煤基化學鏈燃燒串行流化床的冷態試驗研究

馬琎晨， 趙海波， 梅道鋒， 郭 磊， 鄭楚光

（華中科技大學 煤燃燒國家重點試驗室，武漢430074）

化學鏈燃燒（CLC）［1］具有 CO2低能耗回收、化學能梯級利用、抑制NOx生成等優點，近十年來越來越受到重視.CLC系統由空氣反應器（AR）和燃料反應器（FR）組成，循環利用的氧載體（一般為過渡金屬氧化物）在FR中釋放活性晶格氧和在AR中恢復活性晶格氧，將傳統的燃料與空氣直接接觸的劇烈燃燒反應分解為2個相對比較溫和的氧化還原過程，可避免燃料氧化產生的CO2與其他難分離組分（如空氣燃燒中的N2）混合，從而實現高效低能耗分離CO2.

由于CLC是基于氧載體的循環利用，串行流化床（或雙連通流化床）作為其反應器被廣泛采用，其中反應器的設計方法和操作模式是重要研究內容，必須匹配CLC的熱化學特征（與載體類型和燃料類型息息相關）來設計和操作反應器，同時需要掌握串行流化床的流體動力學規律，如流態化規律、反應器間的氣氛隔絕性和氣體泄漏率、壓力平衡、固體顆粒循環速率等.針對指定的氧載體和燃料，結合流化床理論和氧載體循環氧化－還原化學反應動力學的數據來設計串行流化床熱態裝置，并依據流化床的標度法則（scaling rules）［2］對設計的 CLC原型系統進行放大或設計流體動力學相似的冷模CLC臺架，通過冷模試驗來檢驗實際循環流化過程的氣體泄漏、壓降平衡、固體循環速率、顆粒磨損和顆粒停留時間等，從而為CLC熱態臺架設計和運行提供基本參數.

瑞典Lyngfelt等［3］最先提出了串行流化床反應器設計理論.Johansson等［4］設計了30MW熱功率的高溫（1 000 ℃）加壓（0.9MPa）CLC系統，FR為鼓泡床，AR為快速床，FR中物料通過非機械閥流入AR，同時實現氣氛隔離，而AR中物料經過旋風分離器分離，通過FR內部立管中堆積的物料來實現氣氛隔離.Johansson等［4］建立冷模裝置來研究壓力平衡和氣體泄漏，發現FR內氣體可能通過立管泄漏到循環分離器，泄漏率可能高達3.5%.Kronberger等［5］設計了配置2個流動密封閥的串行流化床并在冷模臺架上系統研究了串行流化床的流體動力學特征，結果表明密封閥隔離了AR和FR氣氛，氣體泄漏可得到有效控制，流化床的流體動力學完全符合CLC系統需求.這為瑞典Chalmers理工大學成功實現10kW化學鏈燃燒熱態臺架奠定了基礎［6］.Ryu等［7］建 立了50kW 的 串 行流 化 床CLC熱態裝置，與瑞典10kW臺架結構類似，AR采用快速床（配備提升管），FR為鼓泡床，并針對化學鏈氫產系統設計了雙鼓泡床系統，2個鼓泡床結構相同，且均布置有固體顆粒注入噴嘴和提升管，在此試驗裝置上測試了固體顆粒循環速率和氣體泄漏率［8］.由于AR中顆粒停留時間可能不能滿足要求，因此Xu等設計了AR配置外循環返料裝置（U型閥）和雙旋風分離器的串行流化床，在冷態臺架上研究了系統的壓力平衡和固體循環速率［9］.Kolbitsch等設計了120kW串行流化床，其中AR仍然采用快速床，而FR采用湍流床，配置2個流動密封閥和1個FR的返料裝置，在對應的冷模裝置上系統地研究了操作條件等對固體循環速率和壓力平衡的影響，在此基礎上成功設計了120kW的CLC熱態裝置［10］.沈來宏等人設計了10kW 串行流化床［11］，并在冷態臺架上研究了氣固流動特性、氣體泄漏和固體循環流量［12］，其中AR為快速床，FR為噴動床.

綜上，CLC熱態裝置大多設計為燃用氣體燃料，雖然有些裝置經過適當改造后符合固體燃料化學鏈燃燒的要求［13－14］，但煤粉燃燒效率通常低于90%.在Lyngfelt等［3］的設計方法基礎上，筆者設計了直接以煤為燃料的化學鏈燃燒系統，額定熱功率為50kW，串行流化床的AR為湍流床，通過處于快速床模式的提升管來輸運物料，經旋風分離器分離的物料進入上端流動密封閥，再送入FR（鼓泡床），鼓泡床內物料通過溢流口進入下端流動密封閥，由此返回AR.筆者據此搭建了冷模裝置，研究串行流化床的壓力平衡、氣體泄漏、固體循環速率、FR內煤粉與載體的有效分離等，掌握串行流化床流體動力學規律和操作模式，為熱態CLC裝置的設計和操作提供依據.

1 冷態臺架與試驗

CLC系統如圖1所示，空氣反應器采用“湍動床＋提升管”的床型，這是因為湍動床可以保證氧載體具有足夠的停留時間和進行充分的氧化［10］，提升管可滿足所需固體顆粒循環流量；燃料反應器采用鼓泡床，保證具有足夠的顆粒停留時間和滿足設計所需的床料量［3，5］.根據 Lyngfelt等［3］的設計理論，確定AR和FR內床料量、固體循環速率和顆粒停留時間等參數，然后根據流化床流體動力學的基本理論，設計適合熱態CLC系統的反應器床高和截面積、燃料和流化氣體流量、空氣流量等.為了確定反應器關鍵尺寸，首先由經典流態化理論［15］計算顆粒的特征速度（如終端速度Ut和最小流化速度Umf等），并根據Bi和Grace理論［16］得到流動狀態和顆粒物性相圖（圖2），其中顆粒粒度d＊P＝Ar1／3，特征速度U＊＝Re·Ar1／3.選擇湍動床和提升管的操作氣速分別為1.4Ut～2.2Ut（設計取值為1.8Ut）和5.5Ut.同理，選擇鼓泡床的速度為7Umf～15Umf，設計取值為9Umf.由空氣流量和流化速度可以確定空氣反應器的截面積.這樣克服了Lyngfelt等［3］的設計理論中預先假設反應器尺寸等參數的局限.煤基CLC系統的冷、熱態參數如表1所示.

圖1 煤基CLC系統示意圖Fig.1 Schematic diagram of the coal－fueled CLC system

圖2 流動狀態和顆粒物性相圖Fig.2 Phase diagrams of flowing status and particle properties

選取石英砂作為流動介質，密度為2 868.6kg／m3，顆粒粒徑的范圍為0.18～0.25mm，平均粒徑為0.22mm，AR和FR的理論床料量為4.97kg和16.69kg，冷態時的理論固體顆粒循環速率為0.328 kg／s.共有6路氣體進入試驗裝置，其中2路主流化氣體進入AR和FR，4路流量較小的氣體進入2個LS作為流化風和松動風，并用浮子流量計來控制風量變化.2個羅茨風機分別為AR、FR和2個LS的供風來源.為了使流化風穩定地送入AR和FR及各個LS，進入系統的流化風需要先進入2個氣包.

表1 煤基CLC系統的設計參數Tab.1 Design parameters for the coal－fueled CLC system

壓力采用U型水位壓差計進行測量.固體循環流量通過記錄下降管中示蹤粒子運動一段距離所用的時間來間接測量：

式中：Gs為固體循環流量，kg／s，多次重復試驗提高Gs測量精度；Ar為阿基米德數；ΔL為示蹤粒子的路程，m；Δt為示蹤粒子經過ΔL所需時間，s；ρs和ρg為顆粒密度和氣體密度，kg／m3；φ為顆粒球形度；εmf為最小流化速度下的空隙率.

為了測量泄漏氣體率，配比一定濃度的示蹤氣體（CO2）并將其在AR／FR進氣口處加入，在旋風分離器出口用煙氣分析儀（Gasboard gas Analyzer 3100）檢測出口氣體中示蹤氣體濃度，根據氣體濃度的變化計算泄漏氣體率.

冷模裝置可以長期連續運行，且裝置操作氣速范圍較廣.在裝置長時間運行時，由于顆粒之間和顆粒與管壁的摩擦會產生電荷，此處將試驗裝置接地并添加除靜電的顆粒.

2 結果與分析

2.1 系統壓降

圖3為設計工況下系統的壓降，其中AR流化風速為1.8Ut，FR流化風速為9Umf，上端LS1松動風風速為1.40Umf，上端LS1流化風風速為3.48Umf，下端LS2松動風風速為0.46Umf，下端LS2流化風風速為3.5Umf.測壓點1～3號位于AR下端湍動床，2號的壓力比1號和3號的壓力稍低，這是因為回流管的開口大約在2號點的高度處，LS2的壓力會影響2號的壓力.測壓點4～8號的壓力為AR上端提升管的壓降.由于設計了具有強約束性的T型出口，因此可以觀察到提升管中呈現出“環核”流動模式的強烈返混現象.

圖3 煤基CLC系統壓力分布Fig.3 Pressure distribution in the coal－fueled CLC system

測壓點10～12號和20～22號分別位于LS1和LS2內.2個LS運行情況良好，物料供給室和物料輸運室之間水平孔口（壓力點11和21）的壓力比供給室（壓力點10和20）和輸運室（壓力點12和22）的壓力高1 000Pa以上.AR內壓力可能存在波動現象，為了避免可能通過返料管往LS2內泄漏氣體以及確保LS2內物料順暢輸運到AR，LS2的流化風由高壓氣瓶單獨供給，確保22號的壓力比2號壓力高800Pa以上.圖4表示偏離設計工況時流動密封閥的氣封效果，在4種工況下，均能保證LS2兩端測壓點20號和22號（0.40m）壓力比水平孔口21號（0.28m）的壓力高.

測壓點13～19號為FR的壓力分布，為了防止細小顆粒飛出，FR設計有上部稀相段（測壓點13～16號），這一部分的壓力較低且大致沒有變化，床料集中在下端（17～19號），此段的壓差較大.如果不加入煤灰顆粒，試驗過程中將觀測不到顆粒從FR的旋風分離器飛出的現象.

圖4 流動密封閥的運行壓降Fig.4 Pressure drop in loop seal during operation

2.2 固體循環流量

在CLC系統中，氧載體有2個重要作用：攜帶足夠的活性晶格氧進入燃料反應器與燃料充分反應及完成2個反應器間的熱量傳遞以保證溫度范圍合理.AR／FR的風速和床料量對固體循環流量的影響如圖5所示，設計工況見表2.每個工況測量20組固體循環流量（Gs），然后取其平均值.在風速較低時（如AR的風速為1.0Ut～1.7Ut），Gs隨著 AR風速的增大而顯著增大，當AR風速為1.7Ut～2.0Ut時，Gs達到最大值并趨于穩定.如果能保證氧載體在空氣反應器中完全反應，那么此時裝置功率達到最大，因為氧載體攜帶最多的晶格氧進入燃料反應器反應.當AR的風速過大（如AR風速為2.1Ut～2.2Ut）時，AR內的壓力升高，導致LS2的出口壓力升高（測壓點2號），顆粒流動不暢，甚至出現堵塞，因而Gs顯著減小，LS2返料不足，嚴重影響了裝置的穩定性.如果提高LS2進氣壓力，可以明顯增大Gs（如工況1和工況2）.FR風速對固體循環流量的影響如圖5所示，相同AR風速（如Ut～1.9Ut）條件下，Gs隨著FR風速的增大而增大，但是當AR風速在1.9Ut～2.2Ut時，FR風速為8Umf時的固體循環流量比風速為7Umf時小.因此，在串行流化床中，2個反應器的風速匹配是影響裝置運行的重要條件，流化床寬范圍的操作氣速給2個反應器的風速匹配提供了優越的先決條件.另外，床料量也會影響固體循環速率，圖5中虛線表示增加FR中床料量至20kg時Gs的變化.在相同的氣速條件下，床料量增加，Gs增大.

流動密封閥也是調控Gs的關鍵部件.由于AR提升管主動輸運物料的能力較強，通常AR通過旋風分離器和LS1進入FR的顆粒循環流量比較容易控制，只需將AR的流化風速控制在1.4Ut～2.1Ut內，FR的流化風速控制在5Umf～15Umf內，LS1流化風和松動風風速分別控制在2.0Umf～4.0Umf和Umf～1.5Umf內，即可滿足設計所需Gs（0.328kg／s）.FR通過LS2返送物料進入AR，固體顆粒循環與LS2流化風和松動風以及LS2內輸運室和供給室的壓力有很大關系.在AR流化風風速為1.8Ut，FR流化風風速為7Umf，上端LS1松動風風速為1.40Umf、流化風風速為3.48Umf，下端 LS2松動風風速為0.46Umf的工況下，LS2內流化風壓力對固體循環流量的影響如圖6所示，其中Usa2為LS2流化風風速.當LS2內流化風壓力較低（6.7kPa）時，Gs達不到裝置設計要求，并且當壓力較低時LS2的Gs極不穩定，標準偏差較大.此時在AR較大氣速條件下床料很容易被吹空，嚴重影響裝置整體的循環性.當壓力升高至12kPa時，可以在較小的流化氣量下滿足回料流量且流動性均勻可靠，能夠取得滿意的試驗效果.另外，在試驗中對比了LS2松動風對Gs的影響，當松動風風速增大至Umf時，下降管中的物料明顯出現斷層現象，這是因為松動風室的壓力和FR溢流口的壓力大致平衡，導致顆粒呈懸浮狀態而未向下流動.當松動風的風速為0.5Umf時，顆粒能夠以移動床形式順利流動，滿足設計要求.

圖5 AR／FR風速和床料量對固體循環流量的影響Fig.5 Solids circulation rate vs.air velocity and bed material in AR／FR

表2 AR／FR風速和FR床料量的設計工況Tab.2 Design conditions of AR／FR air velocity and bed material

綜上所述，本實驗裝置的固體循環流量的制約因素為下端LS2的返料能力.LS2的返料能力不僅與AR和FR的流化風速有關，而且與LS2的流化風壓力和松動風風速有直接關系.

根據裝置功率設計要求，冷態固體循環流量應為0.328kg／s，顯然在FR氣速為5Umf～15Umf和AR氣速約為1.4Ut～2.1Ut時都滿足要求，并且滿足快速流態化的3點要求：（1）氣速在快速流態化范圍內；（2）保證足夠的顆粒循環流量（最小固體循環流量Gsm＝0.25kg／s）；（3）顆粒物性需合適，本文試驗顆粒為B類.

圖6 LS2流化風風速和壓力對固體循環流量的影響Fig.6 Solids circulation rate vs.gas velocity／pressure in loop seal 2

2.3 氣體泄漏率

氣體泄漏是化學鏈燃燒裝置CO2捕集能力的重要影響因素.一些研究者［5，17］考察了反應器壓差與氣體泄漏的關系，但控制兩床壓力差操作困難，不易應用于工業領域.筆者研究了AR和FR流化氣體速度對氣體泄漏的影響.為了測量AR到FR的氣體泄漏率，將CO2作為示蹤氣體通入AR中，用煙氣分析儀實時監測AR布風板上方和FR出口旋風分離器的CO2濃度，并根據此時AR和FR總進風質量流量，分別換算為AR入口和FR出口的CO2質量流量，后者與前者之比即為氣體泄漏率.在測量FR到AR的氣體泄漏率時，將CO2通入FR中，檢測FR布風板上方和AR旋風分離器出口的CO2濃度，取AR出口CO2質量流量與FR入口CO2質量流量之比作為FR到AR的氣體泄漏率.

當FR流化風風速為9Umf，上端LS1松動風風速為1.40Umf、流化風風速為3.48Umf，下端 LS2松動風風速為0.46Umf、流化風風速為3.5Umf時，氣體泄漏率如圖7所示.由圖7可知，當AR氣速增大到1.8Ut時，AR到FR的氣體泄漏率只有0.3%左右，而FR到AR的氣體泄漏率約為2.5%，繼續增大AR氣速，氣體泄漏率基本不變.實際上，AR氣速增大，固體循環流量增加，堆積在LS1立管和LS1內部的顆粒起到密封的作用.當FR氣速增大時，AR到FR的氣體泄漏率和FR到AR的氣體泄漏率均增大，但均不超過4.0%.此時氣體泄漏率增大的原因是FR中過高的壓力影響了LS的運行.FR到AR的氣體泄漏率大于AR到FR的氣體泄漏率，這是因為FR池漏到AR的氣體方向與FR循環到AR的顆粒方向一致，均通過下端流動密封閥，氣體更容易從FR泄漏到AR中.

圖7 AR氣速對氣體泄漏率的影響Fig.7 Gas leakage rate vs.air velocity in AR

在操作運行中，LS的流化氣流量和氣壓對氣體泄漏率的影響很大，當LS2流化風風速為2Umf和壓力為12kPa時，氣體泄漏率只有1.2%左右.

2.4 煤灰分離

在FR出口配置2級旋風分離器，第一級旋風分離器分離粒徑和密度較大的載體，而第二級旋風分離器用于分離煤灰.將按照設計功率產生的煤灰質量流量加入FR，經一段時間運行后測量FR分離出來的煤灰質量（m0）、FR和AR尾氣出口煤灰的質量（m1和m2）.FR旋風分離器的分離效率Ψ1＝1－m1／m0，FR中煤灰經溢流口進入AR的質量分數Ψ2＝m2／m0.

圖8 FR旋風分離器的分離效率Fig.8 Separation efficiency of FR cyclone

圖9 FR中煤灰進入AR的質量分數Fig.9 Mass fraction of coal ash from FR to AR

圖8和圖9分別表示FR旋風分離器的分離效率和FR中煤灰進入AR的質量分數.由圖8可知，FR二級旋風分離器分離效率接近100%，試驗中沒有明顯的煤灰被二級旋風分離器氣流夾帶飛出.而FR進入AR的煤灰質量分數僅為1.2%～1.55%，這是因為煤灰粒徑極小，可附著在石英砂表面，由石英砂帶入空氣反應器.另外，溢流口的高度對于煤灰進入AR的質量分數有重要影響，因為煤灰的鼓泡高度在不同氣速下是不同的.當氣速較小時，煤灰鼓泡高度較低，很容易隨著石英砂進入溢流口，經過LS2進入空氣反應器.當氣速較大時，煤灰鼓泡高度較高，超過溢流口的高度.較大的流化氣速使得煤灰和石英砂容易分離，更多的煤灰隨流化風進入床體上端，由于石英砂特征速度大而未流化至此處，石英砂和煤灰分層現象就比較明顯.

3 結 論

（1）在較寬范圍的操作氣速工況下，系統壓力變化規律相似，各種流化床的壓力變化明顯，流動密封閥工作正常，裝置可以長期穩定運行.

（2）冷態試驗中的固體循環流量不僅能滿足額定功率設計的需要，而且超出理論設計值31%.當AR的風速為1.7Ut～2.0Ut時，固體循環流量達到最大值并趨于穩定；當AR風速為2.1Ut～2.2Ut時，固體循環流量顯著減小.在相同AR風速條件下，固體循環流量隨著FR風速的增大而增大.

（3）當AR風速增大至1.8Ut時，AR到FR和FR到AR的氣體泄漏率分別約為0.3%和2.5%.繼續增大AR風速，氣體泄漏率基本不變.當FR風速增大時，AR到FR的氣體泄漏率和FR到AR的氣體泄漏率均增大，但均不超過4.0%.

（4）FR二級旋風分離器煤灰的分離效率很高，幾乎接近100%；FR中煤灰進入AR的質量分數小于1.55%.

（5）自行設計建造的串行流化床作為煤基化學鏈燃燒試驗裝置是可行的.

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