下吸式固定床氣化爐的氣化過程及氣化特性模擬分析

程相文,劉麗智,魏 榮

(1. 華北理工大學 機械工程學院,河北 唐山 063210； 2. 滄州職業技術學院 電氣工程系，河北 滄州 061000)

中國是農業大國,生物質秸稈類作物儲量大、分布范圍廣,但秸稈能源化利用率低,資源浪費情況嚴重[1-2]。秸稈能源代替化石能源的關鍵是改變其能量密度低的缺點,提高其使用率。秸稈氣化技術是將秸稈能源轉化為高品質能源的重要方式[3-4]。氣化爐是秸稈氣化技術的核心設備,固定床氣化爐在我國應用較為廣泛。其中下吸式固定床氣化爐操作方便,并且具有良好的工作穩定性，當氣體中的焦油從下吸式氣化爐的爐膛中下方位置的還原區域通過時,有很大一部被分解為小分子氣體物質[5-6]。目前我國生物質氣化技術處于起步階段,該領域中有許多技術問題需要研究和開發。在生物質氣化技術的研究和開發中最關鍵的是增加可燃氣中H2和CO的含量、燃氣凈化、減少焦油含量以及提高轉化率。研究下吸式固定床氣化爐結構設計與操作條件的優化是解決上述問題的主要途徑[7-9]。每種生物質的具體成分相差甚遠,熱解氣化反應又十分復雜,實驗測量不僅要耗費大量時間,還需要較高的資金投入,采用省時省力的數值模擬方法既可以很容易獲得流場中的數據又可以用于指導實驗測量。因此，本研究選用玉米秸稈為燃料,基于Fluent軟件對氣化爐內的工作過程進行模擬,通過研究下吸式固定床氣化爐內玉米秸稈的氣化特性,為下吸式固定床氣化爐產出燃氣優化提供理論依據。

1 模型建立

1.1 模擬研究對象

本研究模擬對象是二維固定床秸稈氣化爐,該氣化爐模型高度為5.83 m(含秸稈入口0.83 m),寬度為3 m,為防止合成氣中灰塵含量較高,在距氣化爐底部固體出口1.2 m處均勻分布有25個大小相等的圓形出氣孔,為合成氣出口。灰分殘渣出口位于出氣孔下部,該設計可以減少產生燃氣中的灰分含量,從而起到凈化燃氣的作用。氣化劑通過上部進氣口進入氣化爐內部,秸稈顆粒從氣化爐頂部進入,秸稈原料受到重力作用向下,同時在高溫下發生干燥、熱解以及氧化還原反應。產生的合成氣從氣化爐下方出氣孔排出,灰分從下方灰分殘渣出口排出。

1.2 數學模型

基于流體力學基本原理,建立質量、動量和能量等守恒方程組。本模擬針對氣化爐內的秸稈氣化主要采用的模型有:模擬氣相流動的湍流模型、秸稈顆粒熱解模型,秸稈顆粒氣化過程中用于模擬熱輻射換熱的P1模型、模擬氣固兩相的歐拉-拉格朗日模型,以及模擬燃燒反應的組分輸運模型[10]。

1.2.1質量守恒方程 質量守恒定律是流體流動要遵循的基本準則,秸稈氣化爐內的氣固兩相流動也不例外,其基本控制方程見式(1)：

(1)

1.2.2動量守恒方程 動量守恒的本質是牛頓第二定律,即動量在單位時間內的變化率為作用于系統上的外力之和。動量守恒方程見式(2):

(2)

1.2.3能量守恒方程 能量守恒方程就是熱力學第一定律在流體運動的運用,能量守恒方程的形式見式(3)：

(3)

選取2013年7月—2014年4月在萍鄉市某三甲醫院臨床實習的護生150例，其中本科生30例，大專生52例，中專生68例，均為女生，年齡17～23歲。

1.3 氣化反應模型

熱解是所有秸稈氣化必經的重要過程,與氣化過程相比,秸稈中揮發分析出速率要快的多,而且氣化爐內良好的氣固兩相混合狀態,更提高了傳熱速率,縮短了揮發分析出時間。因此在模型計算中一般認為揮發分析出過程瞬間完成。本次模擬中的揮發分主要成分為:CO、CO2、H2、CH4以及生物質焦油[11-12]。假設秸稈顆粒進入氣化爐后揮發分立即揮發,秸稈的熱解過程按如下反應式進行,燃料的熱解反應式如下所示:

揮發分組分間的反應、揮發分組分與氣化劑間的反應都在本模擬的考慮范圍之內,假設氣化過程的氣體反應均為容積反應。化學反應速率由組分輸運模型中的有限速率/渦耗散模型確定[13],即同時計算Arrhenius和渦耗散反應速率,爐膛內的氣相組分混合均勻,所以本模擬不考慮氣相間擴散過程,假設氣體間的反應完全由反應動力學控制,熱解反應中物質i的產生速率計算公式見式(4)和式(5)，選擇數值較小的結果。

(4)

(5)

式中:Ri,r—熱解反應中物質i的產生速率,mol/(L·s)；V′i,r—熱解反應中反應物i的化學計量系數；V″j,r—熱解反應中生成物j的化學計量系數；V′R,r—熱解反應中反應物R的化學計量系數；ε—湍流耗散率,%；k—湍流動能,m2/s2；Mw,i—第i種物質的相對分子質量；Mw,R—第R種物質的相對分子質量；Mw,j—第j種物質的相對分子質量；wp—生成物組分的質量分數,%；wR—反應物組分的質量分數,%；A—經驗常數,約4.0；B—經驗常數,約0.5。

秸稈氣化過程涉及的主要氣相均相反應及反應速率如表1所示。

表1 均相反應化學反應速率

1.4 氣固非均相模型

秸稈揮發分完全析出后,剩余部分形成焦炭顆粒,焦炭與周圍的O2、CO2、H2O發生典型的氣固異相反應,又稱為非均相反應[14-15]。非均相反應產生的主要氣體為O2、H2以及CO2。這個階段中焦炭燃燒與還原反應的主要反應方程式及反應的表面反應動力學參數見表2。

1.5 網格劃分

CFD模擬的第一步是網格劃分,也就是計算區域的離散化。本研究用到的網格劃分軟件是ICEM,其不僅可以用于模型建立,還具有強大的網格劃分功能,其網格劃分功能在網格劃分軟件中處于前沿。本研究用該軟件對氣化爐模型進行網格劃分,利用其O型網格劃分功能對出氣孔進行處理,并對網格質量進行檢查,對不同質量范圍的網格進行查看修改。網格模型導出后可以直接導入Fluent求解器模擬計算。

表2 氣固非均相化學反應動力學參數

1.6 假設條件

2 結果與分析

2.1 模擬過程的實驗驗證

氣化爐內的溫度是影響氣化爐氣化性能的重要因素,且溫度分布情況影響氣化爐整體的流場分布。本研究設計的氣化設備(圖1)已搭建成功,針對該設備,用熱電耦測溫系統(圖2)對氣化爐從上到下設定10個點進行現場溫度測試，以判斷模擬的準確性。

圖1 下吸式固定床氣化爐

圖2 氣化爐測溫系統

秸稈顆粒粒徑為13、 20、 30 mm時,氣化爐軸向溫度變化見圖3。由圖可知，實測溫度在出口處低于模擬溫度,這是由于實測過程受到外界影響因素較多,而模擬處于理想狀態,不考慮與外界傳熱過程,但模擬溫度與實測溫度變化趨勢基本一致,證明模擬過程與實際過程相一致,模擬結果可信度高。

a.13 mm; b.20 mm; c.30 mm

2.2 湍流動能分析

秸稈氣化爐內湍流結構可以反映出流場的能量分布和耗散情況,圖4(a)為氣化爐不同高度上徑向湍流動能分布圖。由圖4(a)可知,湍流動能徑向分布圖呈軸對稱圖形,氣化爐內部湍流動能由爐膛中部向爐體壁面逐漸減小,湍流動能隨氣化爐軸向爐膛深度的增加而增加。這是因為氣化爐中部溫度較高，流體介質之間相互交換動量、能量頻繁,各組分濃度變化也較大。但在靠近爐體壁面處湍流動能有驟降過程,這是因為壁面對湍流造成的影響十分明顯,在靠近壁面處,流體切線方向速度的變化會由于黏性力的存在而受到抑制,且流體運動因受壁面阻礙抑制了正常的波動。

圖4 氣化爐不同高度上徑向湍流動能(a)、擴散率(b)及湍流強度分布(c)圖

圖4(b)為氣化爐內不同高度上沿爐膛徑向湍流擴散率分布圖,由圖可知湍流擴散率與湍流動能分布趨勢類似,都呈現拱形分布,但在爐體壁面處擴散率驟增,這與湍流動能在壁面處驟降相印證。

圖5 氣化爐內溫度場分布圖Fig.5 Temperature field distribution in gasifier

圖6 距氣化爐底部不同距離截面上徑向溫度分布圖Fig.6 Radial temperature distribution on different sections at different distances from the bottom of gasifier

圖4(c)為氣化爐內不同高度上湍流強度分布圖,由圖可知湍流強度也呈現中間高兩邊低的趨勢,與湍流動能分布趨勢一致,湍流動能越大湍流強度越大。湍流動能、湍流擴散與湍流強度分布圖都呈軸對稱分布,證明爐內氣化過程穩定。

2.3 溫度場分布特性

選用燃料系數為0.26,秸稈顆粒粒徑13 mm,對氣化爐內的溫度場進行分析。圖5為氣化爐內溫度分布云圖,如圖所示,秸稈顆粒入口處溫度最低,秸稈顆粒進入氣化爐后,秸稈中的水分迅速蒸發,隨后秸稈顆粒熱解,導致入口處溫度最低。秸稈中的揮發分析出后,進入氣化爐的氧化區開始燃燒,在秸稈顆粒出口下方出現溫度最高點,火焰最高溫度高達1 510 K,證明揮發分在此處開始燃燒。隨著揮發分的燃燒耗盡,進入還原反應區,還原反應吸收熱量,溫度也開始下降。氣化爐內的溫度基本呈軸對稱形狀,穩定均勻,氣體出口上部溫度由內而外逐層遞減,層次清晰,屬于典型擴散火焰,說明氣化爐內溫度穩定,符合實際情況。

圖6為距氣化爐底部固體出口不同距離處截面上的徑向溫度分布，由圖6可知,在距離氣化爐底部固體出口5、 4.95、 4.9、 4.86 m處與爐膛中軸線垂直的徑向上溫度分布呈M形,造成這種現象的原因有兩個：首先秸稈燃料從入口中心處入射,進入氣化爐后溫度升高,秸稈中的水分迅速蒸發吸收熱量,隨后秸稈顆粒中的揮發分迅速析出也吸收大量熱量,同時,外側揮發分與氧氣接觸發生氧化反應放出熱量,導致距氣化爐底部4.86～5 m處氣流中心溫度降低,氣流兩側溫度較高。

而由距離氣化爐固體出口4.85、 4.83、 4.81 m 溫度分布可知，其呈現為中間高兩側低的拱形。這是因為在距離燃燒器底部固體出口4.85 m處,秸稈揮發分與焦炭開始與氣化劑發生燃燒反應,燃燒反應放出大量熱量,導致氣化爐中心位置處的火焰溫度升高,隨后隨著揮發分燃燒耗盡溫度逐漸下降,并在整個軸向與徑向上趨于穩定。這說明在距離氣化爐底部出口4.85 m處開始進入氣化爐的氧化層。

2.4 秸稈顆粒粒徑對氣化性能的影響

選取燃料系數為0.26,秸稈顆粒粒徑均值分別為10、 13、 15、 20、 25、 30和40 mm對秸稈氣化過程進行模擬,隨秸稈顆粒粒徑變化氣化爐內的最高溫度分別為1 589、 1 515、 1 505、 1 490、 1 484、 1 455 和1 338 K，平均溫度分別為1 145、 1 140、 1 130、 1 122、 1 109、 1 095和1 035 K。由數據可見，隨著秸稈顆粒粒徑的增大,氣化爐內的平均溫度與最高溫度都呈下降趨勢,秸稈顆粒粒徑為40 mm時,爐內最高溫度下降到1 338 K。

秸稈顆粒粒徑為13、 20、 30和40 mm時氣化爐內的溫度云圖見圖7。由圖可知,秸稈顆粒粒徑為13、 20和30 mm 時爐膛溫度的最高點出現在氣化爐上半部,秸稈顆粒粒徑為40 mm時,爐膛內溫度最高點出現在氣化爐下半部,著火過程相對于顆粒粒徑為13、 20和30 mm時明顯靠后,說明秸稈顆粒粒徑為40 mm時,秸稈脫揮發分過程減慢,容易出現燃燒不穩定現象。

a.13 mm; b.20 mm; c.30 mm; d.40 mm

沿爐膛軸向方向H2摩爾分數變化見圖8(a),由圖可知,秸稈顆粒粒徑10～30 mm,H2摩爾分數有一定變化,但產量相差不大,在距離氣化爐底部出口4 m處達到H2摩爾分數最大值。當秸稈顆粒粒徑增大到40 mm時,H2摩爾分數驟減,且最大值位置出現在距氣化爐底部3 m處。表明秸稈顆粒粒徑增大到40 mm會出現嚴重的秸稈脫揮發分靠后現象。

a.H2; b.CO; c.CH4

秸稈顆粒不同粒徑值時,CO摩爾分數沿氣化爐爐膛軸向摩爾分數變化見圖8(b)。由圖可知,隨秸稈顆粒粒徑的增大,沿爐膛方向的CO摩爾分數呈遞減趨勢,且遞減的梯度比H2遞減梯度大,這是因為焦炭燃燒是秸稈氣化爐內一個起主導作用的反應,秸稈顆粒粒徑增大,爐膛內溫度逐漸下降,導致秸稈熱解產生的焦炭不能完全燃燒。秸稈顆粒粒徑為40 mm時，由于秸稈熱解不完全,揮發分未完全燃燒等原因,導致了CO摩爾分數驟降。

秸稈顆粒不同粒徑值時,CH4沿爐膛軸向摩爾分數變化見圖8(c),由圖可知CH4摩爾分數與H2和CO摩爾分數變化趨勢類似,隨顆粒粒徑的增加而減小,同樣也是在顆粒粒徑為40 mm時,CH4摩爾分數驟減。

3 結 論

本研究基于Fluent軟件,建立歐拉-拉格朗日模型模擬秸稈氣化過程,利用P1模型模擬氣化過程的輻射傳熱,同時耦合化學反應,對下吸式秸稈氣化爐氣化特性進行了分析,同時通過實驗驗證了模型的可靠性。模擬結果表明：燃料系數0.26，秸稈顆粒粒徑13 mm，在距離燃燒器底部固體出口4.85 m處,秸稈揮發分與焦炭開始與氣化劑發生燃燒反應,燃燒反應放出大量熱量,導致氣化爐中心位置處的火焰溫度升高,隨后隨著揮發分燃燒耗盡溫度逐漸下降,并在整個軸向與徑向上趨于穩定。這說明在距離氣化爐底部出口4.85 m處開始進入氣化爐的氧化層。秸稈顆粒粒徑從10 mm增加30 mm時,產生的可燃氣摩爾分數逐漸降低,但摩爾分數值差距不大,考慮到實際操作過程中的成本問題,秸稈氣化爐在實際工作中可以選用粒徑在30 mm以下秸稈顆粒。秸稈顆粒粒徑最大不能超過40 mm,顆粒粒徑為40 mm時會出現秸稈顆粒未完全燃燒現象,導致可燃氣體產量嚴重下降,氣化爐內的溫度分布不穩定。