气化炉内下降管传热传质过程的模拟

第34卷第4期西安交通大学学报Vol.34 No42000年4月JOURNAL 0F XI'AN JIAOTONG UNIVERSITYApr. 2000文章编号0253-987X( 2000 )04-0082-04气化炉内~下降管传热传质过程的模拟，李云，顾兆林，郁永章,冯霄(西安交通大学,710049 ,西安)摘要:建立了气化炉下降管传热传质过程的数学模型并进行了数值计算据此分析了下降管内合成气的温度分布与进口流速等参数的关系.研究表明渭河化肥厂气化炉下降管内的气体温度可以从1 673 K降低到570 K ,且降低气化温度或气化室的出口流速和增加下降管的长度均对激冷室内气体的降温有利.关键词:气化炉;下降管传热传质数学模拟中图分类号: TK124文献标识码 :AHeat and Mass Transfer of Vertical Pipe Coal GasifierLi Yun，Gu Zhaolin，Yu Yongzhang , Feng Xiao( Xi'an Jiaotong University , Xi' an 710049 , China)Abstract: Turbulent flow and heat transfer of the synthetic gas stream flowing downward in aquenched pipe are analyzed numerically. The gas tempertature distributions are obtained for differentinlet velocity , pipe length and gasifying temperature. Numerical results showed that the sy nthetic gastemperature in quenched pipe of a coal gasified in W eihe Fertilizer Plant may be reduced from 1637 Kto 570 K. Numerical results also revealed that the reduction of gasifying temperature and the outlettemperature of the gasifier chamber ,or increase of the quenched pipe length can all profit the gas cool-ing in the quenched pipe. .Keywords: coal gasifier ;vertical pipe ;heat and mass transfer ;inumerical sim ulation .水煤浆加压气化技术因其煤碳转化率高、气化在激冷室下降管中气体的工作过程建立了数学模炉结构简单及环境污染小,而在合成氨、甲醇等领域型并通过数值计算分析了下降管中气体的工作过具有广泛的应用.对于采用激冷流程的气化炉来说，程.其工作的可靠性和稳定性受到激冷室工作稳定性的严重影响因为在激冷室内气体的传热传质过程很1下降管工作过程和数学模型复杂所以对激冷室内工作过程的研究,-直受到企业及研究设计人员的重视.由于实验研究相对比较1.1中国煤化工困难所以理论研究显得非常重要.本文针对陕西渭MYHCNMHG气化室与激冷室合为一河化肥厂30万t/a合成氨装置的TEXACO气化炉体激冷室主要由激冷环、下降管和上升管等组成收稿日期:1999-05-06.作者简介:李云,女,1968年12月生博士生冯霄联系人),女化学工程学院化工机械与设备系教授施数掘导师.第4期李云筹:气化炉内下降管传热传质过程的模拟(见图1 ).其中激冷环下接下降管下降管下端浸想气体.入黑水中.激冷水泵从碳黑洗涤塔底部把激冷水送针对合成气,可列出圆柱坐标系下二维的连续入激冷环激冷水经激冷环分配室24个小孔喷射进方程、动量方程和能量方程，以及水蒸气扩散方程入激冷环室迅速吸收合成气传给激冷环的热量以其坐标系见图1.保持激冷环的表面温度水温略为上升再由8 mm .连续方程1]宽的环形槽缝流出沿下降管内表面呈膜状下流与1 Xpu), Xou)=0(1)高温、高压的合成气并流接触.工艺气体在流动过程r Ardx中进行传热和传质.-方面高温的合成气通过辐射式中:p为合成气的密度;r、x分别为下降管的径向和对流将热量传递给水膜使水膜内的水部分汽化,和轴向坐标(见图1 );u、v为轴向和径向速度.并进入合成气主流,使合成气的温度急剧降低并增动量方程1]湿另一方面激冷水要保持足够水量这样水膜内x(0u2)+ LXrup)= [(μ+)票]+ .虽然不断有水蒸发但水膜依然存在,且均匀分布在drax下降管的内壁面,因此水膜的温度保持不变，可以保,[(μ +μ)1-线+ μx)+王(du护下降管免受高温热应力的破坏.同时为了除去大1.日TPeff部分碳黑和灰渣把合成气冲入黑水中，以满足后续r di工段的需要.Xouv)+ 1 (02)=寻((μ+从)鄂]+Jxx高温气体1录(μ+心)号]-au1. ar+o:r drdu、2μeffD澉冷水激冷环下降管.边界条件:x =0,u= uimir=1u=uw J(2)式中u μ分别为合成气动力粘性系数及湍流动力粘性系数ipa=μ+μ ip为压力;un为下降管进口流速;uw为壁面上激冷水的流速.图1激冷室结构示意图能量方程1]1.2数学模型XpuT)+ 1 pvT)_ 3[(丛+些+在建立数学模型之前我们对下降管内的实际日xpr σ'子x情况做^了-定的简化，以便于问题的解决.1(,[(丛+凹)]+ Sn( 1 )由于下降管的壁面有水膜存在,可认为下降Dr管的壁温保持不变,即为下降管工作压力相对应激边界条件:r = 1 ,T= Twx =0,T= Tin冷水的饱和温度.(3)(2壁面上有水蒸气蒸发并进入到主流中速式中:T为合成气温度;Tw. Tm分别为合成气在下度为壁温下水蒸气的蒸发速度温度为下降管工作降管水膜的壁面温度及下降管入口温度ip,为压力相对应的水蒸气的饱和温度.Prandtl数iσ,为Schimdt数;Sp为能量方程的源(3)气体的入口为均匀流速流动处于紊流状项.中国煤化工态.YHCNMHG射换热计算中多通量(4)由于合成气中灰份的体积浓度比较低模型中的双通量模型,由于气体的辐射传热作用在(0.03% ~ 0.05% )所以仅考虑合成气的流动忽略径向比轴向大得多,因此可只考虑径向的双通量模气体相中的灰份对合成气流场流动和传热的影响.型2]在柱坐标系中( 5 )根搪茕倦炉设计工艺包,合成气可看作是理SR = 2a( qμ- σT4)(4)34西安交通大学学报第34卷1d_r_dqr1.0-rdra+σ。dr)= d(qR-σT4)边界条件:0.6)w =Ew( 9n-σT*)}了0.2| ●:实验rdra+σ。drw(2- εw )8一:计算(5)-0.20.0 02- o.40.6 08 To式中:qp为合成气辐射换热量;a、σ、σ。分别为吸收图2轴向平均速度分布系数、辐射换热系数和散射系数;e w为壁面发射率.状态方程●:实验p=ρRT(6)一;计算g0.0.02|水蒸气扩散方程3]x pum)+ Xpum)_ 1 ?( oD.rami0.00%.0 0.2二0.4o.0.8 T0.日xJrrJr.Rr=1 ,m;=1 ir= 0 ,m; = m;o图3紊动能分布(7)式中:m;为水蒸气的质量浓度;m;为下降管进口图4~图6显示了在已知条件下经过计算后水蒸气的质量浓度;D;为扩散系数.的下降管温度场.结果表明气体温度从1 600 K可由于没有下降管出口边界条件的任何信息故以降低到570 K ,且主要温度降是在下降管的上半假设在出口边界的扩散系数较小，此处呈强烈单向部完成的.如图4所示气体在下降管的0~2 m内,状态，可按照局部单向化处理1].温度从1600K降低到800K温度差近800K,这1.3 方程求解说明气体在下降管上半部分传热非常剧烈.实际运利用有限差分法对所有微分方程和边界条件行情况也表明,下 降管的损坏大多发生在其上半部进行离散求解.离散格式为QUICK格式紊流计算分.图4还对不同气体的进口温度对降温过程的影模型用K-c模型4]壁面处采用壁面函数法,利用响进行了比较不同气体的进口温度说明了气化炉Gauss-Seiudel方法进行迭代并使用松弛因子.气化温度的变化而气化温度往往取决于不同的煤种.液态排渣气化炉的操作实践表明,为了正常排2计算结果及分析渣灰渣粘度不宜超过250 Pa s而不同的煤种由于含灰量的比例和成分不同灰溶点和灰渣粘度也不利用本模型对圆管突扩流动进行了计算,并和同.因此不同煤种的气化温度是不同的通常控制实验数据'5]进行了比较.其中,Re=8.4x 104半径的气化温度超过灰溶点50~ 100 C.从图4中还可比R2/R为1.9 ,突扩圆管进口流速Uo= 27.9以看出,尽管出口温度从1800K降低到1350K,m/s.图2和图3是轴向平均速度Ux和紊动能K在轴向长度x/突扩台阶高度H( H= R2- R;)=22 00-:T=1 800 K时圆管径向截面分布的比较其中图3的实验值是1 600●:T-i 350 K按照K=(+u经)(2U$S]将实验数据处理后得到的紊动力能值.可以看出,计算结果和实验数据送1 200是比较吻合的.已知气化炉的主要参数有:气体进口流速为3中国煤化工m/s气体成分有CO、CO2、H2、H2O等,下降管进口YHCNMHG.δ 4.0 5.0温度为1400 C进口密度为9.91 kg/m3激冷水进L.UL /m口温度为250 C ,下降管的半径R为0.43 m管长.图4不同气化温度时下降管截面平均温度的变化L为4.5 m主要计算结果见图4~图7.第4期李云筹:气化炉内下降管传热传质过程的模拟85但是下降管下端的气体出口温度变化并不大,这是由于进口温度的提高,使下降管上半段的气体温度与蒸汽温度相差更大传热更多所以到了下降管的出口影响就小多了.0.8~图5则表明气体在下降管的降温与气体进口.流速的关系很大不同气体的进口流速表明操作工0.6况是气化炉的部分负荷、额定负荷或超负荷.流速越0.400.0 0.10.20.).4o.s1 600p-:U=3 m/sR/m+:U=2m/s图7不同位置'下降管水蒸气的分布1 200-8003结论400.01.0203.0403.0L/m(1)降低气化温度有利于激冷室下降管气体的图5不同进口流速时下降管截面平均温度的变化降温但气化温度会受到煤种性质的限制.(2)降低下降管进口流速，有利于激冷室内下降低气体出口温度也越低.因为一方面进口速度高，管气体的冷却. 同时,合成气出口流速的降低,也有说明换热负荷较大;另一方面进口速度高使气体利于合成气在上升管内进行气固分离,以减少气体与激冷水的换热时间减少，气体的热量还没有来得的带灰带水.在气化炉尺寸一定的情况下进口流速.及传给激冷水就已经到了出口.的降低,说明气化炉操作负荷的减少。反之,在设计图6研究了不同下降管的长度对合成气温度的气化炉时,可以通过改变炉内径向尺寸来降低流速，影响.下降管的长度越长,合成气的出口温度就越以适应较高的操作负荷.低,因为合成气和激冷水之间传热面积的增加使得(3 )增加下降管的长度，有利于激冷室内下降管降温效果会越好.但是,由于下降管不仅要承受高气体的降温.但是,由于下降管是特殊材料制造的,温、高压还要耐腐蚀所以常由特殊材料制造材料所以价格非常昂贵应综合权衡.价格也昂贵，因此必须在追求良好降温效果和材料成本之间寻找到最佳点,以降低产品的最终成本.参考文献:图7描述了下降管内的水蒸气在扩散过程中，其分压p;与饱和压力pw之比在不同位置( x )的变[1]陶文铨. 数值传热学[ M ].西安西安交通大学出版社,化.计算说明水蒸气的扩散过程主要是在2 m内的[2]范维澄. 流动及燃烧的模型与计算[ M ].安徽:中国科管长中完成的.技大学出版社,1992.1 800p二一最大符长Lm=3.8m[3]杨强生.对流传热与传质M ]北京高等教育出版社,.-+:最大管长Lm=5m19851400-. [4] 陈汉平.计算流体力学[ M ].北京:冰利电力出版社,1995.1 000[5] Durret R P. Radial and axial turbulent flow measure-60.σ0 02- 0.4 0.6三草。nmetric sudden expansion air0.8 1T.o中国煤化Igieering .1988 ,1 12):Lx' L'YHCNMHG图6不同长度 下降管截面温度的变化(编辑管咏梅)