德士古气化炉混泥煤浆气化数值模拟研究

谭次洋，董美蓉，李勇亮，龙嘉健，陆继东

（华南理工大学 电力学院，广东 广州 510641）

德士古（Texaco）气化炉是一种典型的煤气化制氢装置，具有煤种适应性强的优点，在国内被众多工业企业使用。但在运行过程中，气化炉的有效气产率往往不高；同时，炉温大幅波动可能导致耐火砖寿命缩减、出口排渣困难等问题。为解决上述问题，对炉膛内的传热、传质与反应规律需要有进一步的认识和掌握，进而保障炉体高效平稳运行，针对炉膛内部物理场开展研究十分必要。

数值模拟能直观、准确地反映炉膛内复杂的物理化学变化过程。CHOI Y C等[1]搭建了KIER实验室气化炉的二维数值计算模型，分析了流场分布以及氧煤比对出口结果的影响；WATANABE H等[2]利用CFX软件模拟了实验室两段式气化炉并验证了准确性；吴玉新[3]以Texaco气化炉为对象，使用简化PDF气相反应模型，得到水煤浆浓度、氧碳摩尔比、煤粉粒度等操作参数对气化效果的影响；于海龙等[4-6]对多喷嘴对置式气化炉进行热态模拟，研究了喷嘴摆放角度、喷嘴位置对流场的影响，并开发了新型对置式气化炉；KUMAR M等[7]在LES和RANS框架下对气化炉进行数值计算，发现LES计算结果优于RANS，但耗时较长；MA J L等[8]对单喷嘴单段气化炉和三喷嘴两段气化炉进行CFD模拟，验证了可靠性；许建良等[9]通过数值模拟考察了炉膛高径比对气化炉内反应及流动的影响。

对于气化炉以往的模拟研究，通常把气化炉的三通道喷嘴简化成单通道喷嘴，忽视了外环氧对煤浆的分散效果。在数学模型上，对于气相均相反应，多数学者采用简化PDF模型，难以对各气体间的反应与转化有具体的描述；对于非均相反应，往往采用动力-扩散燃烧模型，忽视了焦炭实际的气化反应。

本文以德士古气化炉为研究对象，对混泥煤浆气化过程进行模拟计算。以双通道入口结构表征喷嘴，考虑了外环氧对煤浆的剪切作用；以未反应缩核模型计算非均相反应，考虑了焦炭与H2O、CO2的还原性化学反应过程。验证模型的可靠性之后，结合工业现场数据的运行范围，进行了敏感性分析，考察了煤浆浓度、氧浆比、中心氧配比、气化压力对炉温、合成气组分、碳转化率的影响，为工业现场生产提供有效的指导和依据。

1 物理模型

1.1 研究对象

本文研究对象为设计产能3 000 t/d的单喷嘴徳士古煤浆气化炉，气化剂为纯氧气，煤浆由少量油泥、水、煤粉、乳化剂混合而成。气化炉结构如图1所示，炉膛内总高约7.7 m，直筒内径2.13 m。喷嘴为三通道结构，位于炉体正上方，最外环以及中心腔体通入氧气，内环通入煤浆，煤浆与中心氧混合后，在外环氧的剪切作用下雾化喷入气化炉燃烧室。

图1 气化炉结构示意图

气化炉几何模型构建中，由于中心氧与煤浆的混合过程复杂，故省去喷嘴结构，将三通道喷嘴简化为双通道入口，如图2所示。外环氧以一定角度从外环通道喷入炉膛，中心氧与煤浆颗粒视为混合均匀，从中间通道同速垂直进入炉膛。

图2 简化后物料入炉方式示意图

1.2 网格划分

采用六边形结构化网格对计算域进行划分，并对炉膛入口处网格进行局部加密。为加快计算，选取1/4炉体为计算对象进行网格划分，如图3所示。选择网格数分别为8.1万、17.6万及29.8万的算例进行计算比较，以出口气体组分比例为参照依据，综合考虑计算速度，最终确定网格总数17.6万，最低网格质量0.7。

图3 气化炉计算区域网格划分示意图

2 数学模型

本文使用Realizable k-ε湍流模型对雷诺时均NS方程封闭。液态煤浆颗粒采用随机轨道模型对其进行跟踪。煤颗粒挥发分析出过程采用KOBAYASHI H等[10]提出的两步竞争模型进行计算，认为挥发分脱离速率由两个平行的一级反应控制。炉膛内气相、颗粒相及边界间的辐射传热以P-1辐射模型计算。

2.1 气固异相反应模型

针对煤浆空干基颗粒与气相间的反应，本文采用未反应缩核模型进行描述，颗粒结构如图4所示。当煤颗粒中水分已实现蒸发，且挥发分均已析出后，颗粒最外层会形成一层气膜。非均相反应首先发生在球形颗粒的外表面处，在不断反应的条件下，反应区域发生了由颗粒表面深入到颗粒内部区域的移动，并且在颗粒已反应的区域形成灰层。灰层和未反应核有鲜明界限，反应只在未反应核的界面进行。随着反应的进行，灰层逐渐增厚，碳核在不断反应中逐渐变小。

图4 未反应缩核模型中煤浆空干基颗粒结构示意图

焦炭消耗速率受颗粒外径、气膜表面气体j的浓度以及反应总体速率系数的影响，计算公式如下：

式中：Rchar为焦炭消耗速率，mol/s；dp为未反应颗粒直径，即灰层外径，m；dc为碳核外径，m；Mchar为焦炭原子量，0.012 kg/mol；MO2为氧气原子量，0.032 kg/mol；Cj，m为气体j在气膜外表面的浓度，mol/m3；k为焦炭反应总体速率系数，m/s；km为气膜扩散速率，m/s；kash为灰层扩散速率，m/s；kr为非均相总反应速率，m/s；Ar为反应指前因子，m/（s·K）；Tg为气相温度，K；R为摩尔气体常数，8.134 J/（mol·K）；TP为颗粒温度，K；Er为反应活化能，J/kmol。

相关反应方程及其动力学参数见表1。

表1 气固异相反应及其动力学参数

2.2 气相均相反应模型

对于气相均相反应的计算，本文采用有限速率/涡耗散模型（Finite Rate/Eddy Dissipation Model），即取两个模型速率中的小者作为总反应速率。有限速率模型的表达式如下：

式中：T为当地气相温度，K；βr为温度指数；[Cj，r]为第j种气体的摩尔富集程度，mol/m3；ηj，r为反应物的速度因子。

相关反应方程及其动力学参数见表2。

表2 气相均相化学反应及其动力学参数

3 计算及结果分析

为便于计算，提出如下假设：（1）煤浆中S元素的含量很低，对气化过程几乎没有影响，因此将S元素并入N元素中，所有N元素的最终产物视为N2；（2）煤浆视为离散相体系，由水滴颗粒与煤浆空干基颗粒构成，且颗粒运动过程中不结团，彼此独立存在；（3）中心氧与煤浆颗粒在喷嘴中心腔体中已充分混合，煤浆颗粒进入炉膛时已实现雾化。

本文采用的计算工况取自工业现场的历史运行数据。现场实际入炉煤浆包含炼油工艺产生的油泥废弃物，油泥是由烃类有机物、水、泥沙等组成的胶状体系，具有一定的可燃性。本文以入炉前混泥煤浆取样的工业分析与元素分析为依据进行计算，计算工况参照表3，混泥煤浆空干基的工业分析和元素分析参照表4。

表3 气化炉运行工况

3.1 边界条件与计算方法

本文中，氧气入口采用质量流量入口，出口设为自由出流，根据现场实际测压点数据，在计算区域相应位置设置零压点。水滴颗粒采用均匀粒径，煤浆空干基颗粒的粒径以Rosin-Rammler拟合，分为10组，颗粒均以面喷入形式垂直进入。壁面采用无滑移边界，半球顶壁面对颗粒反弹，其余壁面捕捉，并根据不同部位的耐火砖厚度对各壁面设置固定散热量。

计算时，用SimpleC算法耦合压力-速度，动量、湍动能、湍流扩散率、组分及能量的对流项先采用一阶迎风离散，热态计算时改用二阶迎风格式，并加入辐射模型，直至监测参数波动小于1%，同时需满足整个计算域的质量、能量以及元素守恒后，停止计算。

3.2 模型验证

本文以洗涤塔出口干基气体组分比例的测点数据作为模拟的校验依据，将62%、67%、71%、75%及77%五组负荷工况下的模拟值与真实值进行比较，其中，前两组与后三组煤浆成分不同。由图5可知，在不同负荷与煤浆成分的情况下，模拟值与实测值基本保持一致，验证了模型的可靠性与适用性。

图5 不同工况下出口气体组分模拟值与实测值对比图

3.3 计算结果

根据71%负荷工况下的计算结果，炉膛内存在明显的射流区、回流区以及管流区。射流燃烧区温度高，CO2和H2O浓度较高；在炉侧回流区及炉尾管流区温度较低，CO和H2浓度高。焦炭颗粒流中，约70%的颗粒被壁面捕捉，其余从炉膛出口逃逸，碳转化率约为98%。速度、温度及组分浓度场如图6、图7及图8所示。

图6 气化炉纵截面（y=0）速度场与焦炭颗粒运动轨迹图

图7 气化炉纵截面（y=0）及壁面温度分布云图

图8 气化炉纵截面（y=0）组分浓度分布图

煤浆颗粒进入炉膛后，在外环氧的剪切作用下充分分散。随着水分蒸发和煤浆空干基颗粒挥发分析出，裂解的挥发分以及回流区已有的CO、H2与O2发生剧烈的燃烧反应，生成CO2和H2O并释放大量热量。同时，在120 m/s左右的外环氧高速入射下，炉膛上方呈现细长条的火焰特征，温度最高的区域能达到2 700℃以上。气相燃烧反应使得氧气逐渐被消耗殆尽，在炉侧的卷吸区域以及炉后段的管流区域，焦炭颗粒逐步地与CO2和H2O发生异相还原反应，生成CO和H2，温度在出口降至1 400℃左右。炉膛轴线及炉壁温度变化趋势如图9、图10所示。

图9 炉膛轴线及炉壁温度变化趋势图

图10 沿炉膛轴向组分浓度变化趋势图

由图可知，从喷口附近一点沿炉膛竖直向下的方向上，CO2、H2O浓度与温度变化趋势一致，均在快速升高后再逐渐下降并趋稳，炉壁温度自上而下逐渐降低；同时，还原性气体浓度沿炉膛气流发展方向逐步增加，均较好地反映了物料入炉后整体上先氧化后还原的反应变化特点。

4 操作参数对混泥煤浆气化的影响

4.1 混泥煤浆浓度

根据实际煤浆浓度范围，本文选取55%、57.5%、60%、62.5%及65%五种煤浆浓度进行模拟计算，结果如图11、图12所示。

图11 煤浆浓度对合成气组分的影响图

图12 煤浆浓度对炉温及碳转化率的影响图

由图可知，随着煤浆浓度增大，有效气含量（CO+H2）由57.29%提升至72.12%，装置经济性提升。尽管水的质量流量降低带来的蒸发吸热量减少，但更多的焦炭与CO2、H2O发生非均相还原反应，且还原反应吸收大量热量，进而大幅降低炉膛气氛温度。一方面，温度降低使得各反应速率下降，碳转化率降低；另一方面，炉温过低可能导致液态熔渣的实际温度低于流动温度，并出现排渣困难的情况。尽管有效气含量有所增加，但考虑到煤的转化效率以及熔渣流动性，若煤浆浓度过大，经济性与运行平稳性可能减弱。

4.2 氧浆比

氧浆比即通入炉膛氧气总量的标方体积流量与煤浆的体积流量之比。在气化过程中，炉膛的热量源于还原性气体及焦炭颗粒的氧化燃烧。

本研究选取390 m3O2/m3、410 m3O2/m3、430 m3O2/m3、450 m3O2/m3、470 m3O2/m3、490 m3O2/m3、510 m3O2/m3、530 m3O2/m3及550 m3O2/m3九 种 氧 浆 比 工 况 进 行模拟计算，结果如图13、图14所示。

图13 氧浆比对合成气组分的影响图

图14 氧浆比对炉温及碳转化率的影响图

由图可知，随着氧浆比的提升，氧化燃烧反应加剧，炉膛温度和碳转化率显著升高。各组分气体中，CO含量逐渐下降，CO2占比逐步上升；H2含量存在先升后降的过程，同时H2O含量先降后升。对于有效气含量（CO+H2）而言，初期随氧浆比增加略有提升，而后逐渐下降，有效气含量存在极大值，出现在430 m3O2/m3的氧浆比条件下。

由于当氧气流量过低时，炉内氧化燃烧反应较少，炉温偏低致使非均相反应速率下降，大量煤浆颗粒中的碳难以通过异相反应进入气相环境。随着氧浆比提升，加强了气相燃烧反应，炉温升高的同时促进了焦炭颗粒的气化反应进行，有效气含量有所提升；而后过多的氧气通入炉膛后，碳转化率已然达到较高的水平，还原性气体的燃烧作用远大于焦炭气化效果，因而有效气含量后续下降明显。

若炉膛出现排渣困难或煤炭利用效率过低的问题，可适当提高氧浆比，通过提高炉温并促进液态熔渣流动，但氧气流量过多会降低有效气产率，并致使炉温偏高，进而引起耐火砖超温、喷嘴寿命缩短等问题。

4.3 中心氧配比

中心氧配比指通入中心氧腔的流量在总氧气流量中的占比，本文对14%、16%、18%、20%及22%的配比工况进行计算，结果如图15、图16所示。

图15 中心氧配比对合成气组分的影响图

图16 中心氧配比对炉温及碳转化率的影响图

由图可知，中心氧配比的增加对炉膛出口合成气组分影响不大。由于配比提升利于颗粒与中心氧混合接触、提高颗粒在炉膛内的停留时长，碳转化率有所上升，同时出口合成气温度略有下降。在生产运行中，若气化炉出渣中含碳量偏高，可以在一定范围内通过提高中心氧的占比，增强雾化效果，进而提高入炉煤料使用效率。

4.4 气化压力

炉膛压力通过洗涤塔调节阀调整。本文选取6.1 MPa、6.2 MPa、6.3 MPa、6.4 MPa及6.5 MPa五种炉膛压力的工况进行模拟计算，结果如图17、图18所示。

图17 炉膛压力对合成气组分的影响图

图18 炉膛压力对炉温及碳转化率的影响图

由图可知，在同负荷下，炉膛压力的提高加快了各化学反应进程，碳转化率有所提高，有效气含量略有提升，异相还原反应加快致使出口合成气温度下降。在日常运行中，适当范围内提高炉膛压力有助于提升煤炭的转化效率，有效气含量增大，装置的整体经济性提升。

5 结论

气化炉长周期平稳安全运行和提高有效气产率是当下工业企业需求所在。本文在实现混泥煤浆气化的CFD模型搭建、验证的基础上，通过模拟计算，得到以下结论：

（1）在一定范围内提高煤浆浓度能明显提升有效气含量（CO+H2）。若煤浆浓度过大，炉温降低，可能会使出口熔渣温度低于其流动温度，进而导致气化炉排渣困难，碳转化率下降亦降低装置经济性。

（2）随着氧浆比的增加，炉温与碳转化率同步增大，有效气含量（CO+H2）存在先升后降的趋势，存在极大值。炉膛若出现排渣困难，在一定范围内略微提高氧浆比能明显提升炉温，改善熔渣的流动情况，保障生产的安全性与连续性，但需注意过温及有效气产率降低的问题。

（3）中心氧配比的提高或炉膛压力的提升，均能促进焦炭气化反应的进行，出口合成气中有效气含量略微有增加，可以在一定程度上提高工业现场的煤炭气化效率。