孔全磊,劉軍祥,于慶波,段文軍
(東北大學 冶金學院,沈陽 110819)
鋼鐵企業是我國的耗能大戶,煉鐵工序能耗約占鋼鐵企業總能耗的60%.高爐渣是高爐煉鐵的主要副產物,高爐渣鐵比約為300 kg/t.高爐熔渣排出溫度在1 773 K左右,每噸高爐熔渣大約有1.8 GJ的熱量,相當于57 kg標準煤的熱值[1].目前高爐渣的余熱回收方式主要分為物理法和化學法.對于化學法回收高爐渣余熱,Li等[2]提出以高爐渣為熱源進行煤氣化的新型熱回收系統,該回收系統由熔融氣化爐、?;b置、二次氣化爐和余熱鍋爐組成.二次氣化爐是以高爐渣顆粒為熱源的移動床氣化系統,該氣化系統本質上是一個復雜的稠密氣固反應兩相流系統.
現階段對稠密氣固反應兩相流的數值模擬方法主要有兩種:一是雙流體法(TFM),二是計算流體力學與離散單元法相結合法(CFD-DEM).TFM是將固相看成連續相來進行處理,固相和氣相是能共同存在且能相互滲透的連續介質,在歐拉框架下對固相進行求解[3].Yan等[4]采用TFM對雙流化床氣化進行了模擬研究,并根據實驗數據對出口氣體組分進行了很好的預測.CFD-DEM是基于歐拉-拉格朗日框架下的一種方法,在拉格朗日框架下對固相進行求解.與TFM相比,CFD-DEM能準確獲取顆粒的物理信息,已經發展為一種常用的處理顆粒流的方法.Liu等[5]采用CFD-DEM研究了流化床反應器的焦炭燃燒,但是其床體內初始顆粒較少,反應過程中不添加顆粒.Ku等[6]采用CFD-DEM模擬流化床氣化,并和實驗進行了對比.本文采用CFD-DEM對以高爐渣顆粒作為熱源的移動床氣化系統進行數值模擬研究,為工程應用提供參考.
本文采用漏斗形移動床研究顆粒流動換熱及氣化規律,圖1為所用的幾何模型.1是高爐渣顆粒入口,直徑為40 mm.2和3是氣化劑和煤粉入口,直徑為20 mm.4是底部出口,直徑為13 mm.入口1的端面與入口2中心線的距離為30 mm.1和4之間的垂直距離為355 mm.底部漏斗高度為55 mm.
圖1 移動床幾何模型Fig.1 Geometric model of moving bed
1.2.1 流體相控制方程
對流體相的求解采用連續介質模型,稠密氣固兩相流動中的氣相服從體積平均N-S方程.由于顆粒的存在對流體的運動產生較大的影響,因此需在傳統的控制方程中引入空隙率(εg)來準確地表達計算網格內流體所占的體積.
公式(1)為流體質量守恒方程,如下所示:
(1)
式中,εg是氣體體積分數,%;ρg是氣體密度,kg/m3;vgi是氣體在方向i的速度,m/s;Rgn是氣體消耗或產生的速率,kg/(m3·s);Ng是氣體種類的總數.
公式(2)為流體動量守恒方程,如下所示:
(2)
式中,g是重力加速度,m/s2;Pg是氣體壓力,N;Igmi是氣相和固相之間的動量交換,kg/(m2·s2);M是固相種類的數目.稠密氣固兩相流中,絕大多數研究者將氣相的流動狀態假定為層流[7-8].
公式(3)為流體物種守恒方程,如下所示:
(3)
式中,Xgn是氣體組分n的質量分數;Dgn是氣體擴散系數.
公式(4)為流體能量守恒方程,如下所示:
(4)
式中,cg是氣體比熱容,J/(kg·K);Tg是溫度,K;κg是導熱系數,w/(m·K);Qgs是氣固之間的對流換熱,W;ΔHrg是化學反應熱,W;γrg是氣體輻射傳熱系數,W/K4;Trg是氣體輻射溫度,K.
1.2.2 顆粒相控制方程
在稠密氣固兩相流中,顆粒的運動遵循拉格朗日框架下的牛頓第二定律.公式(5)和(6)分別為顆粒的平動方程和轉動方程,如下所示:
(5)
(6)
式中,mp是顆粒質量,kg;vp是顆粒平動速度,m/s;wp是顆粒角速度;Ip是轉動慣量,kg·m2;Tp是顆粒扭矩,N·m;Fc是碰撞接觸力(顆粒碰撞模型分為硬球模型和軟球模型[9],本文采用軟球模型中的LSD模型),N;Fd是氣體對顆粒的作用力(在MFIX中氣體對顆粒的作用力包含曳力和壓力梯度力,本文曳力模型采用Gidaspow[10]結合Ergun方程和Wen and Yu關聯式提出的曳力模型),N.
公式(7)為顆粒的能量守恒方程,如下所示:
(7)
式中,mi是單個目標顆粒質量,kg;Tp,i是顆粒溫度,K;cp,i是顆粒比熱容;Qgp,i是顆粒-流體對流傳熱;Qpp,i是顆粒-顆粒導熱傳熱;Qpgp,i是顆粒-流體-顆粒導熱傳熱;Qrad,i是輻射傳熱;ΔHrs是化學反應熱.
1.2.3 化學反應模型
稠密氣固流中的化學反應可以分為氣相側的反應和顆粒側的反應.氣相側的反應被稱為均相反應,主要在網格層面求解;而顆粒側的反應被稱為異相反應,主要基于顆粒尺度進行求解,二者通過反應源項進行耦合[11].本文采用縮核模型將化學反應速率和顆粒粒徑關聯起來,假定顆粒密度(ρp)不發生變化,顆粒直徑(dp)遵循以下公式:
(8)
氣化的反應特性主要包含蒸發、熱解和燃燒等.本文由焦炭代替煤粉,氣化劑為CO2,所以移動床內僅發生異相反應R1(單位為kmol/s),不涉及水分蒸發、熱解和燃燒.R1的化學反應速率編寫在UDF中,動力學參數來源于王帥[11],詳見表1.
表1 異相反應動力學參數Table 1 Heterogeneous reaction kinetic parameters
表中:Ap是焦炭顆粒表面積,m2;PCO2是相應的氣體分壓,Pa;rdiff,CO2和rkin,CO2分別是擴散和動力學速率;Tp和Tg是相應的顆粒和氣體溫度,K.
在研究氣化劑流速對顆粒流動和氣化效果的影響規律時,模擬條件如下:高爐渣顆粒入口溫度為1 473 K,直徑為2 mm.焦炭由90%的固定炭和10%的灰分組成,直徑為1 mm,單側入口焦炭的質量流量為0.6 g/s.
圖2為單側氣化劑流速vg和高爐渣顆粒速度vp之間的關系曲線圖.從圖2中可以看出,隨著vg的增大,vp也逐漸增大,二者之間呈線性相關.同vg=0相比,vg=1.4 m/s時vp增大到了0.15 m/s.這是因為在移動床出口直徑保持不變的情況下,顆粒的速度僅受氣化劑流速的影響.氣化劑流速越大,移動床內頂部和底部的氣體壓差越大,對顆粒產生了加速作用,使顆粒的速度和氣化劑流速之間呈線性相關.
圖2 顆粒速度與氣化劑流速的關系Fig.2 Relationship between particle velocity and gasification agent flow rate
圖3為高爐渣顆粒溫度和出口氣體溫度與vg之間的關系曲線圖.從圖3中可以看出:隨著vg的增大,顆粒和出口氣體溫度逐漸增大.同vg=0.4 m/s相比,vg=1.4 m/s時高爐渣顆粒的平均溫度增大了7 K,出口氣體的平均溫度增大了4 K.結合圖2可知,這是因為vp與vg之間呈線性相關,影響了顆粒在移動床內的停留時間.流速越大,顆粒在移動床內的停留時間越短,導致顆粒溫降減小.出口氣體溫度隨著氣化劑流速的增大而增加,主要是因為氣化劑與高溫顆粒的換熱得到了強化,導致二者之間的換熱量增加.
圖4是CO的質量分數分布云圖,圖5是不同氣化劑流速下出口氣體中CO質量分數和時間的關系曲線圖.由圖4和圖5可以看出,隨著氣化劑流速的增大,移動床中心區域和出口的CO質量分數逐漸減小.這是因為焦炭在移動床內的停留時間隨著氣化劑流速的增大而減少,當流速較小時,氣化劑與焦炭會有更長的反應時間,二者之間反應更充分.對于氣固順流式移動床,應當合理地控制氣化劑流速,增加氣化反應時間,使氣化反應更加充分.
圖3 顆粒和氣體溫度與氣化劑流速的關系Fig.3 Relationship between particle and gas temperature and gasification agent flow rate
圖4 CO的質量分數分布云圖Fig.4 Contour map of CO mass score distribution(a)—vg=0.4 m/s; (b)—vg=1.0 m/s; (c)—vg=1.4 m/s.
在研究焦炭直徑對氣化效果的影響規律時,模擬條件如下:單側入口中焦炭的質量流量為0.6 g/s,氣化劑流速為1 m/s(0.6 g/s),高爐渣顆粒的直徑為3 mm,焦炭直徑分別為1,0.75,0.5 mm.
圖6是不同焦炭直徑下CO的質量分數分布云圖,出口的CO質量分數分別為93%,85%,78%.由圖6中可以看出,當焦炭直徑為1.0 mm時,CO主要集中在移動床壁面附近,隨著焦炭直徑的減小,移動床中心區域CO質量分數逐漸增大.這是因為焦炭顆粒在進入移動床后,直徑較小的焦炭與高爐渣顆粒的混合程度較高,在反應器徑向分布相對均勻;此外,焦炭直徑越小,其在床內受熱溫升越快,進一步加快了化學反應速率.
圖5 出口氣體中CO質量分數和時間的關系Fig.5 The relationship between export CO mass score and time
圖6 CO的質量分數分布云圖Fig.6 Contour map of CO mass score distribution(a)—d=0.5 mm; (b)—d=0.75 mm; (c)—d=1.0 mm.
(1)對于直徑2 mm的高爐渣顆粒,通入的氣化劑流速越大,高爐渣顆粒的速度也會相應增大,二者呈線性關系.
(2)較大的氣化劑流速會影響流體和顆粒間的換熱時間,惡化換熱效果.對于氣固順流式移動床應當合理地控制氣化劑流速.
(3)出口氣體中CO的質量分數隨著氣化劑流速的增加而降低,減小焦炭直徑有助于加快氣化反應的速率,出口氣體中CO的質量分數隨著焦炭直徑的減小而增大.