基于水煤漿預熱煤氣化的旋梯式螺旋折流板換熱器的模擬和優化

2021-09-13 09:21:32李國智王松江孫志欽王斯民

煤化工 2021年4期

李國智，王松江，孫志欽，王斯民

（1.中石化煉化工程（集團）股份有限公司洛陽技術研發中心，河南洛陽 471003；2.西安交通大學，陜西西安 710049）

根據煤炭進料狀態的不同，煤氣化可以分為濕進料即水煤漿氣化和干進料即粉煤氣化兩類。大量的文獻[1-3]表明，水煤漿氣化的冷煤氣效率、碳轉化率和熱效率低于粉煤氣化，而水煤漿預熱技術被認為是解決該問題的一個有效手段。

1983 年，K.MIYATANI[4]提出了汽化水煤漿預熱技術，即水煤漿在進入氣化爐前被預熱設備加熱，使其中的水分汽化，從而使水煤漿變成煤粉和飽和或過熱蒸汽的混合物。之后H.USUI[5-6]等繼續進行了相關研究，發現經過預熱，水煤漿氣化的冷煤氣效率明顯提高，氧氣消耗明顯減少。

然而在管道中預熱水煤漿至汽化存在管道易堵塞、壓降過大、對高溫熱源要求高的問題。因此S.M.WANG 等[7-8]提出非汽化水煤漿預熱技術，即在加熱過程中仍然保持水煤漿為液固懸浮液，在旋梯式螺旋折流板換熱器殼側預熱水煤漿，數值模擬和實驗研究結果驗證了其可行性，得到了預熱時殼側傳熱和阻力系數關聯式。

雖然研究者在應用旋梯式螺旋折流板換熱器預熱水煤漿方面已經做了一些工作[7-8]，但增設旋梯式螺旋折流板換熱器后對煤氣化系統經濟性的影響還需要從定性到定量的分析，同時基于經濟性分析，換熱器的結構參數還需要進一步優化。本文將Aspen Plus 過程模擬與計算流體動力學（CFD）模擬相結合，對采用旋梯式螺旋折流板換熱器預熱的水煤漿氣化過程進行了模擬，研究了換熱器的結構參數（折彎角、折彎度、相對高度）對氣化系統經濟性的影響，并優化了其結構參數，克服了在化工過程模擬中缺乏新型換熱器單元模塊的缺點，實現了更精確的計算，可為水煤漿預熱器的工業設計和結構選型提供理論指導。

1 模型構建

帶有水煤漿預熱單元的德士古氣化工藝主要分為制漿、預熱、氣化和氣體處理4 個單元。煤被粉碎并與水混合以生產水煤漿。采用旋梯式螺旋折流板換熱器對水煤漿進行預熱后，水煤漿與來自空分設備的氧氣一起進入氣化爐。在氣化爐底部，氣化產物進入輻射合成氣冷卻器中冷卻降溫，灰分作為爐渣去除。粗合成氣在對流式合成氣冷卻器中進一步冷卻，并進入洗滌器進行脫硫。值得注意的是，預熱水煤漿的熱源可采用系統中各冷卻器回收熱量而產生的蒸汽。

采用Aspen Plus 軟件對氣化單元進行計算。對于水煤漿預熱單元中的新型旋梯式螺旋折流板換熱器，采用CFD 進行計算更有優勢，可以得到更準確的結果、易于實現結構優化。因此，水煤漿預熱單元采用CFD 計算，之后將計算得到的溫升作為輸入變量，導入Aspen Plus 進行氣化模擬。

1.1 預熱單元

在水煤漿預熱單元中，采用旋梯式螺旋折流板換熱器預熱水煤漿。旋梯式折流板（截面示意圖見圖1）由A、B、C 3 個平面板組成，其中A 平面和C 平面垂直于管束方向，B 平面與A 平面成折彎角α。折彎度φ定義為折彎處到圓心處距離S 與折流板沿管束方向的投影半徑Ri之比(φ=S/Ri)，相對高度ω 為折流板高度H 與折流板沿管束方向的投影直徑Di之比(ω=H/Di)[9]。經裝配后的管束和折流板示意圖如圖2 所示。殼側有定距桿和假管用于固定折流板和增加殼程流動湍動程度，最后采用參數化建模的方法得到幾何結構。旋梯式螺旋折流板換熱器的結構參數見表1。

圖1 旋梯式折流板截面示意圖

圖2 折流板安裝與管束示意圖

表1 換熱器的幾何參數

為了簡化數值模擬，有如下假設：（1）換熱器的各部分都是由無厚度的面構成的；（2）忽略了折流板與殼體之間以及折流板與管之間的間隙；（3）殼側的流體流動是湍流的，處于穩定狀態；（4）換熱管的壁面簡化為恒溫壁面，忽略了對環境的熱損失；（5）水煤漿的物性參數與溫度和壓力無關。

用流變儀對水煤漿進行了流變實驗，結果表明實驗所用質量分數為52.13%的水煤漿的流變性符合賓漢模型，流變模型可以用式（1）表示。

采用經過重整化群處理的RNG k-ε 模型，可有效提升高應變率及強流線彎曲時的計算精度，并提供了考慮低雷諾數效應的有效黏度計算公式。當流體為不可壓縮的流體時，其控制方程見式（2）～（6）。

連續性方程：

式中：ρ 為密度，kg/m3；v→為速度，m/s。

動量方程：

能量方程：

式中：E 為單位質量總能量，J/kg；keff為有效導熱系數，W/（m·K）；T 為溫度，K；為有效偏應力張量，Pa。

湍動能k 方程：

式中：αk為湍動能的逆效應普朗特數；μeff為有效黏度，Pa·s；Gk為由速度梯度引起的湍動能，m2/s2；t 為時間，s；ui為速度，下標i 代表x、y、z 方向，m/s。

湍流耗散率ε 方程：

式中：αε為湍動能耗散率的逆效應普朗特數為模型經驗常數。

考慮到殼側幾何的復雜程度，網格采用非結構化網格。水煤漿在殼程流動時，體積流量為10 m3/h，進口溫度298.15 K，管壁溫度固定為473.15 K，折流板為耦合壁面，其他壁面為無滑移、不可滲透的絕熱壁面。求解基于有限體積法，壓力速度耦合為SIMPLE 算法，采用二階迎風格式計算對流項。收斂準則是質量方程和動量方程的歸一化殘差小于1×10-4，其他方程的歸一化殘差小于1×10-6。

響應面是指響應變量與一組輸入變量之間的函數關系，通過求解面心中心組合設計產生的采樣點，利用回歸分析確定響應面。通常考慮到高效率和全局優化，首選二階多項式形式來擬合響應面，見式（7）。

式中：m 是多項式的階數；b0，bi，bii，bij是回歸系數，可以用最小二乘法得到。

1.2 氣化單元

水煤漿氣化過程是煤復雜的熱化學轉化過程，包括熱解反應、氧化反應和還原反應等一系列復雜的化學反應[10]。RK-SOAVE 物性方法特別適用于高溫高壓的煤氣化反應[11]。煤和灰分的焓模型和密度模型分別為HCOALGEN 和DCOALIGT。HCOALGEN 模型包含了許多燃燒熱、生成熱和熱容的關聯式。DCOALIGT 模型給出了干基煤的真實密度。

本模擬采用的煤為產自中國的煙煤，其工業分析結果為水分2.315%、灰分7.492%、揮發分32.241%、固定碳57.952%。煤的元素分析結果（質量分數）為C 71.580%、H 4.632%、N 1.040%、S 0.544%、O 16.461%。煤的高位熱值（HHV）根據S.A.CHANNIWALA 等[12]提出的公式計算，為29 000.12 kJ/kg。在模擬前需規定在整個反應過程中出現的物質，包括O2、H2、CO、CO2、N2、H2O、CH4、NH3、HCN、H2S 和COS，同時煤和灰分被定義為非常規組分。

德士古水煤漿氣化模擬流程圖見圖3。利用混合器即MIXER 模塊模擬煤與水的混合過程，通過泵即PUMP 模塊將得到的水煤漿加壓至4.2 MPa。由于煤是復雜的混合物，很難直接處理，因此將煤作為一種非常規固體組分，在分解反應器即RYield 反應器中分解為基本物質（C、H2、N2、O2、S 等），然后在氣化爐即RGibbs 模塊中與氧氣一起反應，完成煤氣化過程，在氣化爐中，氣化溫度保持在1 280 ℃。分解反應器與氣化爐之間有一股熱流來進行熱交換，氣化爐和環境之間還有一股熱流用來模擬氣化爐與環境之間的熱損失。最后用MHeatX 模塊、Heater 模塊、SEP 模塊分別模擬輻射合成氣冷卻器、對流合成氣冷卻器以及排渣和清洗過程。

圖3 德士古水煤漿氣化模擬流程圖

2 經濟性分析

在分析水煤漿預熱煤氣化系統的經濟性時，重點考慮預熱單元加入后的影響：一方面，由于增加了水煤漿換熱器，提高了設備成本和克服換熱器壓降的運行成本；另一方面，水煤漿在換熱器中獲得的溫升提高了氣化過程的能源利用效率，同時水煤漿被預熱后還會降低氧氣的用量。

2.1 總收益

增設水煤漿預熱換熱器后，總收益Itot由合成氣收益Isyn和氧氣節約收益構成。

在換熱器的整個生命周期，合成氣收益可以由式（8）計算。

式中：n 為設備壽命期，取10 a；H 為年運行時間，取7 500 h；Vsyn為因預熱而多生產的合成氣的體積流量，m3/h；Psyn為單位合成氣的價格，$/m3。

不考慮短期的價格波動性因素，Z.Y.YAO 等[13]認為合成氣的價格與合成氣的高位熱值有關，關系式見式（9）。

式中：HHVsyn為合成氣的高位熱值，MJ/m3，可由軟件計算得到；fg為單位熱值價格，取0.006 78 $/MJ。

通過比較近幾年用于煤氣化的空分裝置運行費用，發現高純度氧氣的制取成本在225 kWh/t～270 kWh/t[14-15]，本文取中間值247.5 kWh/t 作為氧氣的生產成本。因此氧氣節約收益可以由式（10）計算。

2.2 總費用

若忽略增加的管道成本，增設水煤漿預熱換熱器的總費用Ctot主要包括換熱器的設備成本Ci和換熱器的總運行成本Cod。

當換熱器材料為不銹鋼時，換熱器的設備成本可由換熱面積(A)估算[16]，見式（11）。

而運行成本可以由式（12）表示[17]。

其中CO=PkelH

式中：i 為年折舊率，取10%；η 為泵效率，取0.6；ΔP為水煤漿流過換熱器的壓降，Pa；V 為水煤漿的體積流量，m3/s；CO為年泵功產生的操作費用，$。

3 結果和討論

3.1 模型驗證

3.1.1 CFD 模型的驗證

在不同水煤漿（質量濃度52.13%）體積流量時模擬的溫升和殼側壓降結果與文獻[8]實驗數據對比分別見表2 和表3。由表2 和表3 可知，溫升偏差率的絕對值為3.725%～11.038%，平均為6.910%；壓降偏差率的絕對值為0.858%～3.788%，平均為2.283%，表明了數值方法的可靠性。

表2 溫升模擬值與實驗值[8]的對比

表3 壓降模擬值與實驗值[8]的對比

3.1.2 Aspen Plus 過程模擬模型的驗證

根據文獻[18]的實驗條件和結果，建立了水煤漿氣化工藝驗證模型，模擬結果與文獻[18]中實驗結果對比如表4 所示。由表4 可知，合成氣組分模擬結果與實驗結果相差不大，不同合成氣組分摩爾分數偏差率的絕對值為0.183%～0.524%。

表4 合成氣組分模擬值與實驗值[18]對比（摩爾分數） %

3.2 結構參數對經濟性的影響

當折彎度和相對高度分別為0.40 和0.80 時，總收益和總費用與折彎角的關系見圖4。由圖4 可知，隨著折彎角的增加，總收益和總費用都在降低。這是因為螺距（B=2φDitanα）隨折彎角的增大而增大，在換熱器長度相同的情況下，螺距增大，折流板數量減少，也就是說折流板的流動阻力減小，總費用降低。此外，較小的湍流強度對傳熱性能有負面影響，因此，預熱器中的水煤漿出口溫度降低，導致總收益降低。具體而言，在總費用曲線上有一個臨界點（圖4 中a 點），當折彎角從45 °增大到50 °時，總費用會增加，但幅度較小，這一現象產生的可能原因是水煤漿的非牛頓流體性質和在殼側復雜的流動。

圖4 折彎角對總收益和總費用的影響

當折彎角和相對高度分別為30 °和0.80 時，總收益和總費用與折彎度的關系曲線如圖5 所示。由圖5 可知，隨著折彎度的增加，總收益降低，折彎度從0.40 增加到0.60 時，總收益降低了10.61%，這是由于螺距隨折彎度的增加而增大，折彎度越大，總收益越低；而總費用隨著折彎度的增加先增加后減少，當折彎度為0.50 時達到臨界點（圖5 中b 點）。殼程壓降主要來源于進口、出口、穿過管束的橫向流和管束與管殼之間的旁路流，當橫向流的比例增大時，旁路流的比例減小，反之亦然，因此存在一個臨界點。另外，隨著折彎度的增加，水煤漿的流通截面增大，剪切速率降低，由于水煤漿的假塑性流體特性，水煤漿黏度有所增加，所以在折彎度增加初期壓降也有一定程度的增加。當折彎度進一步增大時，折流板數量減小的影響占主導地位，壓降減小，總費用也隨之降低。

圖5 折彎度對總收益和總費用的影響

當折彎角和折彎度分別為30 °和0.40 時，總收益和總費用與相對高度的關系見圖6。圖6 表明，總收益隨相對高度的增加先增加后趨于平穩，當相對高度超過0.65（圖6 中c′點）后，總收益基本保持不變；相對高度從0.50 增加到0.65 時，總收益增加22.84%；當相對高度從0.65 增加到0.80 時，總收益減少1.31%。此外，與c′點相對應，在總費用曲線上也有一個臨界點（圖6 中c 點），相對高度在0.50～0.65 之間增加時，總費用增加，相對高度在0.65～0.80 之間增加時，總費用降低，這是因為隨著相對高度的增加，折流板間隙處的流動面積減小，流動阻力增大，但當相對高度超過0.65 并繼續上升時，水煤漿的平均流速會急劇增加，黏度降低，從而使壓降和總費用降低。