自激式除塵脫硫裝置流場的數值模擬

孔祥超， 程 凱， 高云鵬

（長春工業大學機電工程學院，吉林長春 130012）

0 引 言

我國是世界上燃煤污染物排放大國，SO2和粉塵顆粒已成為主要污染物，近幾年我國SO2年排放量連年超2 000萬噸，列世界第一位［1］，燃煤所造成的酸雨污染和粉塵顆粒污染已成為制約我國經濟和社會可持續發展的一個重要因素。我國對于大型鍋爐煙氣除塵脫硫技術成熟，除塵脫硫的設計有相關的技術方法、原則和規范可供參考，系統運行穩定性高，煙氣SO2和顆粒物排放能嚴格執行國家標準。相對而言，中小型燃煤鍋爐煙氣除塵脫硫技術還有待提高。雖然經過產業結構調整，國家削減了相當數量的中小型燃煤鍋爐，但由于中小型燃煤鍋爐數量多，分布廣且負荷變化大，燃煤煤質差異，除塵脫硫成本投入不夠等原因，粉塵顆粒排放和SO2總量也不容小視。我國針對中小型燃煤鍋爐特點，已開發了一批簡易煙氣除塵脫硫技術。目前已形成沖激式旋風除塵脫硫、濕式旋風除塵脫硫、麻石水膜除塵脫硫、脈沖供電除塵脫硫、多管噴霧除塵脫硫、噴射鼓池除塵脫硫、旋流板除塵脫硫等簡易濕法除塵脫硫技術［2］。

文中以SXJ－Ⅱ-L-6T除塵脫硫裝置為研究對象，該裝置內氣、液、固三相流動較為復雜，在實驗中許多參數測量非常困難，如霧滴大小、運動軌跡、碰壁和蒸發的情況，煙氣中粉塵顆粒在流場中的運動軌跡，粉塵顆粒與霧滴的黏合情況等。近年來隨著計算流體力學（CFD）的發展，在試驗基礎上，對除塵脫硫裝置的內部流場數值模擬及計算越來越受到研究學者的重視。

文中重點關注的是裝置內氣固二相流動［3］：速度場、壓力場、粉塵顆粒的運動軌跡等分布情況。通過對該除塵脫硫裝置內部流場進行氣固二相流的數值模擬分析，為該裝置的優化設計提供理論依據和研究經驗。

1 自激式除塵脫硫概述

自激式除塵脫硫屬于濕式除塵脫硫的一種［4］，它依靠含粉塵顆粒和SO2的氣流沖擊含堿液的液膜或自由液面形成大量液滴或水幕來捕集粉塵顆粒，同時，煙氣中SO2與液滴中堿性物質發生中和反應，從而達到脫硫作用。自激式除塵脫硫設備不僅結構簡單，洗滌液在裝置內部自然循環，無外界動力，這樣既保證了洗滌液能夠被多次利用，提高洗滌液的使用效率，又減少了除塵脫硫的動力消耗，降低了運行成本［5］。

文中所用的SXJ－Ⅱ-L-6T型除塵脫硫裝置結構簡圖如圖1所示。

圖1 SXJ-Ⅱ-L-6T型除塵脫硫裝置結構簡圖

其工作原理是：含有粉塵顆粒和SO2的氣體從進煙口進入，通過進口管道改變氣流方向引入接觸室沖擊洗滌液，較大的粉塵顆粒在慣性力和離心力的作用下脫離氣流方向，被洗滌液捕獲，同時部分含有SO2的氣體與洗滌液發生中和反應；較小的灰塵和未被中和掉的SO2氣體則隨氣流上升，與激起的霧狀小液滴混合，塵粒在過程中凝聚長大，在慣性碰撞、攔截以及擴散的作用下被捕獲，而氣體中的SO2會與小液滴中的堿性物質發生中和反應。這些混合物在隨氣流的上升過程中由于自身重力作用沉積到裝置下部，最終由排污口排出，清潔氣體由出煙口排出，從而達到除塵脫硫的作用［6－7］。

2 數學模型

文中流動計算根據研究對象的流動特點作如下基本假定［8］：

1）將煙氣視為不可壓縮牛頓流體；固相的體積濃度（Av）遠遠小于1，忽略顆粒間的相互作用。

2）不考慮裝置內液相對流場的影響；

3）假設粉塵顆粒為球形；

4）暫不考慮氣相與顆粒相之間的傳質、傳熱。

2.1 標準k-ε模型［9］

標準k-ε模型假設流動為完全湍流，分子粘性的影響可以忽略。它是在湍動能k方程的基礎上引入一個湍動耗散率ε的方程，形成了標準k-ε雙方程模型。該模型于1972年由Launder和Spalding提出。

標準k-ε雙方程模型中湍動能k的輸運方程：

標準k-ε雙方程模型中湍動能耗散率ε的輸運方程

其中，Gk是由于平均速度梯度引起的湍動能產生，即

Gb是由于浮力影響引起的湍動能產生，即

YM表示可壓縮湍流脈動膨脹對總的耗散率的影響，即

Mt為湍動馬赫數，即

β為熱膨脹系數，即

a為聲速，即

μt為湍動粘度，即

ε為耗散率，即

其它，C1ε，C2ε，C3ε為經驗常數，Fluent中默認值為C1ε＝1.44，C2ε＝1.92，C3ε＝0.09；σk，σε分別為湍動能和湍動耗散率對應的普朗特數，Fluent中默認值為σk＝1.0，σε＝1.3；Prt為湍動普朗特數，默認取Prt＝0.85；gi為重力加速度在i方向上的分量。

2.2 離散相模型（DPM）［10］

DPM是將流體視為連續相，而將顆粒、氣泡、液滴等分散相看作是離散相，DPM模型假設顆粒的體積不能過大，而且大體上均勻分布于連續相中，即顆粒的局部體積濃度比要小于10%。然后建立單個顆粒的運動方程，與氣相N-S方程耦合求解，顆粒的運動軌跡可根據求得的顆粒速度和設定的時間步長積分求得，將大量的顆粒進行統計平均，可以獲得顆粒相的流場。文中的連續相為空氣，離散相為粉塵顆粒。

根據顆粒的作用力平衡方程：

FD（u－up）為顆粒的單位質量曳力，其中：

Rer為相對雷諾數，即

曳力系數CD，即

對于球形顆粒，在一定的雷諾數范圍內，上式中的a1，a2，a3為常數。其它，u為流體相速度，up為顆粒速度，μ為流體動力粘度，ρ為流體密度，ρp為顆粒密度；dp為顆粒直徑，g為重力加速度。

3 幾何模型及網格劃分

3.1 內部流道模型的建立

內部流道模型的建立和網格劃分在流動問題數值模擬過程中屬于前處理過程，也是影響計算精度和收斂性的一個重要方面。尤其對復雜流道的流場，網格劃分的合理性就顯得至關重要。

SXJ-Ⅱ-L-6T型除塵脫硫裝置三維幾何模型如圖2所示。

圖2 SXJ-Ⅱ-L-6T型除塵脫硫裝置三維幾何模型

根據三維幾何模型，運用Pro／ENGINEER軟件對文中SXJ－Ⅱ-L-6T型除塵脫硫裝置內部流道模型進行建立，如圖3所示。

圖3 SXJ-Ⅱ-L-6T型除塵脫硫裝置內部流道模型

3.2 網格劃分

將建好的內流道模型導入Gambit軟件中進行網格劃分，結果如圖4所示。

圖4 網格劃分

網格形式采用六面體結構化網格和非結構化網格的混合網格，將整體進行分層分塊網格劃分，這樣劃分網格使網格質量有了很大的改善，加速了求解的收斂，提高了解的精確度。

4 數值模擬及分析

4.1 邊界條件設定

根據該裝置實際的工藝運行條件設置邊界條件。

4.1.1 連續相

氣體采用速度入口和壓力出口進行定義，入口氣速為10 m／s，出口壓力為－3 000 Pa（引風機產生的負壓）。湍動方式采用湍流強度和水力直徑對出入口湍流進行定義，其中出入口湍流強度均為5%，出入口水力直徑均為0.7 m。

4.1.2 離散相（DPM）

顆粒分布形式采用R-R分布，設定最大直徑為125μm，最小直徑為25μm，中位直徑為60μm，分布指數為3.5，粉塵顆粒密度為1 511 kg／m3，進口質量流量為0.005 5 kg／s。

4.2 氣固二相模擬結果與分析

本次數值模擬采用標準k-ε模型［11］，應用SIMPLEC壓力－速度耦合算法進行求解［12－13］，離散相模型（DPM），注入類型選擇面注入，顆粒類型為惰性顆粒。

x＝0截面的速度矢量圖和速度云圖分別如圖5和圖6所示。

圖5 x＝0截面速度矢量圖

圖6 x＝0截面速度云圖

從圖5中可以看出，煙氣進入裝置后，在經管道向下沖擊，受阻后改變運動方向向上運動，流經雙層交錯擋板時，氣流再次改變流向，而后繼續向上，經出口管到達出口截面。由于雙層交錯式擋板對氣流的阻礙作用，使得氣流在雙層擋板下方、中間以及上方產生了不同程度的渦旋，而且可以看出中間渦旋明顯小于下方和上方的渦旋。結合圖6速度云圖認為，之所以裝置內上層和下層渦旋大、中間層渦旋小是由于裝置中間層氣流速度小，而上層和下層氣流速度大造成的。渦旋的存在延長了氣體的停留時間，增加了各相的接觸機會，有利于各相間凝聚增大，從而提高凈化率。

x＝0截面的壓強云圖如圖7所示。

圖7 x＝0截面的壓強云圖

圖中反映了裝置內部壓強的變化情況。氣體流經雙層交錯擋板時，由于黏性作用擋板對煙氣產生摩擦阻力，同時在擋板兩面產生渦漩，渦漩的運動不斷地消耗煙氣的機械能，因此，流經雙層擋板后煙氣的壓強下降非常明顯，模擬計算結果顯示壓強差約為910 Pa，工程實測壓強差為1 000 Pa。結果表明此次模擬具有可行性。

顆粒的運動軌跡追蹤圖如圖8所示。

圖中不同的顏色表示不同粒徑的顆粒，反應了粉塵顆粒在不同時間段經過的軌跡以及顆粒的運動狀態。從圖中可以看出，粉塵顆粒進入裝置后在入口段分布均勻，因慣性的作用繼續向前運動，碰到壁面后隨氣流折轉向上，直徑較粗的顆粒在重力的作用下沉降下來，直徑較細的顆粒隨氣流繼續向上擴散，后在雙層交錯式擋板的攔截、碰撞下，一部分直徑細顆粒子沉淀分離出來，而未沉淀的其它顆粒會隨氣流流出裝置。

圖8 顆粒運動軌跡追蹤圖

5 結 語

利用Fluent軟件對SXJ－Ⅱ-L-6T型除塵脫硫裝置的內部流場進行了數值模擬，通過分析裝置內氣固二相的速度分布、壓力分布以及顆粒的運動軌跡等參數的分布，得出以下結論：

1）將標準k-ε方程模型與DPM模型用于除塵脫硫裝置內部流場的數值計算，計算結果能較好地符合工程實際，可用于該類裝置的優化設計以及指導實際運行。

2）兩層交錯式擋板是產生壓降的主要原因，在不影響凈化效果的前提下對擋板結構布置進行優化設計，將有效地降低整個設備壓力損失，從而降低運行成本。

3）該型除塵脫硫一體化裝置結構簡單、體積小、維護方便、成本較低，處理煙氣量適用于中小型供熱鍋爐的除塵脫硫。

4）文中僅對裝置中氣相以及氣固兩相進行了數值模擬計算，未考慮液相對顆粒的捕集作用，這一點將在后續研究中做進一步探討。

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