粉煤氣化爐噴嘴旋流數對爐內流場及燃燒特性的影響

李柏賢，劉雪東，劉文明

（常州大學 機械工程學院，常州 213164）

粉煤氣化爐噴嘴旋流數對爐內流場及燃燒特性的影響

李柏賢，劉雪東，劉文明

（常州大學 機械工程學院，常州 213164）

對帶旋流單噴嘴粉煤加壓氣化爐內多相燃燒流場，建立二維旋流對稱模型進行數值模擬。計算采用渦耗散概念模型，同時考慮體積反應和焦炭表面反應，模擬多機理的湍流燃燒。通過改變噴嘴內部旋流數進行平行模擬，研究不同旋流數下爐內流場的回流分布特性以及火焰的形態和分布等燃燒特性。結果表明：帶有旋流噴嘴的氣化爐，爐內流場分布主要由中心回流區和外回流區的旋流渦構成；旋流數增大導致軸向速度衰減加快，延長了粉煤顆粒在爐內停留時間，但旋流過大會導致顆粒在爐頂聚集形成“死區”；旋流數S≤1.2時，火焰為錐子狀，爐內整體高溫不利于氣化反應；旋流數S≥1.6時，爐內高溫區上移至爐頂，火焰呈扁平花瓣狀，擴散角過大容易形成回火；通過擬合高斯曲線得到本氣化爐最佳旋流數為1.4。

氣化爐；旋流數；燃燒特性；流場；數值模擬

0　引言

我國以煤為主的能源結構決定了我國必須立足國情，大力發展清潔煤技術。氣流床氣化技術由于其煤種適應性強，煤炭轉化率高等優點被廣泛應用于煤化工領域[1]。目前國內外較為主流的氣流床氣化技術有Shell粉煤氣化技術、GSP粉煤氣化技術、Prenflo粉煤氣化技術和GE（Texaco）水煤漿氣化技術、Global E-Gas水煤漿氣化技術、多噴嘴對置式水煤漿氣化爐和分級供氧水煤漿氣化爐等[2]。

根據采用湍流燃燒模型的不同，氣化爐數值模擬技術大致可分為PDF模型、EBU模型和EDC模型三類。許建良等[3]采用EDC模型對GSP氣化爐進行模擬，分析爐內同相化學反應過程，并建立完整多相湍流反應流動模型模擬爐內熱態氣化過程；吳玉新等[4]采用簡化PDF模型對Texaco進行三維數值模擬，詳細考察氣化爐運行特性、顆粒在氣化爐內運動等對氣化過程的影響；周俊虎等[5]采用PDF與局部瞬時反應平衡模型分 析氣化爐變工況時氣化運行狀況，得出冷態條件下顆粒相和連續相的相互耦合以及速度場分布特性；Chen等[6]采用EBU模型對兩段式粉煤加壓氣化爐進行三維模擬，得出不同爐體喉部直徑和旋流比對氣化爐軸向速度分布、溫度分布和組分濃度分布的影響；Watanabe等[7]采用EBU模型對兩段式氣化爐進行三維模擬，得出不同氣化操作參數對氣化爐氣化效率的影響。

本文基于前人的研究基礎，以某工廠在役單噴嘴粉煤加壓氣化爐為對象，重點考察不同噴嘴旋流數對離散相和連續相耦合的速度場分布、火焰形態特征和顆粒停留的影響。本文提出采用旋流軸對稱邊界的方法，在二維模型中考察流場內切向速度等三維特征，為簡化CFD數值仿真模擬提供一種思路，并得出噴嘴最佳旋流數，為噴嘴結構優化設計提出一定指導意義。

1　模型的建立及材料參數

研究對象為某工廠在役的帶旋流單噴嘴粉煤氣化爐，氣化爐采用頂置單噴嘴進料，噴嘴包括4個通道，呈同心圓結構依次排布，圖1為四通道噴嘴簡圖，表1為基本運行參數。設備運行時，中心I通道和II通道旋流噴進氧氣，IV通道進水蒸汽，粉煤顆粒經加壓旋流由CO2作為載體通過III通道與氣化劑（H2O和O2）匯合，從爐膛頂部噴嘴噴入爐內空間。進入爐內的粉煤顆粒經過裂解、脫揮發分、富氧燃燒、焦炭氣化等一系列復雜反應，最終生成合成氣。

2　計算模型與計算方法

2.1物理模型與網格劃分

計算網格如圖2所示，整體采用ICEM -CFD進行二維網格劃分。統一采用四邊形貼體結構化網格，將整體計算域進行分塊定義節點，其中沿爐體高度方向定義250個節點，筒體直徑方向定義80個節點。考慮爐內強旋流特性，對爐膛上半段中心部位網格進行局部加密，為保證計算精度同時兼顧運算速度，分別建立1.44萬、3.1萬和7.28萬網格進行無關性比較，經過計算分析最終選擇3.1萬網格，其中網格質量大于0.95網格數占總網格數99%，最小角度≥45°滿足CFD計算要求。

圖1　噴嘴結構簡圖

表1　氣化爐運行參數

圖2　氣化爐網格

2.2數學模型

采用Realizable k-ε雙方程模型模擬氣相湍流場，其能精確地預測平面和圓形射流擴散作用，對于旋轉流動具有更好的表現[8]。選用雙競爭反應模型模擬粉煤脫揮發分的速率；EDC渦耗散概念模型耦合詳細的化學反應機理；焦炭與氣體間復雜的異相氣化反應，采用以下方程統一考慮：C(s)+O2→CO,C(s)+CO2→CO,C(s)+H2→CH4, C(s)+H2O→CO+H2；氣固兩相之間的熱量交換采用P-1輻射換熱模型。

2.3計算方法

噴嘴入口邊界條件采用速度進口，保持矢量合速度V合=60m·s-1不變，定義噴嘴旋流數S為切向速度與軸向速度比值，噴嘴入口直徑較小，忽略徑向速度分量，改變II通道中旋流數，對S=0.2，0.6，1.2，1.4，1.6，1.8進行6組數值模擬；爐膛出口采用壓力出口，表壓為0MPa；壁面采用定溫壁面，1600K。壓力項采用PRESTO格式，動量和湍流方程采用QUICK格式。

對于每組旋流數的計算過程分為三步：第一步進行冷態模擬，將動量方程松弛因子降為0.2，湍流方程松弛因子調為0.7，獲得初步收斂解；第二步添加化學反應方程和輻射模型，添加DPM模型與冷態流場耦合，對噴嘴出口部分進行點火，給定初始溫度2000K進行熱態模擬；第三步，利用獲得初始解對壁面溫度重新設定，并提高動量方程松弛因子加快收斂。

3　結果與分析

3.1噴嘴旋流數對爐內流場的影響

3.1.1噴嘴旋流數對爐內回流的影響

圖3為不同旋流數S下氣化爐內顆粒跡線圖，從圖中可以看出，氣化爐內旋流渦主要由中心回流區（圖中A）和外回流區構成（圖中B），中心回流渦位于噴嘴下方，靠近中心軸線兩側，外回流渦分布在爐膛頂部兩角稱為“角渦”。它的形成是由于進入爐內的流體射流半徑不斷增大，流體一定角度撞擊壁面形成折返流。部分流體折返回爐膛中心形成中心回流渦。從圖3中可以清楚地看出，當旋流數S從0.2增加到1.8時，中心回流區內的中心渦的形成起一定促進作用：當S=0.2時中心回流渦不明顯；當0.6≤S≤1.4時有明顯的中心回流渦；當S≥1.6時，中心回流渦不明顯。當旋流數S從0.2增加到1.8時，外回流渦形成不斷受限。

圖3　氣化爐顆粒跡線圖

如圖3(f)所示，分別以中心回流和角渦的渦眼為中心形成2組相切的近似圓，并以切點與中心軸線頂點連線形成角度的兩倍定義為射流擴散角α。圖4為不同旋流數下的射流擴散角，從圖中可知隨著旋流數不斷擴大，射流擴散角不斷增大。最大射流擴散角為115°時對應于圖3(e)和(f)中旋流數S≥1.4，此時可以清楚看出擴散的射流將角渦壓縮在爐頂封頭附近的有限空間內。

圖4　不同旋流數下的射流擴散角

3.1.2噴嘴旋流數對爐內軸向速度的影響

噴嘴下方0.3m處為旋流集中區，圖5為不同旋流數下距離噴嘴0.3m處軸向速度沿徑向的分布云圖，由圖可知y=0和y=1處的軸向速度均為負值，爐內中心軸線附近和爐壁附近存在回流，即為中心回流渦和“角渦”。隨著旋流數不斷增大，流體旋流強度不斷增加，中心軸線附近的最大軸向速度不斷衰減，并逐漸轉化為旋流所需的切向旋流速度，這與文獻[9]實驗結果相吻合。

粉煤憑借介質流氣力攜帶進入爐內，旋流數增加導致切向速度增大，客觀上延長了顆粒在燃燒區停留時間，有利于氣化反應。但切向速度增大的同時也犧牲一部分軸向速度，由圖5可知旋流數增大時最大軸向速度衰減速度非常顯著，這同樣帶來顆粒氣相攜帶力不足，而在爐頂形成顆粒停留“死區”。

圖5　不同旋流數下距離噴嘴0.3m處的軸向速度沿徑向分布

3.1.3噴嘴旋流數對顆粒停留時間的影響

爐膛內爐頂至距離噴嘴出口下方煤粉裂解和同相燃燒的劇烈反應區，提高顆粒在此的停留時間對煤炭轉化率有重要影響[10]。圖6為爐膛距離噴嘴出口0.3m處截面上顆粒最短時間和平均停留時間圖。從圖中可以看出，隨著旋流數不斷增大，最短停留時間和平均停留時間都先增大后減小，在S=1.4時分別取得峰值0.92s和2.89s?？紤]旋流數S取值的不連續性，建立連續函數擬合不連續點可以獲得函數在區間[0.2,1.8]內的極值，該點為理論上的旋流最佳值。圖7為平均停留時間和高斯擬合曲線圖，從圖中可以看出，在區間[0.2,1.8]內兩者吻合較好，曲線在S=1.4略左處取得極大值，客觀上顆粒獲得了最大平均停留時間。

圖6　不同旋流數的顆粒最短和平均停留時間

圖7　平均停留時間和高斯擬合曲線

3.2噴嘴旋流數對爐內燃燒場和組分場的影響

圖8為氣化爐內溫度分布，從圖中可以看出，爐內最高溫度為2900K范圍內，位于火焰中心。當旋流數S≤0.6時，中心火焰呈錐子狀分布，噴嘴下方的燃燒區溫度為2700K～2900K分布合理，但由于溫度梯度低導致爐膛溫度下降緩慢，出口部分溫度為2300K，這不利于爐膛下半段的氣化反應，因為氣化反應屬于吸熱反應，爐膛下半段應處于低溫的氛圍中，必然由于燃燒區下移造成溫度過高，這阻礙了氣化反應進程；當旋流數S≥1.4時，中心火焰開始呈花瓣狀分布，爐內高于2300K的溫度區整體上移，燃燒反應區溫度高于氣化反應區溫度，溫度場分布較為合理。

圖8　氣化爐溫度分布

圖9　不同旋流數下的火焰擴散角

綜合射流擴散角和火焰擴散角的分析可知：射流擴散角增大一方面有利于延長反應物停留時間，提高反應效率；另一方面過大的射流角容易形成反應物爐頂聚集形成“死區”，同時火焰擴散角過大影響火焰軸向傳播，導致物料返混停留在角渦“死區”，易形成回火。

組分濃度分布和溫度分布是同一規律的不同表現，組分濃度分布能更加直接地表征爐內溫度分布是否合理。圖10為S=1.4時的合成氣摩爾濃度，由圖可知爐內反應區主要由燃燒區和氣化區組成，在燃燒區屬于富氧氛圍，揮發氣體在此劇烈燃燒產生如圖8(d)中所示的高溫，該區無合成氣CO和H2生成；氣化區內粉煤揮發后的焦炭與水蒸氣發生氣化，吸收大量熱生成大量CO和H2。由此可見，一定范圍內增大噴嘴旋流數可以穩定燃燒場，有利于氣化爐內的氣化進程。

圖10　S=1.4 時的摩爾濃度分布

4　結論

本文采用Realizable k-ε雙方程模型，模擬不同旋流條件下的氣化爐內多相湍流燃燒場，得出以下結論：

1）帶有旋流噴嘴的氣化爐，其內部流場分布具有明顯的旋流特征，旋流渦主要由中心回流和外回流區構成；流數S越大，對中心回流渦的形成起促進作用，對外回流區內“角渦”的形成起抑制作用。

2）旋流數S增大，射流擴散角和火焰擴散角增大，導致射流軸向速度衰減較快，一方面能延長顆粒平均停留時間和最短停留時間，另一方面過大的旋流數容易使得反應物在爐頂部集中形成死區。通過擬合高斯曲線發現，本氣化爐最佳的旋流數S=1.4。

3）旋流數S＜1.4時，射流擴散角和火焰擴散角較小，中心火焰呈錐子狀分布，爐內整體處于高溫狀態，不利于氣化反應；當旋流數S=1.4時，中心火焰呈花瓣狀分布，爐膛上半部分的燃燒區處于高溫狀態，有利于穩定燃燒，促進氣化進程；當旋流S≥1.6時，火焰扁平，物料返混停留在角渦“死區”，易形成回火。

[1] 龔欣,郭曉鐳,代正華,等.新型氣流床粉煤加壓氣化技術[J].現代化工,2005,25(3):51-54.

[2] 王輔臣,于廣鎖,龔欣,等.大型煤氣化技術的研究與發展[J].化工進展,2009,28(2):173-180.

[3] 許建良,劉海峰,王儉,等.GSP氣化爐內多相湍流反應流動模擬研究[J].化學工程,2011,39(11):56-65.

[4] 吳玉新,張建勝,王明敏,等.用簡化PDF模型對氣化爐運行特性的分析[J].中國電機工程學報,2007,27(32):57-62.

[5] 周俊虎,匡建平,周志軍,等.粉煤氣化爐冷態和熱態流場分布特性的數值模擬[J].中國電機工程學報,2007,27(20):30-35.

[6] CHEN CX,MASAYUKI H，KOJIMA T. Use of numerical modeling in the design and scale-up of entrained flow coal gasifier[J]. Fuel,2001,80(10):1513-1523.

[7] WATANABE H，OTAKA M. Numerical simulation of coal gasification in entrained flow coal gasifier[J]. Fuel,2006,85(12):1935-1943.

[8] SHIH T H，LIOU W W，SHABBIR A,et al. A new k-εeddy viscosity model for high Reynolds number turbulent flows[J]. Computers Fluids,1995,24:227-238.

[9] 李偉鋒,曹文廣,許建良,等.頂置單噴嘴氣化爐旋流場特征研究[J].大氮肥,2011,34(4):225-233.

[10] 許建良,代正華,李偉峰,等.氣流床氣化爐內顆粒停留時間分布[J].化工學報,2008,59(1):53-57.

Effects of swirl number of the nozzle of the pulverized coal gasifier on flow field and combustion characteristics

LI Bai-xian, LIU Xue-dong, LIU Wen-ming

TQ171.6+25

A

1009-0134(2016)02-0100-04

2015-12-15

李柏賢（1990 -），男，江蘇淮安人，碩士研究生，研究方向為石油化工設備結構完整性。