粉煤氣化爐內多相湍流反應的數值模擬與優化

桑 磊， 樊建江， 李 平， 范 輝， 冉曉文

(寧夏大學 省部共建煤炭高效利用與綠色化工國家重點實驗室 化學化工學院, 寧夏 銀川 750021)

自19世紀中葉開發煤氣發生爐至今，氣化技術已有150余年的歷史。而氣流床氣化技術因其氣化溫度與壓力高、負荷大、煤種適應范圍廣，是目前煤氣化技術發展的主流[1]。國內外使用較多、發展較為成熟的有以干煤粉為原料的Shell氣化技術、Prenflo氣化技術、GSP氣化技術、TPRI兩段氣化爐技術和以水煤漿為原料的GE(Texaco)氣化技術、四噴嘴對置技術。

通過實際氣化爐實驗來研究其內部流場、顆粒運動等規律條件復雜且耗費較大，而計算流體力學(CFD)數值模擬技術以其成本低、方便獲得流場信息等特質，近年已被學者們用于對多種氣化爐的研究。吳玉新等[2]采用簡化PDF模型對Texaco氣化爐進行了三維數值模擬，得到了爐內流場、溫度場和組分場的分布情況。Choi等[3]采用未反應縮核模型和EBU模型對KIER實驗室水煤漿氣化爐建立全面的數學模型，進行了二維數值模擬，得到了較優的操作參數及爐內流場情況。Wantanabe等[4]采用EBU模型對CRIEPI兩段氣化爐進行了三維數值模擬，并分析了氧/煤質量比對碳轉化率、冷煤氣效率和煤氣熱值的影響，模擬結果與實驗結果相一致，驗證了模型的準確性。許建良等[5]對GSP氣化爐內多相湍流反應進行了二維數值模擬研究，以EDC模型和隨機軌道模型分別對湍流反應和煤粉運動進行模擬，得到了氣化爐內速度場、溫度場和H2，CO，CO2各組分濃度場。劉臻等[6]以二維BYU實驗氣化爐為模擬對象，分別以EDM、PDF、EDC 3種湍流反應模型研究爐內溫度場、濃度場和碳轉化率分布，并與實驗數據對比，得出EDC模型預測結果更優。孫鐘華[7]以石油焦為原料，使用多噴嘴對置式水煤漿氣化爐對石油焦氣化性能做了模擬研究，對氣化反應以冪函數模型將本征反應的動力學外延到高溫、高壓工業氣流床氣化爐工況，得出增加氧/碳質量比有利于碳轉化率的提高，利用催化效應能提高氣化性能，顯著降低原料消耗。

針對寧夏寧東能源化工基地現用氣化技術及煤種煤質因素[8]，以寧東礦區羊場灣(YCW)煤為模擬用煤，某企業2000 t/d GSP氣化爐為模擬對象，在課題組成員前期研究[9-10]基礎上，采用更嚴密的EDC(渦耗散概念)模型對氣化過程進行三維數值模擬，且針對GSP氣化爐旋流入射與爐型適應性研究較少情況[5,9-11]進行了詳細分析，并考察了氣化操作壓力、煤/氧質量比等參數對氣化反應的影響。

1 計算對象及工況

GSP氣化爐采用單噴嘴頂部進料方式，以干粉煤為原料，采用激冷流程[12]，由組合式噴嘴、氣化室和冷激室組成，相對于Texaco氣化爐耐火磚襯里，GSP爐內襯采用盤管式水冷壁結構，保證氣化室內溫度。組合式噴嘴由點火燒嘴和主燒嘴組成[13]，采用三通道(燃料氣、氣化劑和粉煤載氣)雙旋流形式，與爐體組成同軸受限射流場，燃料氣由中心通道進入氣化爐爐體，氣化劑經過內環旋流葉片加旋后形成強旋流場，CO2作為載氣攜帶煤粉經過3根螺旋管與強旋的氣化劑在噴嘴出口處形成強烈的旋流場，從而達到氣化劑與粉煤的充分混合[11]，噴嘴結構如圖1所示。

圖1 氣化爐噴嘴示意圖Fig.1 Schematic diagram of gasifier nozzle

氣化用羊場灣煤(YCW)，煤質分析見表1。氣化爐模擬條件如下：粉煤進料83300 kg/h；氧氣 43000 Nm3/h，溫度150℃；水蒸氣3000 kg/h，溫度350℃；載氣(CO2)10000 Nm3/h，溫度75℃。

2 數學模型

粉煤氣化過程涉及復雜的物理變化和化學變化，包括粉煤的熱解脫揮發分、揮發分及焦炭的燃燒、焦炭與氣化劑非均相反應和氣相組分均相反應等過程。脫揮發分采用兩步競爭模型，輻射采用P1模型，非均相反應采用多表面反應模型，均相反應采用EDC(渦耗散概念)燃燒反應模型，模型見文獻[5]。模擬過程針對爐內復雜的湍流和混合過程，采用如表2所列主要反應，其動力學參數已列出，其中，A為指前因子；Ea為活化能(J/kmol)；β為溫度指數。

表1 羊場灣(YCW)煤煤質分析Table 1 Properties of YCW coal

M—Moisture; A—Ash; V—Volatile; FC—Fixed carbon; C—Carbon element; H—Hydrogen element; O—Oxygen element; N—Nitrogen element; St—Total sulfur element;Qnet—Net calorific value

表2 主要反應和動力學數據[14]Table 2 Main reactions and kinetic parameters[14]

3 模型的建立

3.1 模型與網格

氣化爐氣化室尺寸如圖2所示。AB為爐體中心線，根據模型的對稱性，取1/4為計算域，對稱面設為周期面，其余壁面條件設為靜止壁面，氣化劑H2O(g)/O2通道設置旋流入射條件使粉煤旋流彌散。取氣化爐噴嘴入口端面圓心為坐標原點，氣化室高度h以z軸正向為正。

圖2 氣化爐氣化室模型尺寸Fig.2 Size of gasification chamber in the gasifier

利用ICEM CFD軟件將幾何模型網格化，采用六面體結構化網格，并對氣化室中心區及上半段進行網格加密，共計213576個單元，如圖3所示。

圖3 氣化室幾何模型及網格劃分Fig.3 Model and grid of gasification chamber(a) One quartet of geometry; (b) One quartet of grid

3.2 模擬結果驗證

計算過程采用分離式壓力-速度耦合算法，使用Realizablek-ε湍流模型，壓力求解用PRESTO!空間離散格式，組分和能量方程皆采用二階迎風格式，要求能量殘差小于1×10-5，質量殘差小于1×10-3，動量殘差小于1×10-4。氣化爐出口處采用面積積分方法(Surface integrals)，并通過鏡像獲得氣化爐整個出口面組分和溫度數據，見表3。模擬數據與工廠實際運行參數相符，模型選用合理。

表3 模擬結果與工業生產數據對比Table 3 Contrast of the simulation results and industrial data

n—Mole fraction

4 工藝參數的優化

4.1 旋流數

氣化噴嘴的旋流強度用旋流數S表示。李偉鋒等[15]根據現有的研究成果推導得出了旋流數的計算公式，李柏賢等[16]直接以氣化劑入口的切向分量和軸向分量之比得到旋流數S，并忽略徑向分量。采用后者的方法定義旋流數，取旋流數S為1.10、1.15、1.20、1.25、1.30等 5種情況進行模擬分析。

4.1.1 最佳旋流數

不同旋流數入射時爐內溫度分布如圖4所示，沿氣化爐高度方向(AB方向)，溫度變化趨勢一致，由噴嘴出口到燃燒中心區域快速升高，而后逐步降低至氣化室出口溫度；隨著旋流數的增加，噴嘴出口端面(A點所在平面)溫度逐漸增加，由455 K到607 K，可見旋流數增加使燃燒中心區位置上移，進而致使出口溫度逐漸下降。不同旋流數入射時，出口煤氣中CO和H2摩爾分數變化如圖5所示，由圖5可見，該結構尺寸爐型在旋流數為1.20時合成氣(CO+H2)摩爾分數最高為91.3%。綜合來看，當旋流數S為1.20時更有利于氣化反應的進行。

圖4 不同旋流數(S)下溫度沿氣化爐高度變化Fig.4 Axial temperature profile with different S

圖5 不同旋流數(S)下合成氣摩爾分數Fig.5 Mole fraction of synthesis gas with different S

4.1.2 氣化爐內流場分析

旋流數S=1.20時的爐內流場如圖6所示。由于旋流入射進入圓筒形氣化爐，圓筒壁面的約束使氣流做螺旋形運動，明顯存在4個區域：Ⅰ(外回流區)、Ⅱ(旋轉射流區)、Ⅲ(內回流區)和Ⅳ(管流區)。粉煤進入氣化室后，首先發生熱解析出揮發分，吸收大量的熱，使得靠近噴嘴區域溫度較低，而揮發分和部分焦炭燃燒放出大量的熱使中心燃燒區區域溫度升高，隨著焦炭氣化反應和水煤氣變換反應的持續，沿爐體高度(AB方向)溫度降低，H2、CO的含量逐步升高到出口達到最大值，如圖7、圖8 所示。

4.1.3 離散相運動分析

粉煤顆粒作為離散相物質，在氣流床氣化過程中屬稀相氣-固兩相流動，采用Lagrangian坐標系下隨機軌道模型方法追蹤顆粒運動情況，結果如圖9 所示。

圖6 速度矢量云圖Fig.6 Velocity vector contour

由圖9(a)可知，冷態時氣化劑通道存在較強旋流效果，表明對氣化劑通道所進行的設置合理，并且氣化爐內從上往下的旋流效果逐步明顯，在中心處流線出現螺旋式上升現象，形成內回流區域。由圖9(b)可知，粉煤顆粒在氣化劑的作用下做旋轉運動，延長了粉煤顆粒的停留時間，能夠提高粉煤顆粒與氣化劑在高溫、高壓條件下的反應時間，提高碳轉化率。

熱態反應時，如圖9(c)所示，旋轉射流區域明顯，顆粒主要集中在外回流區、旋轉射流區、壁面及管流區[17]。由圖6可知，在氣化爐的拱頂存在著回轉流，拱頂的回轉流會攜帶飛灰和灰渣，而持續不斷加入的原料煤粉又會在拱頂周向彌散，使拱頂處的溫度降低(見圖8)，因此拱頂的掛渣與中部及底部會在溫度和組成上存在差異[18]。中部距噴嘴下部燃燒區域較近，溫度也相對較高，到氣化爐下部因氣化反應的存在使得溫度降低，平均溫度1800 K左右。由表3可知，氣化爐出口溫度為1744 K，爐膛壁面直段部分(Straight part)延伸到出口壁面，溫度都較為均勻，均在1700 K左右，高于煤灰的流動溫度1621 K，渣層能達到流動的溫度要求，且煤粉的碳轉化率達到96.26%。

圖8 氣相溫度云圖Fig.8 Gas phase temperature contour

4.2 操作壓力

保持其它操作條件不變，氣化壓力分別取值為3.8、4.0、4.2、4.4 MPa，模擬結果見表4。由表4 可見，隨壓力的增大出口溫度略有降低、碳轉化率增加、氣化反應更為徹底，而H2和CO的摩爾分數變化較小，可見壓力對合成氣總量影響不大，與文獻[19]研究結論相一致。

圖10為不同操作壓力下氣化爐頂部和底部軸向速度。由圖10可知，因氣化爐內內、外回流區的存在，氣化爐上半段(較靠近A點)部分存在著速度負值，即反向回流速度。隨著氣化壓力的增加，回流速度逐步減小，出口速度也逐漸減小，能夠減小因回流造成對噴嘴表面的沖刷，同時利于延長粉煤顆粒在氣化爐內的停留時間，減少粗合成氣中飛灰夾帶量。但壓力過高能耗較高，故在保證正常負荷和合成氣產率的情況下，不宜采用較高壓力。根據以上分析能夠得到，當操作壓力為4.2 MPa時較適合于氣化反應。

圖9 氧氣和粉煤顆粒運動跡線Fig.9 Motion path lines of oxygen and coal particles (a) Oxygen path lines in cold flow field； (b) Coal particles path lines in cold flow field； (c) Coal particle char fraction trajectories in thermal flow field

p/MPaOutlet temperature/Kn/%H2COCO2Carbon conversion/%3.8175723.8867.404.7295.074.0175323.9767.394.8195.984.2174923.9668.014.9896.264.4173524.3067.714.7696.63

圖10 不同操作壓力下氣化爐頂部和底部軸向速度Fig.10 Axial velocity in gasifier top section and bottom section under different operation pressures(a) Top section of the gasifier; (b) Bottom section of the gasifier

4.3 煤/氧質量比m(C)/m(O)

固定粉煤的量，以煤/氧質量比體現氧氣的消耗量，取m(C)/m(O)為1.2、1.3、1.4和1.5等4種情況考察氧氣量對氣化反應的影響，模擬結果如圖11、圖12所示。

由圖11可知，隨著煤/氧比的增加，氧氣量減少，反應溫度降低，致使氣化爐內溫度也逐步降低，使得CO和H2O變換反應向放熱方向(正方向)進行，即H2的量逐步增加，而CO的量逐步減少。由圖12可知，隨著煤/氧比的增加，氣化爐直段部分(Straight part)壁溫也逐步的降低，溫度過低將不利于熔渣的沉積與流動，而溫度過高則會對氣化爐水冷壁面造成損害，且壁面高溫區皆出現在直段壁面部分約1/3處，此處應加強防護以防水冷盤管因溫度較高而燒損。圖13為4種煤/氧比下碳轉化率和CO+H2摩爾分數的變化趨勢。由圖13 可見，CO+H2的量隨著煤/氧比的增加而呈現先增加后降低的趨勢，而碳轉化率則呈現下降趨勢。綜合考慮以上因素，煤/氧比控制在1.3時較合適。

圖11 不同m(C)/m(O)時H2和CO摩爾分數沿氣化爐高度變化Fig.11 Axial profiles of mole fraction of H2 and CO under different m(C)/m(O)(a) Mole fraction of H2; (b) Mole fraction of CO

圖12 不同m(C)/m(O)下直段部分壁溫分布Fig.12 Temperature profile along straight part wall under different m(C)/m(O)

5 結 論

(1)針對粉煤氣化過程選擇了相應的模型做模擬計算，所得結果與工廠實際生產數據相符，模型選擇合理；以旋流數S=1.20入射時，各流場分布較好；沿氣化爐高度(AB)方向，H2和CO濃度增加，溫度則是先升高后降低；粉煤顆粒作為離散相物質主要分布在外回流區、旋射流區、壁面和管流區，粉煤顆粒具備形成渣層和渣層流動的條件。

圖13 不同m(C)/m(O)下合成氣摩爾分數和碳轉化率Fig.13 Synthesis gas mole fraction and carbon conversion under different m(C)/m(O)

(2)當操作壓力由3.8 MPa升至4.4 MPa，對CO和H2產量影響很小，碳轉化率逐漸增大；煤氧比m(C)/m(O)由1.2升至1.5，碳轉化率由98.7%降至86.3%。m(C)/m(O)=1.3時合成氣量最高，氣化效果最佳。