外，由于AR流化氣速的提高，LS2返料口的壓力增大，立管中堆積物料高度增加以克服LS2出口壓力的增大。因此，立管中物料堆積高度增加，流動密封閥的料封能力增強，所以示蹤氣體CO2從LS2造成的氣體泄漏量減少。對于氣體泄漏途徑(2)，因為LS1返料管出口壓力直接影響LS1的運行，所以LS1為關鍵因素。并且，當改變FR流化氣速時，LS1出料口壓力也隨之改變。由圖8(b)可見，當AR流化氣速穩(wěn)定在1.0Uc，F(xiàn)R流化氣速由0.5Uc增至0.8Uc時，LAR從0.12%降低到0.10%。因此，F(xiàn)R流化氣速對從AR到FR的氣體泄漏影響較小。

圖8 不同AR/FR流化氣速下AR到FR的氣體泄漏率(LAR)Fig.8 Gas leakage (LAR) from AR to FR vs. fluidization gas velocities in AR/FR(a) AR, UFR/Uc=0.8; (b) FR, UAR/Uc=1.0

綜上所述，示蹤氣體CO2從AR通過LS2是造成泄漏的主要方式。因此，LS2的穩(wěn)定運行是減小氣體泄漏的關鍵。

圖9為從FR到AR的氣體泄漏率(LFR)隨AR和FR流化氣速的變化規(guī)律。當示蹤氣體CO2從FR通入，因為LS2設計為雙向流動密封閥，所以氣體泄漏途徑有3條：(1)示蹤氣體CO2從FR到LS1造成氣體泄漏；(2)示蹤氣體CO2隨著載氧體的流動造成氣體泄漏；(3)示蹤氣體CO2從LS2的第三流化風室進入第一流化風室造成氣體泄漏。

由圖9可以看出，當FR流化氣速穩(wěn)定在0.8Uc時，隨著AR流化氣速的增加，LFR從0.22%降低到0.10%。因為，隨著AR流化氣速的提高，從AR到LS1和FR到LS2的固體循環(huán)流量均有所增加(如圖5所示)，所以在立管中堆積的物料高度增加，料封能力提高，氣體泄漏率降低；另外，隨著AR流化氣速的提高，AR壓力波動減小，對于LS2的運行影響減小，LS2的氣體隔絕效果提高，氣體泄漏降低。

圖9 不同AR/FR流化氣速下FR到AR氣體泄漏率(LFR)Fig.9 Gas leakage (LFR) from FR to AR vs. fluidization gas velocities in AR/FR(a) AR, UFR/Uc=0.8; (b) FR, UAR/Uc=1.0

當AR流化氣速穩(wěn)定在1.0Uc時，隨著FR流化氣速的增加，LFR從0.19%降低到0.16%，降低幅度不大。因為FR流化氣氣速操作區(qū)間(0.5Uc～0.8Uc)處于鼓泡流態(tài)化，F(xiàn)R反應器內的壓力波動明顯會對LS1和LS2的運行造成較大的影響，所以從FR到AR的氣體泄漏相對較高。

對比相同工況的2個不同方向的氣體泄漏率，通常LFR>LAR。僅當AR流化氣速為1.2Uc和FR流化氣速為0.8Uc時，2個氣體泄漏率(LAR和LFR)最低且相近，約為0.10%。因此，在雙循環(huán)流化床中，2個反應器流化氣速的匹配和流動密封閥的操作是整個系統(tǒng)運行的關鍵。

4 結 論

(1)設計了雙循環(huán)流化床作為化學鏈燃燒反應器，并在全尺寸冷態(tài)反應器上進行系統(tǒng)性實驗，實驗結果驗證了反應器系統(tǒng)的穩(wěn)定性和可操作性。在冷態(tài)實驗中，研究了系統(tǒng)壓力分布、固體循環(huán)流量和氣體泄漏率對雙循環(huán)流化床反應器性能的影響。

(2)系統(tǒng)壓力分布展示了反應器在標準工況下的軸線壓力分布趨勢和不同操作條件下流動密封閥的壓力分布情況。在改變AR和FR流化氣速工況的運行中，反應器內部的床料量變化會引起流動密封閥的壓力變化；流動密封閥內壓力差范圍在955～1834 Pa。

(3)固體循環(huán)流量最高可以達到0.38 kg/s，主要影響因素為空氣反應器和燃料反應器流化氣速，具體表現(xiàn)在提升管內流化氣速對于固體顆粒的攜帶能力。

(4)空氣反應器和燃料反應器間的氣體泄漏率最低可至0.10%；流動密封閥的良好運行對降低氣體泄漏率起關鍵作用。立管的料封能力增強可提高流動密封閥的氣體隔絕能力。