下吸式固定床氣化爐的氣化過程及氣化特性模擬分析

程相文,劉麗智,魏 榮

(1. 華北理工大學(xué) 機械工程學(xué)院,河北 唐山 063210； 2. 滄州職業(yè)技術(shù)學(xué)院 電氣工程系，河北 滄州 061000)

中國是農(nóng)業(yè)大國,生物質(zhì)秸稈類作物儲量大、分布范圍廣,但秸稈能源化利用率低,資源浪費情況嚴重[1-2]。秸稈能源代替化石能源的關(guān)鍵是改變其能量密度低的缺點,提高其使用率。秸稈氣化技術(shù)是將秸稈能源轉(zhuǎn)化為高品質(zhì)能源的重要方式[3-4]。氣化爐是秸稈氣化技術(shù)的核心設(shè)備,固定床氣化爐在我國應(yīng)用較為廣泛。其中下吸式固定床氣化爐操作方便,并且具有良好的工作穩(wěn)定性，當氣體中的焦油從下吸式氣化爐的爐膛中下方位置的還原區(qū)域通過時,有很大一部被分解為小分子氣體物質(zhì)[5-6]。目前我國生物質(zhì)氣化技術(shù)處于起步階段,該領(lǐng)域中有許多技術(shù)問題需要研究和開發(fā)。在生物質(zhì)氣化技術(shù)的研究和開發(fā)中最關(guān)鍵的是增加可燃氣中H2和CO的含量、燃氣凈化、減少焦油含量以及提高轉(zhuǎn)化率。研究下吸式固定床氣化爐結(jié)構(gòu)設(shè)計與操作條件的優(yōu)化是解決上述問題的主要途徑[7-9]。每種生物質(zhì)的具體成分相差甚遠,熱解氣化反應(yīng)又十分復(fù)雜,實驗測量不僅要耗費大量時間,還需要較高的資金投入,采用省時省力的數(shù)值模擬方法既可以很容易獲得流場中的數(shù)據(jù)又可以用于指導(dǎo)實驗測量。因此，本研究選用玉米秸稈為燃料,基于Fluent軟件對氣化爐內(nèi)的工作過程進行模擬,通過研究下吸式固定床氣化爐內(nèi)玉米秸稈的氣化特性,為下吸式固定床氣化爐產(chǎn)出燃氣優(yōu)化提供理論依據(jù)。

1 模型建立

1.1 模擬研究對象

本研究模擬對象是二維固定床秸稈氣化爐,該氣化爐模型高度為5.83 m(含秸稈入口0.83 m),寬度為3 m,為防止合成氣中灰塵含量較高,在距氣化爐底部固體出口1.2 m處均勻分布有25個大小相等的圓形出氣孔,為合成氣出口?；曳謿堅隹谖挥诔鰵饪紫虏?該設(shè)計可以減少產(chǎn)生燃氣中的灰分含量,從而起到凈化燃氣的作用。氣化劑通過上部進氣口進入氣化爐內(nèi)部,秸稈顆粒從氣化爐頂部進入,秸稈原料受到重力作用向下,同時在高溫下發(fā)生干燥、熱解以及氧化還原反應(yīng)。產(chǎn)生的合成氣從氣化爐下方出氣孔排出,灰分從下方灰分殘渣出口排出。

1.2 數(shù)學(xué)模型

基于流體力學(xué)基本原理,建立質(zhì)量、動量和能量等守恒方程組。本模擬針對氣化爐內(nèi)的秸稈氣化主要采用的模型有:模擬氣相流動的湍流模型、秸稈顆粒熱解模型,秸稈顆粒氣化過程中用于模擬熱輻射換熱的P1模型、模擬氣固兩相的歐拉-拉格朗日模型,以及模擬燃燒反應(yīng)的組分輸運模型[10]。

1.2.1質(zhì)量守恒方程 質(zhì)量守恒定律是流體流動要遵循的基本準則,秸稈氣化爐內(nèi)的氣固兩相流動也不例外,其基本控制方程見式(1)：

(1)

1.2.2動量守恒方程 動量守恒的本質(zhì)是牛頓第二定律,即動量在單位時間內(nèi)的變化率為作用于系統(tǒng)上的外力之和。動量守恒方程見式(2):

(2)

1.2.3能量守恒方程 能量守恒方程就是熱力學(xué)第一定律在流體運動的運用,能量守恒方程的形式見式(3)：

(3)

選取2013年7月—2014年4月在萍鄉(xiāng)市某三甲醫(yī)院臨床實習(xí)的護生150例，其中本科生30例，大專生52例，中專生68例，均為女生，年齡17～23歲。

1.3 氣化反應(yīng)模型

熱解是所有秸稈氣化必經(jīng)的重要過程,與氣化過程相比,秸稈中揮發(fā)分析出速率要快的多,而且氣化爐內(nèi)良好的氣固兩相混合狀態(tài),更提高了傳熱速率,縮短了揮發(fā)分析出時間。因此在模型計算中一般認為揮發(fā)分析出過程瞬間完成。本次模擬中的揮發(fā)分主要成分為:CO、CO2、H2、CH4以及生物質(zhì)焦油[11-12]。假設(shè)秸稈顆粒進入氣化爐后揮發(fā)分立即揮發(fā),秸稈的熱解過程按如下反應(yīng)式進行,燃料的熱解反應(yīng)式如下所示:

揮發(fā)分組分間的反應(yīng)、揮發(fā)分組分與氣化劑間的反應(yīng)都在本模擬的考慮范圍之內(nèi),假設(shè)氣化過程的氣體反應(yīng)均為容積反應(yīng)。化學(xué)反應(yīng)速率由組分輸運模型中的有限速率/渦耗散模型確定[13],即同時計算Arrhenius和渦耗散反應(yīng)速率,爐膛內(nèi)的氣相組分混合均勻,所以本模擬不考慮氣相間擴散過程,假設(shè)氣體間的反應(yīng)完全由反應(yīng)動力學(xué)控制,熱解反應(yīng)中物質(zhì)i的產(chǎn)生速率計算公式見式(4)和式(5)，選擇數(shù)值較小的結(jié)果。

(4)

(5)

式中:Ri,r—熱解反應(yīng)中物質(zhì)i的產(chǎn)生速率,mol/(L·s)；V′i,r—熱解反應(yīng)中反應(yīng)物i的化學(xué)計量系數(shù)；V″j,r—熱解反應(yīng)中生成物j的化學(xué)計量系數(shù)；V′R,r—熱解反應(yīng)中反應(yīng)物R的化學(xué)計量系數(shù)；ε—湍流耗散率,%；k—湍流動能,m2/s2；Mw,i—第i種物質(zhì)的相對分子質(zhì)量；Mw,R—第R種物質(zhì)的相對分子質(zhì)量；Mw,j—第j種物質(zhì)的相對分子質(zhì)量；wp—生成物組分的質(zhì)量分數(shù),%；wR—反應(yīng)物組分的質(zhì)量分數(shù),%；A—經(jīng)驗常數(shù),約4.0；B—經(jīng)驗常數(shù),約0.5。

秸稈氣化過程涉及的主要氣相均相反應(yīng)及反應(yīng)速率如表1所示。

表1 均相反應(yīng)化學(xué)反應(yīng)速率

1.4 氣固非均相模型

秸稈揮發(fā)分完全析出后,剩余部分形成焦炭顆粒,焦炭與周圍的O2、CO2、H2O發(fā)生典型的氣固異相反應(yīng),又稱為非均相反應(yīng)[14-15]。非均相反應(yīng)產(chǎn)生的主要氣體為O2、H2以及CO2。這個階段中焦炭燃燒與還原反應(yīng)的主要反應(yīng)方程式及反應(yīng)的表面反應(yīng)動力學(xué)參數(shù)見表2。

1.5 網(wǎng)格劃分

CFD模擬的第一步是網(wǎng)格劃分,也就是計算區(qū)域的離散化。本研究用到的網(wǎng)格劃分軟件是ICEM,其不僅可以用于模型建立,還具有強大的網(wǎng)格劃分功能,其網(wǎng)格劃分功能在網(wǎng)格劃分軟件中處于前沿。本研究用該軟件對氣化爐模型進行網(wǎng)格劃分,利用其O型網(wǎng)格劃分功能對出氣孔進行處理,并對網(wǎng)格質(zhì)量進行檢查,對不同質(zhì)量范圍的網(wǎng)格進行查看修改。網(wǎng)格模型導(dǎo)出后可以直接導(dǎo)入Fluent求解器模擬計算。

表2 氣固非均相化學(xué)反應(yīng)動力學(xué)參數(shù)

1.6 假設(shè)條件

2 結(jié)果與分析

2.1 模擬過程的實驗驗證

氣化爐內(nèi)的溫度是影響氣化爐氣化性能的重要因素,且溫度分布情況影響氣化爐整體的流場分布。本研究設(shè)計的氣化設(shè)備(圖1)已搭建成功,針對該設(shè)備,用熱電耦測溫系統(tǒng)(圖2)對氣化爐從上到下設(shè)定10個點進行現(xiàn)場溫度測試，以判斷模擬的準確性。

圖1 下吸式固定床氣化爐

圖2 氣化爐測溫系統(tǒng)

秸稈顆粒粒徑為13、 20、 30 mm時,氣化爐軸向溫度變化見圖3。由圖可知，實測溫度在出口處低于模擬溫度,這是由于實測過程受到外界影響因素較多,而模擬處于理想狀態(tài),不考慮與外界傳熱過程,但模擬溫度與實測溫度變化趨勢基本一致,證明模擬過程與實際過程相一致,模擬結(jié)果可信度高。

a.13 mm; b.20 mm; c.30 mm

2.2 湍流動能分析

秸稈氣化爐內(nèi)湍流結(jié)構(gòu)可以反映出流場的能量分布和耗散情況,圖4(a)為氣化爐不同高度上徑向湍流動能分布圖。由圖4(a)可知,湍流動能徑向分布圖呈軸對稱圖形,氣化爐內(nèi)部湍流動能由爐膛中部向爐體壁面逐漸減小,湍流動能隨氣化爐軸向爐膛深度的增加而增加。這是因為氣化爐中部溫度較高，流體介質(zhì)之間相互交換動量、能量頻繁,各組分濃度變化也較大。但在靠近爐體壁面處湍流動能有驟降過程,這是因為壁面對湍流造成的影響十分明顯,在靠近壁面處,流體切線方向速度的變化會由于黏性力的存在而受到抑制,且流體運動因受壁面阻礙抑制了正常的波動。

圖4 氣化爐不同高度上徑向湍流動能(a)、擴散率(b)及湍流強度分布(c)圖

圖4(b)為氣化爐內(nèi)不同高度上沿爐膛徑向湍流擴散率分布圖,由圖可知湍流擴散率與湍流動能分布趨勢類似,都呈現(xiàn)拱形分布,但在爐體壁面處擴散率驟增,這與湍流動能在壁面處驟降相印證。

圖5 氣化爐內(nèi)溫度場分布圖Fig.5 Temperature field distribution in gasifier

圖6 距氣化爐底部不同距離截面上徑向溫度分布圖Fig.6 Radial temperature distribution on different sections at different distances from the bottom of gasifier

圖4(c)為氣化爐內(nèi)不同高度上湍流強度分布圖,由圖可知湍流強度也呈現(xiàn)中間高兩邊低的趨勢,與湍流動能分布趨勢一致,湍流動能越大湍流強度越大。湍流動能、湍流擴散與湍流強度分布圖都呈軸對稱分布,證明爐內(nèi)氣化過程穩(wěn)定。

2.3 溫度場分布特性

選用燃料系數(shù)為0.26,秸稈顆粒粒徑13 mm,對氣化爐內(nèi)的溫度場進行分析。圖5為氣化爐內(nèi)溫度分布云圖,如圖所示,秸稈顆粒入口處溫度最低,秸稈顆粒進入氣化爐后,秸稈中的水分迅速蒸發(fā),隨后秸稈顆粒熱解,導(dǎo)致入口處溫度最低。秸稈中的揮發(fā)分析出后,進入氣化爐的氧化區(qū)開始燃燒,在秸稈顆粒出口下方出現(xiàn)溫度最高點,火焰最高溫度高達1 510 K,證明揮發(fā)分在此處開始燃燒。隨著揮發(fā)分的燃燒耗盡,進入還原反應(yīng)區(qū),還原反應(yīng)吸收熱量,溫度也開始下降。氣化爐內(nèi)的溫度基本呈軸對稱形狀,穩(wěn)定均勻,氣體出口上部溫度由內(nèi)而外逐層遞減,層次清晰,屬于典型擴散火焰,說明氣化爐內(nèi)溫度穩(wěn)定,符合實際情況。

圖6為距氣化爐底部固體出口不同距離處截面上的徑向溫度分布，由圖6可知,在距離氣化爐底部固體出口5、 4.95、 4.9、 4.86 m處與爐膛中軸線垂直的徑向上溫度分布呈M形,造成這種現(xiàn)象的原因有兩個：首先秸稈燃料從入口中心處入射,進入氣化爐后溫度升高,秸稈中的水分迅速蒸發(fā)吸收熱量,隨后秸稈顆粒中的揮發(fā)分迅速析出也吸收大量熱量,同時,外側(cè)揮發(fā)分與氧氣接觸發(fā)生氧化反應(yīng)放出熱量,導(dǎo)致距氣化爐底部4.86～5 m處氣流中心溫度降低,氣流兩側(cè)溫度較高。

而由距離氣化爐固體出口4.85、 4.83、 4.81 m 溫度分布可知，其呈現(xiàn)為中間高兩側(cè)低的拱形。這是因為在距離燃燒器底部固體出口4.85 m處,秸稈揮發(fā)分與焦炭開始與氣化劑發(fā)生燃燒反應(yīng),燃燒反應(yīng)放出大量熱量,導(dǎo)致氣化爐中心位置處的火焰溫度升高,隨后隨著揮發(fā)分燃燒耗盡溫度逐漸下降,并在整個軸向與徑向上趨于穩(wěn)定。這說明在距離氣化爐底部出口4.85 m處開始進入氣化爐的氧化層。

2.4 秸稈顆粒粒徑對氣化性能的影響

選取燃料系數(shù)為0.26,秸稈顆粒粒徑均值分別為10、 13、 15、 20、 25、 30和40 mm對秸稈氣化過程進行模擬,隨秸稈顆粒粒徑變化氣化爐內(nèi)的最高溫度分別為1 589、 1 515、 1 505、 1 490、 1 484、 1 455 和1 338 K，平均溫度分別為1 145、 1 140、 1 130、 1 122、 1 109、 1 095和1 035 K。由數(shù)據(jù)可見，隨著秸稈顆粒粒徑的增大,氣化爐內(nèi)的平均溫度與最高溫度都呈下降趨勢,秸稈顆粒粒徑為40 mm時,爐內(nèi)最高溫度下降到1 338 K。

秸稈顆粒粒徑為13、 20、 30和40 mm時氣化爐內(nèi)的溫度云圖見圖7。由圖可知,秸稈顆粒粒徑為13、 20和30 mm 時爐膛溫度的最高點出現(xiàn)在氣化爐上半部,秸稈顆粒粒徑為40 mm時,爐膛內(nèi)溫度最高點出現(xiàn)在氣化爐下半部,著火過程相對于顆粒粒徑為13、 20和30 mm時明顯靠后,說明秸稈顆粒粒徑為40 mm時,秸稈脫揮發(fā)分過程減慢,容易出現(xiàn)燃燒不穩(wěn)定現(xiàn)象。

a.13 mm; b.20 mm; c.30 mm; d.40 mm

沿爐膛軸向方向H2摩爾分數(shù)變化見圖8(a),由圖可知,秸稈顆粒粒徑10～30 mm,H2摩爾分數(shù)有一定變化,但產(chǎn)量相差不大,在距離氣化爐底部出口4 m處達到H2摩爾分數(shù)最大值。當秸稈顆粒粒徑增大到40 mm時,H2摩爾分數(shù)驟減,且最大值位置出現(xiàn)在距氣化爐底部3 m處。表明秸稈顆粒粒徑增大到40 mm會出現(xiàn)嚴重的秸稈脫揮發(fā)分靠后現(xiàn)象。

a.H2; b.CO; c.CH4

秸稈顆粒不同粒徑值時,CO摩爾分數(shù)沿氣化爐爐膛軸向摩爾分數(shù)變化見圖8(b)。由圖可知,隨秸稈顆粒粒徑的增大,沿爐膛方向的CO摩爾分數(shù)呈遞減趨勢,且遞減的梯度比H2遞減梯度大,這是因為焦炭燃燒是秸稈氣化爐內(nèi)一個起主導(dǎo)作用的反應(yīng),秸稈顆粒粒徑增大,爐膛內(nèi)溫度逐漸下降,導(dǎo)致秸稈熱解產(chǎn)生的焦炭不能完全燃燒。秸稈顆粒粒徑為40 mm時，由于秸稈熱解不完全,揮發(fā)分未完全燃燒等原因,導(dǎo)致了CO摩爾分數(shù)驟降。

秸稈顆粒不同粒徑值時,CH4沿爐膛軸向摩爾分數(shù)變化見圖8(c),由圖可知CH4摩爾分數(shù)與H2和CO摩爾分數(shù)變化趨勢類似,隨顆粒粒徑的增加而減小,同樣也是在顆粒粒徑為40 mm時,CH4摩爾分數(shù)驟減。

3 結(jié) 論

本研究基于Fluent軟件,建立歐拉-拉格朗日模型模擬秸稈氣化過程,利用P1模型模擬氣化過程的輻射傳熱,同時耦合化學(xué)反應(yīng),對下吸式秸稈氣化爐氣化特性進行了分析,同時通過實驗驗證了模型的可靠性。模擬結(jié)果表明：燃料系數(shù)0.26，秸稈顆粒粒徑13 mm，在距離燃燒器底部固體出口4.85 m處,秸稈揮發(fā)分與焦炭開始與氣化劑發(fā)生燃燒反應(yīng),燃燒反應(yīng)放出大量熱量,導(dǎo)致氣化爐中心位置處的火焰溫度升高,隨后隨著揮發(fā)分燃燒耗盡溫度逐漸下降,并在整個軸向與徑向上趨于穩(wěn)定。這說明在距離氣化爐底部出口4.85 m處開始進入氣化爐的氧化層。秸稈顆粒粒徑從10 mm增加30 mm時,產(chǎn)生的可燃氣摩爾分數(shù)逐漸降低,但摩爾分數(shù)值差距不大,考慮到實際操作過程中的成本問題,秸稈氣化爐在實際工作中可以選用粒徑在30 mm以下秸稈顆粒。秸稈顆粒粒徑最大不能超過40 mm,顆粒粒徑為40 mm時會出現(xiàn)秸稈顆粒未完全燃燒現(xiàn)象,導(dǎo)致可燃氣體產(chǎn)量嚴重下降,氣化爐內(nèi)的溫度分布不穩(wěn)定。