压力对喷动流化床煤气化影响数值模拟

第24卷第4期热动力工程Vol. 24,No.42009年7月JOURNAL OF ENGINEERING FOR THERMAL ENFRCY AND POWERJuly. ,2009t新能源动力技术f文章编号:1001 - 2020023-00压力对喷动流化床煤气化影响数值模拟邓中乙,肖睿,金保升， 宋启磊(东南大学热能工程研究所,江苏南京210096)摘要:借助 CFD(Computaional fluid dyamics)软件平台首次析手段,在许多领域得到了广泛的应用。Frazeli 利建立了三维喷动流化床气化动力学模型。此模型包含了以用CFD工具建立了甲烷重整反应模型"。Raveli.下子模型:气固流动模型,煤的挥发分析出模型,焦炭气化反利用Fluent 6.1建立了鼓泡流化床RDF( refuse - de-应模型,气相间的均相反应模型。此模型重点考察了操作压rived fuel)燃烧模型[2]，但在煤气化领域的应用尚未力的变化对煤气化的影响。当压力为0.1 MPa 时,一氧化见报导。鉴于此,近期由于计算软件的发展,本研究碳,氢气,甲烷的摩尔分数分别为8.75% ,10.5%.3%,压力利用CFD软件平台,结合欧拉双流体模型计算喷动为0.3 MPa时,一氧化碳,氢气,甲烷的摩尔分数分别为流化床流场,在此基础上利用软件提供的用户自定11.2%,12.81% ,4.27%。煤气质量在加压后有了明显的提高,并通过试验结果进行了验证。义方程( UDF)加人化学反应模块从而建立了加压煤关键词:CFD模型;煤气化;加压喷动流化床;数值模拟部分气化炉3D整体反应动力学模型。中图分类号:TQ051. 13;0242文献标识码:A .1数学模型引言本文的模型以化学动力学为基础,为简化模型,煤炭在我国的能源结构中占有重要地位,但在作以下说明和假设:利用过程中容易产生大量的污染物,因此实现煤的(1)此模型为三维模型;高效低污染转化具有十分重要的意义。煤气化技术(2)床料、焦炭具有同样的粒径,无粒径分布，是未来洁净煤发电技术的基础,如整体煤气化联合且反应过程中粒径不变。循环,第二代增压流化床联合循环,整体煤气化一(3)假设煤的挥发份析出是一个瞬时的过程。燃料电池和以煤气化为核心的多联产系统等等,国(4)本模型只考虑甲烷的燃烧反应,不考虑生内外研究者对此进行大量的研究工作。依据煤的不成甲烷的加氢气化反应和甲烷化反应。同组分和不同转化阶段的反应特性不同的特点,采(5)取无滑移的壁面条件,时间步长为2x用温和的部分气化方式将煤中高活性的部分转化成10-4。煤气,残余的低活性半焦碳通过燃烧方式加以利用，1.1 气固流体力学方程从而在总体投资和运行成本降低的前提下,达到提1.1.1连续性方程高系统碳利用率的目的，第二代增压流化床联合循气相:最(egPz)+ V.(∈epov,)=Sp .环发电技术正是基于此。东南大学在对新-代PF-BC系统的设计中，其前置气化炉采用喷动流化床固相:最(e。p.)+ 0.(e,p.V,)=Sg技术。喷动流化床兼有固定床、流化床和气流床的式中:e- -体积份额;ρ- -密度, kg/m'; V一瞬时速度，特点.建立模型对煤种适应性宽不易结焦、气固接m/s。等式右边的s表示源项,当只有流场时设为触特性好，是适应此种气化的较佳选择。零,当有异相反应时,在气相和固相之间存在质量、近年来,随着计算方法的改进和计算机硬件条动量]中国煤化工件的提高,CFD模型被证明是一种有效的优化和分1.1.2MYHCNMHG收稿日期:2008-05-06;修订白期:2009-03-25基金项目:国家自然科学基金资助项目(5060600)作者简介:邓中乙(1982 - ),男,江苏宿迁人,东南大学博士研究生.524●热能动力工程2009年气相:((epP&V)+" V.(ePeV&V)=-egVP式中:φ-机理因子,一些研究已确定φ是温度、颗C+ CO2→2C0(3)+egPrg+ Vεg°τg- B(Vg-V)+Sg4。粒大小和碳类型相关的函数,较小的颗粒粒径和较固相:号(e。p.V.)+ V.(e。P.V.V)= -e.VP高的反应温度有利于Co的生成;反之,则有利于CO2的生成。对其的选取,可利用Ross的计算方+ε。Psg-VP。+ Ve."t.+β(Vg- V.)+Sqgu。式中:β- -曳力系数, kg/(m's),g-重力加速度, m/法[8]:s;u,一颗粒平均速度, m/s。(2Z+2dp<0.05 cm .Z+21.1.3 能量方程.算:多相流的传热通过气相和固相的焓值进行计p={2z +-0(002p -0.05)0.05 an≤dp≤0.1 cm或(ePeH)+ V*(egPoufHg)= 0(a。V7,)+(1.0dp≥0.1 cm(4)Qg+ SgH。!-62492(e,p.H,)+ v.(e。p.u,H,)= V(2,VT,)+其中,Z=2 50x0=0o0)焦炭的燃烧和气化反应同时考虑化学反应及气Qng+ SgH。体的扩散, Kar可由下式计算:式中:H-焓,J/kg;λ- -混合物热传导率, W/(m.K);Q一气相和固相间的热交换, W/m2 ,公式右边第三Kar= SMUDe ,D。气体的扩散系数。(5)项为固相变为气相时带来的热量。表征颗粒传质特性的Sherwood数受颗粒和气体1.2 化学反应模型流动的影响。本模型按以下的计算式进行计算:煤气化化学反应主要包括如下三个过程:(1)sh=2+0.654RQ.sS!?,(Re= udePr,μ挥发分析出;(2)气固异相反应;(3)气体均相反应。1.2.1挥发分析 出模型Sc=H)(6)PgD由于喷动流化床传热速率高和良好的气固混焦炭的燃烧和气化反应的速率方程可由下式计合,煤中挥发分析出的时间与气化反应相比要少得多,研究煤气化的模型中许多都假定挥发分进人炉6V。K.PX:(7)膛内立即释放。本模型采用动力学平衡模型来描述dp挥发分释放后的产物分布,然后与其它子模型结合，进行模拟计算,因此该模型可进行多组分的热解产K.=1/(文+立)(8)物的计算[3-4] ,具有- -定的通用性:K;-表面反应速率常数,取值如表1所示[7]。Volatile- →ajCO2+ a2CO + azCH4 + a4H2 + asH20表1焦炭非均相反应的表 面反应速率常数Sa;=1反应.单位方程1.2.2焦炭气固非均相反应Pa-'s-1Ks,1= 17.9ep[ - 13 750/T。]在本模型中,焦炭的气固非均相反应包含三个反(2Pa~'s-' Ks.2=5.95 x 10~ 'exp[ - 13 650/T,]应:焦炭的燃烧反应,焦炭和水蒸气的反应,焦炭和二(3Pa-'g-'Ksg.s=3.92exp[ - 26 927/Tp]氧化碳的反应( Boudouard反应)。关于焦炭与氧气,水蒸气和二氧化碳的反应机理国外学者有不同的描以上反应速率计算式中, V一颗粒的体积, m';述[5~-6] ,在本文中,我们假设焦炭的非均相反应速率rp-颗粒表面温度, K;dp-颗粒的直径,m,P-气是由气体的扩散和化学反应动力学共同控制”。体组分的分压力,Pa;X-气体组分的摩尔分数。燃烧反应:中国煤化工，C+0→(2-彭)C0+(壶- 1)CO2(1)二床内湍流运动十碳与水蒸气的反应:分强，MHCNM H G良好,反应时不考C+ H20-→CO+ H2(2)虑气体间的传质和混和问题，而认为气相间的反应二氧化碳的还原反应( Boudouard reaction):完全由反应动力因素控制。上述反应可作为二级反第4期邓中乙，等:压力对喷动流化床煤气化影响数值模拟525.应来处理。除了气体燃烧反应以外,水气置换反应网格_上部圆柱体采用规则的四面体网格,下部采用.也按二级反应来处理。各反应的反应速率为:三角形网格网格数量约为5.6万。对于此模型,进r:=Agrexp(- n )CACg(9)口采用速度入口边界条件,出口采用质量出口边界气体均相各反应式的动力学参数如表2所条件。对于壁面,采用无速度滑移和无质量渗透条件;本文模拟的试验煤种为徐州烟煤,工业分析和元示9。素分析如表5所示,计算工况如表3所示。表2气体均相反 应的动力学参数表3计算工况参数频率因子活化能Egi反应A/m(kmol*)-1/k. kmol : 1工况1工况2工况3加煤量/kg*h-'4.24.65.87co+- 20-→CO23.09x 109.976x 10*空气量/m2.h-17.87.59.4H+→0→HO8.83x 1089.976x 104蒸汽量/kg-h-'1.I51.241.6CH4+ 202-+2H20+ CO22.552x 1049.304x 10压力/MPa.10.0.3CO+ H20→CO2+h22.978 x 10123.69x 10空气、蒸汽入炉温度/C534549557CO2+ HB2→CO+ H2O6.245x 1043.983x 10气化炉温度/心60862计算工况及网格划分表4试验数据[煤+脱蛋剂广co8.3210.051.37冷却器(Hh9.7611.9712.97取样0-J降尘舞8DH2.403.084.00O215.2315.2416.18燃烧口N64.2959.66 .56.15气压缩机气3模拟结果与分析蒸馏水-口一r-E2-高潞空气水箱蒸汽蒸汽蒸气加热器1锅炉过热器为了方便简洁的对模拟的结果进行分析,在这排渣罐里取纵向截面Y =0来进行描述。(a), .00-015.70--015.40e-01I 5.10e-014.80--014.50-014.30--013.90e-013.60--013.30e- -01.3.00e-01 .3.70e-012.40e -012.10e-01Gx1.80e-01(b)1.50e-011.20-018.99-02图1试验流程图及 三维网格划分中国煤化工U模型以热输人为0. 1 MW的喷动流化床气化炉MYHCNMHG工I况3为对象[10] ,试验流程如图1所示，图1(b)为喷动流化床的网格划分示意图。试验结果如表4所示。图2不同工况下 固相体积浓度分布喷动流化床气化炉是由上部柱体和下部锥体构成。●526●热能动力工程2009年| 1.69e-01100-018.020-02, 9.55e-021.73e-011.60-017.62e-02953e-02907-021.56e-01151e-019.03e-027.21e-028.60--021.47e-01143e-018.53e-028.12-021.38e-011.34e-01 .8.03-026 01. .007.64e-021.30--01 .期1.25e-01753-025610 0临7.16e -021.21e-011.16e-017.03-02521--026.59e-021.13-011.07e-016.53e-024.81e-026.21e-021.04e -019.80-026.02-024.41e-025.73e- 029.51e-02，8.91e-025.52-024.01e- -025.25--028.64. 028.02e-025.03--023.6le- 02| 4.78e-027.78 027.13--024.52-02331e-024.30--02693元006.24e-024.02-023.81e-023.83e -02605 05.35e-023.51-023.41e-023.34e -025 100| 3.01-022.87e-024.46-02201e -023.56e- 022.51-021.61-022.39e 02| 2.01-02| 1.91e -023.46-022.67e-021.21e-021.51-021.43e- 021.78e-028.04e- -031.01-028.91e-03 ;4.04- 039.4le- -235.05e-033.09<-05.3.36e- -05000e+004.54e-06(a).工况1组分分布1.79e-011.04e- 011.10-01; 9.46e -02 .1.74c-011.67e-019.69c-02165e-011.03--018.83-021.55--018.99-021.43e-019.50-028.20-02 .8.30e-028.77e-027.57e-021.39e-011.31e-018.04-026.94e- 027.61e-02130-011.19e-01731e-026.31e-026.92e-021.13e-016.58e-025.68e-02633-02.9.53e -025.85e-025.05e -025.54e-02955e-02 .8.330 025.120-024.42e-024.84e-027.81e-027.14e-024.39e- 023.79e-024.15e-025.95e-02366-023.16e-023.46e-02521-24.76e-02293-02253e-02277-02.34e-02220e- 023.47e-023.57e -021.90-023.61e-021.47-021.38-022.38- -021.37-021.74-021.19e-027.41-036.37e-06.92-038.73e-032.14e -27VW1.09e- -046.59c-05 .5.28e-05(b)工况2组分分布1.74e-011.09e-019.75c-021.01e-01! 1.73e-011.040-019.36c-02 .9.36-02.1.64e-011.56-019.83e-028.77-029.27e-02 .8.39c-02 .805e 028.73e-027.80-027.54.-02m8807.0402119 07090-026.34c- 026.54.-02104e-06.55-025.85-026.04e-02104-019.55-026.0e-025.36-025.53e -029.5le 028.68e-025.40-024.88--025.03e-02| 8.64e- 027.91--02491--024.39<-024.53e-027.78e -026.94e-024.37-023.90--024.02e-026.08e-023.83e-023.42c-023.52-026.05e-025.21e-023.28e-022.93c-023.02e- 025.19e-024.34e-023.73e-022.44c-022.51e-024.32e-023.47-029.19e-021.96-02201e- 021.64e-021.47--022.S9e 021.51e-021.74e-021.10 029.81e -034.94c-038.68-055.03e-033.03e-180H00中国煤化工COn(c) T况3组分分YHCNMHG图3不同工况下O2,H2,CO,CH和CO2的分布第4期邓中乙，等:压力对喷动流化床煤气化影响数值模拟表5煤的工业分析和元素分析浓度基本保持稳定,说明在自由空间基本上不发生工业分析数值/%化学反应。水分1.16挥发分26.9314 t固定碳2t灰分_25.90元素分析0+一0- co57.86一p- CH3.77-0- Co28.7。1.11s.u1.500.100.15 0.200.250.3025.9压力1MPa低位发热址/Ukg-'23 220，围4不同压力下各组分的摩尔分数的比较图2表明了床内固相和气相体积浓度分布。在由图4与图5可以看出随着操作压力的提高，加压下,气泡体积变小,形状扁平且在床内均匀分煤气的质量也有了很大的提高,在压力为0.1 MPa布,相同的床料和气速下,流化更均匀,环形区和喷的条件下,一氧化碳，氢气,甲烷的摩尔分数分别为动区之间的传热和传质更均匀,气固接触性变好,导8.75%, 10.5% ,3%,而在压力为0.3 MPa的条件致气化剂在床内停留时间变长。下,一氧化碳，氢气,甲烷的摩尔分数分别为图3表明了气体各组分浓度的分布。不同工况11.2% ,12.81% ,4.27% ,均有了大幅度的提高。这下浓度分布的趋势大体一致。 例如氧气的浓度沿着是因为,在增压下,气泡体积变小,形状扁平且在床床高的方向很快消耗完毕,这表明燃烧反应速率很内均匀分布,相同的床料和气速下,流化更均匀,环快。同时在反应器底部二氧化碳的浓度- - 直在增形区和喷动区之间的传热和传质更均匀,内循环更加,并达到了最高值。CO2 在床层下部环形区依度稳定,气固接触性变好,且气化剂在床内停留时间变高于喷动区,说明生成二氧化碳的燃烧反应主要集长，且在加压条件下反应物浓度也增大了,所有的这中在环形区。些条件使得煤气质量在加压后有了明显的提高。随着氧气的消耗完毕,焦炭和水蒸气,二氧化碳图5同时也给出了模拟值和试验值之间的对的反应成为主要的反应，如图3所示,沿着反应器的比工况1中各组分最大的误差是甲烷的计算误差，高度方向,氢气和一氧化碳的浓度逐渐增加,而二氧.达到了25% ,工况2中各组分最大的误差也是甲烷化碳的浓度在降低。因为在本模型中只考虑甲烷的的计算误差,为17.8%。由此可见本模型中关于甲燃烧反应,不考虑生成甲烷的甲烷化反应,所以甲烷烷的模型存在- -定的偏差,还有待改进。绝大部分的浓度是喷口入口处最高,随着床高的增加逐渐减的计算误差均在10%以内,可以说模型计算的结果少。从图中还可以发现,在自由空间里,各组分气的很好地验证了试验的结果。口试验.工况2口试验工况3目模拟■模拟.■模拟6016.18412.971421210号275104 4.273.08中国煤化工:0H: CH4 CO2TYHCNMH GCH，CO;图5模拟值与试验结果的对比●528热能动力工程2009年图6表明了不同工况下反应器内温度的分布的(1)人口中心喷动区的温度最高。当氧气消耗趋势(取纵向截面Y=0和横向截面Z=0.04)。从完以后,焦炭和水蒸气,二氧化碳的反应占居了主导图中看出,随着加煤量和空气量的增加,反应器内的的地位。因为焦炭与水蒸气,二氧化碳的反应是吸温度随之升高。但是三种工况下的温度分布的趋势热反应,所以温度场沿着床高方向逐渐降低。基本一致,中心喷动区温度明显高于周边环形区,密(2)煤气质量在加压后有了明显的提高,当压相区的温度高于悬浮段。人口射流有一个非常明显力为0.1 MPa时下,一氧化碳,氢气,甲烷的摩尔分的高温火焰,并且沿着床高的方向温度逐渐降低。数分别为8.75%, 10.5%,3% ,压力为0.3 MPa时，在人口处,氧气进人反应器内,沿着床高的方向上发一氧化碳,氢气,甲烷的摩尔分数分别为11.2%，生剧烈的燃烧反应并逐步被消耗完毕。当氧气消耗12.81%,4.27%。主要是由于气固混合改善,以及完以后,焦炭和水蒸气,二氧化碳的非均相反应此时加压下反应物浓度增加影响气化反应所致。占居了主要的地位。因为焦炭与水蒸气,二氧化碳参考文献:的反应是吸热反应,所以温度场沿着床高方向逐渐降低。1] FRAZELI A, BEHNAM M. CFD modelig of methane auohermed比fomming in a catalytie microreactor[J]. Intemational Journal of Chcmicalg 1.170+03; 1.33c+031 1.51o+03Reactor Enginering,2007,5; Anticle A93..15e+03131c+03.48c+031.13c+031.44c+03[2] RAVELI s, PERDICHIZZA A. BARICOZZI G. Deripin, aplice11+031.18c+031.4lc+03tions and numeical modeleling of bubbling fuidized bod combustion in1.09c+031.15c+031.38c+031.08+031.34c+03wate - to - energy plants []. Progress in Energy and Conbustion Sei-1.13<+031.06c+03ene,2008,34 (2);224- 253.1.04c+031.10e+031.27c+031.02e+031.07c+031.24c+03[3] CHO HC.A numerical study on peranetrie sesitivity d the flow char-1.00c+031.21c+03acteristics on polverized coal gaification[J]. Int J Energy Re.2000,9.84c+021.17e+039.69c+021.01c+03! 1.14+0324 (6):511-523.9.51c+029.86c+021.10c+03[4] LEE J L, KIMY J, IEEW J,et al. Coal - gaifcation kineties derived9.33c4029590+02from prolysis in a fuidired reactor[J]J Energy, 1998,23(6):475 -103c+039.15c+02， 932c+021.00+03488.8.97e+028.79c+029.04+02， 9.67c+02[5] EATON AM, SMOOT LD, HIL sC, et al. Conponents, fmlatine,8.61c+028.77c+02932e+02solutions, evaluation, and pplicacion of comprehensive combustion8.43c+028.98c+028.49c+028.64c+02modes[J].Pog Energy Conbust Si, 19925(4):387 - 436.8.25c+02I 8.07e+02I 8220+02830e+02[6] CHEN cx, HORIO M, KOJIMA T. Numerical sinulation of entrainedflow coal gaifier. Part I: modeling of coal gasilication in a entrinedflow gaifer[J] .Chen Eng Sei, 200.505 I8):3861 - 3874.[7] UANG YU, JINC w, XIANGPING ZHANG. Numerical siulation ofthe bbbing fluidized bed coal gasifcation by the kineie theory of工况2工况3.granular flow (KTCF)[J]. Fuel,2007 ,86(5):722 - 734.图6不同工况的温度分布[8] SMOOT L D,PRATT D T.Combustion & gaifcation o pulverized coal[M]. Traslted by Fu Weibiao, e al. Bejing: Teinghua UniversityPres, 1983.4结论[9] HURT R H, CALO J M. Semi - global intnsic for char conbustionmodeling [J].Combustion and Flame,2001, 125(3):1138- 1149.在东南大学的新一代PFBC系统的基础上,借助[10]李乾军,章名罐.施爱阳.加压喷动流化床煤部分气化试验CFD平台构建了三维非稳态的喷动流化床气化动力[J].东南大学学报,006.36(5):7605 - 768.学模型,在常压和增压的操作条件下进行了数值模[1] 李乾军. 加乐喷动流化床媒部分气化特性试验研究及其数值模拟[D].南京:东南大学,0070.拟,模拟的结果和试验结果进行了对比,验证了模型(编辑滨)的正确性,并分析了压力的变化对煤气化的影响。中国煤化工MYHCNMHG