復(fù)合串行氣化工藝半經(jīng)驗動力學(xué)模型研究

向夏楠，周雪花，彭德用，孫 馳，王 波，張新宇

（湖南城市學(xué)院市政與測繪工程學(xué)院，湖南 益陽 413000）

固體廢棄物主要包括農(nóng)林廢棄物、城市生活垃圾、工業(yè)生產(chǎn)過程中的固體垃圾等，其無害化處理是能源研究領(lǐng)域的熱點問題[1]。氣化技術(shù)可以將固體廢棄物轉(zhuǎn)化為含氫合成氣，而氫氣又被視為最有前景的碳基燃料替代能源，是實現(xiàn)碳中和的重要一環(huán)，因此，氣化成為在固體廢棄物處理方面十分有前景的熱處理技術(shù)[2-3]。本文研究了一種新型氣化工藝，即煤與固體廢棄物復(fù)合串行氣化。該工藝通過使用單一氣化爐，利用燃燒和氣化2 個階段往復(fù)循環(huán)制氣，相對于循環(huán)流化床工藝，制氣熱值更高，相對于雙流化床工藝，運行穩(wěn)定性更強，因此是氣化技術(shù)發(fā)展的新方向[4]。

動力學(xué)模型包含氣化反應(yīng)動力學(xué)和流體動力學(xué)，能夠精確模擬氣化爐內(nèi)的反應(yīng)過程[5-8]。李大中等[9]建立了鼓泡床氣化爐動力學(xué)模型，但其研究未涉及流體動力學(xué)；Nikoo 等人[10]使用Aspen Plus 軟件建立了常壓氣化流化床模型，并考慮了氣化反應(yīng)動力學(xué)；諸林等[11]建立了雙流化床氣化爐動力學(xué)模型，將床層設(shè)為氣泡相和乳化相的兩相模型，為雙流化床技術(shù)的發(fā)展做出了貢獻；Zheng 等人[12]在兩相模型的基礎(chǔ)上考慮了非穩(wěn)態(tài)過程；而Jin 等人[13]進一步開發(fā)了基于三相模型的循環(huán)流化床氣化模型，三相模型能更準確地描述流化的實際過程，進一步完善了氣化工藝的動力學(xué)模型研究。但是，上述模型均使用了常規(guī)傳熱模型或僅為冷態(tài)模擬，溫度場的模擬存在一定誤差，這將影響計算的準確性。據(jù)此，本文將結(jié)合煤與木屑復(fù)合串行氣化試驗數(shù)據(jù)建立以分區(qū)溫度模型為基礎(chǔ)的半經(jīng)驗三相非穩(wěn)態(tài)動力學(xué)模型，分析復(fù)合串行氣化工藝的反應(yīng)機理，為固體廢棄物氣化工藝的運行和優(yōu)化提供理論基礎(chǔ)。

1 復(fù)合串行氣化工藝

復(fù)合串行氣化工藝流程如圖1 所示。在該工藝中[14-16]，同一流化床內(nèi)的反應(yīng)主要分為燃燒階段和氣化階段。在燃燒階段：加料機10 開始工作，爐內(nèi)通入煤，空氣閥1-1 打開，爐內(nèi)發(fā)生燃燒反應(yīng)，爐內(nèi)溫度升高；打開煙氣閥1-2 排出煙氣，當溫度升高到設(shè)定值，空氣閥1-1 關(guān)閉，水蒸氣閥2-1 打開，轉(zhuǎn)為氣化階段。在氣化階段，加料機9 開始工作，爐內(nèi)通入固體廢棄物，水蒸氣先與煤發(fā)生反應(yīng)再與固體廢棄物發(fā)生反應(yīng)，所以稱為復(fù)合串行氣化，所產(chǎn)富氫燃氣通過合成氣閥2-2 進入儲氣柜7。上述兩階段往復(fù)運行制取中熱值合成氣。

圖1 復(fù)合串行氣化工藝流程Fig.1 Serial composite gasification process

2 模型建立

該復(fù)合串行氣化工藝模型分為2 個子模型：一是燃燒子模型，空氣從爐底進入，與煤發(fā)生燃燒反應(yīng)后進入稀相區(qū)繼續(xù)反應(yīng)，最后產(chǎn)生煙氣排出，各區(qū)域分別采用密相區(qū)煤燃燒模型、稀相區(qū)燃燒模型進行模擬；二是氣化子模型，水蒸氣從爐底進入，首先與燃燒反應(yīng)中未燃盡的焦炭發(fā)生氣化反應(yīng)產(chǎn)生可燃氣，可燃氣再與固體廢棄物發(fā)生氣化反應(yīng)后進入稀相區(qū)繼續(xù)反應(yīng)，最后生成富氫燃氣，各區(qū)域分別采用密相區(qū)煤氣化模型、密相區(qū)固體廢棄物氣化模型、稀相區(qū)氣化模型進行模擬。由于煤和固體廢棄物原材料的顆粒尺寸與密度差異較大，流動狀態(tài)也不同，所以氣化模型的密相區(qū)需要建立煤氣化子模型和固體廢棄物氣化子模型分別計算。根據(jù)流動特性，這些子模型分別采用三相鼓泡床模型和揚析夾帶模型耦合化學(xué)反應(yīng)動力學(xué)、傳質(zhì)以及分區(qū)溫度關(guān)聯(lián)式進行模擬。

2.1 模型假設(shè)

1）密相區(qū)中的氣體以氣泡形式通過。本文采用三相鼓泡床（氣泡相、氣泡云相和乳化相）模型對其進行模擬[17]，模型示意如圖2 所示。圖2 中：fc為氣泡云相與氣泡的體積之比，%；fw為尾渦區(qū)域的體積與氣泡體積之比，%；ub為氣泡上升速度，m/s；ue為乳化相上升速度，m/s；us,cloud為氣泡云相內(nèi)的顆粒運動速度，m/s；us,down為乳化相內(nèi)顆粒的下降速度，m/s；us,wake為尾渦內(nèi)顆粒的上升速度，m/s；δb為氣泡在床內(nèi)所占體積份額，%。稀相區(qū)中氣體以栓塞流形式通過，采用Wen 和Chen 的顆粒夾帶模型對其進行模擬[18]。

圖2 三相鼓泡床模型示意Fig.2 Schematic diagram of the three-phase bubbling bed model

2）焦碳的燃燒及氣化反應(yīng)只發(fā)生在氣泡云相和乳化相中，氣體反應(yīng)在各相中均會發(fā)生[17]。

3）各相間的氣體交換是由濃度差和各相間的氣體流動共同引起的[17]。

4）環(huán)形區(qū)的固體顆粒是由密相區(qū)的氣泡破裂產(chǎn)生的[18]。

2.2 質(zhì)量平衡模型

2.2.1 密相區(qū)氣相質(zhì)量平衡模型

1）氣泡相內(nèi)的氣體質(zhì)量平衡方程

氣泡相中第i組分氣體的質(zhì)量平衡方程為：

式中：Ci為第i組分的濃度，kmol/m3；Kbc為氣泡相與氣泡云相間質(zhì)交換系數(shù)，s-1；Kce為乳化相與氣泡云相間質(zhì)交換系數(shù)，s-1；rj為第j個反應(yīng)的反應(yīng)速率，kmol/(m3·s)；t為時間，s；z為爐膛高度方向；uga為環(huán)形區(qū)平均氣體流速，m/s；λ為系數(shù)；ε為空隙率，%；下標b、c、e 分別表示氣泡相、氣泡云相、乳化相。

在式(1)中：右側(cè)第1 項為氣泡相和氣泡云相之間i組分氣體由濃度差引起的質(zhì)量交換項；第2 項是由于氣體上升過程中氣泡相中氣體流量變化引起的氣泡相與氣泡云相之間的i組分氣體的質(zhì)量交換；第3 項是氣泡相中i組分氣體的反應(yīng)項，包括燃燒階段和氣化階段的生成項和消耗項，消耗時符號取正號，生成時符號取負號。

其中λ1和λ2的取值如下[13]：

2）氣泡云相內(nèi)的氣體質(zhì)量平衡方程

氣泡云相中第i組分氣體的質(zhì)量平衡方程為：

式中：右側(cè)第1 項為氣泡相和氣泡云相之間i組分氣體的質(zhì)量交換項；第2 項為氣泡云相和乳化相之間i組分氣體的質(zhì)量交換項；第3 項是由于氣體上升過程中氣泡相中氣體流量變化引起的氣泡相與氣泡云相之間的第i組分的氣體交換，其中λ1和λ2的取值同上；第4 項為氣泡上升過程中乳化相中氣體流量變化引起的氣泡云相與乳化相之間第i組分氣體質(zhì)量交換量，其中λ3和λ4的取值如下[13]：

3）乳化相內(nèi)的氣體質(zhì)量平衡方程

乳化相中第i組分氣體的質(zhì)量平衡方程見式(3)，其物理意義與式(1)類同，不再贅述。

以上方程組適用條件為：在爐底，即z=0 處。

燃燒階段，其助燃介質(zhì)為空氣：

式中：Tair為進入爐膛的空氣溫度，K；Tk為爐內(nèi)溫度，K。

其他各氣體組分濃度Cb,i=Cc,i=Ce,i=0。

氣化階段，首先發(fā)生煤氣化，介質(zhì)為水蒸氣：

式中：Tsteam為進入爐內(nèi)的水蒸氣溫度，K。

其他各氣體組分濃度Cb,i=Cc,i=Ce,i=0。

在煤氣化與固體廢棄物氣化的交界面處：

式中，下標VOL、MSW 分別表示揮發(fā)分、固體廢棄物。

2.2.2 密相區(qū)固相質(zhì)量平衡模型

1）氣泡云相內(nèi)的固體質(zhì)量平衡方程

在煤氣化和煤燃燒階段，氣泡云相的固體質(zhì)量平衡方程可表示為：

式中：Asoild為密相區(qū)中固體所占床層截面面積，m2；Hden,oal為密相區(qū)中煤氣化區(qū)高度，m；us1為尾渦區(qū)顆粒上升速度，m/s；下標ch 為焦炭。

煤氣化階段：

Fch為氣化階段參與反應(yīng)的煤的折算摩爾流量，kmol/s；Rc,ch為氣泡云相中碳在氣化反應(yīng)中的消耗量，kmol/(m3·s)，表達式為：

式中：Fcoal為入爐煤的質(zhì)量流量，kg/h；mw,i為i物質(zhì)的摩爾質(zhì)量，kg/kmol；Mc 為焦炭中碳的質(zhì)量份額；KT為非均相反應(yīng)的總反應(yīng)速率常數(shù)，s-1；α為衰減指數(shù)；x為碳轉(zhuǎn)化率，%；Y為氣化階段參與反應(yīng)的煤的質(zhì)量比，%。

煤燃燒階段：

Fch為燃燒階段參與反應(yīng)的煤的折算摩爾流量，kmol/s；Rc,ch為氣泡云相中碳在燃燒反應(yīng)中的消耗量，kmol/(m3·s)，表達式為：

式中：dvS為與顆粒具有相同比表面積的球體直徑，m；kc為焦炭燃燒反應(yīng)速率常數(shù)；Sv為單位體積球形顆粒表面積，m2。

在固體廢棄物氣化階段，氣泡云相的固體質(zhì)量平衡方程可表示為：

2）乳化相內(nèi)的固體質(zhì)量平衡方程

在煤氣化和煤燃燒階段，乳化相的固體質(zhì)量平衡方程可表示為：

在固體廢棄物氣化階段，乳化相的固體質(zhì)量平衡方程可表示為：

求解上述方程組的邊界條件和初始條件為：

在爐底處：

在煤氣化與固體廢棄物氣化的交界面處：

2.2.3 稀相區(qū)氣相質(zhì)量平衡模型

稀相區(qū)中核心區(qū)氣相的質(zhì)量平衡方程為：

式中：Ccore,i為核心區(qū)第i種氣體的濃度，kmol/m3；ugc為核心區(qū)氣流速度，m/s；αi,j為第i種氣體第j個反應(yīng)的反應(yīng)系數(shù)；rj為第j個反應(yīng)的反應(yīng)速率，kmol/(m3·s)，見表2。

2.2.4 稀相區(qū)固相質(zhì)量平衡模型

稀相區(qū)核心區(qū)、環(huán)形區(qū)固相質(zhì)量平衡方程為：

式中：upc為核心區(qū)顆粒速度，m/s；upa為環(huán)形區(qū)顆粒速度，m/s；A為面積，m2；f1為核心區(qū)向環(huán)形區(qū)的傳遞速率，m/s；f2為環(huán)形區(qū)向核心區(qū)的傳遞速率，m/s；Rcore為核心區(qū)半徑，m；ε為空隙率，%；下標core、ann 分別表示核心區(qū)、環(huán)形區(qū)。

初始條件和邊界條件參考密相區(qū)的處理。

2.3 分區(qū)溫度經(jīng)驗?zāi)Ｐ团c熱平衡模型

針對不同區(qū)域的子模型，為提高計算精度，本文依據(jù)試驗數(shù)據(jù)提出了煤氣化區(qū)、固體廢棄物氣化區(qū)和稀相區(qū)的多區(qū)溫度關(guān)聯(lián)式[14-16]，并在模型中應(yīng)用這些關(guān)聯(lián)式對爐內(nèi)溫度進行模擬。

2.3.1 分區(qū)溫度經(jīng)驗?zāi)Ｐ?/p>

氣化階段的固體廢棄物氣化區(qū)與煤氣化區(qū)溫度之間的關(guān)聯(lián)式為：

氣化階段煤氣化區(qū)和稀相區(qū)溫度之間的關(guān)系和燃燒階段煤燃燒區(qū)和稀相區(qū)溫度之間的關(guān)系為：

式中：T1為距爐底160 mm 處的熱電偶測量得到的煤氣化區(qū)焦炭氣化溫度，K；T2為距爐底600 mm 處的熱電偶測量得到的固體廢棄物氣化區(qū)溫度，K；T3為距爐底1 050 mm 處的熱電偶測量得到的稀相區(qū)溫度，K；參數(shù)a、b、c具體見表1。

表1 分區(qū)溫度關(guān)聯(lián)式中的系數(shù)Tab.1 Coefficients in multi-zone temperature correlation equations

2.3.2 能量平衡模型

系統(tǒng)的總能量平衡方程可表示為：

式中：ΔHf,0為各物質(zhì)的標準焓值，kJ/mol；cp為比熱容，kJ/(kg·K)；ni,in為輸入物質(zhì)的物質(zhì)的量，mol/h；ni,out為輸出物質(zhì)的物質(zhì)的量，mol/h；η為系統(tǒng)熱效率，%，本模型取0.95。

2.4 熱解模型

采用Merrick 的模型[19]進行熱解產(chǎn)物計算。元素平衡矩陣方程組可寫為式(24)。其中，焦油（tar）的分子式用C6H6.2O0.2表示[20]，wcoke(i)表示半焦可燃基中各元素的質(zhì)量分數(shù)，wtar(i)表示焦油中各元素的質(zhì)量分數(shù)，w(i)表示熱解產(chǎn)物的質(zhì)量分數(shù)，wdaf(i)表示原材料干燥無灰基中各元素的質(zhì)量分數(shù)，x1表示熱解產(chǎn)物中CH4的氫元素占原煤（固體廢棄物）中氫元素的質(zhì)量分數(shù)；x2、x3分別表示熱解產(chǎn)物中CO 及CO2的氧元素占煤（固體廢棄物)中氧元素的質(zhì)量分數(shù)。

2.5 反應(yīng)動力學(xué)模型

2.5.1 燃燒階段反應(yīng)動力學(xué)模型

1）均相反應(yīng)

對于氣體的均相燃燒反應(yīng)，考慮表2 中的R1—R4[21-22]反應(yīng)。

2）非均相反應(yīng)

焦炭燃燒反應(yīng)方程如表2 中R5 所示[23]，由于本文氣化爐的特殊性，一方面需要煤在燃燒階段提供熱量，另一方面也需要煤在氣化階段起到氣化原材料以及爐膛底料的作用，所以要求煤顆粒在爐內(nèi)有一定的停留時間和一定的顆粒粒徑，實際操作中需要控制煤的粒徑dp＞0.2 cm，因此燃燒過程中的機理因子φ取1。

2.5.2 氣化階段反應(yīng)動力學(xué)模型

1）均相反應(yīng)

復(fù)合串行氣化工藝主要涉及的均相反應(yīng)是水煤氣置換反應(yīng)[24]，如表2 中R6 所示。式中k為反應(yīng)速率常數(shù)，keq為反應(yīng)平衡常數(shù)：

2）非均相反應(yīng)

本模型假定焦炭在含H2-H2O 的氣氛中可能發(fā)生的相互獨立的3 個氣化反應(yīng)[25]如表2 中R7—R9所示。式中：fL為相對活性因子，依賴于煤焦類型和煤焦預(yù)處理溫度（式(27)—(28)）；P為壓力，Pa；其他參數(shù)見式(29)—(34)。Boudouard 反應(yīng)（C+CO2=2CO）雖然也是焦炭氣化過程中的重要反應(yīng)，但是在H2-H2O 氣氛中，CO2含量極低，因此在模型中忽略了該反應(yīng)。

表2 主要反應(yīng)以及反應(yīng)速率方程Tab.2 Major reactions and reaction rate equations

式中：Y為原煤的碳質(zhì)量分數(shù)（空氣干燥基）。

2.6 模型結(jié)構(gòu)

本文復(fù)合串行氣化工藝的半經(jīng)驗動力學(xué)模型結(jié)構(gòu)如圖3 所示。

圖3 復(fù)合串行氣化工藝的半經(jīng)驗動力學(xué)模型結(jié)構(gòu)Fig.3 Structural diagram of the semi-empirical dynamics model of the serial compound gasification process

3 計算結(jié)果與分析

3.1 模型驗證

該模型設(shè)定的床高為2.00 m，爐膛半徑為0.15 m。M/C=4.0 時，密相區(qū)煤層高0.12 m，固體廢棄物層高0.32 m，稀相區(qū)床高度為1.56 m。原材料的工業(yè)分析和元素分析見表3。

表3 原材料的工業(yè)分析和元素分析Tab.3 Ultimate and proximate analysis of raw materials

圖4 為模擬值與試驗值之間的比較[15]，氣化溫度為900～1 000 ℃，S/M=1.36，M/C=4.0。

圖4 模擬值和試驗值對比Fig.4 The simulated values and experimental values

由圖4 可以發(fā)現(xiàn)，H2和CO 的體積分數(shù)模擬值高于試驗值，而CO2和CH4的體積分數(shù)則是試驗值高于模擬值，但模擬數(shù)據(jù)與試驗數(shù)據(jù)的變化規(guī)律相同。這是因為試驗中可能有一定的數(shù)據(jù)測試誤差。另外，模型的簡化過程，特別是對化學(xué)反應(yīng)的簡化，會對反應(yīng)速率方程的準確性帶來一定的誤差?？傮w上，模型能較好地反應(yīng)爐內(nèi)狀態(tài)并準確預(yù)測氣化產(chǎn)物變化規(guī)律。

3.2 氣化溫度的影響

氣化溫度是影響氣化效果的重要因素，各種反應(yīng)的速率均與溫度密切相關(guān)。圖5 給出了在S/M=1.4、M/C=4.0 時，氣體濃度和熱值隨氣化溫度的變化情況。由圖5 可以看出，當T=750～1 010 ℃時，提高氣化溫度，產(chǎn)氣中有效氣體的濃度增加，產(chǎn)氣熱值增加。這主要是因為在氣化反應(yīng)中，最重要的水煤氣反應(yīng)（R7）受溫度影響，其反應(yīng)平衡常數(shù)隨溫度升高而增大，導(dǎo)致更多的水蒸氣與焦碳反應(yīng)生成CO和H2。另外，產(chǎn)氣熱值隨氣化溫度升高而升高，最大值12.65 MJ/m3出現(xiàn)在氣化溫度為1 010 ℃時，這主要是因為所產(chǎn)氣體中H2和CO 的氣體濃度持續(xù)增加，但是超過1 010 ℃后，CH4氣體濃度明顯下降，所以氣體熱值在此會出現(xiàn)峰值。

圖5 不同氣化溫度下的產(chǎn)氣濃度和熱值（S/M=1.4，M/C=4.0）Fig.5 The gas production and low calorific value at different gasification temperatures (S/M=1.4,M/C=4.0)

圖6 為不同氣化溫度和位置下的氫氣濃度。

圖6 不同氣化溫度和位置下的氫氣濃度（S/M=1.4，M/C=4.0）Fig.6 Hydrogen production at different gasification temperatures and positions (S/M=1.4，M/C=4.0)

由圖6 可以看出，在爐膛高度0.20 m 處氫氣濃度有一次較大的躍升，這主要是因為固體廢棄物進入爐膛后發(fā)生了快速熱解，這部分增加的氫氣就是熱解產(chǎn)物。總體上，氫氣主要在密相區(qū)產(chǎn)生，氣化溫度較低時，稀相區(qū)內(nèi)有一定的氫氣產(chǎn)生，而當氣化溫度較高時，幾乎所有的氫氣均在密相區(qū)產(chǎn)生，因此在對爐膛進行優(yōu)化設(shè)計時可考慮降低爐膛高度。

因此，最佳氣化溫度應(yīng)選擇1 010 ℃。對于其他水蒸氣氣化工藝，在無外部熱源的情況下，氣化溫度難以達到此值，這正是復(fù)合串行氣化工藝的優(yōu)勢。

3.3 S/M 的影響

本工藝采用水蒸氣作為氣化劑制取中熱值合成氣，所以S/M對氣化結(jié)果的影響很大，在實際運行中需要用戶精確調(diào)節(jié)此參數(shù)。

圖7 給出了在M/C=4.0、T=1 010 ℃條件下，S/M變化對氣體組分濃度和熱值的影響。由圖7 可知，隨著S/M值的增加，CH4和H2濃度先增加后不變，CO 濃度先增加后降低，CO2濃度一直增加。在一定范圍內(nèi)，提高S/M值有利于提高產(chǎn)氣低位發(fā)熱量。這是因為S/M值主要是通過調(diào)節(jié)水蒸氣的含量來控制的，S/M越大，水蒸氣含量越高，會促進水煤氣反應(yīng)（R7）向正反應(yīng)方向進行，從而產(chǎn)生更多的CO 和H2，進而促進水煤氣置換反應(yīng)（R6）和甲烷化反應(yīng)（R9）也向正反應(yīng)方向進行。但以上規(guī)律只在一定范圍內(nèi)有效，過量的水蒸氣對氣化結(jié)果影響不大，如圖7 中，當S/M＞1.2 時，所產(chǎn)氣體的有效成分（水蒸氣除外）只是略有增加，氣體中增加的主要是水蒸氣。

圖7 不同S/M 對產(chǎn)氣濃度和熱值的影響（M/C=4.0，T=1 010 ℃）Fig.7 The influences of different S/M on gas composition and LHV (M/C=4.0,T=1 010 ℃)

由圖7 中氣體熱值的變化規(guī)律可知，氣體熱值在S/M=1.0～2.0 的區(qū)間內(nèi)存在最大值，S/M=1.4 時氣體熱值最高，為13.07 MJ/m3，當S/M超過此值時，所產(chǎn)氣體熱值下降，這部分下降主要來源于所產(chǎn)氣體中CO 含量的減少。因此，本文S/M取1.4 為最佳。

3.4 M/C 的影響

在碳中和的大背景下，如何盡可能多地轉(zhuǎn)換固體廢棄物原材料是本工藝需要研究的重要問題，本工藝中需要用到固體廢棄物和煤，其質(zhì)量比為M/C。

圖8 給出了不同M/C時產(chǎn)氣組分和熱值的變化曲線。

圖8 不同M/C 對產(chǎn)氣濃度和熱值的影響（S/M=1.4，T=1 010 ℃）Fig.8 The influences of different M/C on gas composition and LHV (S/M=1.4,T=1 010 ℃)

由圖8 可知，在S/M=1.4、T=1 010 ℃條件下，隨著M/C的增加，H2和CH4濃度有一定增加，但總體上各氣體濃度變化不大。氣體熱值隨著M/C的增大而增加，當M/C=4.5 時，熱值的最高值達到13.09 MJ/m3。但是試驗結(jié)果顯示，在使用木屑為原材料的情況下，M/C不能超過4.0，因為煤在該工藝中的作用是提供熱量，如果輸煤量過低將導(dǎo)致兩階段間歇運行時無法能量守恒，如使用其他固體廢棄物原材料，該值須通過試驗確定。

圖9 給出了不同M/C和反應(yīng)時間下的產(chǎn)氫量曲線。由圖9 可知，M/C越大氫氣濃度越高。氫氣濃度變化的時間點各不相同，例如M/C=4.5 的曲線，第1 個變化點出現(xiàn)在70 s，這是因為進入爐內(nèi)的水蒸氣與煤和固體廢棄物發(fā)生氣化反應(yīng)的時間是70 s；第2 個變化點出現(xiàn)在120 s，則說明爐內(nèi)反應(yīng)達到動態(tài)平衡的時間為120 s。其他M/C曲線的時間變化點都在M/C=4.5 的曲線之前，這是爐內(nèi)原材料的量不同而產(chǎn)生的變化。

圖9 不同M/C 和反應(yīng)時間下的氫氣濃度（S/M=1.4，T=1 010 ℃）Fig.9 Hydrogen production at different M/C and reaction times (S/M=1.4，T=1 010 ℃)

4 結(jié)論

1）本文提出的復(fù)合串行氣化工藝最佳氣化溫度為1 010 ℃，氣化溫度高，其他水蒸氣氣化工藝在無外部熱源的情況下難以達到此值。

2）復(fù)合串行氣化工藝中，氣化過程中并非S/M越大越好，本研究中S/M取1.4 最佳。

3）在復(fù)合串行氣化工藝中應(yīng)盡可能提高M/C值，本模型最佳M/C值為4.0。