用于鈣循環(huán)CO2捕集的串行流化床氣固流動特性實驗與模擬研究

袁偉洋，皮帥，秦昌雷，冉景煜

(重慶大學(xué)能源與動力工程學(xué)院，低品位能源利用技術(shù)及系統(tǒng)教育部重點實驗室，重慶，400044)

化石燃料的大量燃燒使得越來越多的溫室氣體如CO2等被排放到大氣中，對自然界的生態(tài)平衡和人類的社會經(jīng)濟發(fā)展產(chǎn)生了不利影響。政府間氣候變化委員會(Intergovernmental Panel on Climate Change,IPCC)在2018年的《全球變暖1.5℃》特別報告中指出：全球平均CO2體積分?jǐn)?shù)從1960年的0.31‰急劇增加至2017年的0.41‰，CO2體積分?jǐn)?shù)正處于歷史最高值，且還有增大的趨勢，這將導(dǎo)致未來10～30年內(nèi)全球平均氣溫相對于工業(yè)革命前提高1.5 ℃[1]。因此，減少CO2的大量排放已經(jīng)刻不容緩。

碳捕集、利用和封存(carbon capture,utilization and storage,CCUS)是減少人為CO2大量排放的有效策略[2]。CO2捕集是實現(xiàn)碳利用或封存的關(guān)鍵環(huán)節(jié)，而鈣循環(huán)(calcium looping,CaL)由于具有CO2吸附容量大、吸附材料成本低廉等顯著特點，是較具代表性的一種高溫CO2捕集技術(shù)[3]。鈣循環(huán)捕集CO2的基本過程為：在碳酸化反應(yīng)器中，CaO吸附煙氣中的CO2生成CaCO3，CaCO3進入煅燒反應(yīng)器內(nèi)經(jīng)高溫分解為CaO 和CO2，從而得到高純度的CO2，而再生的CaO吸附劑則被送回碳酸化反應(yīng)器中進行下一個高溫吸附?脫附循環(huán)。

可見，鈣循環(huán)過程的實現(xiàn)極大地依賴于2個不同的反應(yīng)器，并且為了確保氣體和固體吸附劑之間的充分接觸，2個反應(yīng)器均宜采用流化床形式[4]。CaL 最早由SHIMIZU 等[5]于1999年提出，隨后受到了廣泛關(guān)注，各國學(xué)者開始研發(fā)可以實現(xiàn)CaL過程的雙流化床反應(yīng)器系統(tǒng)。房凡等[6]設(shè)計并搭建了雙鼓泡床鈣循環(huán)反應(yīng)器，其實驗研究結(jié)果表明雙鼓泡床反應(yīng)器可以穩(wěn)定運行且系統(tǒng)內(nèi)物料可以連續(xù)交換，固體循環(huán)量不受流化速度的影響，但會隨著床料高度的增大而增大。CHARITOS等[7]搭建了由鼓泡床碳酸化反應(yīng)器和循環(huán)流化床煅燒反應(yīng)器構(gòu)成的10 kW 級鈣循環(huán)系統(tǒng)，研究了反應(yīng)條件對循環(huán)過程與捕集性能的影響，結(jié)果表明該床體的碳捕集效率超過90%。RODRíGUEZ 等[8]搭建了碳酸化反應(yīng)器和煅燒反應(yīng)器均為循環(huán)流化床的30 kW 雙循環(huán)流化床反應(yīng)器，在實際操作條件下，該裝置的碳捕集效率為70%～90%。DIETER 等[9]設(shè)計并搭建了200 kW 的CaL 雙流化床反應(yīng)器。該反應(yīng)器有2種配置：其一是碳酸化反應(yīng)器和煅燒反應(yīng)器均為循環(huán)流化床，其二是碳酸化反應(yīng)器為湍動床而煅燒反應(yīng)器為循環(huán)流化床。實驗結(jié)果表明循環(huán)流化床反應(yīng)器較適于作為碳酸化反應(yīng)器。此外，WANG等[10?13]也對CaL反應(yīng)器進行了研究。

雖然有關(guān)用于鈣循環(huán)的雙流化床反應(yīng)器研究取得了較大進展，但是現(xiàn)有的雙流化床反應(yīng)器形式較單一，長期穩(wěn)定運行有一定困難，且對其氣固流動特性的研究還不夠透徹，導(dǎo)致CO2捕集效率受限。因此，需要進一步開發(fā)適用于CaL 的形式多樣的雙流化床反應(yīng)器，并深入研究其氣固流動特性與CO2循環(huán)捕集性能。本文作者在已有的雙流化床反應(yīng)器基礎(chǔ)上，設(shè)計并搭建串行流化床反應(yīng)器，并在該串行流化床的冷態(tài)實驗裝置上研究床層壓降、顆粒循環(huán)速率等氣固流動特性；同時，對該反應(yīng)器的氣固流動過程進行了數(shù)值研究，以形成可有效模擬串行流化床工作狀態(tài)的冷態(tài)模擬方法，為鈣循環(huán)CO2捕集技術(shù)的發(fā)展提供參考。

1 研究方法

1.1 實驗系統(tǒng)及條件

圖1所示為實驗所用的冷態(tài)串行流化床反應(yīng)器結(jié)構(gòu)示意圖。該串行流化床由煅燒反應(yīng)器(DF)、旋風(fēng)分離器(CY)、上流動密封閥(SLS)、碳酸化反應(yīng)器(TF)、下流動密封閥(XLS)等主要部分組成。其中，煅燒反應(yīng)器由底部床和提升管構(gòu)成，底部床直徑為42 mm，高為500 mm，提升管直徑為20 mm，高為1 040 mm，底部床與提升管之間由高50 mm 的連接件連接，提升管頂部留有30 mm的頂部密封區(qū)域。整個煅燒反應(yīng)器為快速流化床；碳酸化反應(yīng)器直徑為42 mm，高為700 mm，為鼓泡床；2 個流動密封閥直徑均為60 mm，高均為105 mm。在煅燒反應(yīng)器底部布置測壓點P1，提升管頂部以下110 mm處布置測壓點P2；碳酸化反應(yīng)器底部布置測壓點P3，頂部以下100 mm處布置測壓點P4；流動密封閥中間采用擋板進行分隔，底部采用雙入口進氣。實驗過程中使用石英砂作為床料，采用空氣壓縮機給反應(yīng)器和流動密封閥供氣，并通過轉(zhuǎn)子流量計控制各入口風(fēng)量。

圖1 串行流化床反應(yīng)器模型Fig.1 Scheme of interconnected fluidized beds

本文主要研究各入口風(fēng)速、反應(yīng)器內(nèi)的總石英砂床料量、石英砂床料粒徑對反應(yīng)器內(nèi)床層壓降和顆粒循環(huán)速率等氣固流動特性的影響，具體實驗條件見表1和表2。初始時流化床內(nèi)床料平均分布在煅燒反應(yīng)器和碳酸化反應(yīng)器內(nèi)。實驗所使用的石英砂粒徑為100.0～375.0 μm，密度為2 650 kg/m3。當(dāng)粒徑為[100.0，187.5)μm時，其在空氣中的臨界流化風(fēng)速[14]約為0.016 m/s；當(dāng)粒徑為[187.5，250.0)μm以及[250.0，375.0]μm時，臨界流化風(fēng)速分別約為0.041 m/s和0.080 m/s。

床層壓降是反映反應(yīng)器內(nèi)氣體和固體顆粒流動狀況的關(guān)鍵參數(shù)之一，其計算公式如下：

式中：Δp1為煅燒反應(yīng)器床層壓降；Δp2為碳酸化反應(yīng)器床層壓降；p1～p4分別為測壓點P1～P4測得的壓力(kPa)。

表1 不同入口風(fēng)速下的實驗工況Table 1 Experiment conditions with different inlet velocities

表2 不同石英砂床料量及床料粒徑下的實驗工況Table 2 Experiment conditions with different quartz sand bed masses and sizes

顆粒循環(huán)速率是影響反應(yīng)器內(nèi)流體動力特性的重要參數(shù)，由于實驗條件有限，無法對顆粒循環(huán)速率進行準(zhǔn)確測量，因此，使用顆粒循環(huán)系數(shù)kCI來 定 性 表 示，kCI采 用BERGUERAND 等[15?16]給出的公式計算：

式中：θDF為煅燒反應(yīng)器溫度(℃)；VDF,out為煅燒反應(yīng)器出口空氣流量(m3/h)，由于流動密封閥為雙入口進氣，且中間有擋板隔開，實驗時，2個入口的進氣風(fēng)速也相同，因此，可以忽略氣體串混，即VDF,out可以按下式計算：

式中：VDF為煅燒反應(yīng)器入口空氣流量；VXLS為下流動密封閥入口空氣流量(m3/h)。

1.2 數(shù)值模擬

本文采用Fluent 軟件進行氣固多相流數(shù)值模擬，研究床料在反應(yīng)器內(nèi)的流動特性。

數(shù)值模擬的物理模型是以實驗所用串行流化床按1:1等比例建模得到的，模擬采用歐拉雙流體模型進行計算，假設(shè)床料顆粒具有相同粒度，反應(yīng)器內(nèi)只有氣、固兩相，壁面滿足無滑移條件。模型滿足以下控制方程。

1)連續(xù)性方程(i為g或s)：

2)動量方程(i為g和s時，j為s和g)：

式中：t為時間；ρ為密度；α為體積分?jǐn)?shù)(αg+αs=1)；u為速度；p為氣固混合物的壓力；τ為應(yīng)力張量；g為重力加速度；?pi項只有i為s 時存在，此時ps表示固體壓力；下標(biāo)i為g和s，分別表示氣相和固相，下標(biāo)j為s和g；β為氣固相間的曳力系數(shù)，通過GIDASPOW等[17]提出的模型計算得到。

式(5)中的氣相應(yīng)力張量τg采用經(jīng)典應(yīng)力應(yīng)變本構(gòu)關(guān)系表示：

式中：I為單位張量；氣相動力黏度μg由層流黏度μgl及湍流黏度μgt兩部分組成，即μg=μgl+μgt；湍流黏度μgt通過氣相湍動能k及湍動耗散率ε計算(即k?ε模型)；μgt=ρgCμ(k2/ε)；Cμ為經(jīng)驗常數(shù)，取0.09。

式(5)中的固相應(yīng)力張量τs和固體壓力ps采用蘇明澤等[18]提出的方法計算。

顆粒彈性恢復(fù)系數(shù)設(shè)為0.9，壁面彈性恢復(fù)系數(shù)設(shè)為1.0[18]，床料選擇石英砂，其粒徑固定為144 μm，初始體積分?jǐn)?shù)為24.4%，且石英砂近似均勻分布在反應(yīng)器內(nèi)。進氣口均設(shè)置為速度入口，旋風(fēng)分離器及碳酸化反應(yīng)器出口設(shè)置為大氣壓力出口。求解采用的是基于壓力的SIMPLE算法，收斂標(biāo)準(zhǔn)為10?3。表3所示為數(shù)值模擬工況。

表3 數(shù)值模擬工況Table 3 Simulation conditions

2 結(jié)果與討論

2.1 基礎(chǔ)實驗特性

圖2所示為串行流化床運行時的顆粒運動狀況。從圖2可以看出：煅燒反應(yīng)器內(nèi)空氣流速較大，床料運動劇烈，為快速流化狀態(tài)，而碳酸化反應(yīng)器內(nèi)空氣流速較小，床料運動平穩(wěn)，為鼓泡狀態(tài)；碳酸化反應(yīng)器內(nèi)床料量明顯多于煅燒反應(yīng)器內(nèi)的床料量。

圖2 串行流化床反應(yīng)器運行狀態(tài)Fig.2 Running status of interconnected fluidized beds

為了進一步了解反應(yīng)器內(nèi)物料流態(tài)化的基礎(chǔ)特性，在反應(yīng)器運行穩(wěn)定后對床層壓降進行測量，測試工況為：uDF=1.77 m/s，uTF=0.12 m/s，uSLS=0.047 m/s，uXLS=0.041 m/s，床料量為1.5 kg，床料粒徑為100.0～187.5 μm。圖3所示為測得的煅燒反應(yīng)器床層壓降Δp1和碳酸化反應(yīng)器床層壓降Δp2隨時間的變化曲線。從圖3可知：Δp1在2 kPa附近上下波動，而Δp2在4 kPa 附近上下波動，說明反應(yīng)器運行良好；同時可以看出Δp1小于Δp2，而Δp1的波動幅度大于Δp2的波動幅度，表明煅燒反應(yīng)器內(nèi)的床料量少于碳酸化反應(yīng)器內(nèi)的床料量，煅燒反應(yīng)器內(nèi)床料的運動比碳酸化反應(yīng)器內(nèi)床料的運動更劇烈，這與圖2所示結(jié)果一致。

圖3 串行流化床雙反應(yīng)器內(nèi)的床層壓降Fig.3 Pressure drop in calcinator and carbonator of interconnected fluidized beds

2.2 入口風(fēng)速對串行流化床氣固流動特性的影響

圖4所示為各入口風(fēng)速對床層壓降和顆粒循環(huán)系數(shù)的影響曲線(其中，Δp1和Δp2均取其對時間的積分平均值，下同)。從圖4(a)可以看出：當(dāng)煅燒反應(yīng)器入口風(fēng)速從1.41m/s增加至2.12 m/s時，Δp1從2.1 kPa降至1.8 kPa，Δp2從2.5 kPa增加至3.3 kPa，kCI總體呈升高趨勢但存在局部下降。煅燒反應(yīng)器入口風(fēng)速增大會導(dǎo)致更多的床料顆粒被送入旋風(fēng)分離器，從而使其床料減少，空氣流過所受阻力減少，壓降減??；同時，碳酸化反應(yīng)器內(nèi)床料增多，使得Δp2增大；kCI受Δp1以及VDF,out影響，總體隨VDF,out的增加而增加，但由于Δp1的局部陡降，使得kCI出現(xiàn)局部下降。由4(b)可見，在碳酸化反應(yīng)器入口風(fēng)速從0.08 m/s 增加至0.16 m/s 的過程中，2個反應(yīng)器內(nèi)的床層壓降與顆粒循環(huán)系數(shù)均保持了相對穩(wěn)定。從圖4(c)可以看出：隨著上流動密封閥入口風(fēng)速從0.029 m/s增加至0.053 m/s，Δp1略有增加，Δp2從2.8 kPa 急劇增至4.1 kPa，kCI總體呈升高趨勢。上流動密封閥風(fēng)速的增加使得其內(nèi)床料量減少，進入碳酸化反應(yīng)器的床料量增加，同時，也抑制了床料從煅燒反應(yīng)器進入上流動密封閥，導(dǎo)致煅燒反應(yīng)器內(nèi)的床料量亦有所增加，因此，Δp1和Δp2均增加。此外，由于VDF,out幾乎不受上流動密封閥入口風(fēng)速的影響，因此，kCI隨Δp1的增加而增大。由圖4(d)可見：隨下流動密封閥入口風(fēng)速增加，Δp1略有增加，Δp2則從4.1 kPa 降低至3.5 kPa，kCI總體呈增大趨勢；當(dāng)下流動密封閥入口風(fēng)速增加時，其內(nèi)的床料更易于流向煅燒反應(yīng)器，同時從碳酸化反應(yīng)器流入的床料增多，因此，Δp1略增，Δp2降低；此外，VDF,out隨下流動密封閥入口風(fēng)速的增加而增加，因此，kCI呈現(xiàn)增大趨勢。

圖4 各入口風(fēng)速對床層壓降和顆粒循環(huán)系數(shù)的影響Fig.4 Influence of inlet velocity on pressure drop and material circulation rate

將該實驗結(jié)果與閆景春等[19?20]的串行流化床冷態(tài)實驗結(jié)果進行對比，發(fā)現(xiàn)床層壓降和顆粒循環(huán)系數(shù)的變化趨勢類似，這說明串行流化床反應(yīng)器的氣固流動過程具有一定相似性。但由于各串行流化床的結(jié)構(gòu)特點以及實驗條件方面的差異，會導(dǎo)致床層壓降和顆粒循環(huán)系數(shù)有所不同。

2.3 床料量和床料粒徑對串行流化床氣固流動特性的影響

圖5所示為床料量對Δp1，Δp2及kCI的影響規(guī)律。從圖5可以看出：隨床料量m的增加，Δp1，Δp2和kCI均顯著增加。m的增加導(dǎo)致2個反應(yīng)器內(nèi)的床料量增加，Δp1和Δp2增加，而VDF,out不隨m變化，因此，kCI隨Δp1的增加而增大。

圖5 床料量對床層壓降和顆粒循環(huán)系數(shù)的影響Fig.5 Influence of mass on pressure drop and material circulation rate

圖6所示為床料粒徑對床層壓降和顆粒循環(huán)系數(shù)的影響。由圖6可見，與粒徑d1為[250.0，375.0]μm的顆粒相比，粒徑d2為[187.5，250.0)μm的顆粒的Δp1，Δp2和kCI均有所增加。這是由于粒徑減小使得顆粒堆積更密集，間隙變小，空氣流過所受阻力變大，因此，Δp1和Δp2增加。同時，由于VDF,out不隨粒徑變化，因此，kCI會隨Δp1的增加而增大?？傮w而言，床料量和床料粒徑都是影響串行流化床氣固流動特性的重要因素，因此，在其實際運行過程中，必須重點關(guān)注床料量和床料粒徑的選擇。

圖6 床料粒徑對床層壓降和顆粒循環(huán)系數(shù)的影響Fig.6 Influence of size on pressure drop and material circulation rate

2.4 串行流化床氣固流動的數(shù)值模擬

為了驗證模擬結(jié)果的準(zhǔn)確性，本文將模擬和實驗得到的煅燒反應(yīng)器床層壓降Δp1進行對比，如圖7所示。圖7(a)所示為改變uDF時得到的Δp1，當(dāng)uDF=1.41 m/s 時，Δp1模擬值和實驗值的相對誤差絕對值最大，為6.7%；當(dāng)uDF=1.77 m/s時，相對誤差絕對值最小，為0.3%。圖7(b)所示為改變uTF時得到的Δp1，其模擬值與實驗值的相對誤差絕對值范圍為3.5%～7.0%。圖7(c)所示為改變uSLS時得到的Δp1，其相對誤差絕對值范圍為0.3%～5.3%。圖7(d)所示為改變uXLS時得到的Δp1，其相對誤差絕對值范圍為0.5%～1.1%。模擬值和實驗值之間較小的相對誤差驗證了實驗結(jié)果和模擬結(jié)果的正確性。上述結(jié)果也表明，本文所采用的模型能夠較準(zhǔn)確地模擬串行流化床內(nèi)的氣固流動特性。

圖7 不同入口風(fēng)速下床層壓降實驗與模擬結(jié)果對比圖Fig.7 Comparation between experiment and simulation results for pressure drop in calcinator under different inlet velocities

圖8 不同模擬工況下串行流化床反應(yīng)器壓力分布云圖Fig.8 Pressure distribution in interconnected fluidized beds under different simulation conditions

圖8所示為不同模擬工況下得到的串行流化床反應(yīng)器內(nèi)的時均壓力分布云圖。其中圖8(a)所示為模擬工況1的壓力分布云圖，左圖中uDF=1.41 m/s，右圖中uDF=2.12 m/s。從圖8可以看出：煅燒反應(yīng)器和碳酸化反應(yīng)器入口附近的壓力均高于其出口壓力，且隨高度的增加，壓力逐漸降低。此外，煅燒反應(yīng)器內(nèi)的壓力變化比碳酸化反應(yīng)器內(nèi)的壓力變化更為劇烈；同時，當(dāng)uDF增大時，煅燒反應(yīng)器內(nèi)的壓力總體有所上升。圖8(b)所示為在模擬工況2 時得到的壓力分布圖，可以看出：隨uTF的增大，煅燒反應(yīng)器內(nèi)壓力下降加快，且壓降主要集中在底部床區(qū)域。由圖8(c)和(d)可以發(fā)現(xiàn)：隨uSLS和uXLS的增大，煅燒反應(yīng)器內(nèi)的壓力均明顯增大。

3 結(jié)論

1)煅燒反應(yīng)器及上、下流動密封閥入口風(fēng)速對床層壓降和顆粒循環(huán)系數(shù)有較大影響，而碳酸化反應(yīng)器入口風(fēng)速的影響則較小；且在床料量和床料粒徑確定(m=1.5 kg，d=100.0～187.5 μm)的條件下，各入口風(fēng)速必須要相互匹配(即uDF=1.41～2.12 m/s，uTF=0.08～0.16 m/s，uSLS=0.029～0.053 m/s，uXLS=0.029～0.053 m/s)才能使得床料穩(wěn)定流化。

2)床料量對床層壓降和顆粒循環(huán)系數(shù)的影響明顯，同時，床料粒徑對串行流化床氣固流動特性也有一定影響。隨著床料量增加，床層壓降和顆粒循環(huán)系數(shù)均明顯增大；隨著床料粒徑減小，床層壓降和顆粒循環(huán)系數(shù)均有所增加。

3)基于歐拉雙流體模型的CFD 方法可以有效模擬串行流化床內(nèi)顆粒的運動狀況，獲得較準(zhǔn)確的氣固流動特性，從而為開發(fā)與優(yōu)化適用于鈣循環(huán)CO2捕集的雙流化反應(yīng)床體提供參考。