加壓流化床煤氣化計算模型研究

陳麗芳， 樸桂林， 張居兵， 謝 浩， 森滋勝

（1.南京師范大學 能源與機械工程學院，南京210042；2.名古屋大學 化學工學科，名古屋464－8603）

符號說明：

近幾年，我國煤氣化技術的開發和應用向大容量方向發展，尤其在煤化工領域中300t／d以上規模的GE（Texaco）型和Shell型氣流床氣化爐已成為主流.然而，我國高灰熔點煤種（tF＞1 400℃）占煤儲量的57%以上［1－3］，其在 Shell、GE（Texaco）等采用液態排渣方式的氣流床氣化爐中應用時，由于液態排渣困難、耗氧耗煤量大、合成氣質量難以保障等諸多因素受到了限制［4－5］.在20世紀80年代至21世紀初期，國外對加壓流化床氣化技術進行了大量的開發研究，與燃燒爐組合（APFBC，Advanced Pressurized Fluidized Bed Combustion）后系統的碳轉化率接近100%，同時脫硫基本在爐內完成.APFBC技術是解決三高煤（高灰熔點、高灰分、高硫分煤）氣化的有效途徑之一.

建立加壓流化床煤氣化數學模型是APFBC系統工藝設計及放大規模的一個重要環節，國內外學者提出了許多流化床煤氣化數學模型.Watkinson等［6］采用煤氣化平衡模型對生成的氣體組分進行了簡單預測.Li等［7］用碳轉化率修正平衡模型改善模擬效果.Yan［8］和 Hamel［9］等均采用兩相模型建立了鼓泡流化床氣化動力學模型.Mori等［10－11］建立了加壓流化床氣化模型，在小型流化床氣化爐試驗研究基礎上進行了修正，并在40t／d半工業試驗裝置中得到驗證.Piao等［12］在兩級加壓流化床氣化模型的基礎上增加了爐內氣化和脫硫的一爐兩段數學模型.近年來，CFD模型作為有效的分析手段也被應用于流化床煤氣化技術研究領域，如Yu等［13］基于CFD建立了二維鼓泡流化床煤氣化動力學模型.

筆者針對加壓流化床煤氣化系統，建立與實際流化床氣化運行貼近的模型，其中包括顆粒模型、氣相模型、氣泡模型和焓平衡模型，針對大容量加壓流化床煤氣化進行數值模擬計算，充分掌握本系統的性能、最佳操作條件及設計參數，為今后開展高灰熔點煤大容量氣化爐的設計提供理論數據和依據.

1 數學模型

1.1 煤氣化反應及氣化反應速度式

本數學模型的建立主要考慮了以下煤氣化反應過程.

煤熱分解反應

假設在800℃氣化反應溫度下，煤完全熱解，析出全部揮發分，揮發分主要由CO、H2、CO2、H2O和CH4組成.由于CH4與水蒸氣完全反應溫度在1 000℃左右，本計算中不考慮甲烷與水蒸氣的重整反應，認為氣化反應由式（2）～式（4）組成.

假設氣化爐內的水煤氣重整反應滿足式（4）的平衡關系.考慮到焦顆粒的細孔表面積在反應過程中的變化，采用Hashimoto等［14］的反應速度式.

式（5）～式（7）中：i＝1、2；j＝H2O 和 CO2；頻率因子 Ai，j、活化能Ei，j、與未反應試樣的細孔結構相關的無因次參數Φ的具體數值見表1.

表1 反應動力學參數Tab.1 Reaction kinetic parameters

1.2 數學模型的建立

采用流化床氣化爐，并進行以下假設：（1）煤在流化床氣化爐中部分氣化，顆粒在床內完全混合；（2）從氣化爐排出的未反應焦全部回到氣化爐.

氣化模型由顆粒模型、氣相模型、氣泡模型和焓平衡模型組成.

顆粒模型即完全混合模型，假設流化床由稀相（B相）區和濃相（E相）區構成，并假定流化床氣化爐內的氣相和顆粒完全混合.根據圖1所示的流化床煤氣化爐物質平衡圖，列出物質平衡式，結合氣化反應速度式進行解析，從而計算出碳轉化率.碳平衡計算采用式（8），其余組分的物質平衡采用相同的方法計算，詳細計算式不在此贅述.水蒸氣與空氣的物質的量比（簡稱水蒸氣比）和氧碳物質的量比（簡稱氧碳比）的計算分別見式（9）和式（10）.

圖1 流化床煤氣化爐物質平衡圖Fig.1 Material balance diagram of fluidized bed coal gasifier

氣相模型采用Modified Bubble Assemblage Model［15］計算氣相成分軸向體積分數的變化.如圖2所示，將噴嘴噴射高度和氣泡直徑分割為多個網格，各網格由B相和E相構成.氣體在各相中完全混合且相鄰兩相之間氣體相互交換；第一網格內氣體和顆粒完全混合，不區分B相和E相；顆粒在B相內不存在，僅存在于E相以及第一網格.氣化反應只在存在顆粒的E相以及第一網格內進行；熱分解反應在各網格內按碳元素滯留比ωn進行；水煤氣重整反應在假定E相以及第一網格快速達到平衡狀態下進行.

圖2 氣體組分的物質平衡圖Fig.2 Material balance diagram of gas component

由于第一網格內氣相和顆粒完全混合，物質平衡式與顆粒模型類似，由式（11）表示

其余網格的E相區物質平衡由式（12）表示

B相區不發生氣化反應，因此物質平衡由式（13）表示

在氣泡模型中采用 Mori－Wen［16］的公式，計算床內縱向分割的各網格氣泡直徑、氣泡分率和氣體交換系數等流態化參數.同時確定出各網格高度、網格內碳元素滯留比以及B相氣體摩爾流量的值.由于在氣化條件下測定流化速度較困難，因此對常溫常壓下所測定的空氣流化速度進行了修正.

在焓平衡模型中，通過計算各個焓值、床內熱損失以及發熱量，求解給定條件下的流化床反應溫度.氣化爐進、出口焓平衡由式（14）表示

1.3 模型計算

以流化床壓力、溫度、給煤量、氣體投入量及初始流化速度作為計算初始值，求解流化參數.假定碳轉化率為y，根據完全混合模型求解y，用黃金分割法進行收斂計算直到與假定值一致為止.由計算得出的生成氣體組分進行氣體黏度計算，再次推算流化速度.改變流化床溫度進行迭代計算，直至焓平衡為止.

采用Modified Bubble Assemblage Model進行物質平衡計算，所使用的流化參數值和碳轉化率是通過完全混合模型計算得到的收斂值，并假定第一網格的氣體流量比β1（第一網格的氣體摩爾流量與流入氣體的總摩爾流量之比），用于解析物質平衡式，反復計算求得β1的收斂值.同樣，第二網格、第三網格……，第N網格依次進行計算.根據碳的物質平衡式反推算碳轉化率，反復計算直到與假定值一致為止.βn和y的收斂計算采用Wegstein法.

2 操作變量和操作條件

流化床氣化爐的操作變量包括流化床溫度、床內壓力、單位床面積給煤量、水蒸氣以及氧氣（或空氣）的供給量.為了滿足焓平衡，這些操作變量之間存在一個制約關系.在實際流化床中，為了保證流化狀態的穩定，氣體流速的可變范圍非常窄，通常為0.5～1.5m／s.在本計算中，入口標準氣體空塔速度為0.8m／s，因此要保持水蒸氣和空氣供給量的總物質的量一定.通常氣化爐按一定的負荷、在保證溫度和壓力一定的情況下運行，獨立操作變量的組合包括以下2組：（1）溫度、壓力和給煤量；（2）溫度、壓力和空氣供給量（或水蒸氣比）.

表2給出了本計算中的床徑、床高及氣化爐操作條件.為了研究床內壓力對系統性能的影響，通過改變壓力進行計算，所采用煤種的工業分析和元素分析見表3，煤干燥和熱解后的氣體組成見表4.煤干燥和熱解后的氣體組成包括煤中的水分和逸出的揮發分氣體.除表4中所示的組分外，揮發分組分還包含H2S、CnHm等化合物，其含量較小，因此計算時忽略了這些組分.

表2 氣化爐的操作參數Tab.2 Operating parameters of the coal gasifier

表3 煤的工業分析和元素分析Tab.3 Proximate and ultimate analysis of coal%

表4 煤干燥和熱解后的氣體組成Tab.4 Gas composition of the coal after drying and pyrolysis mol／kg

3 計算結果及分析

圖3給出了不同給煤量及壓力下碳轉化率的變化.由圖3可以看出，在相同氣化壓力下，碳轉化率隨著給煤量的增加而降低，而在相同給煤量下，高反應壓力下可獲得高碳轉化率，初期碳轉化率均保持在99%以上.當給煤量為2.5kg／（m2·s）、反應壓力由1.5MPa提高到2.1MPa時，碳轉化率由70.8%提高到89.4%，即氣化規模增大了26%.在保證高碳轉化率的前提下，對于相同床面積氣化爐，可通過提高反應壓力來提高氣化爐處理量.

圖4給出了給煤量及壓力對單位煤產氣量和有效可燃氣體（CO＋H2＋CH4）生成量的影響.由圖4可知，無論是在2.1MPa還是在1.5MPa反應壓力下，1kg煤的產氣量均隨著給煤量的增加而緩慢減少，當反應壓力由1.5MPa提高到2.1MPa（提高40%）時，產氣量可增加34%以上.給煤量的增加和反應壓力的提高均有利于增加可燃氣體的生成量.結合圖3可知，碳轉化率和單位煤產氣量均隨著給煤量的增加而降低，但增加給煤量會促使煤氣化反應連續不斷地進行，加壓使碳轉化率提高的同時反應物濃度和反應速率也提高，促進了煤氣化反應的進行，從而使生成氣體中可燃氣體組分含量增加.因此，在不同反應壓力下單位床面積給煤量存在一個最佳操作范圍.

圖3 碳轉化率與給煤量的關系Fig.3 Coal feed rate vs.carbon conversion

圖4 單位煤產氣量、生成可燃氣體摩爾流量與給煤量的關系Fig.4 Influence of coal feed rate on gas production rate and molar flow of combustible gases CO，H2and CH4

圖5給出了水蒸氣消耗率與給煤量的關系.圖6給出了冷煤氣效率與給煤量的關系，對圖5和圖6進行分析可得出給煤量的最佳操作范圍.由圖5可以看出，水蒸氣消耗率在低給煤量和高反應壓力下顯示出較低值，而在高給煤量時出現最大值.在壓力為1.5MPa、給煤量約為2kg／（m2·s）時，水蒸氣消耗率達到最大，約為21%；在壓力為2.1MPa時，給煤量要增加到2.5kg／（m2·s）左右才會達到水蒸氣消耗率的最大值.由圖6可以看出，在壓力為1.5MPa時，冷煤氣效率最佳值出現在給煤量為1.05kg／（m2·s）時；當壓力提高到2.1MPa時，需投入約1.4kg／（m2·s）的給煤量，冷煤氣效率才能達到77%.

由此可見，反應壓力為2.1MPa時，給煤量的最佳操作范圍為2.0～2.5kg／（m2·s）；反應壓力為1.5MPa時，給煤量的最佳操作范圍為1.0～1.5 kg／（m2·s）.

圖7給出了氧煤比（即氧氣與煤的質量比）對冷煤氣效率的影響.由圖7可知，冷煤氣效率在氧煤比約為0.65時出現峰值77%，而且幾乎不受反應壓力的影響.增大氧煤比可促進煤氣化反應的進行，使生成的CO和H2的含量增加，從而使冷煤氣效率提高；如果氧煤比繼續增大，促進碳反應生成CO2，從而降低了CO組分的含量，使得冷煤氣效率降低.

圖5 水蒸氣消耗率與給煤量的關系Fig.5 Coal feed rate vs.steam consumption

圖6 冷煤氣效率與給煤量的關系Fig.6 Coal feed rate vs.cold gas efficiency

圖7 冷煤氣效率與氧煤比的關系Fig.7 Ratio of O2to coal vs.cold gas efficiency

當反應壓力為1.5MPa時，水蒸氣比對生成氣體的摩爾流量及熱值的影響見圖8.當水蒸氣比從0.4增大到1.2時，生成氣體的熱值從9 222kJ／m3增大到9 985kJ／m3，而生成氣體摩爾流量的變化幅度很小，基本維持在128mol／s.由此可知，增大水蒸氣比可以獲得較高的氣體熱值，但不會產生更多的氣體.在流化床氣化爐中，如果保持流化速度和溫度一定，水蒸氣量和空氣量之間存在平衡關系，當水蒸氣量增加時，則需要減少空氣量，促使合成氣（CO＋H2）的摩爾流量增加和熱值提高.

圖8 生成氣體摩爾流量、生成氣體熱值與水蒸氣比的關系Fig.8 Steam－air ratio vs.molar low and heating value of produced gas

4 結 論

（1）初期碳轉化率均保持在99%以上.當給煤量一定時，提高氣化爐反應壓力可使碳轉化率提高，即氣化規模增大.在保證高碳轉化率的前提下，對于相同床面積的氣化爐，可通過提高反應壓力來提高氣化爐處理量.

（2）當反應壓力由1.5MPa提高到2.1MPa時（提高40%），單位煤產氣量可增加34%以上，增加給煤量和提高反應壓力有利于可燃氣體（CO＋H2＋CH4）的生成.

（3）給煤量在不同反應壓力下存在一個最佳操作范圍.當反應壓力為1.5MPa時，給煤量的最佳操作范圍為1.0～1.5kg／（m2·s）；當反應壓力為2.1MPa時，給煤量的最佳操作范圍為2.0～2.5 kg／（m2·s）.

（4）當氧煤比為0.6～0.7時，冷煤氣效率可達到77%.

（5）生成氣體的熱值與水蒸氣比成正比，而生成氣體的摩爾流量幾乎不受水蒸氣比的影響.

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