朱選棟，張亞新

新疆大學(xué)化工學(xué)院，煤炭清潔轉(zhuǎn)化與化工過程自治區(qū)重點實驗室，新疆 烏魯木齊 830046

煤炭資源是我國的基礎(chǔ)能源，煤氣化技術(shù)是煤炭清潔能源轉(zhuǎn)化過程的關(guān)鍵技術(shù)之一[1-3]，主要合成以H2和CO 為主的可燃性氣體，用作燃料或化工過程中的還原氣[4]。流化床煤氣化技術(shù)因為具有傳質(zhì)傳熱效率高、氣化效率高和適應(yīng)多種煤質(zhì)等特點，近年來廣泛應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)，對于其工藝條件的優(yōu)化也成為了研究熱點[5-6]。氣-固兩相流的數(shù)值模擬方法主要有計算流體力學(xué)（CFD）和計算顆粒流體力學(xué)（CPFD）。CFD 方法基于歐拉-歐拉雙流體模型，將顆粒擬流體化處理。CPFD 方法基于多相粒子單元法（MP-PIC），流體相采用歐拉法計算，顆粒相采用拉格朗日法求解，用于計算離散相顆粒運(yùn)動以及氣-固兩相流耦合[7]。流化床煤氣化過程是煤粉固體顆粒與空氣和水蒸氣進(jìn)行充分反應(yīng)、發(fā)生傳熱傳質(zhì)的過程，因此廣泛采用CPFD 方法對流化床煤氣化進(jìn)行模擬。關(guān)于煤氣化反應(yīng)過程的傳質(zhì)傳熱行為、催化劑的選用以及合成氣的組分變化等的研究已有一些報道[8-11]。本工作將重點研究流化床煤氣化工藝條件對氣化效率和碳轉(zhuǎn)化率等氣化指標(biāo)的影響以及進(jìn)行工藝的優(yōu)化。

1 數(shù)值模擬理論與模型概述

1.1 氣體控制方程

氣相動力學(xué)用平均N-S 方程描述，能與顆粒相進(jìn)行良好地耦合。采用LES 數(shù)值模型計算大渦量，模擬亞網(wǎng)格尺度湍流。質(zhì)量和能量控制方程[12-15]如下：

流體相連續(xù)性方程：

式中：ug為氣體速度，m/s；θg為氣體體積分?jǐn)?shù)；ρg為氣體密度，kg/m3；?為梯度變化量；δmp為化學(xué)反應(yīng)中每單位體積的氣體質(zhì)量產(chǎn)率。

動量傳遞方程：

式中：p為平均流動氣體熱力學(xué)壓力，Pa； τg為氣體壓力張量，N；F是每單位體積氣固動量交換速率，(kg·m)/s；g 為重力加速度，m/s2。

熱量傳遞方程：

式中：hg為氣體焓，J/kg；p為壓力，Pa；φ為黏性耗散，J；Sh為粒子相到氣相的能量交換；q為熱通量，J/(m2·s)；qD為焓擴(kuò)散項，J；Q為單位體積氣體輸入能量，J，其計算如式（4）所示：

式中：Tg為氣體溫度，K；λg為氣體熱導(dǎo)率，W/m2·K，由雷諾應(yīng)力混合產(chǎn)生的分子熱導(dǎo)率λm和湍流熱導(dǎo)率λt組成；湍流熱導(dǎo)率與普朗特數(shù)相關(guān)，湍流普朗特數(shù)取0.9。

氣體組分的質(zhì)量傳遞控制方程：

1.2 顆粒相控制方程

MP-PIC 方法是歐拉-拉格朗日方法的一種形式。通過計算粒子分布函數(shù)的傳遞方程求解顆粒相動力學(xué)。傳遞方程基于Boltzmann-BGK 模型，對顆粒碰撞阻尼時間做了修正，考慮了顆粒材料恢復(fù)系數(shù)和非平衡顆粒速度分布。假設(shè)顆?？臻g位置為xs，顆粒速度為us，顆粒質(zhì)量為ms，顆粒溫度為Ts，時間為t，f是關(guān)于xs，us，ms，Ts和t的函數(shù)，則f(xs,us,ms,Ts,t)·dusdmsdTs是單位體積內(nèi)顆粒的平均數(shù)量。顆粒動量方程如下：

式中：u為顆粒速度，m/s；A為顆粒加速度，m/s2；fD為平均質(zhì)量顆粒速度的分布函數(shù)，m/s；τD為顆粒碰撞阻尼時間，s。曳力控制方程[16-18]如下：

式中：Ds 為相間動量傳遞系數(shù)；rs為顆粒半徑，m；Cd為曳力系數(shù)；Re為雷諾數(shù)。

1.3 模型概述

鼓泡流化床煤氣化爐實驗裝置[19]如圖1 所示。氣化爐內(nèi)徑為0.22 m，高度為2 m，進(jìn)煤口距底部均風(fēng)板為0.3 m，頂部為合成氣出口。簡化模型與網(wǎng)格劃分如圖2 所示，物料入口處和布風(fēng)板進(jìn)行了網(wǎng)格加密，布風(fēng)板結(jié)構(gòu)簡化為均勻進(jìn)氣。網(wǎng)格無關(guān)性驗證結(jié)果見圖3，最終選用Gird2。煤粉樣品的濕度（M）、揮發(fā)物（V）、煤量（FC）和灰燼的工業(yè)分析結(jié)果以及元素分析結(jié)果如表1 所示，煤粉主體粒徑為0.62 mm，粒徑分布如圖4 所示。

圖1 鼓泡流化床氣化爐Fig.1 Bubbling fluidized bed gasifier

圖2 模型簡化及網(wǎng)格劃分Fig.2 Model simplification and meshing

圖3 網(wǎng)格無關(guān)性驗證Fig.3 Grid independence verification

圖4 煤粉粒徑分布Fig.4 Coal particle size distribution

表1 煤粉樣品分析結(jié)果Table 1 Results of coal sample analysis

床料為石英砂，主體粒徑為0.6 mm，初始堆積高度為1 m，一定的床料填充量可以增大煤粉停留時間，抑制氣化結(jié)渣。煤粉顆粒以一定的進(jìn)料速率進(jìn)入流化床內(nèi)，在高溫水蒸氣和空氣的流化作用下，發(fā)生煤氣化反應(yīng)。文獻(xiàn)中流化床煤氣化實驗條件和實驗結(jié)果如表2 和表3 所示[19]，其中氣體組分為體積分?jǐn)?shù)。

表2 實驗條件Table 2 Experimental conditions

表3 實驗結(jié)果Table 3 Experimental results

2 流化床煤氣化過程模擬

2.1 模擬可行性驗證

表4 為設(shè)置的模擬參數(shù)與邊界條件。煤氣化反應(yīng)分為均相反應(yīng)和非均相反應(yīng)，反應(yīng)動力學(xué)方程均采用Arrenius 形式，如表5 所示。

表4 模擬參數(shù)與邊界條件Table 4 Simulation parameters and boundary conditions

表5 反應(yīng)動力學(xué)方程Table 5 Kinetic equations

按照Case1 和Case2 的工藝參數(shù)進(jìn)行了數(shù)值模擬，得到了出口氣體組成。模擬結(jié)果與實驗值進(jìn)行了比較，如圖5 所示?？梢钥吹?，模擬值與實驗值誤差均在5%之內(nèi)，驗證了煤氣化反應(yīng)模擬方法的準(zhǔn)確性。

圖5 不同氣體組分濃度的模擬值與實驗值對比Fig.5 Comparison of simulate and experimental results for the concentration of different gas components

2.2 流態(tài)化氣-固流型轉(zhuǎn)變

在鼓泡流化床氣化爐中，氣-固流型的變化如圖6 所示。當(dāng)氣體穿過均風(fēng)板向上流動時，首先會形成小氣泡，氣泡在上升過程中與周圍氣泡合并、膨脹，然后升至床層表面破裂。氣泡破裂后，固相顆?；芈渲链矊颖砻?，部分小顆粒發(fā)生彈射，在床面上空間形成稀相區(qū)，發(fā)生揚(yáng)析現(xiàn)象。由圖6 可以看到， 1.50 s 后，上升的氣泡在表層處發(fā)生破裂，顆粒飛濺，在床層上部形成稀相區(qū)，流化床層出現(xiàn)相對穩(wěn)定的濃相區(qū)和稀相區(qū)。

圖6 Case1 的顆粒體積分?jǐn)?shù)分布Fig.6 Coal particle size distribution in Case 1

2.3 氣體組分濃度分布

在不同工藝操作條件下，模擬得到的氣化爐內(nèi)氣體濃度分布如圖7 所示。

圖7 不同組分氣體濃度分布Fig.7 Concentration distribution of different components

由圖7 可知，氣體各組分的濃度分布大致相同。在反應(yīng)器底部CO 和H2較少，因為CO 和H2與入口空氣發(fā)生反應(yīng)，被消耗掉了。在氣化爐下半部分CO2較多，因為氣化爐下半部分的氧氣濃度較高，R9 反應(yīng)產(chǎn)生較多CO2，而在氣化爐上部，氧氣基本上消耗殆盡，所以產(chǎn)生的CO2較少。在進(jìn)煤口處，CO，H2和CH4均出現(xiàn)峰值，因為煤粉中的揮發(fā)份在此處高溫下?lián)]發(fā)了。N2為惰性氣體，不參與反應(yīng)，濃度分布取決于其它組分的濃度分布。

2.4 反應(yīng)速率分布

Case 1 中當(dāng)反應(yīng)時間為30 s 時，氣化爐內(nèi)沿軸向高度的反應(yīng)速率分布見圖8。圖8（a）為非均相反應(yīng)的反應(yīng)速率分布。結(jié)果顯示：在高度為1.5 m 的上方區(qū)域，所有非均相反應(yīng)速率為零；在進(jìn)煤口之下區(qū)域，碳的氧化反應(yīng)速率最快，因為這個區(qū)域氧氣濃度最高，碳的燃燒又為整個氣化吸熱反應(yīng)提供了一定的熱量。因為CH4和H2的主要來源是揮發(fā)份，所以在進(jìn)煤口處甲烷化反應(yīng)速率較大。圖8（b）為均相反應(yīng)的反應(yīng)速率分布。可以看出，水汽變換反應(yīng)速率在軸向上保持相對恒定；而有氧氣參與的均相反應(yīng)只存在于氣化爐下半段，且由于CO 最易被氧化，所以其反應(yīng)速率最大。

圖8 反應(yīng)速率軸向分布Fig.8 Axial distribution of reaction rate

3 工藝參數(shù)對煤氣化反應(yīng)結(jié)果的影響

選用煤氣熱值（HLHV）、煤氣產(chǎn)率（Vg）、氣化效率（η）和碳轉(zhuǎn)化率（Ccarbon）作為氣化指標(biāo)，對煤氣化反應(yīng)過程做定量評價，具體定義如下：

式中：HLHV表示單位體積合成氣中可燃?xì)怏w熱值之和，kJ/m3；Y為體積分?jǐn)?shù)。

式中：Vg表示單位質(zhì)量煤所產(chǎn)的煤氣體積，m3/kg；η表示單位質(zhì)量煤所產(chǎn)生的煤氣熱值與原料煤的熱值之比；Hcoal為原料煤熱值，kJ/kg。

式中：mCin，mCout分別為進(jìn)、出口處碳元素的質(zhì)量，kg。

3.1 單一因素對煤氣化指標(biāo)的影響

3.1.1 氧氣和煤質(zhì)量比的影響

在煤的質(zhì)量流率（Gcoal）為8 kg/h、蒸汽和煤質(zhì)量比（蒸汽煤比）為0.4、煤粉粒徑為3 mm、床體溫度1 300 K 和常壓條件下，通過控制空氣流率來改變氧氣煤比。不同氧氣和煤的質(zhì)量比（氧氣煤比）時模擬得到的出口氣體組成如表6 所示，氣化指標(biāo)見圖9?？梢钥闯?，隨著氧氣煤比的增大，合成氣中CO 和H2的含量均減少，但隨著氧氣含量的繼續(xù)增加，CO 與H2的燃燒反應(yīng)（R9 和R11）起主導(dǎo)作用，因此可燃?xì)怏w含量減小，CO2含量增加。因此，隨著氧氣煤比增大，煤氣熱值減少，煤氣產(chǎn)率增大，氣化效率在氧氣煤比為0.5 時存在峰值，碳轉(zhuǎn)化率在氧氣煤比大于0.7 后基本不變。

表6 不同氧氣煤比的煤氣組分Table 6 Composition of gas with different ratios of oxygen and coal

圖9 不同氧氣煤比的煤氣化反應(yīng)指標(biāo)Fig.9 Gasification index under different ratios of oxygen to coal

3.1.2 蒸汽和煤質(zhì)量比的影響

蒸汽煤比的控制主要通過改變?nèi)霠t水蒸氣的質(zhì)量流率來控制。在氧氣煤比為0.4，煤粉粒徑為3 mm，其余條件不變的條件下，不同蒸汽煤比模擬得到的出口氣體組成如表7 所示。

表7 不同蒸汽煤比的煤氣組成Table 7 Composition of gas with different ratios of steam to coal

由表7 可以看到，蒸汽含量的增加，加劇水汽變換反應(yīng)（R7）正向進(jìn)行，導(dǎo)致CO 含量降低，CO2和H2含量升高。由于水汽變換反應(yīng)（R7）加劇，CO 燃燒反應(yīng)（R9）減弱，導(dǎo)致R10 反應(yīng)加快，所以CH4含量隨著蒸汽的增加而降低。不同蒸汽煤比時的煤氣化反應(yīng)指標(biāo)如圖10 所示。由圖10 可知，隨著蒸汽含量的增加，氣化效率降低，碳轉(zhuǎn)化率先增加，在蒸汽煤比大于0.4 后趨于穩(wěn)定。

圖10 不同蒸汽煤比時的煤氣化反應(yīng)指標(biāo)Fig.10 Gasification index under different ratios of steam to coal

3.1.3 煤粉粒徑的影響

在氧氣煤比為0.4，蒸汽煤比為0.4，其余條件均不變的條件下，不同煤粉粒徑時模擬得到的出口氣體組成見表8。可以看到，隨著煤粉粒徑增大，氣固接觸面積減小，氣固反應(yīng)速率減小，導(dǎo)致煤氣中CO 和H2含量均減小。但是當(dāng)煤粉粒徑小于3 mm 時，流化過程中會發(fā)生團(tuán)簇、沾壁現(xiàn)象，這種團(tuán)簇現(xiàn)象隨著煤粉粒徑增大會減弱，煤氣產(chǎn)率變大，氣化效率增大；當(dāng)煤粉粒徑大于3 mm 時，隨著煤粉粒徑增大，顆粒重力大于浮力，不能形成均勻的流化床層，氣固接觸效率降低，導(dǎo)致氣化效率降低。如圖11 所示，在煤粉粒徑為3 mm 時，氣化效率和碳轉(zhuǎn)化率出現(xiàn)峰值。

表8 不同煤粉粒徑的煤氣組成Table 8 Composition of gas with different coal particle sizes

圖11 不同煤粉粒徑時的煤氣化反應(yīng)指標(biāo)Fig.11 Gasification index under different coal particle sizes

3.2 正交實驗法

煤氣化反應(yīng)受多因素共同影響，需要根據(jù)不同的情況對不同的參數(shù)做合理的選擇，因此通過正交實驗法研究多因素對煤氣化反應(yīng)的綜合影響。分析單一因素研究結(jié)果，綜合考慮氣化效率、碳轉(zhuǎn)化率和實際生產(chǎn)工藝，選擇氧氣煤比、蒸汽煤比和煤粉粒徑的三因素三水平正交實驗，見表9。其實驗方案及結(jié)果如表10 所示。由表10 可以看到，第13 組實驗（氧氣煤比為0.5、蒸汽煤比為0.4 和煤粉粒徑為3 mm）結(jié)果最優(yōu)，最大氣化效率為0.702。

表9 因素水平表Table 9 Factor level table

表10 正交實驗方案及結(jié)果Table 10 Orthogonal experimental scheme and results

3.3 響應(yīng)曲面分析法

因正交實驗探究因素水平有限，其結(jié)果最優(yōu)組合未必是最佳工藝組合，故采用響應(yīng)曲面法進(jìn)一步探究多因素對氣化效率的影響。響應(yīng)曲面法是一種基于正交實驗結(jié)果、集統(tǒng)計分析一體、用于構(gòu)建多因素影響模型和預(yù)測優(yōu)化實驗參數(shù)的方法[20-22]。氣化效率是評價煤氣化的主要指標(biāo)，采用Design expert軟件，選擇Box-Behnken 模型，構(gòu)建了多因素影響氣化效率模型。

基于正交實驗結(jié)果和數(shù)據(jù)分析，建立了多因素對氣化指標(biāo)的影響模型。圖12 為模擬得到的多因素影響氣化效率的響應(yīng)曲面。由圖12 可以直觀看出不同工藝條件對氣化效率的影響，各因素影響權(quán)重從大到小依次為：氧氣煤比、煤粉粒徑和蒸汽煤比。以氣化效率最大為目標(biāo)，使用響應(yīng)曲面法優(yōu)化預(yù)測了最佳工藝條件組合，結(jié)果如表11 所示。

表11 優(yōu)化的工藝條件Table 11 Optimized process conditions

圖12 氣化效率響應(yīng)曲面Fig.12 The response surface of gasification efficiency

4 結(jié) 論

以鼓泡流化床煤氣化爐為原型，進(jìn)行全尺寸建模，在煤氣化實驗工況下進(jìn)行了數(shù)值模擬，模擬值與實驗數(shù)據(jù)吻合較好，驗證了模擬的準(zhǔn)確性。模擬分析了氣化爐顆粒流型變化、反應(yīng)速率和氣體濃度分布單一因素對氣化指標(biāo)的影響。基于正交實驗結(jié)果進(jìn)行了響應(yīng)曲面分析，得到了優(yōu)化的工藝參數(shù)組合。結(jié)論如下：

a）非均相反應(yīng)和均相反應(yīng)主要發(fā)生在流化床氣化爐下半部分，煤氣有效成分CO 和H2均呈現(xiàn)“上濃下稀”的特點，CO2呈現(xiàn)“下濃上稀”的特點；

b）隨著氧氣煤比的增大，氣化效率先升高后降低，碳轉(zhuǎn)化率先升高后穩(wěn)定；隨著蒸汽煤比的增加，氣化效率降低，碳轉(zhuǎn)化率先增加后趨于穩(wěn)定；隨著煤粉粒徑的增加，氣化效率和碳轉(zhuǎn)化率均先升后降；

c）影響氣化指標(biāo)的各因素權(quán)重從大到小依次為：氧氣煤比、煤粉粒徑和蒸汽煤比。響應(yīng)曲面分析得到的最優(yōu)工藝條件：氧氣煤比為0.474、蒸汽煤比為0.376 和煤粉粒徑為3.055 mm，最大氣化效率為0.707。

Numerical Simulation and Process Optimization of Fluidized Bed Coal Gasification