0 引言
Table 1 Numerical simulation studies on typical fixed bed gasification表1 典型固定床气化数值模拟研究 |
| 固定床类型 | 原料 | 模拟方法 | 空间尺度 | 文献 |
|---|---|---|---|---|
| 上吸式 | 生物质 | DEM | 2D | [6] |
| 生物质 | — | 1D | [8] | |
| 生物质 | TFM | 2D | [12] | |
| 煤 | TFM | 2D | [13] | |
| 下吸式 | 生物质 | DPM | 2D | [14] |
| 生物质 | DPM | 2D | [15] | |
| 生物质 | DPM | 2D | [16] |
目前只有少数研究直接在三维尺度上模拟固定床整体物理场气化,大多数研究仅限于二维尺度且对气化过程进行了较大简化。同时,现有研究使用较多的双流体模型（two fluid model, TFM）和离散相模型（discrete phase model, DPM）等方法采用了大量建模假设,TFM方法将离散相视为拟流体,无法考察单个颗粒的运动与参与化学反应的过程;DPM方法将离散相视为质点,无法实现固废颗粒的有效堆积,两者均具有较大局限性。因此,利用新方法建立适合固定床气化的三维计算流体力学（computational fluid dynamics, CFD）数值模型,对于完善数值模拟方法在固定床气化方面的应用以及对新型气化反应器的改进与优化十分关键。
针对以上研究内容存在的不足,本研究创新地采用计算流体力学-稠密离散相模型（computational fluid dynamics-dense discrete phase model, CFD-DDPM）与相关气化计算模型相耦合,设计颗粒堆料模拟固定床气化的方法,在三维尺度上对一种自主设计的新型蓄热式固定床气化装置中的木质生物质类型固废气化过程进行模拟计算,解决以往研究中数值计算模型难以全面考察固废气化过程以及模拟尺度存在局限的问题。在前期研究[17]的基础上对前处理设置进行了改进,成功复现了气化过程中的准稳态阶段,实现了对气化过程关键阶段的模拟计算,对新型气化装置的运行进行了合理分析,丰富了固定床气化领域数值模拟计算的方法。
1 数值计算模型
1.1 气化装置结构
气化装置主要由气化炉、蓄热系统和供风系统组成。气化炉形制为上吸式,炉体呈圆柱形,内径150 mm,高约1 000 mm,包括上料斗、进料螺旋、燃气出口、宝塔式炉排、灰室。上料斗位于炉体顶端,燃气出口位于炉体顶部侧面,炉排与灰室位于炉体底部;蓄热系统包括位于气化炉下部的环形蓄热腔室,腔室内填充有蓄热材料;供风系统包括鼓风机和位于环形蓄热腔室内的供风盘管;其余已配备的辅助构件包括输运气体所需的管路,监测气化炉内以及管路关键节点处温度与压力的热电偶、压力计,风机、流量计、小型燃烧室、电箱和控制终端等,气化装置示意图如图1所示。
Fig. 1 Gasification device schematic diagram: (a) whole system; (b) gasifier图1 气化装置示意图：（a）整体系统;（b）气化炉 |
Fig. 2 Working principle of gasification device: (a) flow chart; (b) thermal energy storage feedback-temperature control link图2 气化装置工作原理：（a）工作流程;（b）蓄热部分反馈-控温环节 |
Table 2 Industry analysis and elemental analysis of woody biomass solid waste raw material表2 木质生物质固废原料工业分析和元素分析 |
| 工业分析/% | 元素分析/% | ||||
|---|---|---|---|---|---|
| 挥发分 | 固定碳 | 灰分 | C | H | N |
| 82.951 | 16.677 | 0.372 | 48.00 | 6.35 | 0.02 |
原料灰分极少,模拟中将不考虑灰分的影响;元素分析测得原料中N含量仅为0.02%,可忽略不计,即认为原料中只含C、H、O（其中O含量为45.65%）三种元素。则本固废原料完全燃烧的原料质量与所需气化剂（空气）质量比为1∶6.34。本装置设计原料处理量为3 ~ 5 kg/h,本研究取3.6 kg/h,即0.001 kg/s,相应的过量空气系数对应的气化剂流率依此算出。
1.2 数学模型
1.2.1 网格划分
采用CFD-DDPM模型将气化炉几何模型简化为一圆柱形筒体,采用结构化网格对气化炉进行网格划分,在保留气化炉重要几何特征的同时规避了网格质量差的风险。
炉体上部设置一扇形合成气压力出口,炉底为气化剂质量流量入口,炉膛底部（0.126 m）至约0.4 m处外壁设置为蓄热壁面。为验证研究中所用网格在数值计算中的准确性和精确性,进行了网格数量敏感性分析。将气化炉分为三个不同尺寸的网格（小尺寸网格数为360 000,中等尺寸网格数为155 100,大尺寸网格数为32 967）,计算流速随炉膛高度的变化,结果如图3所示,三套网格的流速几乎保持不变,证明了网格划分的合理性。本研究选择尺寸最大的网格进行计算。
Fig. 3 The variation of fluid velocity with device height in meshes of different sizes图3 不同尺寸网格中流体流度随装置高度的变化 |
网格模型总计32 967个网格,35 608个节点,101 340个网格面,最小网格质量0.84,远大于网格质量的最小阈值（0.3左右）,可以很好地完成气化过程的计算。气化炉网格划分如图4所示,网格尺寸在5 ~ 15 mm左右。
Fig. 4 Gasifier meshing: (a) global meshing; (b) local meshing图4 气化炉网格划分：（a）整体划分;（b）局部划分 |
1.2.2 连续相数学模型
（1）质量守恒
$\frac{\partial }{\partial t}\left( {{\varepsilon }_{\text{f}}}{{\rho }_{\text{f}}} \right)+\nabla \cdot \left( {{\varepsilon }_{\text{f}}}{{\rho }_{\text{f}}}{{{\vec{u}}}_{\text{f}}} \right)={{S}_{\text{m}}}$ (1)
式中：t为时间,s;εf为流体体积分数;ρf为流体密度,kg/m3;${{\vec{u}}_{\text{f}}}$为流体速度,m/s;Sm为流体与颗粒间的质量传递速率,kg∙m-3∙s-1。
（2）动量守恒
$\begin{align} & \frac{\partial }{\partial t}\left( {{\varepsilon }_{\text{f}}}{{\rho }_{\text{f}}}{{{\vec{u}}}_{\text{f}}} \right)+\nabla \cdot \left( {{\varepsilon }_{\text{f}}}{{\rho }_{\text{f}}}{{{\vec{u}}}_{\text{f}}}{{{\vec{u}}}_{\text{f}}} \right)=-{{\varepsilon }_{\text{f}}}\nabla p+ \\ & \nabla \cdot \left( {{\varepsilon }_{\text{f}}}{{{\bar{\bar{\tau }}}}_{\text{f}}} \right)+{{\varepsilon }_{\text{f}}}{{\rho }_{\text{f}}}\vec{g}+{{K}_{\text{sf}}}\left( {{{\vec{u}}}_{\text{s}}}-{{{\vec{u}}}_{\text{f}}} \right)+{{S}_{\text{mom}}} \\ \end{align}$ (2)
式中：p为流体压力,Pa;${{\bar{\bar{\tau }}}_{\text{f}}}$为偏应力张量,kg∙m-1∙s-2;$\vec{g}$为重力加速度,m/s2;Ksf为流体与颗粒间相互作用的曳力系数,kg∙m-3∙s-1;${{\vec{u}}_{\text{s}}}$为颗粒速度,m/s;Smom为包含颗粒与流体相互传递质量造成的动量改变,kg∙m-2∙s-2。
（3）能量方程
$\begin{align} & \frac{\partial }{\partial t}\left( {{\varepsilon }_{\text{f}}}{{\rho }_{\text{f}}}{{H}_{\text{f}}} \right)+\nabla \cdot \left( {{\varepsilon }_{\text{f}}}{{\rho }_{\text{f}}}{{{\vec{u}}}_{\text{f}}}{{H}_{\text{f}}} \right)={{\varepsilon }_{\text{f}}}\frac{\partial p}{\partial t}+{{{\bar{\bar{\tau }}}}_{\text{f}}}:\nabla {{{\vec{u}}}_{\text{f}}}+ \\ & \ \ \ \ \ \ \nabla \cdot \left( {{\varepsilon }_{\text{f}}}{{\lambda }_{\text{f}}}\nabla {{T}_{\text{f}}} \right)+\underset{i=1}{\overset{m}{\mathop \sum }}\,\left[ {{h}_{\text{f,}}}_{i}{{A}_{\text{s}}}\left( {{T}_{\text{s}}}-{{T}_{\text{f}}} \right) \right]+{{S}_{\text{en}}} \\ \end{align}$ (3)
式中：Hf为流体的焓,kJ/kg;λf为导热系数,kJ∙m-2∙K-1∙s-1;hf,i为颗粒与流体组分i间的传热系数,kJ∙m-5∙K-1∙s-1;As为颗粒表面积,m2;Ts为颗粒温度,K;Tf为流体温度,K;Sen为流体中由于化学反应及辐射产生或吸收的热量,kJ∙m-3∙s-1。
（4）组分输运方程：
$\begin{align} & \frac{\partial }{\partial t}\left( {{\varepsilon }_{\text{f}}}{{\rho }_{\text{f}}}{{Y}_{j}} \right)+\nabla \cdot \left( {{\varepsilon }_{\text{f}}}{{\rho }_{\text{f}}}{{{\vec{u}}}_{\text{f}}}{{Y}_{j}} \right)= \\ & \nabla \cdot \left( {{\varepsilon }_{\text{f}}}{{\rho }_{\text{f}}}{{D}_{\text{eff,f}}}\nabla {{Y}_{j}} \right)+{{S}_{j\text{,hom}}}+{{S}_{j\text{,hete}}} \\ \end{align}$ (4)
式中：Yj为流体中组分j的质量分数;Deff,f为质量扩散系数;Sj,hom为组分j均相反应的组分质量交换,kg∙m-3∙s-1;Sj,hete为组分j异相反应的组分质量交换,kg∙m-3∙s-1。
1.2.3 离散相数学模型
动量守恒
${{m}_{\text{s}}}\frac{\text{d}{{{\vec{u}}}_{\text{s}}}}{\text{d}t}={{m}_{\text{s}}}\vec{g}+{{V}_{\text{s}}}{{K}_{\text{fs}}}\left( {{{\vec{u}}}_{\text{f}}}-{{{\vec{u}}}_{\text{s}}} \right)+{{\vec{F}}_{\text{s}}}+{{\vec{F}}_{\text{other}}}$ (5)
式中：${{m}_{\text{s}}}$为颗粒质量,kg;${{V}_{\text{s}}}$为颗粒体积,m3;Kfs为颗粒与流体间相互作用的曳力系数;${{m}_{\text{s}}}\vec{g}$表示重力;${{V}_{\text{s}}}{{K}_{\text{fs}}}\left( {{{\vec{u}}}_{\text{f}}}-{{{\vec{u}}}_{\text{s}}} \right)$表示流体与颗粒间相互作用力;${{\vec{F}}_{\text{s}}}$为颗粒间作用力;${{\vec{F}}_{\text{other}}}$为剩余形式的粒子力,如压力梯度力、虚拟质量力等。本研究中颗粒基本处于静止状态,颗粒密度远大于流体密度,颗粒额外受力${{\vec{F}}_{\text{other}}}$影响极小,因此不考虑这些力的影响[20]。
颗粒升温后,经历水分蒸发、挥发分热解及焦炭还原的过程。当颗粒温度高于373.15 K时,含有水分的颗粒水分蒸发。颗粒热解过程可表示为：
$生物质(干燥)\to a{{\text{H}}_{\text{2}}}+b\text{C}{{\text{H}}_{\text{4}}}+c\text{C}{{\text{O}}_{\text{2}}}+d\text{CO}+\text{C}\left( \text{s} \right)$ (6)
Table 3 Mass fraction of volatile species表3 挥发分各组分质量分数 |
| 组分 | 质量分数/% |
|---|---|
| H2 | 2.225 |
| CH4 | 18.850 |
| CO | 37.650 |
| CO2 | 41.275 |
热解反应速率采用单步反应速率[26]进行计算：
$-\frac{\text{d}{{m}_{\text{s}}}}{\text{d}t}={{k}_{\text{pyro}}}\left[ {{m}_{\text{s}}}-\left( 1-{{f}_{\text{v,0}}} \right)\left( 1-{{f}_{\text{w,0}}} \right){{m}_{\text{s,0}}} \right]$ (7)
式中：fv,0为挥发分质量分数;fw,0为水分质量分数;ms,0为颗粒初始质量,kg;kpyro为热解反应速率常数。
动力学速率可表示为[26]：
${{k}_{\text{pyro}}}={{A}_{\text{pyro}}}\exp \left( -\frac{{{E}_{\text{pyro}}}}{R{{T}_{\text{p}}}} \right)$ (8)
式中：Apyro和Epyro分别为热解反应的指前因子与活化能,取值参考文献[27],其中Apyro = 5 × 106 s-1,Epyro = 1.2 × 108 J/kmol。
$\frac{\partial {{m}_{\text{c}\left( \text{s} \right)}}}{\partial t}=-{{A}_{\text{s}}}{{Y}_{j\text{,f}}}\frac{R{{\rho }_{\text{f}}}{{T}_{\text{f}}}}{{{M}_{j}}}\frac{{{k}_{j}}{{k}_{\text{diff,}}}_{j}}{{{k}_{j}}+{{k}_{\text{diff,}}}_{j}}$ (9)
焦炭异相表面反应速率由与颗粒表面气体扩散速率相关的扩散反应速率和与温度相关的动力学反应速率两个反应速率控制。
其中,扩散反应速率为[28]：
${{k}_{\text{diff, }j}}={{C}_{j}}\frac{{{\left[ 0.5\left( {{T}_{\text{s}}}+{{T}_{\text{f}}} \right) \right]}^{0.75}}}{{{d}_{\text{s}}}}$ (10)
式中：Cj为扩散速率常数,取值为5 × 10-12 s∙K-0.75[26];ds为颗粒直径,m。
动力学反应速率为：
${{k}_{j}}={{A}_{\text{hete}}}{{T}_{\text{s}}}\text{exp}\left( -\frac{{{E}_{\text{hete}}}}{R{{T}_{\text{s}}}} \right)$ (11)
异相反应考虑焦炭与CO2、H2O的反应,其指前因子Ahete与活化能Ehete取值如表4所示。
Table 5 Homogeneous phase reaction parameters表5 均相反应参数 |
| 反应 | Ahomo/(kmol/m3) | Ehomo/(J/kmol) |
|---|---|---|
| CO + H2O → CO2 + H2 | 2.780 × 103 | 1.260 × 107 |
| CO2 + H2 → CO + H2O | 9.590 × 104 | 4.660 × 107 |
| CH4 + H2O → 3H2 + CO | 3.000 × 108 | 1.260 × 108 |
| CO + 0.5O2 → CO2 | 3.987 × 1014 | 1.674 × 108 |
| CH4 + 2O2 → CO2 + 2H2O | 1.585 × 1013 | 2.025 × 108 |
| H2 + 0.5O2 → H2O | 1.995 × 1012 | 1.092 × 108 |
1.3 前处理设置
Table 6 Particles basic parameter settings表6 颗粒基础参数设置 |
| 颗粒种类 | 含水率/% | 挥发分含量/% | 初始温度/K | 释放时刻/s |
|---|---|---|---|---|
| 固废1 | 0 | 30.0 | 773.15 | 0.2 |
| 固废2 | 0 | 60.0 | 625.15 | 0.4 |
| 固废3 | 0 | 83.0 | 500.15 | 0.6 |
| 固废4 | 10 | 74.7 | 400.15 | 0.8 |
| 焦炭 | 0 | 0.0 | 1 173.15 | 0.0 |
Fig. 5 Particles in the form of a fixed bed filling the furnace (localized enlargement on the right)图5 颗粒呈固定床形式填充炉内（右侧为局部放大图） |
Table 7 Model and parameter settings表7 模型及参数设置 |
| 相关模型及参数 | 模型选择及参数取值 |
|---|---|
| 湍流模型 | Realizable k-ε |
| 辐射模型 | Discrete Ordinates (DO) |
| 蓄热部分壁面温度/K | 1 000 |
| 流体时间步长/s | 2 × 10-4 |
| 离散相时间步长/s | 2 × 10-5 |
2 结果与讨论
2.1 流速及压力特征
Fig. 6 Cloud diagrams of velocity distribution under different excess air coefficients at 45 s图6 45 s时不同过量空气系数下流速分布云图 |
Fig. 7 Velocity distribution at different times图7 不同时刻流速分布 |
Fig. 8 Cloud diagrams of gas pressure distribution under different excess air coefficients at 45 s图8 45 s时不同过量空气系数下气体压力分布云图 |
Fig. 9 Gas pressure distribution at different times图9 不同时刻气体压力分布 |
2.2 温度分布特征
由图10可知,不同工况下炉内温度场分布相似,上吸式固定床气化具有的干燥-热解-还原氧化分区较为清晰,从炉顶到炉底逐渐升高的温度分布基本形成,炉温在350 ~ 1 100 K之间,未出现不合理的极高温或极低温区域。
Fig. 10 Cloud diagrams of temperature distribution under different excess air coefficients at 45 s图10 45 s时不同过量空气系数下温度分布云图 |
由图11可知,炉温随着时间推移无明显变化,各工况温度曲线几乎重叠,呈现出较为统一的拐点特征。第一个拐点在约0.2 m处,此处为底部炭层与固废颗粒交界处,温度自炉底至此处迅速从约1 100 K下降至800 K左右,这是由于在炭层中大量焦炭与CO2发生还原反应吸热,而当气体进入固废颗粒区域后,焦炭数量减少,还原反应减弱,导致后续温度变化趋于平缓。第二个拐点在0.4 m处,此区间（0.2 ~ 0.4 m）大致为炭层顶部至蓄热部分与炉中上部交界,温度从800 K下降至约550 K,蓄热壁面温度较高,固废颗粒热解基本在此处进行,颗粒吸收大量热量,温度下降较快,而相比于下层还原反应区温度梯度小。第三个拐点位于0.6 m处,在0.4 ~ 0.6 m间温度下降不足50 K,此段炉壁面为绝热壁面,不具备高温的边界条件,导致颗粒热解反应速率慢,吸热速率减小。经过0.6 m处后温度梯度增大,在0.6 ~ 0.8 m范围内,温度由520 K下降至约400 K。第四个拐点在0.8 m处,此时气体已脱离颗粒区域,温度曲线平缓,无明显变化。四个拐点将炉体划分为五个不同的区间：氧化还原区（≤ 0.2 m）-快速热解区（0.2 ~ 0.4 m）-慢速热解区（0.4 ~ 0.6 m）-干燥区（0.6 ~ 0.8 m）-燃气流出区（≥ 0.8 m）。
Fig. 11 Temperature distribution at different times图11 不同时刻温度分布 |
综合而言,温度场的模拟结果符合理想情况下上吸式固定床固废气化应有的温度分布区间,较先前研究[17]更为合理。温度与流速、压力的模拟结果随时间变化均较小,实现了炉内准稳态气化,证明了本研究优化后的前处理设置成功复现了气化过程稳定持续产气的阶段。
2.3 组分分布特征
由图12可知,炉内CO质量分数随着时间的推移表现出先升高后降低的趋势,而CO2则相反。在相同时刻,CO的质量分数沿炉膛高度先升高后降低。炉底部炭层中,焦炭与CO2反应生成大量CO,同时炭层上部固废颗粒热解也生成大量CO,因此CO质量分数持续增大,并在约0.3 m处达到峰值,随后保持稳定（约40% ~ 60%）,成为炉中下部的主要气体产物。在0.7 m以上,CO质量分数明显下降（降幅约10% ~ 15%）,最终稳定在35% ~ 55%之间。下降的主要原因是水分的蒸发导致大量H2O生成,同时CO与H2O反应生成CO2。在不同的过量空气系数下,CO2质量分数呈现出随时间变化的相似规律,在计算前20 s时,CO2自炉底快速生成,在约0.225 m处达到峰值（10% ~ 25%）,随后小幅下降并保持稳定,并有小幅增长（≤ 5%）,且过量空气系数越大,增长幅度越小。而在后20 s,CO2质量分数快速增长至0.4 m处后保持平稳且小幅增长。当α = 0.1时,炉中上部CO2平均质量分数基本在10%以下,到α = 0.4时,CO2质量分数已增长至15% ~ 30%。总体而言,CO质量分数大于CO2,分别维持在35% ~ 65%及5% ~ 30%之间。在相同时刻,随着过量空气系数的增加,CO整体含量降低而CO2含量升高。
Fig. 12 The mass fraction distribution of CO and CO2 at different times under different excess air coefficients: (a-c) α = 0.1; (d-f) α = 0.2; (g-i) α = 0.3; (j-l) α = 0.4图12 不同过量空气系数下CO、CO2在不同时刻的质量分数分布：（a ~ c）α = 0.1;（d ~ f）α = 0.2;（g ~ i）α = 0.3;（j ~ l）α = 0.4 |
由图13可知,不同过量空气系数下H2的质量分数分布类似,在 ≤ 0.3 m时快速增大,之后趋于平稳,各工况均维持在2% ~ 3%之间,不同时刻变化幅度不超过1%,在 ≥ 0.8 m小幅增长（≤ 0.3%）。O2基本只存在于炉底部,0.4 m后几乎完全被消耗（≤ 1%）,过量空气系数越大,O2扩散的区域越大。CH4在 ≤ 0.3 m时快速增大,在0.7 m处小幅降低,总体维持在18% ~ 25%之间。由于水分蒸发,H2O从0.6 m处开始大量产生,直至0.8 m处到达峰值（5% ~ 7.5%）后逐渐下降。随着时间推移,相同位置处H2O质量分数逐渐下降,过量空气系数越大,H2O质量分数降幅越大。自α = 0.1 ~ 0.4,H2O质量分数降幅在3% ~ 7%左右。
Fig. 13 The mass fraction distribution of H2, CH4, H2O, and O2 at different times under different excess air coefficients: (a-c) α = 0.1; (d-f) α = 0.2; (g-i) α = 0.3; (j-l) α = 0.4图13 不同过量空气系数下H2、CH4、H2O、O2在不同时刻的质量分数分布：（a ~ c）α = 0.1;（d ~ f）α = 0.2; （g ~ i）α = 0.3;（j ~ l）α = 0.4 |
总体而言,炉中下部（0.3 ~ 0.7 m）各气体组分质量分布变化较小,而在0.7 ~ 0.8 m区间由于水分蒸发,除H2O外其余气体质量分数均小幅减少,尤其是可燃气体H2、CH4、CO均展现相似的分布特征。炉底部存在大量焦炭和O2,可燃气体进行氧化反应生成H2O及CO2,同时焦炭与H2O和CO2发生还原反应,氧化反应与还原反应区域集中于炉底部,因此在本装置中氧化区与还原区界限并不明显。各组分质量分数变化最大的区域为炉底至快速热解区（≤ 0.4 m）,固废颗粒大量析出挥发分,而在离开蓄热壁面后,颗粒缺少热量,热解过程减缓。对于本装置而言,温度及组分分布与蓄热部分关系紧密。
由图14可知,随着时间的推移,产气CO质量分数先增后降,在低过量空气系数（α ≤ 0.3）条件下维持在40% ~ 50%之间,较为稳定,而在α ≤ 0.4时则在计算后期明显下降;H2质量分数在2% ~ 3%之间;CH4质量分数在15% ~ 23%之间;CO2质量分数先降后升,浮动较大,最高达30%,最低降至10%以下;N2质量分数在低气化剂流率下较为稳定,约为10% ~ 15%,在高气化剂流率下有小幅下降,从20%缓慢降至10%,证明高气化剂流率促进了颗粒的热解;O2基本被耗尽,表明氧化反应效果明显,燃气出口几乎不含O2;H2O小幅下降,最终在5%以下。
Fig. 14 Mass fraction of outlet gas at different times图14 不同时刻出口气体质量分数 |
总体而言,过量空气系数越大,各气体组分波动越大,这与前期模拟结果[17]相同。当α ≤ 0.2时,不同过量空气系数下燃气出口组分质量分数随时间变化曲线类似;而α = 0.3时,在模拟时间的最后20 s,CO2质量分数明显增大,而在α = 0.4时,CO、CH4在模拟后15 s均出现小幅减少,CO2出现大幅增大,这表明在该工况下消耗的可燃气体质量较高,出现对气化反应不利的情况。
取50 s内不同过量空气系数下出口处H2质量分数的平均值与所有工况的总平均值,与实验结果进行比较,结果如图15所示。所有数据的误差均小于10%,其中总平均值误差小于5%,表明模拟结果与实验结果较为符合,验证了模拟结果的准确性。
Fig. 15 Comparison of H2 mass fraction and average value at the outlet with experimental average under different excess air coefficients图15 不同过量空气系数下出口处H2质量分数及平均值与实验平均值对比 |
取出口气体组分质量分数的平均值进行分析,如图16所示。在较长时间的气化过程中,发现不同过量空气系数下H2、CH4质量分数相差不多,分别维持在2.5% ~ 3%、19% ~ 20%之间。相较于前期研究[17]的模拟结果,两者的质量分数均有一定程度的提升。H2含量的提升归因于焦炭与H2O的还原反应以及炉上部CO与H2O反应的共同作用,H2为热值最高的可燃气体,其提升对提高燃气质量有利;CH4主要来源于颗粒热解,其含量的升高表明热解程度的加深,对整体反应有利。CO的质量分数随着过量空气系数的增加而小幅减小,平均降幅在1%左右,总体维持在43% ~ 47.5%之间;与此同时,CO2质量分数有小幅提升,总体维持在13% ~ 17%,大部分CO2被还原,CO/CO2转化效果良好,表明该炉设计较为成功。总体而言,过量空气系数的增加对合成气气体组分影响不大,表明在本研究选取的低过量空气系数区间,气化剂流率调整的灵活性较高,可在较低的过量空气系数区间进行产气流量调节而无需承担气体热值过低的代价。
Fig. 16 The average mass fraction of each gas at the outlet with different excess air coefficients图16 不同过量空气系数出口处各气体质量分数平均值 |
在气化过程中,气化产气的H2的质量分数和CO/CO2质量分数之比十分重要。H2的质量分数越高,CO/CO2比值越大,气体热值越高,产气热值高对气化结果有利,特别是H2,其单位质量具有较高的热值,氧化反应产物是H2O,是清洁、性能优越的可燃气体。对大量上吸式固定床气化的研究结果进行了比较,详见表8。对每个研究中气化产生的H2、CO和CO2的质量分数进行平均,并以三种气体的质量分数之和作为基准,得出H2、CO和CO2的相对质量分数。
Table 8 Comparison of gas species mass fractions between current work and previous research表8 当前工作与以往研究中气体组分质量分数的比较 |
| 文献 | 固废类型 | 气化剂种类 | 气体组分质量分数/% | ||
|---|---|---|---|---|---|
| H2 | CO | CO2 | |||
| 本文 | 生物质 | 空气 | 3.92 | 72.50 | 23.58 |
| [15] | 煤 | 空气-水蒸气 | 2.27 | 68.60 | 29.13 |
| [32] | 生物质 | 空气 | 1.46 | 51.64 | 46.90 |
| [14] | 生物质 | 空气 | 1.31 | 68.80 | 29.89 |
| [8] | 生物质 | 空气 | 1.36 | 51.00 | 47.64 |
| [1] | 生物质 | 空气;空气-水蒸气 | 3.00 | 63.47 | 33.53 |
| [33] | 生物质 | 水蒸气 | 5.90 | 11.30 | 82.80 |
通过对比表8,当原料均为生物质类固废且气化剂为空气时,本研究所用的气化装置产气的H2质量分数比其他研究高约1.3 ~ 3倍,具有显著优势。这种新设计的气化装置有利于增加H2产量,这可能是由于本装置实现了对炉内温度及气化过程的稳定控制,促进了H2O的重整。在最后两项研究中,H2的质量分数很高,归因于气化剂中存在水蒸气,而本研究的装置在不使用水蒸气作为气化剂的情况下实现了高H2产率。该装置中气体的CO/CO2质量分数之比也有大幅提升,同样也有利于提升燃气热值。综上,燃气热值的提升证明了装置设计的优越性。
3 结论
采用CFD-DDPM方法耦合气化反应模型对一种上吸式固定床蓄热气化装置的木质生物质类型固废气化过程进行了模拟研究,得出如下结论：
（1）在不同的过量空气系数下,流场结构相似,颗粒床层是影响流速和压降的主要因素,各工况下流体流经床层产生压降数值相近（50 ~ 75 Pa）。
（2）在不同的过量空气系数下,炉内温度场分布类似,存在明显的干燥-热解-还原氧化分区,各工况温度曲线几乎重叠,大致存在四个拐点,分别对应炭层与固废颗粒交界处（约0.2 m处）、蓄热部分上部绝热壁（约0.4 m处）、干燥区与热解区交界处（约0.6 m处）及颗粒床层顶部;对应的温度变化分别为1 100 ~ 800 K（0.126 ~ 0.2 m）、800 ~ 550 K（0.2 ~ 0.4 m）、550 ~ 520 K（0.4 ~ 0.6 m）、520 ~ 400 K（0.6 ~ 0.8 m）。速度、压力及温度的模拟结果随时间推移变化很小,证明本研究成功复现了气化过程稳定持续产气的阶段。
（3）分析了不同时刻、不同过量空气系数下气化过程各组分质量分数在炉内不同位置及燃气出口处的分布,计算了产出燃气的各组分平均质量分数,其中H2为2.5% ~ 3%,CH4为19% ~ 20%,CO为43% ~ 47.5%,CO2为13% ~ 17%。在本研究选取的低过量空气系数范围内,气化剂流率的改变对燃气组分影响不大,气化剂流率调整具有较好的灵活性。
（4）装置的设计有利于提升燃气中H2的质量分数及CO/CO2的质量分数之比,可有效提升燃气热值,证明了新型气化装置性能的优越性。
