基于CPFD方法的流化床生物質氣化數值模擬

任喜熙，陳祁，楊海平，張世紅，王賢華，陳漢平

（華中科技大學煤燃燒國家重點實驗室，湖北武漢430074）

引 言

生物質氣化被認為是一種很具前景的清潔能源利用技術[1]。流化床作為一種燃料適應性廣、效率高、氣固混合充分以及溫度場均勻的反應器，已經被廣泛用于生物質氣化等熱轉換過程，國內外學者也進行了大量的實驗和模擬研究[2-7]。目前數值模擬中的半經驗和經驗模型可以替代實驗進行預測[8]，隨著計算流體動力學（CFD）的發展，已經可以較準確地預測流化床生物質氣化[4,7]。

氣化過程大多是吸熱的，通常通過燃燒的方式來提供氣化反應所需的熱量[9]，所以常使用空氣作為氣化劑，但是空氣氣化熱值較低，經濟效益較差，而水蒸氣氣化的合成氣熱值高，因此水蒸氣混合空氣氣化具有較高的應用價值[10]。Pauls等[11]和車德勇等[12]應用Aspen Plus 建立了生物質在空氣-水蒸氣下的氣化模型，并探究了空氣當量比和水蒸氣與生物質的比對氣化特性的影響；Gerber 等[4]和虞君武等[2]建立了鼓泡流化床的歐拉雙流體（TFM）模型，同時對初始床高、木屑進料速率、熱邊界條件以及初級和二次熱解動力學進行了探究，結果表明初始床高和木屑進料速率對氣體組分的影響相對較小；Zhao 等[13]基于CFD-DEM 方法在超臨界水的條件下探究了壁溫以及流速對生物質氣化反應的影響。然而，前人的工作主要集中在二維，而二維模型忽略了一個維度的物理變化，雖然可以較精準地描述實驗現象，但是對流化床反應器，爐內顆粒和流體的運動存在各向異性的脈動，三維模型模擬可以實現更精確和更精細的模擬[14]。

計算顆粒流體動力學（CPFD）方法因為可以模擬流態化過程中的大量顆粒而被廣泛關注，其具有以下優點[7,15]：（1）對于整個反應過程進行模擬，描述顆粒的詳細粒徑分布；（2）無須人為區分流化床的稀相區和密相區；（3）對屬性相同的顆粒打包處理成“計算顆粒”，可以處理1016數量級別的顆粒；（4）可以定義顆粒的組分以及準確地追蹤顆粒的運動和化學反應特性，既保證了計算精度又能提高計算效率。Di Nardo 等[15]和Xie 等[16]對于煤氣化的研究表明，CPFD 方法可精確模擬流化床氣化反應的產物分布，對于形態多樣、反應復雜的生物質顆粒來說，CPFD 方法在處理三維模型中顆粒運動、化學反應方面極具優勢，因此可將該方法引入到流化床生物質氣化的研究中。

因此，為探究生物質屬性和操作條件對氣化特性的影響，尋找氣化反應的最佳工況，本研究將采用CPFD 方法建立鼓泡流化床的三維數值模型，詳細描述床料顆粒和生物質顆粒的粒徑分布，考慮生物質空氣-水蒸氣氣化的熱解脫揮發分、焦炭燃燒氣化反應以及均相氣體反應。探究氣化爐內氣體分布以及溫度分布，并進一步探究生物質顆粒粒徑、含水率、種類以及床層高度和氣化溫度對生物質氣化特性的影響。

1 實驗的物理模型與數值模型

1.1 氣化爐反應器結構

本研究所使用的實驗設備是實驗室規模的鼓泡流化床，物理模型和實驗數據均來自文獻[17]。幾何模型簡化為直徑為50 mm、高度為500 mm 的三維氣化爐，如圖1 所示。生物質通過2個螺旋給料器送入爐膛中，進料口離底部50 mm 高、直徑為40 mm；氣化介質從氣化器底部供入，空氣經預熱器預熱到60℃，水蒸氣通過蒸汽產生器和加熱器加熱到200℃；合成氣從氣化爐頂部排出。氣化器底部為單個穿孔型的布風板，用4 個2.0 kW 的電加熱線圈加熱，氣化溫度維持在800℃，詳細的氣化爐結構和實驗數據見文獻[18]。生物質的工業分析和元素分析如表1所示。

圖1 鼓泡流化床氣化反應器示意圖Fig.1 Schematic diagram of bubbling fluidized bed gasification reactor

1.2 基于CPFD方法的數學模型

CPFD方法基于單元內源項顆粒群法(MP-PIC)[19]，流體相通過Navier-Stokes 方程以及離散相顆粒對流體相的作用進行描述，氣相湍流模型采用大渦（LES）模擬的方法（適用于三維模型），大尺度的渦結構采用直接求解N-S 方程，小尺度的渦結構采用Smagorinsky 模型[20]計算；顆粒采用拉格朗日框架下的MP-PIC 方法描述，對屬性相同的顆粒進行打包處理，形成“計算顆粒”[18-19]。氣固兩相之間的阻力模型采用Gidaspow 模型[21]。在CPFD 方法中，顆粒的密度是保持不變的，所以顆粒相因化學反應而質量減少必然導致顆粒直徑的減小。主要的控制方程概述如表2所示。

1.3 化學反應模型

生物質干燥過程迅速，因此假設生物質中的水分在進料口瞬間蒸發，水分以水蒸氣的形式進入氣化爐，即不考慮生物質干燥模型。主要考慮生物質的熱解模型、焦炭燃燒氣化模型以及氣相反應模型。

1.3.1 熱解脫揮發分模型 生物質熱解反應是一個非常復雜的反應過程，在實驗中采用簡化的單方程模型，不考慮生物質中少量的硫元素和氮元素的影響，同時高碳烴類含量較低也不予考慮，輕烴類產物都認為是CH4。由于流化床內傳熱速率快、氣固流動充分，熱解反應的反應速率比其他反應速率高幾個數量級[6]，因此假設熱解在整個顆粒中均勻發生，且在進料口瞬間完成。熱解脫揮發分化學方程式如下：

式中，Y 為產率，%；n 為熱解脫揮發分后產生氣體的質量分數。其系數主要通過兩種方法確定：（1）通過熱解實驗確定，本實驗中采用的就是由Loha 等[17-18]以及在固定床上的熱解實驗獲得的數據；（2）主要組分通過Loison-Chovin 模型[22-24]計算，再通過元素分析數據確定其他組分含量。

1.3.2 氣固反應 生物質熱解后的焦炭燃燒、氣化建模主要考慮：（1）焦炭燃燒反應；（2）水蒸氣氣化反應；（3）CO2氣化反應；（4）甲烷化反應。普遍認為甲烷化反應的速度遠遠低于蒸汽氣化[4]，非均相化學反應方程式和化學反應速率建模如表3所示。

表1 稻殼的工業分析和元素分析Table 1 Proximate analysis and ultimate analysis of rice husk

表2 控制方程［18-19，21］Table 2 Governing equations［18-19，21］

表3 非均相動力學參數及其表達式［18-19］Table 3 Heterogeneous kinetic parameters and expressions［18-19］

1.3.3 均相反應 除了非均相反應外，還有許多氣體之間發生的反應。它們是熱解脫揮發分過程中產生的氣體與氣化反應產物氣體的反應，揮發性氣體的燃燒和重整對合成氣組成以及氣化特性有很大影響。化學反應方程式以及反應動力學參數如表4 所示。在均相反應中，只有水煤氣轉化反應被模擬為平衡反應，該反應正反應為放熱反應，在較低溫度下有利于產生CO2和H2，在較高溫度下有利于產生CO和H2O[26]。

1.4 模擬實驗條件的設定

本實驗采用的Barracuda 軟件，是由美國CPFD Software 公司開發的專門用于模擬流態化過程及化學反應的軟件包。具體的邊界參數設置如表5 所示，參數的取值參考了文獻[7,15,18,27-29]。壁面溫度設定為800℃，初始狀態下填充150 mm 高的SiO2沙粒，初始堆積體積分數為0.45，粒度分布如表6 所示。如圖2 所示，在15 s 后出口氣體的質量流率基本保持不變，達到了動態平衡，因此選取15 s后的平均數據進行進一步探究。

2 結果與討論

2.1 網格無關性驗證

本實驗的模型網格通過尺寸自適應的笛卡兒網格劃分。在相同條件下，使用4286、8928、12784和15982 個計算網格分別進行模擬實驗，取出口氣體的摩爾分數進行比較。一般而言，網格數量越多，預測的準確性就越高。如圖3所示，在網格數量達到8928個以上時，出口氣體的摩爾分數顯示出良好的一致性，而網格數量為4286個時與其他數量網格具有較大差異。因此本文使用計算較為準確且計算成本較低的8928個網格。

表4 均相動力學參數及其表達式［6，18-19，25］Table 4 Homogeneous kinetic parameters and their expressions［6，18-19，25］

表5 模擬的邊界條件和參數［7，15，18，27-29］Table 5 Simulated boundary conditions and parameters［7，15，18，27-29］

表6 沙粒粒徑分布Table 6 Sand particle size distribution

圖2 出口氣體質量流率隨時間的變化Fig.2 Change of outlet gas mass flow rate with time

圖3 出口氣體摩爾分數隨網格數量的變化Fig.3 Variation of outlet gas mole fraction with the number of grids

2.2 模型驗證

描述本實驗物理現象的流化床數值模型以及化學反應動力學模型均來自前人發表的文獻，為了確保數值模型的準確性，將模擬結果與實驗結果進行了對比驗證，如圖4 所示。ER 表示實際空氣量與理論空氣量的比值，S/B 表示水蒸氣與干生物質的比例。模擬結果與實驗結果具有良好的一致性，模擬準確地預測了CH4、CO、N2的摩爾分數，誤差基本在10%以下。然而模擬仍存在一些問題，如過高的預測了H2的產生，這可能由于H2含量較少導致誤差相對較大；模擬也低估了CO2的產生，最大誤差為15.52%。較大的誤差可歸因于復雜的流化床氣化反應系統以及動力學參數，總體而言，該誤差滿足模擬實驗的要求，可以進行后續的模擬實驗。

2.3 氣化爐內氣體分布以及溫度分布

2.3.1 氣體分布 圖5為氣體沿氣化爐軸向變化的平均分布圖。在生物質入口處，認為生物質瞬間熱解，所以由熱解脫揮發分產生的氣體在入口處濃度最大，O2在入口處就被CO、CH4、H2以及焦炭顆粒的燃燒完全消耗。CH4的濃度主要受揮發分含量的影響，而脫揮發分主要發生在氣化爐的下部，因此在生物質入口的高度以上，CH4濃度的變化可以忽略不計。CO2的濃度在氣化劑入口處最大，在生物質入口處開始與焦炭發生氣化反應，因此入口后CO2的濃度顯著下降，之后由于水煤氣變換的正向反應，CO2又逐漸升高。另一方面，水煤氣變換反應在較低溫度時有利于產生CO2和H2，因此在床層高度后H2的濃度逐漸增加，H2O 和CO 的濃度逐漸降低。

圖4 實驗數據與模擬數據比較Fig.4 Comparison of experimental data and simulated data

2.3.2 溫度分布 圖6 和圖7 展示了流體溫度隨著爐膛高度的變化。從爐膛底部到床層高度這一段，由于焦炭和揮發分的劇烈燃燒放熱導致溫度不斷上升，而在床層高度以上時，溫度會發生急劇的下降，這是由于此時氧氣已經被消耗完畢，氣化反應占主導，吸收大量熱量，使得爐溫下降。然而在0.25m 之后，焦炭顆粒被消耗完畢，二氧化碳氣化、水蒸氣氣化速率降低，水煤氣變換的正向放熱反應會使溫度有一個小幅度的回升，但總體趨勢是溫度隨著爐膛的高度逐漸下降。

另一方面，可以發現氣化爐內部溫度相對比較均勻，氣化劑和生物質進入爐膛后能迅速加熱升溫。床層表面反應非常劇烈，在床層表面以下主要是發生燃燒反應放出熱量為氣化反應提供熱量，床層表面以上主要發生氣化反應吸收熱量。圖7中也可以觀察到，在爐膛左側出現了局部高溫，這對氣化爐的穩定性是不利的，這可能是由于生物質進入爐膛后，還未與床料充分混合便被揮發分氣體和播料風夾帶到了床層表面，而左側位置由生物質熱解產生的CO2、H2O 和CH4濃度較低，氣化吸熱反應較弱，從而出現了局部溫度較高的情況，因此在氣化爐設計中需要考慮生物質與床料的充分混合問題，可以將進料口設計一定的角度，使生物質斜向下進入氣化爐。

2.4 生物質原料屬性對氣化特性的影響

2.4.1 生物質顆粒粒徑對氣化特性的影響 生物質顆粒的粒徑是影響合成氣質量和氣化特性的重要參數之一。對進入氣化爐的生物質顆粒進行破碎、研磨、干燥等預處理與能源的消耗成本有關。本文研究了生物質顆粒在氣化溫度為800℃，當量比ER=0.35，S/B=0.5 的條件下對氣化特性的影響。顆粒粒徑對出口合成氣摩爾分數的影響如圖8 所示。可以發現在顆粒粒徑大于0.6 mm 時，CO2的摩爾分數增加，而CO、H2和CH4的摩爾分數隨著顆粒粒徑的增加而降低。這是因為隨著生物質顆粒粒徑增大，O2向其擴散作用減弱，導致熱解后的焦炭與氧氣反應困難，使得脫揮發分產生的氣體被氧氣大量消耗，產生了更多的CO2；另一方面，焦炭燃燒反應減弱后產生的熱量減少，使CO2和水蒸氣的氣化反應速率降低，導致氣化特性變差。而對于顆粒粒徑小于0.6 mm，出口的摩爾分數產生了相反的規律，這是因為在流化床中細小的顆粒容易被氣體夾帶出反應區域，導致焦炭燃燒和氣化反應不完全，所以過小的顆粒不利于氣化反應，將生物質顆粒研磨、破碎到較小顆粒也需要消耗更多能量。圖9 展示了CGE（cold-gas efficiency）、LHV（lower heating value）和碳轉化率隨著生物質顆粒粒徑的變化規律，生物質顆粒直徑從0.2 mm 增加到0.6 mm 時，CGE、LHV 和碳轉化率均隨之增加；生物質顆粒進一步增加時，CGE、LHV 和碳轉化率均隨之減小。因此，生物質顆粒粒徑對氣化性能的影響存在一個最優值，平均粒徑為0.6 mm 的生物質顆粒是最佳的。

圖5 氣體沿氣化爐軸向變化的平均分布（ER=0.3,S/B=0.5）Fig.5 The average distribution of gas changes along the axis of the gasifier (ER=0.3,S/B=0.5)

圖6 流體溫度沿軸向的變化（T=25 s,ER=0.3,S/B=0.5）Fig.6 Fluid temperature changes along the axis

2.4.2 生物質含水率的影響 圖10 為生物質含水率對氣化爐出口合成氣的摩爾分數影響，操作條件和上述相同。可以觀察到含水率對可燃氣體成分的影響較大，在空氣和水蒸氣的混合氣化下，H2、CO以及CH4的摩爾分數均隨著含水率從5%至20%而降低，CO2的摩爾分數也隨著含水率從5%到20%而增加，這主要是因為隨著水分的增加，水蒸氣分壓增加導致水煤氣變換反應向正向進行，即產生更多的CO2和H2。同時，過高含水率的生物質進入爐膛后會降低爐內溫度，降低氣化反應速率，因此含水率較高的生物質不利于CO2和H2O 的氣化反應。所以，為了在水蒸氣混合氣化時獲得質量較高的合成氣，建議在將生物質送入氣化爐之前進行干燥處理，盡可能保持較低水分。

圖7 流體溫度沿軸向變化的云圖Fig.7 Contour of fluid temperature changing along the axis

圖8 顆粒粒徑對合成氣摩爾分數的影響Fig.8 Effect of particle size on the mole fraction of syngas（800℃，ER=0.35，S/B=0.5）

圖9 顆粒粒徑對CGE、LHV和碳轉化率的影響Fig.9 Effect of particle size on CGE,LHV and carbon conversion rate（800℃，ER=0.35，S/B=0.5）

2.4.3 生物質種類對氣化特性的影響 生物質熱解產生的揮發分組成對出口氣體的組成影響較大，為了準確預測實驗，本實驗先通過管式爐對四種干燥后的生物質在800℃、氮氣氣氛下進行了熱解脫揮發分實驗，實驗收集到的氣體用GC-MS 檢測其成分，輕烴類產物都認為是CH4，結果如表7所示。工業分析和元素分析結果如表8 所示。本實驗主要探究生物質不同的化學組成對氣化特性的影響，不考慮生物質的物理結構差異，四種生物質顆粒均視為直徑呈0.25～0.35 mm 正態分布的細小顆粒。

圖10 生物質含水率對合成氣摩爾分數的影響（800℃，ER=0.35，S/B=0.5）Fig.10 Effect of biomass moisture content on the mole fraction of syngas(800℃,ER=0.35,S/B=0.5)

表7 熱解實驗的氣體組成Table 7 Gas composition of pyrolysis experiment

不同生物質在空氣和水蒸氣混合氣化下出口處的可燃氣體產量如圖11 所示，三種可燃氣體中，鋸末的產量最大，其中H2產量為8.12 mol/kg，遠高于其他三種生物質，緊接著是稻殼和樹皮，產量最少的是秸稈。對于CH4和CO，也呈現出了相似的規律，樹皮和秸稈的產量均較低。

圖12展示了不同生物質的氣化效率、碳轉化率和低位發熱量的變化規律。可以發現，鋸末的氣化效率最高，為70.87%，低位熱值也高于其他生物質，其次是稻殼，最低的是秸稈。值得注意的是，對碳轉化率來說，鋸末并不是最優的，稻殼的碳轉化率最高，為64.71%；鋸末的碳轉化率其次，為60.50%；樹皮和秸稈的碳轉化率較低。可見，使用鋸末進行氣化，效率高、可燃氣體產量大、氣體熱值高，這主要得益于鋸末高揮發分含量、高碳元素占比以及極低的灰含量；樹皮和秸稈的氣化特性較差，主要因為其灰分含量和水分含量較大，進入氣化爐的可反應物較少，同時內在水分也降低了氣化反應的溫度。

表8 四種生物質的工業分析和元素分析Table 8 Industrial analysis and elemental analysis of the four biomass

圖11 不同生物質氣化的可燃氣體產量Fig.11 Combustible gas production from different biomass gasification（800℃,ER=0.35,S/B=0.5）

圖12 不同生物質氣化的CGE、LHV和碳轉化率Fig.12 CGE,LHV and carbon conversion rate of different biomass gasification（800℃,ER=0.35,S/B=0.5）

2.5 操作條件對氣化特性的影響

2.5.1 氣化溫度的影響 從圖13中可以看出，溫度升高，合成氣中可燃氣體H2和CO 的產量增加，而CO2和CH4的產量降低。由于CO2氣化反應、水蒸氣氣化以及甲烷和水蒸氣的反應都是吸熱反應，因此溫度升高有助于可燃氣體H2和CO 的生成。水煤氣變換反應在高溫下有利于產生CO 和H2O[26]，消耗CO2和H2，而H2的生成量大于消耗量，因此CO2的產量降低，CO、H2產量升高。H2/CO 的比例也隨溫度逐漸升高，說明溫度升高后，H2的產量增加量大于CO 的產量增加。氣化效率也從800℃的56.85%增加到了900℃的61.75%。因此，提高溫度會增加合成氣的質量，有助于提高氣化效果，同時可以改變H2/CO的比例。

圖13 氣化溫度對氣體產量的影響（ER=0.35,S/B=0.5）Fig.13 Effect of gasification temperature on gas production(ER=0.35,S/B=0.5)

圖14 初始床層高度對出口氣體摩爾分數的影響（ER=0.35,S/B=0.5）Fig.14 Effect of initial bed height on outlet gas mole fraction(ER=0.35,S/B=0.5)

2.5.2 初始床高的影響 初始床層高度對氣固流動影響較大，尤其是對于顆粒體積分數和壓力，這些影響進而對化學反應產生作用，使得生物質顆粒停留、反應時間發生變化，影響出口氣體的組成。本研究中，75～225 mm 的床層高度被用來研究對出口氣體組成的影響。如圖14 所示，初始床層低于130 mm 時，生物質顆粒被氣流夾帶嚴重，氣化效果較差；而大于130 mm 時，CO 和CH4隨著初始床層高度的增加而增加，CO2和H2隨之減小。初始床層高度使得密相區的高度發生變化，高度增加后，生物質熱解后的焦炭顆粒停留時間更長，且不容易被夾帶出爐膛，同時反應區域溫度更高，高溫有利于水煤氣逆反應生成CO 消耗CO2和H2[26]。同時，初始床層高度的改變也使得H2/CO 的比例發生變化。工業應用中，對合成氣含量中的H2/CO 有要求，因此可以通過改變床層高度的方法改變H2和CO相對組成。

3 結 論

本文采用CPFD 方法對鼓泡流化床生物質氣化反應進行了幾何建模和模擬研究數值模擬，模擬數據和實驗數據呈現出良好的一致性，同時探究了爐內的氣體分布和溫度分布，研究了生物質屬性和操作條件對空氣-水蒸氣混合氣化特性的影響，主要結論歸納如下：

（1）對于原料屬性，在生物質顆粒大于0.6 mm時，CO2的摩爾分數隨著顆粒粒徑的增加而增加，而CO、H2和CH4的摩爾分數降低；LHV、CGE 以及碳轉化率也隨之減小，氣化性能變差；當顆粒粒徑小于0.6 mm，規律恰好相反。因此，生物質顆粒粒徑對氣化性能的影響存在一個最優值，平均粒徑為0.6 mm的生物質顆粒是最佳的。高含水率會降低氣化溫度，不利于氣化反應，因此需將生物質進行干燥預處理，盡可能保持較低水分。使用鋸末氣化效率高、可燃氣體產量大、氣體熱值高，而樹皮和玉米秸稈的氣化特性較差。稻殼的氣化指標均僅次于鋸末，而碳轉化率高于鋸末。

（2）對于操作條件，氣化溫度升高，可燃氣體的摩爾分數增大，CO2的摩爾分數下降，氣化效率也從800℃的56.85%增加到了900℃的61.75%。初始床層達到一定高度后繼續增加，生物質熱解后的焦炭顆粒停留時間變長，高溫反應區增高，有利于水煤氣逆反應生成CO、H2O，同時使得H2/CO 的比例隨之降低，因此可以通過改變床層高度的方法改變H2/CO的比例。

符 號 說 明

A——顆粒加速度

Cv——比定容熱容

Dg——氣相湍流擴散系數

dp——顆粒直徑

ds——顆粒直徑，m

Fs——顆粒間的摩擦應力

g——重力加速度，m/s2

hg——混合物焓值

P——平均壓力，Pa

Qij——顆粒間的導熱

Qradi——顆粒與壁面間的輻射換熱

Qreac——反應熱

Qsg——顆粒與氣體間的對流傳熱

q——氣體相與固體相之間的能量傳遞

q˙D——由于組分擴散引起的能量變化

Re——Reynolds數

Sh——氣體相與固體相之間的能量傳遞

ug，us——分別為氣、固相速度，m/s

Yg,i——氣體組分的質量分數

αg，αs——分別為氣、固相體積分數

ρg，ρs——分別為氣、固相密度，kg/m3

τg——氣相應力張量

τs——顆粒碰撞應力

φ——黏性耗散