煤化學鏈燃燒裝置中串聯分離器的數值模擬與性能優化

姜旭，王翠蘋，張龍龍（青島大學熱能工程研究所，山東 青島 266071）

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煤化學鏈燃燒裝置中串聯分離器的數值模擬與性能優化

姜旭，王翠蘋，張龍龍
（青島大學熱能工程研究所，山東 青島 266071）

摘要：由于煤化學鏈燃燒技術中煤灰對載氧體活性具有較強抑制作用，本文提出了通過雙級串聯旋風分離器分別對載氧體及煤灰進行分離的新方法，并應用雷諾應力RSM（SSG）湍流模型以及DPM顆粒隨機軌道模型，考慮氣固兩相的相間耦合，對煤化學鏈燃燒裝置中的雙級旋風分離器進行了數值模擬，根據模擬結果對一級、二級分離器進口尺寸及結構形式進行了優化，并通過實驗對分離性能進行了驗證。優化后模型的模擬及實驗結果均表明：相比原模型，優化模型中90%以上的CaSO4載氧體從一級分離器排塵口返回爐膛，降低了載氧體流失率；約50%的煤灰顆粒從二級分離器排塵口分離，僅13%左右的煤灰隨氣流從其排氣口排出，有效降低爐膛返灰率，保持載氧體活性，并實現排氣的相對清潔。最后指出本文研究結果對煤化學鏈燃燒裝置的高效運行具有重要的參考價值。

關鍵詞：化學鏈燃燒；雙級旋風分離器；顆粒流；數值模擬；優化

第一作者：姜旭（1990—），男，碩士研究生，主要研究方向為煤化學鏈燃燒/氣化。E-mail jxu316@foxmail.com。聯系人：王翠蘋，教授，研究方向為清潔燃燒技術。E-mail wangcuiping@tsinghua.org.cn。

隨著溫室效應的日益加劇，溫室氣體尤其是CO2減排越來越受到人們的重視。化學鏈燃燒技術作為一種新型低成本CO2捕集技術，具有成為變革性商業技術的潛力[1]，是當前CO2減排的重要技術之一，通過載氧體的還原和氧化鏈式反應，實現燃料不直接與空氣接觸的無火焰燃燒，形成高濃度CO2煙氣，利于捕集和減排CO2。而化學鏈燃燒裝置高效運行的關鍵之一在于載氧體活性，根據固體燃料化學鏈燃燒的研究顯示，固體燃料中灰分的存在和循環累積對載氧體活性產生顯著影響，有可能導致燒結、聚集現象的產生[2]，高效的固固分離可減少煤灰與載氧體顆粒的跟隨、附著和磨損，從而降低煤灰對載氧體顆粒活性的影響，是固體燃料化學鏈燃燒技術發展面臨的關鍵技術之一。

本文對所建立的煤化學鏈燃燒試驗裝置中的兩級串聯離心分離器進行數值研究，通過模擬優化分離器的尺寸及結構形式，旨在實現以下目標：①載氧體顆粒從一級分離器分離返送回爐膛，降低載氧體因氣流攜帶而出造成的損失；②使大部分煤灰顆粒進入二級分離器，減少一級分離器的煤灰分離量，即降低爐膛返灰率；③在保證前兩者基礎上，盡可能提高煤灰顆粒在二級分離器中的分離效率，降低二級分離器頂部出口的飛灰量，保證排氣的相對清潔。

1 研究對象

圖1 模型結構示意圖

本文研究對象為煤化學鏈燃燒試驗系統中的兩級串聯離心分離器，該裝置位于燃料反應器上部，其一級進口與空氣反應器頂部出口相接，一級排塵口與燃料反應器上部進口相連，設計原型和優化模型如圖1所示，該裝置在實驗臺中所處位置如圖2所示。每個模型中單個分離器均在Stairmand型標準旋風分離器[3]基礎上改進而來。在眾多模擬優化模型中，因為分離器進口結構形式對分離效率具有極大影響[4]，所以選擇進口結構具有代表性的模型進行分析；其他對分離效率影響較大的結構設計情況，如排氣管插入深度、排塵口直徑等[5-6]的優化過程，不再示出。

圖2 化學鏈試驗裝置示意圖

如圖1所示，一級、二級分離器的進口結構及尺寸是不同的；以下就各模型進口結構形式及主要尺寸差異進行說明。從圖1中可看出，模型1中，一級、二級分離器進口均采用了帶有加速段[4]的形式，且向內傾斜角小于模型2的82°，為75°，一級分離器進口矩形截面寬×高為15mm×25mm，且二級進口漸擴段較短，為5mm；模型2中僅一級分離器進口帶有加速段，其寬×高為15mm×30mm，二級進口漸擴段較長，為10mm。計算假設如下：

（1）認為只有CaSO4載氧體顆粒及煤灰顆粒隨氣體進入計算域，且顆粒均為硬球模型，只受重力與氣流曳力作用，忽略其他微小受力；

（2）載氧體由質量分數為70%的CaSO4與30% 的Al2O3惰性載體[7]復合而成，顆粒密度為兩者加權平均值3344kg/m3，同理，煤灰顆粒密度為50% SiO2、30% Al2O3及20%（CaO，MgO，C）[8]的加權均值2849kg/m3；

（3）一級分離器進口氣流由來自空氣反應器的體積分數為85%的N2、10%的O2以及5%的H2O（汽）組成。

2 數值模擬方法

2.1 數學模型選擇與控制方程

由于旋風分離器內是復雜的三維強旋流場，所以應用計算資源耗費較大的線性雷諾應力RSM （SSG）模型模擬湍流流動，相關文獻表明，該模型對此類流場的預報結果最為合理[9]；且文中采用的載氧體及煤灰顆粒體積分數均小于12%，所以可采用DPM模型模擬顆粒相，并考慮相間耦合以提高計算精度。相關控制方程簡介如式(1)～式(4)。

（1）連續性方程

式中，ρ為氣流密度；u為氣流速度。

（2）動量方程

（3）雷諾應力輸運方程[9]

式中，C1=3.4+1.8Pkk/ε；C2=4.2；C3=0.8?1.3|αij|；Wij。

（4）離散相運動方程

因為只考慮重力及氣流曳力，且顆粒受力符合牛頓第二定律，所以顆粒運動方程如式(4)。

式中，Fd為氣流曳力；g為重力加速度；up代表顆粒速度。

2.2 網格劃分

由于分離器內為復雜強旋流動，且QUICK差分格式在六面體網格中才能顯出高精度優勢[10]，所以為提高模擬精度，對模型采用分塊劃分方式，且每部分均采用六面體結構化網格劃分，并使塊與塊間交界面上的網格保持一致性。經網格無關化驗證后，網格單元數約為25萬。

2.3 邊界條件

應用非交錯網格的SIMPLEC算法處理壓力-速度耦合，壓力梯度項采取PRESTO!差分格式，離散方程的對流項均采用QUICK格式，為避免發散，適當降低各方程的亞松弛因子。采用Velocity-inlet邊界條件，模型1進口速度14.4m/s，模型2速度為12m/s，并認為進口處顆粒分布符合隨機軌道模型；進口氣體為體積分數為85%的N2、10%的O2以及5%的H2O（汽）的混合氣體，采用組分輸運模型設定組分體積比；出口均采用outflow邊界，應用標準壁面函數，無滑移壁面。

認為實驗擬用載氧體及煤灰顆粒粒徑分布均符合Rosin-Rammler分布形式[11]，篩分顆粒并根據實驗結果，用Origin軟件作出顆粒數據散點圖并擬合成Rosin-Rammler指數方程形式，煤灰顆粒最終擬合曲線如圖3所示，從而確定煤灰粒徑范圍15～100μm，中位徑d1=59.2μm，分布指數n1=2.58；同理，CaSO4顆粒粒徑范圍50～200μm，中位徑d2=135.5μm，分布指數n2=3.36。

圖3 煤灰粒徑分布及R-R擬合曲線

3 結果及分析

3.1 流場分析

各個模型進口氣體流量均為2.35×10?4m3/s，煤灰流量5.56×10?4kg/s，載氧體流量4.53×10?3kg/s，模擬計算時間為10s。由于模型1、模型2的兩級分離器進口尺寸，結構形式均有較大差異，所以取其進口中心截面速度等值線圖分析各自流場特性，如圖4、圖5所示。圖中上方為一級分離器進口中心面，下方為二級進口中心面。模型1中兩級分離器進口均采用了漸縮加速段形式，而在模型2中，雖然一級進口也采用了加速段，但由于其漸縮幅度小且進口尺寸相應加大，在相同氣體流量下，模型1中氣流流速均較模型2中相應流速大。

圖4 模型1進口中心面速度分布

圖5 模型2進口中心面速度分布

模型1、模型2中兩級分離器進口截面的速度分布形式大致相同，均呈現由圓筒壁向中心排氣管遞減的趨勢，在中心排氣管邊緣附近，由于排氣管的阻擋流速降低，兩者流速均為2～4m/s，然而由于模型1流速較大，故其徑向速度梯度較大，尤其在二級分離器進口截面上，速度梯度相對明顯，這種梯度的層次性反映了流場的不均勻，不利于顆粒的有效分離。分離器進口截面壓力分布，與速度分布有著對應關系，圖4、圖5中心排氣管處流速較高，對應壓力較低，例如，模型1一級分離器排氣管流速高達30m/s，其壓力約為?400Pa。眾所周知，旋風分離器內流場主要為雙層旋流，即中心附近上行氣流和外部下行氣流；中心低壓區的存在，推動氣流及顆粒趨向中心附近，過低的中心壓力容易造成粒徑、密度相對較大的載氧體顆粒也被卷入上行流中，繼而從一級分離器排氣口流出，而未能被分離返回爐膛，造成載氧體損失；模型2中由于流速較低，一級分離器排氣孔壓力也較低，約?50Pa，在此壓力下，應當足以保證煤灰被卷入上行流，從而進入二級分離器被分離，又不會因為過大的壓力梯度造成載氧體大量流失。

圖6、圖7為模型1、模型2中一級分離器中距其底部不同高度處（Y方向）的各水平截面切向速度及其豎直中心面壓力分布；二級分離器中對應情況與此相似，不再示出。由圖6可知，模型1、模型2中切向速度均成蘭金組合渦分布，即內部強制渦與外部準自由渦結構，這與上文分析中的上、下行雙層旋流相印證；圖7中豎直方向壓力分布亦符合上文分析，即中心低四周高的梯度形式且模型1中心壓力低于模型2；圖6、圖7結果與文獻[9-10]中相應分析具有一致性，表明了本文模擬的分離器內復雜強旋流流場的合理性。

3.2 分離性能分析

圖6 一級分離器各水平截面切向速度

圖7 豎直中心面壓力分布

以各模型分離器內顆粒軌跡圖的立體展示，來描述煤灰及載氧體顆粒在分離器內的流動分布情況，并結合分離器各出口顆粒質量流率統計，從定量數據上分析各模型分離器的分離性能。

圖8 模型1中載氧體顆粒軌跡

圖9 模型2中載氧體顆粒軌跡

表1 載氧體顆粒各出口流率及分離比例

由圖8、圖9可知，模型1的一級分離器中載氧體顆粒分布較為稀疏，較大量的載氧體顆粒被中心上升旋流帶入二級分離器內，表1中相關數據表明，其質量流率達到了1.393×10?3kg/s，占載氧體總質量流率的30.75%，載氧體損失率過大；而在模型2中，其一級分離器內顆粒相稠密，幾乎覆蓋了分離器整個外壁面，僅有少數載氧體顆粒進入二級分離器內，由表1可知，其質量流率為1.189×10?4kg/s，占總質量流率的2.63%，損失率較小。

此印證了前面關于載氧體流失原因的分析。具體來看，圖6所示模型1中各水平截面的切向速度均大于模型2的對應值，切向速度大則顆粒離心力較大，本應有利于顆粒的分離，然而旋風分離器中特殊的中心上升強制渦流，是在外壁面附近下行準自由渦流的動量傳遞作用下于分離器中下部位置，即圓錐形區域形成的，在此區域中由于壁面阻擋的摩擦損失，切向速度較大幅度降低，顆粒離心力相應減小，離心作用減弱，且旋轉半徑逐步減小，模型1中較大的氣流速度使得顆粒與壁面間及彼此間的碰撞較模型2更劇烈，更易進入中心附近的上行渦流；且模型1中同樣由于氣流流速過大，雙層旋流間的動量傳遞導致分離器中心附近壓力過低，如圖7所示，在圓錐形壁面與中心之間具有較大壓力梯度，此時顆粒受到向中心附近的壓力推動，被卷吸到中心強制渦上升氣流中的趨勢進一步增大，從而易隨著上升流進入二級分離器而未能有效分離；而優化進口結構尺寸后的模型2分離器流速降低，中心壓力均勻，壓力梯度較小，微漸縮的進口加速段設計使得顆粒仍具有適宜的切向速度，在離心力作用下被甩向壁面，從而伴隨外部準自由渦下行氣流趨向一級分離器底部排塵口，最終得以分離，所以其載氧體分離性能明顯改善，流失率大幅降低。

觀察圖8、圖9還可看出，模型1中載氧體顆粒分別從其二級分離器的排塵口及排氣口流出，且大部分顆粒并沒有貼近壁面運動，再結合表1中模型1統計數據，其排塵口流率7.814×10?4kg/s，占總流量17.25%，排氣口流率6.116×10?4kg/s，占總流量13.5%；而模型2中顆粒僅從二級排塵口排出。造成這一現象的原因與上述分析相似，主要是因為模型1中一級分離器排氣口流速較大，而二級分離器進口仍采用了加速段形式，流速仍然增加，一方面導致顆粒在旋轉半徑逐步減小的圓錐形區域的碰撞加劇，更易進入中心附近的上行流中；另一方面導致二級分離器中心壓力過低，雖然壓力梯度小于一級分離器，但進入二級分離器的已是較小輕質顆粒，在此壓力梯度下，仍會在圓錐形區域被中心低壓吸入上行流而排出。

對比圖10、圖11可看出，模型1、模型2中一級分離器煤灰顆粒分布相似，查表2可知，其排塵口煤灰分離比例分別為32.75%，30.13%，分離性能相近；但是，模型1二級排氣口附近煤灰濃度明顯高于模型2，而圓錐形區域煤灰濃度明顯偏低，由表2可知，模型1二級排氣口煤灰分離比已高達52.25%，而排塵口僅為15%；而在模型2中，二級排氣口煤灰分離比15%，排塵口分離比54.87%，排氣相對清潔。造成此種現象的原因，即模型1中流速過高造成中心區域壓力過低以及顆粒在圓錐形區域的碰撞加劇，且由于圓錐形壁面的摩擦作用，切向速度降低，離心作用減弱，而煤灰顆粒相對載氧體更加細小，在相同壓力梯度及劇烈碰撞作用下更易被卷吸到中心上行流中，使得更多煤灰顆粒從排氣口流出而未能有效分離，造成排氣污染；而模型2二級進口未采用加速段，流速減緩，中心壓力適宜，圓錐形區域顆粒碰撞減弱，所以煤灰得以有效分離，排氣相對清潔。

表2 煤灰顆粒各出口流率及分離比例

圖10 模型1煤灰顆粒軌跡

圖11 模型2煤灰顆粒軌跡

3.3 實驗驗證

根據上述模擬結果，按照優化后的模型2加工制造分離器，并將其安裝在圖2所示的實驗臺上，為便于收集顆粒物，僅應用空氣反應器和雙級分離器進行試驗。

按照前述模擬條件確定進氣流量為850L/h，簡化采用N2作為進氣；為計算分離器各出口處載氧體和煤灰的分離比例，選用研磨篩分后的二水硫酸鈣作為載氧體，并將其與煤灰按模擬條件下的質量比8.15進行均勻摻混，然后在鼓風干燥箱中60℃下干燥2h；根據模擬中載氧體和煤灰總質量流率以及計算時間，確定出模擬條件下混合物總質量為50g。故實驗開始前，將此質量的干燥混合物加入到空氣反應器中，考慮床層及管路阻力造成的壓降，通過氮氣瓶上的減壓閥將進氣壓力設定為0.11MPa，通過浮子式流量計調節為上述進氣流量后，使N2從空氣反應器底部連續通入，將混合物吹起并攜帶進入分離器進行分離；持續實驗3min以保證混合物全部離開爐膛，在此過程中采用編號的布袋分別收集分離器各出口處的混合物，為提高結果準確性，重復3次上述過程作為一次實驗，每次實驗后將收集到的各組混合物分別稱量并放入馬弗爐中，在163℃下干燥2h以去除二水硫酸鈣的結晶水，冷卻后稱量并計算出減少的質量，即為結晶水的質量，從而折算出載氧體的質量，繼而求得載氧體及煤灰各自的分離比例。

重復上述實驗過程，實驗及模擬結果對比如圖12所示。圖中可看出，兩組實驗結果間存在一定的起伏，但偏差不大，重復性較好，如一級排塵口載氧體分離比始終在90%左右，載氧體損失率較低；二級排塵口煤灰分離比在45%～50%之間，實現煤灰有效分離排除；這些均表明優化裝置的分離性能比較穩定，實驗結果可靠。而且，實驗及模擬數據也比較接近，具體來看，實驗中一級排塵口、二級排氣口載氧體分離比均值分別為91.25%、3.12%，而對應的模擬值分別為97.37%、0；二級排氣口煤灰分離比的實驗均值為13.42%，而對應模擬值為15%，這些均表明了模擬結果的準確性。實驗及模擬結果間存在的少許差異可能是由于實驗與模擬工況略有不同造成的，例如，實驗用二水硫酸鈣載氧體密度與模擬值略有不同，采用純N2代替模擬中的混合氣作為載氣以及管路微量漏氣的存在均會造成進氣質量流率的少許偏差等，同時進一步優化實驗也可從這些方面著手。

圖12 實驗與模擬結果對比

4 結 論

本文對煤化學鏈燃燒裝置中雙級分離器的分離性能進行模擬優化和實驗驗證，研究結果對該種裝置的高效運行及減少飛灰排放具有參考價值，得出以下主要結論。

（1）模型1進口尺寸過小且兩級分離器進口均采用加速段形式，使得氣流速度過大，造成中心附近壓力過低，在較大壓力梯度下顆粒更易被卷吸進中心低壓渦的上行流中，導致占總量30.75%的載氧體流失，占總量52.25%的煤灰隨排氣排出。

（2）在模型1基礎上，模型2進口尺寸加大，一級進口采用較緩加速段，二級進口無加速段，氣流速度減慢，分離器內切向速度及壓力梯度適宜，載氧體損失率約8%，一級排塵口煤灰量較少，爐膛返灰率較低，利于保持載氧體活性；近50%的煤灰在二級分離器內有效分離，排氣中含灰量約13%，相對原模型排氣較清潔。

符 號 說 明

C1，C3—— 變量系數

C2，C4，C5——常數系數

Dij——分子黏性擴散項

Fd——氣流曳力

Gij——浮力產生項

k——湍流動能

Pij——剪應力產生項

p——壓力，Pa

Sij，Wij——平均應變率

u——氣流速度，m/s

up——顆粒速度，m/s

u'——脈動速度，m/s

αij——雷諾應力張量各向異性部分

β——熱膨脹系數，K?1

δij——kronecker符號

ε——湍流耗散率

εij——黏性耗散項

μ——動力黏度，Pa·s

ρ——氣流密度，kg/m3

σ——湍流普朗特數

φij—— 壓力應變項

下角標

i,j ,k ——空間坐標分量，m

參 考 文 獻

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研究開發

Numerical simulation and optimization on the performance of
double-stage cyclone separator in coal-fueled CLC facility

JIANG Xu，WANG Cuiping，ZHANG Longlong
（Energy Engineering Research Institution，Qingdao University，Qingdao 266071，Shandong，China）

Abstract：Due to the ash has an inhibitory effect on activity of oxygen carrier in coal-fueled CLC （chemical looping combustion） technology，a new method of separating oxygen carrier and ash respectively by double-stage cyclone separator was proposed in this paper. The RSM（SSG） turbulence model and the particle stochastic trajectory model were both adopted，and the phase coupling was also considered. The numerical simulation was carried out for optimizing the double-stage cyclone separator in CLC facility. According to the simulation result，the size and structure of separator inlet was mainly analyzed and optimized，and the separation performance was verified by experiments. The simulation and experimental results of final optimization model both showed that more than 90% of CaSO4oxygen carriers return to furnace from dust removal port of first stage separator. The CaSO4loss rate was reduced. About 50% of ash particles were separated from dust removal port of second stage separator，only about 13% with the air discharge from the exhaust port. Dust-returning rate was effectively reduced and the clean exhaust gas was relatively released. The results are significant to the efficient operation of coal-fueled CLC facility.

Key words：chemical looping combustion (CLC)；double-stage cyclone separator；granular flow； numerical simulation；optimization

基金項目：國家自然科學基金項目（21276129）。

收稿日期：2015-08-24；修改稿日期：2015-09-21。

DOI：10.16085/j.issn.1000-6613.2016.02.013

中圖分類號：TK 16；TQ 051.8

文獻標志碼：A

文章編號：1000–6613（2016）02–0425–07