BGL爐煤氣化過程建模和模擬

李英澤，楊路，王琦，楊思宇

（華南理工大學(xué)化學(xué)與化工學(xué)院，廣東廣州510000）

引 言

BGL 氣化爐由英國燃?xì)夤驹贚urgi 氣化爐的基礎(chǔ)上改造而成，氣化過程的熱量由燃燒層中碳與氧的反應(yīng)提供。Lurgi 氣化爐的固體灰分通過旋轉(zhuǎn)爐排放到灰鎖中并間歇排出；BGL 氣化爐液態(tài)灰渣首先排入激冷室被激冷為固態(tài)灰渣，然后排入渣鎖再間斷排出。Lurgi 氣化爐氣化層反應(yīng)溫度范圍為900～1100℃；BGL 爐氣化層的反應(yīng)溫度在1400～1600℃之間。兩種氣化爐結(jié)構(gòu)如圖1所示。Lurgi爐氣化工藝優(yōu)缺點：氣化效率高，煤氣化出口氣中CO和H2的含量較高，水蒸氣用量較少；難以處理強黏結(jié)性、穩(wěn)定性差、灰熔點低和粉末狀的褐煤；氣化過程中會有大量焦油等副產(chǎn)品生成。BGL 爐氣化工藝優(yōu)缺點：提高了氣化爐的熱效率和單爐生產(chǎn)能力，降低了煤氣成本；氣化原料煤中需要摻雜部分助熔劑；所用蒸汽量減少，產(chǎn)生的廢水遠(yuǎn)小于固態(tài)排渣。

氣化原理：固定床層從上到下可以分為五個部分：干燥區(qū)、干餾區(qū)、氣化區(qū)、燃燒區(qū)和灰渣區(qū)。實際上，各個區(qū)間沒有明確的邊界定義，各區(qū)域之間可以重疊覆蓋[1]。原料煤通過煤鎖進(jìn)入到氣化爐后，從爐頂?shù)綘t底依次通過干燥、干餾和氣化層最終到達(dá)燃燒層。在燃燒層中，未反應(yīng)完的碳與被灰渣區(qū)加熱的氣化劑發(fā)生燃燒反應(yīng)。氣化劑中的氧氣先在燃燒層進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)后的氣化劑進(jìn)入氣化層，在氣化層水蒸氣與碳發(fā)生氣固非均相反應(yīng)，產(chǎn)生粗煤氣。以下主要對干餾區(qū)和氣化區(qū)的研究進(jìn)行介紹。

干餾區(qū)：即煤熱解。從氣化部分加熱的煤氣將干燥的煤熱解，形成氣態(tài)產(chǎn)物、焦油、熱解水和煤焦。由于煤結(jié)構(gòu)比較復(fù)雜且組成不均勻，因此，對于煤熱解過程中所發(fā)生的化學(xué)反應(yīng)，目前還不能夠完全模擬。初期的熱解模型以單反應(yīng)、復(fù)合反應(yīng)或多 級 分 解 反 應(yīng) 為 基 礎(chǔ)，Anthony 等[2]、Howard[3]和Smoot[4]做過了詳細(xì)的描述，其中包括：(1)單方程模型，該模型將煤熱解過程簡化為一個一級動力學(xué)過程，該模型的動力學(xué)參數(shù)受煤的種類影響且對于變溫過程的適應(yīng)性較差；(2)雙競爭模型，該模型將熱解過程看作是兩個平行的競爭反應(yīng)，分別主導(dǎo)高溫與低溫的環(huán)境，適用于非等溫過程；(3)煤熱解官能團模型，該模型將煤看作是各種官能團的集合，主要缺點是：對傳質(zhì)和傳熱過程考慮很少，因此不適用于預(yù)測大顆粒的熱解行為。由于在這些模型里，煤種會影響其動力學(xué)參數(shù)，因此它們的應(yīng)用存在許多限制。在此基礎(chǔ)上，傅維標(biāo)等[5]提出了一個通用的熱解模型，即Fu-Zhang模型，之后王國金等[6]又對該模型的不足之處進(jìn)行了修正。Anthony 等[2]建立了一種無限并行反應(yīng)模型，該模型將熱解反應(yīng)看作是一系列獨立的、平行的一級反應(yīng)，具有相同的頻率因子，且活化能服從Gauss 分布，該模型可以對脫揮發(fā)分的動力學(xué)和產(chǎn)率進(jìn)行模擬。盡管該模型考慮了煤結(jié)構(gòu)對熱解反應(yīng)的影響，但它與之前的模型一樣，都沒有真正將熱解反應(yīng)與化學(xué)結(jié)構(gòu)聯(lián)系起來，也沒有解釋煤的脫揮發(fā)分機理。

氣化區(qū)：干餾后的煤焦在此層發(fā)生多相氣化反應(yīng)和均相水煤氣變換反應(yīng)，主要以吸熱反應(yīng)為主，因此氣相溫度隨著床層高度逐漸下降。準(zhǔn)確、定量地描述煤氣化過程是工藝設(shè)計和控制優(yōu)化的先決條件[7]，通常是通過建立機理模型來模擬氣化過程。其中國外模型主要有UD/MIT 模型、WVU 模型和METC模型（表1）。

圖1 BGL爐與Lurgi爐結(jié)構(gòu)Fig.1 Structure of BGL furnace and Lurgi furnace

UD/MIT 模型[8-10]：假設(shè)爐內(nèi)氣體與固體之間不存在動量傳遞；將氣、固相間的熱傳遞看成是無限快，且氣固體之間的溫度相同；并假定徑向和軸向是同一的活塞流。該模型的主要缺點是沒有對灰層和爐渣進(jìn)行模擬。WVU 模型[11-12]：認(rèn)為煤脫揮發(fā)分時發(fā)生液化、裂化和沉積三種反應(yīng)，該模型的不足之處是沒有分離氣體和固體溫度且沒有考慮熱損失。METC 模型[13]：該模型計算的氣體產(chǎn)品流速、組成及溫度與實際實驗數(shù)據(jù)基本一致，但是溫度和壓力曲線與實驗數(shù)據(jù)不符。

對于水煤漿過程，彭偉鋒等[14]使用ASPEN PLUS平臺建立了氣化爐過程模型，進(jìn)行了水煤漿濃度、氣化反應(yīng)溫度對氣化結(jié)果的靈敏度分析；郭威等[15]使用Fluent軟件對德士古水煤漿氣化爐進(jìn)行數(shù)值模擬仿真，考察了煤漿流量、氧氣流量和煤漿濃度三者之間的耦合關(guān)系；李小剛等[16]分析了不同H/C 比煤質(zhì)對水煤漿氣化過程的影響；陳金花等[17]分析了中心氧配比對GE氣化爐內(nèi)冷態(tài)流場分布的影響。

此外，國內(nèi)許多學(xué)者也研究了固定床機理模型，表2是對國內(nèi)各主要機理模型的比較[18-21]。

其中，氣流床[14-17]是一種并流式氣化。氣化劑(氧與蒸汽)將煤粉(70%以上的煤粉通過200 目篩孔，粒徑為0.074 mm)夾帶入氣化爐，在1500～1900℃高溫下將煤一步轉(zhuǎn)化成CO、H2、CO2等氣體，殘渣以熔渣形式排出氣化爐。也可將煤粉制成煤漿，用泵送入氣化爐。在氣化爐內(nèi)，煤炭細(xì)粒粉與氣化劑經(jīng)特殊噴嘴進(jìn)入反應(yīng)室，會在瞬間著火，直接發(fā)生火焰反應(yīng)，同時處于不充分的氧化條件下。因此，其熱解、燃燒以及吸熱的氣化反應(yīng)，幾乎是同時發(fā)生的。隨氣流的運動，未反應(yīng)的氣化劑、熱解揮發(fā)物及燃燒產(chǎn)物裹挾著煤焦粒子高速運動，運動過程中進(jìn)行著煤焦顆粒的氣化反應(yīng)。這種運動形態(tài)，相當(dāng)于流化技術(shù)領(lǐng)域里對固體顆粒的“氣流輸送”，習(xí)慣上稱為氣流床氣化。

流化床[22]煤氣化又稱為沸騰床氣化。其以小顆粒煤為原料，這些細(xì)粒煤在自下而上的氣化劑的作用下，保持著連續(xù)不斷和無秩序的沸騰和懸浮狀態(tài)運動，迅速地進(jìn)行著混合和熱交換，其結(jié)果導(dǎo)致整個床層溫度和組成的均一。同時，流化床主要分為鼓泡流化床和循環(huán)流化床兩大類。鼓泡流化床：床面氣流的始升速度約1～3 m/s，床料有一清晰的起浮面，厚度有70～110 cm，氣體攜帶固體顆粒分離后再循環(huán)回床內(nèi)。鼓泡流化床由于顆粒群和流體的返混以及速度分布的不均勻性，易造成流體短路，床內(nèi)存在大量氣泡，且還存在氣體攜帶顆粒碳含量高、攜帶量大等問題。循環(huán)流化床：是指爐內(nèi)物料及飛出又返回爐內(nèi)物料的一種流化燃燒方式。循環(huán)流化床物料的流化速度比常規(guī)流化床的流化速度高，氣固之間流動速度相差大，對爐內(nèi)物料的傳熱傳質(zhì)較為有利，物料在系統(tǒng)內(nèi)不斷循環(huán)，實現(xiàn)均勻穩(wěn)定的燃燒和氣化[23]。

表1 國外各主要機理模型的比較Table 1 Comparison of main mechanism models in foreign

表2 國內(nèi)各主要機理模型的比較Table 2 Comparison of main mechanism models in China

固定床[1]氣化也稱移動床氣化。固定床一般以塊煤或煤焦為原料。煤由氣化爐頂加入，氣化劑由爐底送入。流動氣體的上升力不致使固體顆粒的相對位置發(fā)生變化，即固體顆粒處于相對固定狀態(tài)，床層高度基本上維持不變，因而成為固定床氣化。另外，從宏觀角度來看，由于煤從爐頂加入，含有殘?zhí)康幕以誀t底排出，氣化過程中，煤粒在氣化爐內(nèi)逐漸并緩慢往下移動。因而又稱為移動床氣化。固定床氣化的特性是簡單、可靠，同時由于氣化劑與煤逆流接觸，氣化過程進(jìn)行得比較完全，且使熱量能得到合理利用，因而具有較高的熱效率。

上述各模型都能較好地模擬出出口氣組成以及爐內(nèi)的溫度分布曲線，但由于假設(shè)條件過于理想以及模型中使用了經(jīng)驗數(shù)據(jù)進(jìn)行修正，使得大多數(shù)固定床氣化爐機理模型只能用于簡單的分析和預(yù)測，距離實際生產(chǎn)還有一定的距離。

為使機理模型能更準(zhǔn)確地反映BGL 爐實際運行狀況，本文對煤熱解模型反應(yīng)方程式的化學(xué)計量數(shù)進(jìn)行了優(yōu)化，使其能夠準(zhǔn)確地闡釋煤熱解過程半焦和揮發(fā)分的變化趨勢。參考上述模型的優(yōu)缺點，本文針對BGL 爐建立了三維非穩(wěn)態(tài)模型，能夠有效地反映氣化爐運行狀況，并對氣化過程的效率進(jìn)行了分析。

1 BGL爐氣化過程計算模型

1.1 BGL爐氣化過程

BGL 爐氣化過程是一個十分復(fù)雜的過程。它包括多種化學(xué)反應(yīng)以及質(zhì)量和熱量傳遞，并且氣化過程是一個非穩(wěn)態(tài)過程，煤種和操作條件均會影響到BGL 爐內(nèi)的化學(xué)反應(yīng)性能。在實際生產(chǎn)過程中，原料煤從氣化爐頂部的煤鎖間歇通入，從上至下依次通過干燥、干餾、煤焦氣化、煤焦燃燒、灰渣排出等物理化學(xué)過程[3]。BGL 氣化爐煤氣化過程以及本文對其的建模如圖2所示。

1.2 煤熱解模型反應(yīng)方程式的化學(xué)計量數(shù)優(yōu)化

在本熱解模型中，假設(shè)由以下15種物質(zhì)構(gòu)成煤的揮發(fā)分[24]，即CH4、C2H6、CO、CO2、H2、H2O、NH3、H2S、N2、COS、HCN、C6H6O、C7H8、C7H10、C14H10。

為了對煤熱解模型的化學(xué)計量數(shù)進(jìn)行準(zhǔn)確估計，可以采用非線性回歸方法對上述各種揮發(fā)分的百分含量mj進(jìn)行回歸，從而確定煤熱解模型的化學(xué)計量數(shù)，得到模型反應(yīng)方程式。

上述方法是通過組分實驗含量(mj*)與預(yù)測含量(mj)之間的誤差平方和最小化來實現(xiàn)，定義如下

為了估算煤熱解模型反應(yīng)方程式的化學(xué)計量數(shù)，開發(fā)了以下優(yōu)化問題，給定條件如表3、表4所示。

優(yōu)化目標(biāo)：組分實驗含量(mj*)與預(yù)測含量(mj)之間的誤差平方和(obj)最小。

約束：包括等式約束與不等式約束兩部分，詳細(xì)說明如下。

圖2 BGL爐氣化過程及建模Fig.2 BGL furnace gasification process and modeling

表3 實驗所得產(chǎn)物質(zhì)量組成Table 3 Mass composition of product obtained from experiment/%（mass）

表4 工業(yè)和元素分析Table 4 Proximate and ultimate analysis/%（mass）

等式約束：本模型依據(jù)元素守恒和質(zhì)量守恒可建立11個16元1次方程組,其方程組表示如下

式中，Aij為模型常數(shù)；mj為組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)，包括半焦、CH4、C2H6、CO、CO2、H2、H2O、NH3、H2S、N2、COS、HCN、C6H6O、C7H8、C7H10、C14H10；bi為常數(shù)。

前五個方程分別代表C、H、O、N、S的元素平衡，Aij，i=1, …,11，j=0,…,15 則分別為16 種熱解產(chǎn)物中C、H、O、N、S 的質(zhì)量分?jǐn)?shù)，相應(yīng)地，bi(i=1,…,11)為原料煤的元素分析結(jié)果。式(6)通過煤的工業(yè)分析建立質(zhì)量守恒方程來定義半焦最終產(chǎn)率。一般來說，熱解過程的總揮發(fā)分產(chǎn)率小于該煤種工業(yè)分析所測揮發(fā)分含量，根據(jù)文獻(xiàn)[25]可得，預(yù)測揮發(fā)分最終產(chǎn)率V 與工業(yè)分析揮發(fā)分含量Q 存在以下關(guān)系

第6～10 個方程用來定義五種揮發(fā)分組分NH3、H2S、N2、COS、HCN 的產(chǎn)量(原料煤中約有40%的N 會以N2形式揮發(fā)，另外各有30%的N 以NH3和HCN 形式揮發(fā)；至于S 元素，則約有80%的S 會以H2S形式存在，其余20%都轉(zhuǎn)化為COS)。

根據(jù)以上結(jié)論并基于實驗數(shù)據(jù)可建立以下方程

不等式約束：上述16 個未知數(shù)卻只有11 個方程，顯然求不出解?？紤]到實驗室數(shù)據(jù)的不準(zhǔn)確性，下面提到的模型在此基礎(chǔ)上進(jìn)行校正并得出最為合理的結(jié)論。即約束條件：

fj代表最終組分代表實驗組分。

（1）揮發(fā)氣之間的比較：以實驗中得到f2，即CH4的數(shù)據(jù)為基準(zhǔn)，將其分別與實驗中其他揮發(fā)氣做交叉對比，有如下模型

（2）揮發(fā)液之間的比較：以實驗室中得到的f13，即C6H6O 的數(shù)據(jù)為基準(zhǔn)，將其分別與實驗室中其他揮發(fā)液做交叉對比，有如下模型

（3）揮發(fā)氣與揮發(fā)液之間的比較：有如下模型

通過以上不等式的約束以及前面矩陣列出的11 個等式，借助MATLAB 等計算工具最終得到熱解產(chǎn)物如表5所示。

最后可以得到熱解反應(yīng)方程式如下：

熱解產(chǎn)物組成與文獻(xiàn)[1]比較發(fā)現(xiàn)誤差很小，CO/H2的摩爾比都是在1.59 左右，符合BGL 爐熱解段運行機制。由熱解反應(yīng)方程式可知整個固定碳將大部分轉(zhuǎn)化為半焦，有些揮發(fā)分液體在高溫下會分解，使得揮發(fā)性物質(zhì)中共有1.87 mol 的碳原子在熱解結(jié)束時轉(zhuǎn)移到碳反應(yīng)中。

1.3 氣相湍流模型

1.3.1 標(biāo)準(zhǔn)k-ε 兩方程模型 標(biāo)準(zhǔn)k-ε 模型由Launder 等[26-27]提出，它是一個半經(jīng)驗半理論性的公式，能夠較好地模擬出完全湍流的流動過程。該模型的穩(wěn)定性好，計算速度快且準(zhǔn)確度較高，應(yīng)用范圍廣。標(biāo)準(zhǔn)k-ε 兩方程模型是先求出k 方程和ε 方程，然后根據(jù)所得到的k 和ε 的值求得湍流黏度，最后使用Boussinesq 假設(shè)來計算出雷諾應(yīng)力的值[28]。方程如下

式中, ρ 為流體密度，kg/m3；Gk為速度梯度引發(fā)的湍流動能項；Gb為浮力產(chǎn)生的湍流動能項；YM為可壓縮湍流脈動膨脹對總耗散率的影響；C1ε、C2ε、C3ε為常數(shù)；σk、σε為湍流Prantl 數(shù)；μ 為黏度，Pa·s；μt為湍流黏性系數(shù)；k 為湍流動能，m2/s2；ε 為湍流耗散率，m2/s3。

其中，由速度梯度引發(fā)的湍流動能項Gk由式(13)計算

湍流黏性系數(shù)μt由式(14)計算

由浮力產(chǎn)生的湍流動能項Gb以及可壓縮湍流脈動膨脹對總耗散率的影響YM為0；模型常數(shù)C1ε、C2ε、Cμ、σk、σε的取值分別為：C1ε=1.44，C2ε=1.92，Cμ=0.09，σk=1.0，σε=1.3。所以，標(biāo)準(zhǔn)k-ε 兩方程模型可變形為

需要注意的是，標(biāo)準(zhǔn)k-ε 兩方程模型是針對完全湍流的情況來建立的，換而言之，該模型在高Re下才具有較好的適用能力，而當(dāng)Re較低時使用該模型則會導(dǎo)致無法得到理想的解。比如說當(dāng)流體在近壁區(qū)內(nèi)流動時，湍流流動并不充分，甚至于在更靠近壁面的底層內(nèi)，流體的流動可能處于層流狀態(tài)，這時標(biāo)準(zhǔn)k-ε兩方程模型的適用性將大大降低。針對這種情況，需要增加一些特殊的處理方式，用以計算低Re時的流動。

1.3.2 近壁區(qū)k-ε模型 為了計算近壁區(qū)時的流體流動模型，很多研究者對標(biāo)準(zhǔn)k-ε模型進(jìn)行了改進(jìn)，使得改進(jìn)后的模型可以用于模擬低Re的流體流動。在本文中使用的是Jones等[29]提出的低Re模型。

Jones 等[29]認(rèn)為，當(dāng)Re 較低時，流體的流動主要受分子黏性的影響，所以，需要對標(biāo)準(zhǔn)k-ε兩方程模型進(jìn)行以下三方面的修改，以適應(yīng)低Re時的流動：

表5 熱解產(chǎn)物體積組成Table 5 Volume composition of pyrolysis products/%（vol）

(1)控制方程的擴散系數(shù)項應(yīng)包括湍流擴散系數(shù)與分子擴散系數(shù)兩部分，以體現(xiàn)分子黏性的影響。

(2)控制方程需要考慮近壁區(qū)的影響，因此在系數(shù)計算公式中添加湍流Reynolds 數(shù)Ret(Ret=ρk2/(?ε))。

(3)在k方程中需要考慮壁面附近的湍動能耗散不是各向同性這一因素。據(jù)此，建立低Reynolds 數(shù)k-ε模型如下

其中

n 代表壁面法向坐標(biāo)，u 為與壁面平行的流速。系數(shù)C1ε、C2ε、Cμ、σk、σε及產(chǎn)生項Gk同標(biāo)準(zhǔn)k-ε模型的方程。式(17)～式(19)中符號“||”所圍部分就是低Re模型與標(biāo)準(zhǔn)k-ε模型的不同之處。在該模型中加入系數(shù)f1、f2和fμ的目的是為了修正標(biāo)準(zhǔn)k-ε 模型中的系數(shù)C1ε，C2ε和Cμ，計算公式如下

可 以 看 出，當(dāng)Ret 很 大 時，f1、f2和fμ的 值 都接近1。

在上述方程中，Jones 等[29]不僅對標(biāo)準(zhǔn)k-ε 模型中有關(guān)系數(shù)進(jìn)行了修正，還對k 和ε 方程各自添加了一個附加項。k 方程[式(17)]中的附加項-2μ(?k1/2/?n)2是由于在近壁區(qū)時的湍動能耗散不是各向同性這一因素而引入的。在高Re時，湍動能的耗散可以看成是各向同性。ε方程[式(18)]中的附加項2μμt/ρ(?2u/?n2)2是為了使k 的計算結(jié)果更加符合實驗值而引入的。

文獻(xiàn)[30]指出，當(dāng)Ret＜150 時，就需要使用低Reynolds k-ε模型進(jìn)行計算。

1.4 顆粒運動模型

在本文中，采用離散相處理方法(DPM)進(jìn)行計算，該方法是將固相視為多個固相顆粒的集合，在拉格朗日坐標(biāo)系下寫出計算方程式，對每一個顆粒的運動過程進(jìn)行計算，將顆粒質(zhì)量、動量分量以及組分等標(biāo)量的變化視為顆粒相對于氣相貢獻(xiàn)的源項[31]?？刂品匠倘缦耓32]

式中，F(xiàn)D為單位質(zhì)量顆粒曳力項，N；ρ、ρp為氣體和顆粒密度，kg/m3；μ 為流體動力黏度，mPa·s；Re 為相對Reynolds 數(shù)；CD為曳力系數(shù)；u、up為氣體和顆粒速度，m/s；gx為重力加速度x 方向分量，式(20)右邊第二項為重力和浮力的合力項；Fx為附加力的合力(包括虛假質(zhì)量力、熱泳力、布朗力和Saffman 力等)，N。

1.5 BGL爐動力學(xué)建模

模型假設(shè)：(1)煤粒的形狀為球體；(2)催化劑均勻地覆蓋于固體反應(yīng)物的表面上；(3)化學(xué)反應(yīng)僅發(fā)生在煤粒的外表面上；(4)隨著氣化反應(yīng)的進(jìn)行，球體直徑逐漸減??；(5)氣化過程中灰層不剝落、不變形。此模型也稱為“收縮核模型”[33]。

1.5.1 氣固非均相反應(yīng) 在氣固非均相反應(yīng)過程中，主要包括以下兩個反應(yīng)：焦炭的燃燒反應(yīng)，焦炭和水蒸氣的反應(yīng)。在本文中，假設(shè)氣固非均相反應(yīng)過程的反應(yīng)速率是由氣體擴散與化學(xué)反應(yīng)動力學(xué)聯(lián)合控制[34]，則燃燒反應(yīng)如下

式中，ψ 為機理因子，與煤種、顆粒粒徑和溫度有關(guān)。計算公式如下

其中，

碳與水蒸氣反應(yīng)如下

焦炭與氧氣以及焦炭與水蒸氣的反應(yīng)應(yīng)同時考慮化學(xué)反應(yīng)及氣體擴散的影響，因此氣固非均相反應(yīng)速率的計算公式為

其中

式中，Sh為表征顆粒傳質(zhì)特性的Sherwood數(shù)，與顆粒和氣體流動有關(guān)；Dgs為氣體的擴散系數(shù)；Kc為反應(yīng)速率常數(shù)；Kdif為氣體擴散速率；Ksi為表面反應(yīng)速率常數(shù)；Vc為顆粒的體積，m3；Tp為顆粒表面溫度，K；dp為顆粒的直徑，m；Pi為反應(yīng)物氣體壓力，Pa。

1.5.2 氣體均相反應(yīng) 在過程中假設(shè)氣相反應(yīng)由反應(yīng)動力學(xué)因素完全控制，將氣體均相反應(yīng)看成是二級反應(yīng)，則各反應(yīng)的反應(yīng)速率可表示為

氣體均相反應(yīng)的各個動力學(xué)參數(shù)見表6[35-37]。

表6 氣體均相反應(yīng)動力學(xué)參數(shù)Table 6 Kinetic parameters of gas homogeneous reaction

1.6 能量守恒方程和相間傳熱模型

能量守恒方程分為顆粒相能量守恒與氣相能量守恒方程。顆粒相能量守恒方程如式(27)所示。氣相能量守恒方程的熱源項除反應(yīng)熱、相間傳熱外，還包括微量水分蒸發(fā)相變焓以及熱損失[38]，如式(28)所示

相間傳熱包括顆粒與氣相的對流、輻射換熱，由式(29)計算

其中，Np為顆粒總數(shù)；εp為顆粒發(fā)射率，取0.9；σ為Stefan-Boltzman 常數(shù)，值為5.67×108W/(m2·K4)；h為相間對流傳熱系數(shù)，W/(m2·K)，其值由式(30)計算

式中，kg為氣體熱導(dǎo)率，W/(m·K)，對于碳?xì)浠旌蠚怏w，采用如下方程式計算kg(Tg)= 0.01006 +5.413× 10-5Tg；dp為顆粒直徑，m；Nu為Nusselt數(shù)，由式(31)計算，其中Re代表顆粒Reynolds數(shù)，Pr代表氣體的Prandtl數(shù)

1.7 煤氣化過程值計算

式中，m 為原料煤質(zhì)量，kg/s；Qnet為原料煤的低位發(fā)熱量，kJ/kg；w(C)、w(H)、w(O)、w(N)分別表示原料煤中碳、氫、氧、氮的質(zhì)量分?jǐn)?shù)。

聯(lián)立式(33)～式(35)可得

式中，Eph表示常規(guī)組分的物理，kW；HR表示剩余焓，J/mol；SR表示剩余熵，J/(mol·K)；H0表示理想氣體環(huán)境狀態(tài)下物質(zhì)的焓，J/mol；S0表示理想氣體環(huán)境狀態(tài)下物質(zhì)的熵，J/(mol·K)；H*表示理想氣體某個狀態(tài)下物質(zhì)的焓，J/mol；S*表示理想氣體某個狀態(tài)下物質(zhì)的熵，J/(mol·K)。在本文中采用SRK 方程計算物質(zhì)的剩余焓HR和剩余熵SR。

2 BGL爐煤氣化模型模擬結(jié)果與分析

2.1 BGL爐煤氣化模型驗證

在本模型中所使用的褐煤的工業(yè)及元素分析見表7，實際運行時的參數(shù)如下：褐煤流量41280 kg/h，氧氣流量6700 m3/h，水蒸氣流量7093 kg/h，壓力4 MPa。使用MATLAB 語言對以上BGL 爐煤氣化模型進(jìn)行計算，將計算結(jié)果與文獻(xiàn)[1]數(shù)據(jù)進(jìn)行對比，對比結(jié)果見表8。由表8可知，BGL爐煤氣化模擬的出口氣組成及關(guān)鍵組分甲烷的含量均與實際生產(chǎn)數(shù)據(jù)相符合，且該氣化模型所計算的出口氣組成平均誤差為1.27%，在合理范圍之內(nèi)。

表7 氣化用褐煤工業(yè)及元素分析Table 7 Proximate and ultimate analysis of lignite for gasification/%（mass）

表8 BGL爐氣化段出口氣體積組成對比Table 8 Comparison of volume composition of BCL furnace gasification section outlet gas/%（vol）

BGL 爐氣化段過程高度與溫度的關(guān)系如圖3 所示，從圖中可以發(fā)現(xiàn)，在氣化段過程，隨著BGL 爐高度的增加，溫度逐漸降低。

2.2 汽氧比對BGL爐氣化的影響

汽氧比是BGL 爐煤氣化過程中影響最大的因素。在實際生產(chǎn)中，通過改變汽氧比來調(diào)節(jié)氣化爐的床層溫度，因此，汽氧比的值主要由所期望的最高床層溫度以及煤種的性質(zhì)來確定。同時，粗煤氣的工藝參數(shù)也會受到汽氧比變化的影響。

圖3 BGL爐氣化段過程高度與溫度的關(guān)系Fig.3 Relationship between height and temperature of gasification zone of BGL furnace

BGL 爐汽氧比選擇的原則為：盡可能使氣化爐內(nèi)床層溫度達(dá)到灰熔點。這是因為當(dāng)汽氧比過高時，會導(dǎo)致灰渣過細(xì)，孔隙率降低，夾套與氣化爐壓差增大；當(dāng)汽氧比過低時，會導(dǎo)致灰渣層相互結(jié)合而變成大的渣塊，使得排灰處理困難。汽氧比對BGL 爐煤氣化的影響見圖4、圖5，由圖4 與圖5 可知，隨著汽氧比的增加，合成氣中CO+H2的含量及氣化爐的溫度降低，但合成氣中H2的含量增加，這是由于水煤氣反應(yīng)屬于強放熱反應(yīng)，并且隨著蒸汽的不斷加入，會使得該反應(yīng)的逆反應(yīng)受到抑制，因此，可以在確保BGL 爐正常操作條件及排渣正常的情況下，適當(dāng)增加蒸汽量以降低BGL 爐的溫度，這樣可以使燒嘴的使用年限增加，并且可以使合成氣中H2的含量增加。從計算結(jié)果可以看出，汽氧比確定在1～1.3 之間可以滿足工藝要求及生產(chǎn)的需要，適合本文研究所用褐煤的特點，此計算結(jié)果與實際運行數(shù)據(jù)基本一致。

圖4 汽氧比對煤氣化出口氣組成的影響Fig.4 Effect of steam/oxygen on composition of gasification zone outlet gas

2.3 氧煤比對BGL爐氣化的影響

氧煤比是氣化爐操作的重要參數(shù)，指的是氧氣和煤的量之比。在汽氧比確定后，氧煤比對氣化爐的熱效率、煤氣組成、最高溫度位置、灰渣中殘?zhí)?、出口溫度、蒸汽分解等操作有關(guān)鍵性的影響。在此，將入爐褐煤與蒸汽量不變，通過改變氧氣流量來分析氧煤比對BGL 爐煤氣化的影響，具體數(shù)據(jù)與趨勢見圖6、圖7。

圖5 汽氧比對氣化段出口氣溫度的影響Fig.5 Effect of steam/oxygen on gasification zone temperature

圖6 氧煤比對煤氣化出口氣組成的影響Fig.6 Effect of oxygen/coal on composition of gasification zone outlet gas

圖7 氧煤比對煤氣化出口氣溫度的影響Fig.7 Effect of oxygen/coal on gasification zone temperature

由圖6 和圖7 可以發(fā)現(xiàn)，氧煤比增加會使氣化溫度升高，并且有效氣(H2+CO)的體積分?jǐn)?shù)呈現(xiàn)出先增大后減小的趨勢。由此可以得出，存在一個最佳的氧煤比使得煤氣化效率最高，但對于水分較高的褐煤則需要確保提供足夠熱量用于脫除水分，因此，氧煤比的選擇還需要綜合考慮各種實際生產(chǎn)上的因素。但是，對于不同氧煤比下出口氣組成的模擬結(jié)果可以為實際工業(yè)的選擇提供指導(dǎo)作用。

2.4 煤粒直徑對BGL爐氣化的影響

粒徑是影響氣化及熱解產(chǎn)物的主要參數(shù)之一，對于粒徑較小的顆粒，其熱解過程主要由反應(yīng)動力學(xué)控制；粒徑較大的顆粒，其熱解過程主要由擴散控制[41-42]。本節(jié)中計算所采用的褐煤為15～35 mm粒徑的塊煤[1]。圖8 為不同煤粒直徑下BGL 爐內(nèi)的溫度分布曲線，由圖8可以看出，煤粒直徑的增大會降低BGL 爐內(nèi)的溫度，最高溫度從2536.77 K 降到了2047.81 K。煤粒平均直徑對出口氣體組成的影響見圖9。由圖9 可知，隨著煤粒直徑的增加，CO、H2及CH4的體積分?jǐn)?shù)呈現(xiàn)出下降的趨勢，而CO2的體積分?jǐn)?shù)呈現(xiàn)出上升的趨勢，這主要是由于粒徑的增大會造成內(nèi)擴散阻力增加，因此氣化劑接觸到的煤炭表面積減小，影響焦炭與CO2和水的反應(yīng)，導(dǎo)致出口氣CO2增多，而CO 和H2減小。因此，適當(dāng)將煤進(jìn)行碎化能夠提高煤氣化性能。

圖8 煤粒平均直徑對BGL爐內(nèi)溫度的影響Fig.8 Effect of average diameter of coal particle on temperature in BGL furnace

圖9 煤粒平均直徑對煤氣化出口氣組成的影響Fig.9 Effect of average diameter of coal particles on composition of gasification zone outlet gas

2.5 BGL爐氣化段效率分析

圖10效率隨汽氧比變化趨勢Fig.10 Trend chart of exergy versus steam/oxygen

圖11 焓隨汽氧比變化趨勢Fig.11 Trend chart of enthalpy versus steam/oxygen

圖12效率隨氧煤比變化趨勢Fig.12 Trend chart of exergy versus oxygen/coal

圖13 焓隨氧煤比變化趨勢Fig.13 Trend chart of enthalpy versus oxygen/coal

3 結(jié) 論

本文針對BGL 爐建立了三維非穩(wěn)態(tài)模型。對于氣相湍流采用k-ε 模型，對于離散相煤粒采用DPM 模型，并對煤熱解模型反應(yīng)方程式的化學(xué)計量數(shù)進(jìn)行了優(yōu)化，研究的重點在于分析汽氧比以及氧煤比對BGL 爐出口氣組成以及煤氣化效率的影響，主要結(jié)論如下。

(1)得到了煤熱解過程的反應(yīng)方程式，準(zhǔn)確地闡釋了煤熱解過程半焦和揮發(fā)分的變化趨勢。

(2)隨著汽氧比的增加，合成氣中CO+H2的含量及氣化爐的溫度降低，但合成氣中的H2含量增加，這是由于水煤氣反應(yīng)屬于強放熱反應(yīng)，并且隨著蒸汽的不斷加入，會使得該反應(yīng)的逆反應(yīng)受到抑制，因此，可以在確保BGL 爐正常操作條件及排渣正常的情況下，適當(dāng)增加蒸汽量以降低BGL 爐的溫度，這樣可以使得燒嘴的使用年限延長，并且可以使得合成氣中H2的含量增加。

(3)隨著氧煤比的提高，氣化溫度升高，有效氣(H2+CO)體積分?jǐn)?shù)先增大后減小，存在最大值。由此可以發(fā)現(xiàn)，存在一個最佳的氧煤比使得氣化效率最高，但對于水分較高的褐煤則需要確保提供足夠熱量用于脫除水分，因此，氧煤比的選擇還需要綜合考慮各種實際生產(chǎn)上的因素。但是，對于不同氧煤比下出口氣組成的模擬結(jié)果可以為實際工業(yè)的選擇提供指導(dǎo)作用。

(4)隨著煤粒直徑的增加，BGL 爐內(nèi)溫度降低，最高溫度從2536.77 K 降到了2047.81 K；同時CO、H2及CH4的體積分?jǐn)?shù)呈現(xiàn)出下降的趨勢，而CO2的體積分?jǐn)?shù)呈現(xiàn)出上升的趨勢，這主要是由于粒徑的增大會造成內(nèi)擴散阻力增加，因此氣化劑接觸到的煤炭表面積減小，影響焦炭與CO2和水的反應(yīng)，導(dǎo)致出口氣CO2增多，而CO 和H2減小。因此，適當(dāng)將煤進(jìn)行碎化能夠提高煤氣化性能。

符 號 說 明

Aij,C1ε，C2ε，C3ε——模型常數(shù)

bi——常數(shù)

CD——曳力系數(shù)

Dgs——氣體的擴散系數(shù)

dp——顆粒的直徑，m

Ech——化學(xué)，kW

Eph——物理，kW

FD——單位質(zhì)量顆粒曳力項，N

Fx——附加力的合力(包括虛假質(zhì)量力、熱泳力、布朗力和Saffman力等)，N

Gb——浮力引起的湍流動能項

Gk——由速度梯度引起的湍流動能項

gx——重力加速度x方向分量，m/s2

h——相間對流傳熱系數(shù)，W/(m2·K)

Kc——反應(yīng)速率常數(shù)

Kdif——氣體擴散速率

Ksi——表面反應(yīng)速率常數(shù)

k——湍流動能，m2/s2

kg——氣體熱導(dǎo)率，W/(m·K)

mj——j 組分最終產(chǎn)率，包括半焦、CH4、C2H6、CO、CO2、H2、H2O、NH3、H2S、N2、COS、HCN、C6H6O、C7H8、C7H10、C14H10

Np——顆?？倲?shù)

Nu——Nusselt數(shù)

n——壁面法向坐標(biāo)

Pr——氣體的Prandtl數(shù)

Q——揮發(fā)分含量

Qnet——原料煤的低位發(fā)熱量，kJ/kg

Re——相對Reynolds數(shù)

rc——非均相反應(yīng)速率

ri——均相反應(yīng)速率

Sh——表征顆粒傳質(zhì)特性的Sherwood數(shù)

Tp——顆粒表面溫度，K

u——與壁面平行的流速，m/s

up——顆粒速度，m/s

μt——湍流黏性系數(shù)

V——揮發(fā)分最終產(chǎn)率

Vc——顆粒的體積，m3

YM——可壓縮湍流脈動膨脹對總耗散率的影響

ε——湍流耗散率，m2/s3

εp——顆粒發(fā)射率，取0.9

μ——黏度，Pa·s

ρ——流體密度，kg/m3

ρp——顆粒密度，kg/m3

σ——Stefan-Boltzman 常數(shù)，值為5.67×108W/(m2·K4)

σk,σε——湍流Prantl數(shù)

Ψ——機理因子