雙出口分級氣流床氣化爐內顆粒速度和濃度分布

朱華興，王景效，許建良，代正華，劉海峰

（華東理工大學上海煤氣化工程技術研究中心，上海 200237）

引 言

為了實現綠色低碳發展，我國提出碳達峰、碳中和戰略目標[1]。煤炭分級利用是煤炭高效低碳利用的主要途徑之一，對于實現碳中和具有重要意義[2-3]。煤氣化技術是實現煤炭轉化的關鍵技術，固定床氣化技術適用于塊煤，煤種適應性差，大量末煤利用面臨困難，大大提高了企業生產成本；傳統氣流床氣化技術包括以Shell、HT-L 為代表的粉煤氣化技術和以晉華爐、多噴嘴氣化爐為代表的水煤漿氣化技術[4-10]等，適合于煤制油和甲醇及其下游產品，用于煤制氣時能耗高，受限于國家煤制天然氣項目能耗指標要求。為解決上述問題，本文提出一種熱解和氣化解耦的雙氣體產物氣流床分級氣化技術，可同時獲得富含甲烷的熱解氣及以CO 和H2為主要成分的合成氣，氣化效率高，易于大型化，避免了傳統固定床氣化含酚廢水處理難等環保問題。

對于分級氣化技術，許多研究者提出了多種不同結構的分級氣化爐[11]。E-GAS 氣化工藝[12-13]采用兩段爐喉部耦合結構，通過煤漿分級加入，回收高溫合成氣顯熱，在擁有高碳轉化率的同時得到以CO和H2為主的合成氣。MHI 氣化工藝[14-15]采用兩段爐結構，煤粉分級加入一段爐和二段爐，同時一段爐加入合成氣中未完全反應的煤焦，得到高質量的合成氣。TPRI 氣化工藝[16-17]采用兩段氣化爐工藝，將煤粉、蒸汽和氧氣分級加入，具備熱回收高效、合成氣產量高以及設備投資小等優點。張建勝等[18]改變分級氣流床氣化爐結構，通過氧氣分級加入提高氣化溫度，從而提高了氣化效率。Watanabe 等[19-20]研究兩段氣流床氣化爐中CO2分級加入對氣化效果的影響，更高效地制備合成氣。但這些技術均為通過煤和氧化劑的分級加入，充分利用高溫合成氣顯熱，提高氣化熱效率，并制備以CO 和H2為主的合成氣。

華東理工大學開發的熱解與氣化解耦的分級氣流床氣化爐，由一段煤熱解室和二段煤焦氣化室組成[11]。熱解室內主要發生煤的熱解反應，產生的富含甲烷的熱解氣從熱解室頂部出口流出氣化爐；煤粉顆粒熱解為吸熱反應，熱解室內加入氧氣燃燒，提供煤粉顆粒熱解所需能量；熱解生成的煤焦顆粒在重力及慣性的作用下，進入下部氣化室，發生高溫氣化反應，生成以CO 和H2為主的合成氣，與高溫熔融的熔渣一同從氣化爐底部出口流出氣化爐。從以上工藝特點可以看出，煤粉在熱解室內的運動特征以及熱解產生的煤焦顆粒自流進入氣化室的比例是熱解與氣化解耦的分級氣流床氣化爐安全穩定運行的關鍵。在分級氣化爐內，二段氣化室進氣量和產氣量比一段熱解室大，導致一段熱解室中低溫熱解后的煤焦顆粒難以入氣化室發生氣化反應，而是跟隨熱解氣體產物從熱解室出口流出。通過預實驗發現，熱解室與氣化室內氣量及噴嘴與氣化爐匹配等對爐內顆粒流動特性有重要的影響。為此本文采用實驗與數值計算相結合的方法對冷態分級氣化爐內多相流動進行研究，分析分級氣流床氣化爐中顆粒速度分布和濃度分布特性，考察熱解室和氣化室內氣量及噴嘴與爐體匹配對氣化爐出口顆粒流量分配的影響。

1 實驗裝置及實驗流程

實驗裝置如圖1 所示，分級氣流床氣化爐冷模裝置的高H=1300 mm，爐膛直徑D=280 mm，氣化爐頂部和底部出口直徑均為100 mm。高徑比h/D＞2.14為氣化爐熱解室，熱解噴嘴位于h/D=3.03處；高徑比h/D＜2.14 為氣化爐氣化室，氣化噴嘴位于h/D=1.07 處。熱解室和氣化室均設置4 個出口直徑為10 mm的噴嘴。為了實現熱解室內顆粒自流進入氣化室，熱解噴嘴下偏轉角γ=15°，左偏轉角θ=0°，形成向下旋流流場，熱解噴嘴出口至射流交匯處的距離X=1.035R；為了強化混合，同時促進底部渣口排渣，氣化室內噴嘴水平對置安裝，形成撞擊流場。實驗固體顆粒采用密度為2490 kg∕m3的玻璃微珠，采用Mastersizer2000 激光粒度分析儀測量顆粒粒徑分 布 為63～178 μm，且 滿 足Rosin-Rammler 分布[21-22]，其中平均粒徑為108 μm，分布參數為6.1。采用的顆粒松弛特性與工業氣化爐中煤焦顆粒松弛特性相當。

圖1 氣化爐構體示意圖Fig.1 Schematic diagram of gasifier structure

實驗流程如圖2 所示，由鼓風機提供的空氣經流量計調節后，通過對應噴嘴進入熱解室和氣化室。玻璃微珠顆粒從料倉通過變頻螺桿給料機計量后進入熱解噴嘴，由通過熱解噴嘴的氣流攜帶噴入氣化爐。進入熱解室的顆粒在爐內強湍流作用下彌散運動，顆粒最終從氣化室出口或熱解室出口流出。使用PV6M 顆粒速度測量儀對爐內顆粒的速度和濃度進行測量。

圖2 實驗流程圖1—鼓風機;2—氣體閥門;3—轉子流量計;4—顆粒料倉;5—顆粒給料機;6—熱解噴嘴;7—氣化噴嘴;8—熱解室出口;9—氣化室出口;10—氣化爐;11—探針;12—PV6M顆粒速度測量儀;13—計算機Fig.2 Experiment process 1—blower;2—valve;3—rotameter;4—silos;5—feeder;6—P-nozzle;7—G-nozzle;8—P-exit;9—G-exit;10—gasifier;11—probe;12—PV6M particle velocimeter;13—computer

PV6M 顆粒速度測量儀是一種用于測量固體顆粒速度的多相流檢測儀器[23-24]，其測量原理是應用光導纖維陣列探頭檢測與運動顆粒特性相關的反射光信號，因此，要求測量顆粒的球形度較好，且直徑小于1 mm。用于測量顆粒速度時，其原理為計算顆粒通過兩通道時的延遲時間τ，已知兩通道間距W，則該距離內的平均速度V=W∕τ。該儀器還可以用于測量顆粒的相對濃度或者空隙率。對空床條件下的電壓信號標定為零，滿床條件下電壓信號標定為滿量程，測量中的電壓信號則表示相對濃度的大小。為了保證測量結果的準確性，采樣頻率為100 kHz，且連續測量三次。

2 數值模擬

2.1 湍流模型

實驗采用常溫常壓空氣為氣相介質，并用雷諾平均Navier-Stokes(N-S)方程對爐內氣相流動進行描述。爐內為旋流與撞擊流并存的復雜流場，根據文獻報道[25-28]和模型測試，選用Realizablek-ε模型對雷諾平均后的N-S方程進行封閉。Realizablek-ε模型輸運方程為

2.2 顆粒運動方程

采用拉格朗日坐標系中的隨機軌跡模型來跟蹤質點運動[29-30]。顆粒受力方程如式（3）。

式中，等式右邊第一項表示由阻力引起的加速度；第二項計算重力和浮力的影響；Fx表示附加項，包括虛擬質量力和壓力梯度力。其中FD計算方程[29]如式(4)。

2.3 計算網格與邊界條件

對分級氣流床氣化爐進行三維建模與離散，幾何尺寸與實驗一致，使用ANSYS FLUENT 軟件對分級氣化爐進行數值模擬計算。氣化爐為軸對稱結構，由于湍流強度大，流場復雜，存在爐內局部流場非對稱現象，但爐內流場在整體上仍呈現對稱趨勢，故建模選取1∕4 的爐體，并采用周期性邊界條件，以減少計算量。由于噴嘴與氣化爐尺寸相差較大，在噴嘴附近進行局部加密。為了驗證網格數量與計算精度的關系，進行了網格無關性驗證，如圖3所示。從圖中可以看出，當網格數量大于22 萬個時，氣化爐下出口顆粒速度分布基本不變，為此本文網格數量取33 萬個，氣化爐計算網格剖面如圖4所示。氣化爐壁面選用彈性碰撞，氣固兩相入口均為質量入口，熱解室與氣化室出口為壓力出口；對于離散相，顆粒尺寸分布滿足Rosin-Rammler 分布，顆粒跟蹤數目為6000個。

圖3 網格無關性驗證Fig.3 Grid independence verification

圖4 氣化爐計算網格剖面圖Fig.4 Simulation grid profile of gasifier

3 結果與討論

為了研究分級氣流床氣化爐內顆粒速度、濃度及熱解室與氣化室出口顆粒流出量分布，在保持總進氣量一定的條件下，設置三種熱解室與氣化室進氣量分配比，實驗工況見表1。

表1 實驗工況Table 1 Experimental conditions

分級氣流床氣化爐的特點是將煤的熱解過程與氣化過程進行解耦，在熱解室經過熱解后的煤焦顆粒進入氣化室發生氣化反應，同時制備富含甲烷的熱解氣與富含CO 和H2的合成氣。圖5 給出在熱解室與氣化室進氣量比α=1∶4 時氣化爐內顆粒速度、濃度分布。在熱解室內，顆粒由熱解噴嘴噴入，于射流交匯處撞擊，形成下旋流場區域。顆粒跟隨射流發展加速，在碰撞后速度降低。碰撞后的顆粒被折射流攜帶，大部分向下流動進入氣化室，小部分在熱解室上部彌散，最終從頂部出口流出。在氣化室內，顆粒被氣化噴嘴噴入的高速氣流卷吸，在射流交匯處發生碰撞，形成兩股方向相反的折射流。在射流區域和折射流區域，顆粒速度較高。大部分顆粒在湍流作用和重力作用下沿氣化室壁面向下流動，富集于氣化爐下部，從氣化室出口流出。從上述顆粒運動特性可以看出，該工況下從熱解噴嘴噴入的顆粒大部分穿過熱解段后進入氣化室，有利于熱解與氣化反應的進行。

圖5 進氣量比α=1∶4時顆粒速度、濃度分布Fig.5 Particle velocity,concentration distribution at inlet air ratio α=1∶4

3.1 顆粒速度分布

圖6給出了氣化爐內軸線顆粒速度模擬值和實驗值，從圖中可以看出實驗數據與模擬數據基本吻合，大部分數據相對偏差小于5%。由于氣化爐內顆粒速度具有方向性，規定顆粒向重力方向運動時速度為正，反重力方向運動時速度為負。顆粒從熱解噴嘴噴入后，在射流交匯處發生撞擊，形成下旋流場，顆粒在復雜流場作用下布滿整個爐膛。在熱解室上部(2.80＜h∕D＜4.60)，顆粒向上運動，速度為負值，隨高度增加，折射流發展，顆粒速度先增大后減小。在h∕D=3.90 處，爐膛直徑漸縮，氣速增加，顆粒速度隨之發生再增大的現象。在1.00＜h∕D＜2.80 區域內，由于熱解室向下運動的折射流與氣化室向上運動的折射流發生撞擊，顆粒跟隨折射流發展先加速后減速，在碰撞區域速度降為零并發生回流與返混現象。在0＜h∕D＜1.00 區域內，顆粒向下運動，速度隨折射流發展先增大后減小。從整體上看，不同進氣量比條件下顆粒速度在軸線上的分布趨勢相似，氣化室進氣量越大，顆粒速度在曳力作用下達到的峰值越高。

圖6 氣化爐內軸線顆粒速度分布Fig.6 Axial particle velocity distribution in the gasifier

熱解噴嘴沿軸線方向顆粒速度分布如圖7 所示，其中x∕X為沿噴嘴軸線的無量綱長度。圖7(a)給出噴嘴軸線方向上顆粒速度模擬實驗數據對比，從中可以看出模擬數據與實驗數據分布趨勢類似，但模擬值要高于實驗值。顆粒從熱解噴嘴(x∕X=±1.0)噴入爐膛后，在高速氣流加速作用下，顆粒速度迅速增大，于x/X=±0.85處達到最大值。隨后由于射流卷吸導致氣流速度降低，在氣流曳力的作用下，顆粒速度逐漸降低，并在碰撞中心(x∕X=0)有最小值。熱解室進氣量越大，整體顆粒速度越大。對模擬數據與實驗數據分別進行無量綱化得到圖7(b)，從中可以看出，無量綱化后的顆粒射流實驗曲線與模擬曲線存在相似的速度分布剖面，且速度衰弱規律基本相同，說明速度分布具有自模性[23,31]。

圖7 熱解噴嘴軸線顆粒速度分布Fig.7 Particle velocity distribution along the pyrolysis chamber nozzle axis

圖8給出氣化爐內不同截面（熱解室上部空間、氣化室上部空間和氣化室下部空間）徑向顆粒速度分布。在熱解室上部（h∕D=3.39）截面徑向顆粒速度分布如圖8(a)所示，顆粒被折射流攜帶向上運動，顆粒速度在截面中心(r/R=0)處有最大值，向周圍遞減并于近壁面處降為零，回流現象不明顯。圖8(b)為氣化室上部(h∕D=1.79)截面徑向顆粒速度分布。由于氣化室內四股射流撞擊，在爐內形成上升和下降的撞擊折射流股，使得該截面中心區域顆粒向上運動，邊壁顆粒向下運動。從圖中可以發現顆粒速度在截面中心處有峰值（負值），并沿徑向逐漸增大，于近壁面處(r/R=±0.8)降為零；爐內有明顯回流現象，近壁面區域顆粒向下流動，且越靠近壁面顆粒速度越大。圖8(c)給出氣化室下部(h∕D=0.54)截面徑向顆粒速度分布，可以看出其分布規律與氣化室上部空間剛好相反，即中心區域顆粒向下運動，且在截面中心處達到最大值；邊壁區域顆粒回流向上運動，且回流顆粒速度在壁面達到最大值。三個截面徑向速度分布相似，皆表現出中心高、邊壁低的特征，且在近壁面處出現回流現象。這是由于截面中心區域氣速高，在曳力作用下顆粒速度大；近壁面區域由于回流導致顆粒運動方向與中心區域相反。在熱解室上部空間，熱解噴嘴進氣量越大，顆粒速度峰值越高；在氣化室上部空間和下部空間，氣化噴嘴進氣量越大，徑向速度峰值越大，回流現象越明顯。

圖8 氣化爐內不同截面徑向顆粒速度分布Fig.8 Radial particle velocity distribution in different planes in the gasifier

3.2 顆粒濃度分布

圖9給出氣化爐內軸線上顆粒濃度分布模擬值與實驗值，其中C∕Cmax表示相對于濃度最大值的無量綱濃度。從圖中可以看出，軸線顆粒濃度在熱解室四股顆粒流交匯處(h∕D=2.70)有最大值。在復雜流場的作用下，顆粒迅速布滿爐膛，軸線顆粒濃度迅速降低。在h∕D=1.00 處，氣化噴嘴噴入的四股氣流在此處碰撞。顆粒受到強湍流作用下的卷吸，跟隨氣流在中心處匯集，因此此處顆粒濃度較大，隨著碰撞后的折射流發展濃度逐漸降低。在0＜h∕D＜0.70 區域內，隨高度降低，顆粒濃度升高，這是由于氣化室出口口徑漸縮，顆粒在氣化室出口附近發生匯集現象。在熱解室中，隨著熱解室進氣量的增大，碰撞處顆粒濃度減小。這是由于相同顆粒流量下，熱解噴嘴進氣量越大，顆粒速度越快，顆粒濃度越低。在氣化室中，氣化噴嘴進氣量增加，顆粒卷吸作用更加明顯，碰撞處顆粒濃度增大。

圖9 氣化爐內軸線顆粒濃度分布Fig.9 Axial particle concentration distribution in the gasifier

圖10 給出氣化爐內不同截面(熱解室上部空間和氣化室下部空間)徑向顆粒濃度分布。熱解室上部(h∕D=3.75)截面徑向顆粒濃度分布如圖10(a)所示，顆粒濃度整體呈現中心高，邊壁低的特征。這是由于在熱解室上部，上升氣流夾帶顆粒克服重力作用向上運動，中心區域(-0.8＜r/R＜0.8)上升氣流速度快，湍流強度大，攜帶顆粒數量多，近壁面區域氣速較低，難以攜帶顆粒向上運動。在氣化室內，由于曳力作用和重力作用，顆粒沿壁面流動并在氣化室下部形成富集，故在氣化室下部(h∕D=0.54)截面中心區(-0.8＜r/R＜0.8)顆粒濃度較低且分布均勻，在近壁面處(r/R=±0.8)顆粒濃度開始增加，在壁面處達到最大值，整體呈“U”形分布，這一現象可以在圖10(b)中得到體現。在熱解室上部，熱解噴嘴與氣化噴嘴進氣量比α=1∶3 時，截面中心區域顆粒濃度峰值最大。在氣化室下部，熱解噴嘴與氣化噴嘴進氣量比α=1∶4時，壁面顆粒濃度峰值最大。

圖10 氣化爐內不同截面徑向顆粒濃度分布Fig.10 Radial particle concentration distribution in different planes in the gasifier

圖11 給出氣化爐內壁面顆粒濃度分布模擬值與實驗值，從圖中可以看出，由于爐內中心區湍流強度大，近壁面區域湍流強度小，顆粒在湍流作用與重力作用下沿氣化爐壁面向下流動，在氣化室壁面富集，總體呈現下部稠密上部稀疏的特征。其中2.10＜h∕D＜2.80 區域內，壁面顆粒濃度出現“凸起”狀變化。這是因為熱解室向下的折射流與氣化室向上的折射流在此區域內發生碰撞，碰撞后產生渦旋，攜帶顆粒涌向壁面，故此處顆粒濃度升高。不同進氣量比條件下，壁面顆粒濃度分布大致相同。

圖11 氣化爐內壁面顆粒濃度分布Fig.11 Particle concentration distribution on the inner wall of the gasifier

3.3 氣化爐出口顆粒流量分配

在分級氣化爐內，由于氣化室進氣量及產氣量比熱解室大，熱解后的煤焦顆粒難以進入氣化室進行氣化反應，而是跟隨熱解氣體產物從熱解室出口流出，故研究熱解室與氣化室進氣量之比對氣化爐出口顆粒流出量分配的影響，對于實現分級氣化爐的安全穩定運行具有重要意義。圖12 給出熱解噴嘴下偏轉角γ=15°及左偏轉角θ=0°時，不同進氣量比條件下氣化爐出口顆粒流量分配情況，其中β表示熱解室出口顆粒流量占總顆粒流量的比例，從圖中可以看出，模擬結果與實驗結果基本吻合。隨著熱解室進氣量的增加，β先減小后增大，即熱解室出口顆粒流出量占比先減小后增大。當進氣量比α=1∶4 時，β有最小值0.0341，熱解室出口顆粒流出量最小，約有3.4%的顆粒從熱解室出口流出。大部分顆粒能夠從熱解室流入氣化室，最終從氣化室出口流出。

圖12 不同進氣量比氣化爐出口顆粒流量分配Fig.12 Particle outflow distribution in different exits at different inlet air ratio

氣化爐噴嘴特性同樣會對爐內顆粒流動產生重要影響，改變熱解噴嘴角度，顆粒流噴入角度隨之發生改變，顆粒流在爐膛內部產生碰撞或者旋流區域，進而對熱解室出口和氣化室出口的顆粒流出量分配造成影響。構建不同熱解噴嘴角度的氣化爐模型（其模型角度如表2所示）研究兩出口顆粒流量分配。

表2 模擬工況Table 2 Simulated conditions

圖13表示在進氣量比固定(α=1∶4)條件下，對不同熱解噴嘴偏轉角度的模型進行數值模擬，所得到的氣化爐出口顆粒流量分配情況。圖13(a)給出當熱解噴嘴左偏轉角θ=0°時，不同下偏轉角度對顆粒流出量分布的影響，可以看出，隨著下偏轉角的增大，熱解室出口顆粒流量占比β減小。下偏轉角度越大，從熱解室出口流出的顆粒越少。圖13(b)給出在熱解噴嘴下偏轉角γ=15.0°時，不同左偏轉角對顆粒流出量分布的影響，從圖中可見，隨著左偏轉角度的增大，熱解室出口顆粒流量占比β減小，即熱解室出口顆粒流出量減少。當左偏轉角度θ達到12°時，熱解室出口顆粒流出量幾乎為零。

圖13 不同熱解噴嘴角度兩出口顆粒流出量分配Fig.13 Particle outflow distribution in different exits at different pyrolysis chamber nozzle angles

在分級氣化爐內，撞擊流與旋流并存，湍流強度大、流場復雜，顆粒特性同樣會對氣化爐出口顆粒流量分配產生重要影響。在進氣量比α=1∶4，熱解噴嘴下偏轉角γ=15.0°、左偏轉角θ=0°工況下，保持顆粒密度與顆粒流量不變，僅改變平均粒徑，所得熱解室出口與氣化室出口顆粒流出分配情況如圖14所示，可以看出，隨著平均粒徑的增大，熱解室出口流量占比β呈指數式下降，當平均粒徑dpm=200 μm時，顆粒近乎全部從氣化室出口流出。

圖14 不同平均粒徑兩出口顆粒流出量分配Fig.14 Particle outflow distribution in different exits at different mean particle diameter

在分級氣化爐內，顆粒在曳力與重力作用下從不同的出口流出，顆粒的Stokes 數反映了多相流中顆粒對流場的響應程度。Stokes 數方程如式(5)所示。

式中，氣相黏度μg=1.7894 kg∕(m·s)；特征高度L取爐體高度1.3 m；氣相速度ug取爐內平均氣速0.902 m∕s。

圖15 給出在不同顆粒粒徑與顆粒密度下所得Stokes數與熱解室顆粒流量占比β的關系。如圖所示，不同工況下求得的顆粒Stokes 數均小于1，即氣流對顆粒運動的影響較大。當顆粒粒徑dp=108 μm 時，顆粒密度增大，顆粒Stokes 數增大，顆粒受氣流影響減弱，熱解室上部上升氣流攜帶顆粒能力降低，熱解室出口顆粒占比呈現指數式下降。當顆粒密度ρp=2490 kg∕m3時，顆粒粒徑增大，顆粒Stokes 數增大，顆粒在熱解室上升氣流攜帶下從熱解室出口流出占比降低。從圖中可以看出，同一Stokes 數時，改變不同顆粒特性，兩條顆粒流出占比曲線基本吻合。在分級氣流床氣化爐中，St＜0.1時，氣流對顆粒運動影響作用較大，且隨著顆粒Stokes 數的增大，熱解室出口顆粒流出占比急劇降低；St＞0.1 時，氣流對顆粒運動影響減弱，熱解室上部上升氣流攜帶顆粒能力變差，熱解室出口顆粒流出占比基本為零。

圖15 不同Stokes數兩出口顆粒流出量分配Fig.15 Particle outflow distribution in different exits at different Stokes number

4 結 論

本文提出了一種用于實現煤的分級氣化的新型氣流床氣化爐，重點考察了氣化爐內部顆粒速度分布、濃度分布及氣化爐出口顆粒流量分配，得到以下結論。

（1）氣化爐內顆粒速度分布：爐內噴嘴射流核心區，射流碰撞區和折射流發展區，顆粒速度較大；噴嘴進氣量越大，對顆粒加速越明顯；在爐內不同截面，徑向顆粒速度分布規律類似，皆為中心高、邊壁低。

（2）氣化爐內顆粒濃度分布：熱解噴嘴射流區與顆粒射流交匯處，顆粒濃度較高；熱解室上部徑向顆粒濃度中心高、邊壁低；氣化室下部徑向顆粒濃度中心低、邊壁高；總體上看，熱解室顆粒濃度低，氣化室顆粒濃度高，且在壁面富集，最終從氣化室出口流出。

（3）氣化爐兩出口顆粒流量分配：氣化爐總進氣量不變，在不同進氣量比條件下，隨著熱解室進氣量增大(氣化室進氣量減小)，熱解室出口顆粒流出量先減少后增加；保持熱解室與氣化室進氣量比不變，熱解噴嘴下偏轉角越大，熱解室出口顆粒流出量越少；固定熱解噴嘴下偏轉角不變，左偏轉角越大，熱解室出口顆粒流出量越少；顆粒的Stokes數對顆粒的流量分配有重要影響，顆粒Stokes數增大，氣流對顆粒運動影響作用減弱，熱解室上部上升氣流攜帶顆粒能力變差，熱解室出口顆粒流出占比降低。

符 號 說 明

C——顆粒相對濃度

CD——阻力系數

Cmax——顆粒相對濃度最大值

D——氣化爐爐膛直徑，mm

d——直徑，m

dpm——平均粒徑，μm

Gb——由于浮力產生的湍流動能，J∕（m3·s）

Gk——由于速度梯度產生的湍流動能，J∕（m3·s）

g——重力加速度，m∕s2

H——氣化爐高度，mm

h∕D——氣化爐無量綱高度

k——湍流動能，J∕kg

L——特征高度，m

R——氣化爐截面半徑，mm

Re——相對Reynolds數

r/R——無量綱半徑

Sk——自定義湍流動能，J∕（m3·s）

Sε——自定義湍流動能耗散率，J∕（m3·s2）

St——Stokes數

u——速度，m∕s

X——熱解噴嘴至射流交匯處距離，mm

x∕X——沿熱解噴嘴軸線無量綱長度

YM——可壓縮湍流中脈動膨脹對總耗散率的貢獻,J∕（m3·s）

α——熱解室與氣化室進氣量之比

β——熱解室與氣化室出口顆粒流出質量之比

γ——熱解噴嘴下偏轉角，(°)

ε——湍流動能耗散率，J∕（kg·s）

θ——熱解噴嘴左偏轉角，(°)

μ——動力黏度，Pa·s

ν——運動黏度，m2∕s

ρ——密度，kg∕m3

σ——湍流Prandtl數

下角標

g——氣相

p——顆粒相