35t/h內(nèi)循環(huán)流化床鍋爐流動數(shù)值模擬*

王 擎 劉叢叢 肖劍波 劉洪鵬

(1.油頁巖綜合利用中心(東北電力大學(xué))；2.華能應(yīng)城熱電有限責(zé)任公司)

內(nèi)循環(huán)流化床鍋爐是一種與傳統(tǒng)鼓泡床和循環(huán)流化床不同的流化床類型，廣泛應(yīng)用于燃燒/氣化煤、焚燒廢棄物、吸附及脫硫等進(jìn)程[1]。對內(nèi)循環(huán)流化床流動特性的研究主要利用實(shí)驗(yàn)和數(shù)值模擬兩種方法。大型工業(yè)化內(nèi)循環(huán)流化床由于耗資巨大，且在特定工況下某些實(shí)驗(yàn)不能實(shí)現(xiàn)，因此主要利用基于流體動力學(xué)的數(shù)值模擬研究內(nèi)循環(huán)流化床的流動特性。Lu H L等利用基于顆粒動力學(xué)理論的雙流體模型研究了鼓泡床內(nèi)二元混合顆粒的尺寸分離[2]。Zhang N等利用以能量最小多尺度模型為基礎(chǔ)的歐拉多相流模型對150MWe循環(huán)流化床氣、固流動進(jìn)行了三維數(shù)值模擬，分析了爐膛氣、固流動特性[3]。田鳳國等采用離散單元法(DEM)數(shù)值模擬與實(shí)驗(yàn)相結(jié)合的方法研究了內(nèi)循環(huán)流化床的氣、固流動特性[4]。在上述模型的基礎(chǔ)上，還出現(xiàn)了小室模型和能量最小多尺度模型[5]。筆者利用基于顆粒動力學(xué)理論的歐拉雙流體模型對35t/h內(nèi)循環(huán)流化床鍋爐爐膛流動特性進(jìn)行三維數(shù)值研究。

1 內(nèi)循環(huán)流化床模型

氣、固兩相流動模型采用基于顆粒動力學(xué)理論的歐拉雙流體模型[6]，湍流模型采用RNGk-εper phase湍流模型[7]，氣、固曳力模型采用Gidaspow模型[8]。壓力速度耦合選擇Simple算法[9]，動量、湍動能和湍動耗散率采用一階迎風(fēng)離散格式，體積分?jǐn)?shù)采用Quick離散格式。

1.1 幾何模型與網(wǎng)格劃分

35t/h內(nèi)循環(huán)流化床鍋爐為雙鍋筒橫置式自然循環(huán)水管鍋爐，采用爐內(nèi)復(fù)合循環(huán)流化床燃燒方式，本體T形布置。鍋爐前部為爐膛(圖1)，中部為轉(zhuǎn)折室和過熱器，后部為對流受熱面、省煤器和空氣預(yù)熱器，上部為臥式旋風(fēng)分離器。鍋爐采用平衡通風(fēng)，密相區(qū)域正壓，懸浮室和對流換熱面區(qū)域負(fù)壓，壓力平衡點(diǎn)位于給煤口處。爐膛未燃盡顆粒進(jìn)入懸浮室，并在爐膛上部進(jìn)入旋風(fēng)分離器實(shí)現(xiàn)分離，分離后顆粒沿分離器下端返料口重新進(jìn)入密相區(qū)，實(shí)現(xiàn)內(nèi)循環(huán)。

圖1 35t/h內(nèi)循環(huán)流化床鍋爐爐膛結(jié)構(gòu)簡圖

根據(jù)內(nèi)循環(huán)流化床內(nèi)部流場特性，利用代數(shù)生成法生成分區(qū)組合網(wǎng)格。由于整個爐膛計(jì)算域不規(guī)則，整體網(wǎng)格劃分非常困難，因此將爐膛劃分為互不重疊的子區(qū)域。各個子區(qū)域分別生成網(wǎng)格，再將各網(wǎng)格塊連接成總體網(wǎng)格，且使相鄰子區(qū)域交界面網(wǎng)格保持一致。其中對爐膛密相區(qū)網(wǎng)格進(jìn)行了加密。整個爐膛采用混合網(wǎng)格劃分方法，網(wǎng)格總數(shù)為102萬(圖2)。

圖2 35t/h內(nèi)循環(huán)流化床三維模型及網(wǎng)格劃分

氣相密度和粘度均按冷態(tài)對應(yīng)的值進(jìn)行設(shè)定。氣、固兩相物性參數(shù)如下：

床溫 850℃

氣相密度 1.185kg/m3

氣相粘度 15.50μPa·s

固相密度 2 200kg/m3

固相粘度 17.89μPa·s

固相直徑 1.5mm

最大堆積體積分?jǐn)?shù) 0.6

在壁面處，氣相選擇無滑移邊界條件，固相選擇部分滑移條件。初始條件和邊界條件如下：

一次風(fēng)速 20m/s

二次風(fēng)速 8.59m/s

鏡面反彈系數(shù) 0.5

碰撞恢復(fù)系數(shù) 0.99

循環(huán)倍率 5

爐膛出口壓力 大氣壓

2 結(jié)果分析

2.1 模型驗(yàn)證

內(nèi)循環(huán)流化床壓差(爐膛靜壓與風(fēng)室靜壓之差)是內(nèi)循環(huán)床工程設(shè)計(jì)的重要參數(shù)，不僅表明了床內(nèi)顆粒濃度的變化，而且為其協(xié)調(diào)控制提供依據(jù)。圖3為不同風(fēng)量下流化床壓差的模擬值與實(shí)驗(yàn)值。由圖3可見：爐膛壓差的模擬值高于實(shí)驗(yàn)值，但兩者的總體分布趨勢一致，且吻合較好。說明選用的基于顆粒動力學(xué)理論的歐拉雙流體模型能準(zhǔn)確地描述爐膛內(nèi)氣、固兩相的流動特性。

圖3 不通風(fēng)量下流化床壓差模擬值與實(shí)驗(yàn)值

2.2 顆粒體積分?jǐn)?shù)分布

圖4、5給出了爐膛不同高度和不同垂直截面處1.5mm顆粒的體積分?jǐn)?shù)分布情況。從圖4可以看出：爐膛左、右兩側(cè)顆粒體積分?jǐn)?shù)變化較大，尤其是爐膛右側(cè)下部(旋風(fēng)分離器擋板下端)和爐膛左側(cè)上部；爐膛中心區(qū)域顆粒體積分?jǐn)?shù)變化較小。結(jié)合圖5可知，顆粒在邊壁處濃度高，而在中心處濃度較低，此現(xiàn)象證實(shí)了環(huán)核結(jié)構(gòu)的存在。爐膛左側(cè)上部濃度較高是由于大量堆積顆粒沿壁面下降，同時又有大量顆粒重新在此堆積造成的。旋風(fēng)分離器擋板下端濃度較高是由于爐膛內(nèi)顆粒進(jìn)入旋風(fēng)分離器后，又由返料口重新進(jìn)入爐膛底部造成此處顆粒濃度較高，說明顆粒在爐膛內(nèi)的進(jìn)行著內(nèi)循環(huán)流動。

圖4 不同垂直截面處1.5mm顆粒體積分?jǐn)?shù)分布

圖5 不同高度處1.5mm顆粒體積分?jǐn)?shù)分布

從圖5可以看出：y=2.2m截面在靠近分離器擋板下端位置處顆粒體積分?jǐn)?shù)較大，這是由顆粒從分離器返料口重新進(jìn)入爐膛底部，并在此重新流化造成的；y=4.8、7.5m截面在爐膛右側(cè)分離器下端顆粒體積分?jǐn)?shù)明顯增加，這是由進(jìn)入分離器的顆粒重新進(jìn)入爐膛內(nèi)造成的；y=10.0m截面在爐膛右側(cè)顆粒體積分?jǐn)?shù)較高，這是由顆粒進(jìn)入分離器后還未返料就回流到爐膛堆積在此造成的。不同高度截面顆粒體積分?jǐn)?shù)分布特性再次說明了顆粒的內(nèi)循環(huán)特性。

2.3 顆粒速度分布

圖6、7為擋板下端(y=2.2m)和分離器上部y=10.2m兩個截面1.5mm顆粒水平速度分布特性。擋板下端截面位于分離器最下端返料口處，分離器上部截面位于分離器入口處。擋板下端截面處，顆粒速度在爐膛中心左側(cè)為負(fù)值(-6～-3m/s)，在爐膛中心右側(cè)為正值(3～7m/s)，說明顆粒不斷地由返料口回到密相區(qū)；分離器上部截面處，顆粒速度在分離器左側(cè)速度為負(fù)值(-8～-3m/s)，在分離器右側(cè)為正值(3～8m/s)，說明顆粒不斷地由爐膛上部稀相區(qū)涌入分離器中，并且在分離器中具有較大速度。

a. 擋板下端

b. 分離器上部

圖7 擋板下端和分離器上部處顆粒水平速度

由于顆粒在分離器中速度較大，大部分顆粒會直接流向分離器右側(cè)墻壁，且受重力影響，顆粒會下降到分離器右側(cè)底部，進(jìn)而從返料口重新進(jìn)入密相區(qū)；而小部分顆粒在分離器左側(cè)也會由于重力作用進(jìn)入分離器左側(cè)底部的返料口。這樣進(jìn)入分離器的顆粒重新回到密相區(qū)，形成了擋板下端處的顆粒特性曲線。同時從圖7可以看出，兩側(cè)的速度分布十分不均勻，這是由單側(cè)布置旋風(fēng)分離器造成。由擋板下端截面和分離器上部截面顆粒速度分布特性的分析可得出，顆粒在內(nèi)循環(huán)流化床爐膛內(nèi)形成了周而復(fù)始的內(nèi)循環(huán)流動。

3 結(jié)束語

筆者利用基于顆粒動力學(xué)理論的歐拉雙流體模型對35t/h內(nèi)循環(huán)流化床鍋爐爐膛的氣、固流動特性進(jìn)行了三維數(shù)值研究。結(jié)果表明：爐膛壓差的模擬值與實(shí)驗(yàn)值吻合好，說明歐拉雙流體模型能夠準(zhǔn)確地描述爐膛內(nèi)氣、固流動特性；顆粒體積分?jǐn)?shù)和速度分布特性揭示了內(nèi)循環(huán)流化床中顆粒的內(nèi)循環(huán)流動機(jī)理，為內(nèi)循環(huán)流化床大型化和流動結(jié)構(gòu)優(yōu)化提供了參考。

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