携带流反应器中生物质气化模型改进

高晓燕，佟海川，张亚宁

(1．哈尔滨工业大学 能源科学与工程学院，黑龙江 哈尔滨 150001;

2．黑龙江双锅锅炉股份有限公司，黑龙江 双鸭山 155110)

0 引言

生物质气化技术被认为是最有前途的能源转换方式之一。生物质气化气可用于电厂输出电力，也可用于化学工厂制备化学产品，从而提高了生物质能源的品位和利用效率［1］。

Fletcher 等［2］用CFX 软件建立携带流气化炉内生物质气化的数值模型，其中生物质颗粒挥发热解及气化过程的描述采用拉格朗日法。通过模拟得到不同气化条件下的燃气成分和气化炉温度场分布。张鹏威等［3］基于Fluent 软件，以稻秆为生物质原料，水蒸气为气化剂，建立了流化床气化模型。Papadikis 等［4－8］建立了150 g/h 流化床的三维快速热解模型，模拟对象包括流化气体、惰性颗粒及生物质颗粒。作者采用欧拉方法描述惰性颗粒气泡运动特征，对颗粒相所受曳力采用局部体积分数描述，通过加载用户自定义函数(UDFs)实现对颗粒曳力相的修正。Janajreh 和Shrah［9］采用欧拉－ 拉格朗日方法建立了小型下吸式气化炉的二维气化模型，其生物质燃料为0．5 cm 厚、1 ～2 cm 宽、2 ～2．5 cm 长的木块。

本文对前期建立的携带流反应器气化模型［10］进行改进，在Fluent 软件平台上加载用户自定义函数(UDFs)，建立携带流反应器的气化新模型，为日后生物质气化机理的研究奠定基础。

1 原气化模型

1．1 基本假设

原模型的基本假设如下:

(1)气体为不可压缩理想气体，空气由21%O2和79%N2组成;

(2)生物质颗粒形状为球形，忽略生物质气化过程中水分蒸发影响以及颗粒的结渣现象;

(3)不考虑焦油的影响，生物质反应器中仅包括CO2、CO、CH4、H2、H2O、O2及N2等气体。

1．2 化学反应

生物质气化过程的化学反应包括:(1)生物质热解;(2)气体均相反应;(3)气固异相反应。

1．2．1 生物质热解

原模型将生物质热解过程简化成一个单步总包反应，化学式为

式中 xi——生物质热解过程中各组分气体的摩尔分数。

生物质热解反应速率采用Arrhenius 表达的单步反应速率模型计算。

1．2．2 气相反应

气化炉内的气相反应包括热解产物的氧化、还原反应，原模型考虑如下反应

各组分反应速率的求解采用有限速率/涡耗散模型，即同时计算Arrhenius 反应速率和涡耗散速率，取较小者为净反应速率。

1．2．3 焦炭气化反应

气固异相反应即焦炭的燃烧和气化反应，仅计算Arrhenius 反应速率。原模型考虑的气固反应为

2 气化模型改进

2．1 基本假设修正

本文在原模型基础上，增加考虑生物质水分蒸发过程及热解过程中焦油氧化反应等，因此，对原基本假设(2)、(3)进行如下修改:

(1)假设(2)生物质颗粒形状为球形，忽略颗粒的结渣现象，并将生物质受热水分蒸发过程视为瞬间完成;

(2)假设(3)生物质热解产物包含CO2、CO、CH4、C2H4、H2及焦油，其中焦油化学式用CxHyOz表示。

2．2 化学反应模型改进

本文仍将生物质热解简化为单步总包反应，由于考虑C2H4及焦油的影响，因此热解反应式(1)修正为

对应的气相反应中需要增加考虑C2H4及焦油(CxHyOz)的氧化反应，反应化学式为

对于生物质焦炭颗粒的异相反应，本文采用本征反应速率模型［11－13］来计算反应速率。假设异相反应的反应级数为m，则异相反应的反应速率可表示为

式中 Rp，j——单位面积下的反应速率/kg·m－2·s－1;

dp——焦炭颗粒直径/m;

ρp——焦炭颗粒密度/kg·m－3;η——有效因子;

kint——本征反应速率常数/s－1·Pa－m;

ps，j——气体反应物在颗粒表面分压力/Pa;F(X)——以碳转化率X 表示的表面函数。

有效因子η 是实际反应速率与本征反应速率的比值，表达式为［11，13］

式中

φ——蒂勒模数;

vg——气体与碳的化学计量数之比;

R——通用气体常数/Pa·m3·kmol－1

·℃;Mc——碳的摩尔质量/kg·kmol－1;

De——有效扩散系数/m2·s－1。

有效扩散系数De是反应气体扩散至焦炭颗粒孔隙内的扩散系数，包含分子扩散作用与努森扩散作用［11］表达式为

式中 θ——焦炭颗粒孔隙度;

τ——焦炭颗粒孔隙曲度;

Di——气体分子扩散系数/m2·s－1;

Dk，i——气体i 的努森扩散系数/m2·s－1;rpore——平均孔隙半径/m;

TP——焦炭颗粒温度/℃;

Mi——气体i 的摩尔质量/kg·kmol－1;

T0——参考温度/℃;

Tm——平均温度/℃;

D0——在参考温度T0时的气体分子扩散系数/m2·s－1。

气体反应物j 在颗粒表面的分压力pms，j 是 未 知值，可以由扩散速率得到［11］

式中 pg，j——气体反应物j 的分压力/Pa。综上所述，焦炭颗粒的反应速率为

模型计算过程中需要使用布伦特方法进行迭代求解反应速率RP，j。

在Fluent 中颗粒反应速率的单位为kg/s，因此需要乘以外表面面积

由于实验数据的限制，本文仅考虑式(6)～式(8)三个异相反应。上述计算过程是通过编写UDF程序，在Fluent 平台上编译、加载与其他子模型耦合来实现。

3 结果与分析

本文对携带流反应器内木屑气化进行模拟，空气为氧化剂、氮气为携带气体，木屑成分分析如表1所示。针对携带流气化炉二维模型［10］，本文采用结构化网格划分法将反应器划分成173 814 个网格。模拟边界条件为:环境温度27℃，操作压力101 325 Pa;木屑给料量为10 g/min;空气流量为11 L/min;携带流流量为39 L/min;气化温度为800℃、900℃和1000℃。

表1 木屑成分分析

3．1 气体成分

图1 所示为不同气化温度时气体成分的实验值及模拟值。当气化温度为800℃、900℃和1000℃时，反应器出口CO2体积百分数的实验值分别为10．05%、11． 45%和12． 11%;原模型结果分别为11．85%、12． 25%和11． 09%;本模型结果分别为11．58%、12．55%和13．28%。图1(b)中CH4的实验值分别为3．33%、2．18%和1．55%;原模型结果分别为4．41%、3．04%和2．30%;本模型结果分别为2．81%、1．67%和1．31%。图1(c)中CO 的实验值分别为25．99%、23．59%和23．38%;原模型的分别为31．00%、30．33%和26．83%;本模型的分别为24．09%、20．57%和20．89%。图1(d)中H2的实验值分别为7．62%、10．49%和13．39%;原模型的分别为4． 82%、6． 86% 和6． 76%;本模型的分别为8.33%、11．35%和13．61%。原模型的平均相对误差在11．10% ～40．41%之间，而本模型的平均相对误差在6．16% ～18．22%之间。

图1 燃气组分体积百分数

3．2 气体产率

图2 所示为不同气化温度下产气率的实验值与模拟值。当气化温度为800℃、900℃和1000℃时，产气率的实验值分别为1．68 Nm3/kg、1．69 Nm3/kg和1．76 Nm3/kg;原模型的结果分别为1．81 Nm3/kg、1．83 Nm3/kg 和1．64 Nm3/kg;本模型的结果分别为1．66 Nm3/kg、1．82 Nm3/kg 和1．71 Nm3/kg。原模型的平均相对误差为7．61%，而本模型的平均相对误差为3．78%。

图2 燃气产气率

3．3 气化效率

不同气化温度下气化效率的实验值与模拟值如图3 所示。当气化温度为800℃、900℃和1000℃时，气化效率的实验值分别为66．71%、60．61%和59．44%;原模型的结果分别为72．27%、68．55%和53．66%;本模型的结果分别为60．78%、57．36%和52．84%。原模型的平均相对误差为10．38%，本模型的平均相对误差为8．45%。

4 结论

本文基于ANSYS Fluent 软件结合用户自定义函数(UDFs)改进了携带流反应器的生物质气化模型，并研究了气化温度为800℃、900℃和1000℃时气化气的体积百分数、产气率及气化效率，得到如下结论:

(1)原模型所得气体体积百分数的平均相对误差在11．10% ～40．41%之间，本模型结果的平均相对误差在6．16% ～18．22%之间;

(2)原模型所得燃气产气率的平均相对误差为7．61%，本模型结果的平均相对误差为3．78%;

(3)原模型所得气化效率的平均误差为10.38%，本模型结果的平均相对误差为8．45%。

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