基于FLIC的油泥焚烧产物模拟研究

马蒸钊，谢江浩，邵天泽，肖成磊，刘 涛

（1.中海石油环保服务（天津）有限公司，天津 300452； 2.天津大学 管理与经济学部，天津 300450；3.中海油节能环保服务有限公司，天津 300452）

0 前言

含油污泥是在原油开发、储运和炼化生产过程中产生的主要废物之一。 《国家危险废物目录》规定：含油污泥属于危险废物类。 随着原油的不断开采与加工，含油污泥的产生量不断增加。 据了解，我国的原油开采量从1990 年的13 830.6万 t，逐年增加到了 2015 年 21 455.6 万 t，而原油中的含油污泥含量为2%～5%。 因此，仅在原油开采领域，我国的含油污泥年产量已超过了100 万t，而在原油的加工领域，含油污泥的产量也是逐年增加的[1]。

含油污泥产生的途径主要包括原油开采、油气运输和石油加工。 这3 种途径产生的含油污泥中一般含有大量的老化原油、 蜡质、 沥青质、胶体、细菌、寄生虫等有机质，以及苯系物、酚类、蒽、芘等有恶臭的有毒物质，如果不及时处理，会对周围环境产生严重的影响[2]，[3]。 因此，无论是从环保角度出发，还是从回收能源的角度出发，寻求处理含油污泥的有效方法，均具有重要意义。

目前，含油污泥的处理方法包括：焚烧法、生物处理法、 热解吸法、 热洗涤法、 化学破乳法、调质-机械分离法、焦化法、调剖法以及电化学法等[4]～[7]。其中，焚烧法具有减重减容率高、处理量大、处理速度快、无害化彻底、余热可用于发电或供热等优点[8]，[9]。 随着计算机的发展和传热质模型的逐渐完善，数值模拟已成为研究含油污泥燃烧及污染物生成过程的有效手段[10]。

国内外学者在污泥燃烧特征的数值模拟方面做了大量的研究工作。 张悠然建立了污泥混烧最适比例的求解模型，研究了水泥窑污泥燃烧过程中的污染物排放情况[9]。 卢闪[11]基于CFD 模拟了污泥流化床中的温度场和主要污染物的排放特性。 在Yang Y B 研究的基础上[12]，本文利用FLIC计算软件对某油田含油污泥的焚烧过程进行数值模拟，计算分析焚烧产物、炉内固体残留物的含量以及气体和固体的温度分布特征。

1 模型建立

1.1 物理模型参数及基本假设

图1 为反应炉的示意图。

图1 反应炉的示意图Fig.1 The schematic diagram of the reactor

反应炉为固定床焚烧炉，燃烧室的高度为1.5 m，内径为200 mm。 炉排位于炉膛底部，由不锈钢孔板组成，孔板开孔数约为700 个，每个小孔的直径为2 mm，开孔率为7%。 燃烧器位于反应炉上部，燃烧从炉体上部向下部延伸。

一维燃烧模型假设如下。

①在进行数学计算时，假定固定床层不动，床层上的气体和固体温度、气体和固体成分的含量可以描述为一维床层高度的函数。

②假设床层为多孔介质，固态和气态之间可以进行热质传递，颗粒的形状为球形；采用数值方法，将整个床层沿床高分成许多薄层（层的厚度远小于颗粒的尺寸），每一层内主要颗粒的参数假定为均匀的。

③固体燃料假定由4 种成分组成，即水分、挥发分、固定碳和灰分，具体的元素组成为C，H，O，N 和 S。

1.2 控制方程

气相连续方程：

式中：φ 为物料空隙率，%； ρg为气体密度，kg/m3；t 为反应时间，s；x 为床层高度（x=0 时，表示床层底部），m； Vg为气体表观速度，m/s；Ssg为气固转化率，kg/（m3·s）。

气相输运方程：

式中：Yig为组分 i（H2，H2O，CO，CO2，CmHnOl）的质量分数，%；SYig为质量源，kg/（m3·s）；Dig为包含扩散和湍流分布的扩散系数，m2/s。

气相能量方程：

式中：Hg为气体焓，J/kg； Qh为燃烧热，W/m3；Tg为气体温度，K；Ts为固体温度，K；Sa为颗粒的表面积，m2； hs′为对流换热系数，W/（m2·K）； λg为热扩散系数，W/（m·K）。

固相连续方程：

式中： ρp为含油污泥的密度，kg/m3； Vs为床层的下移速度，m/s。

固相物质守恒方程：

式中：Yis为颗粒组成（水分、挥发分、固定碳和灰分）的质量分数，%；SYis为质量源，表示单组分（水分、挥发分、固定碳和灰分）的损失，kg/（m3·s）。

固相能量方程：

式中：qr为径向热流密度，W/m2；Qsh为固相热源，W/m3。

1.3 炉内辐射换热

辐射换热是炉内物料之间的主要换热方式，辐射换热模型可用以下方程表示。

2 数学方程求解与边界条件

除辐射换热外，控制方程均可以表示为以下形式。

式中：ρ 为密度，kg/m3；V 为速度，m/s；Φ为求解参数；λ 为传输系数，W/（m·K）； SΦ为源项，kg/（m3·s）。

整个求解区域被分割为很多小单元，并在小单元上对上式进行离散，用SIMPLE 算法进行数值求解。 辐射方程用四阶龙格-库塔方法进行求解。整个计算区域被划分为400 个小单元体，燃烧反应温度为1 170 K，辐射率为0.8，床层空隙率为0.65。

计算区域包含了床层高度以上的200 mm，床层底部的空气温度和流速由运行条件给出，即，x=0 时，Tg=298 K，Vg=5 m/s。

固相边界条件：床层底部和顶部的表面温度假定为第三边界条件。

3 结果与讨论

3.1 含油污泥焚烧产物计算

本文所用含油污泥的含油率为3.38%，含油污泥的焚烧过程中的主要产物包括H2，CO，CO2和 H2O。 含油污泥的工业分析（以收到基为准）与元素分析（以空气干燥基为准）结果见表1。

表1 含油污泥的工业分析与元素分析Table 1 Proximate and ultimate analysis of oily sludge

含油污泥焚烧过程中，反应炉内不同床层高度处的CO 浓度的变化情况如图2 所示。 从图2可以看出： 在105.4 mm 处，CO 浓度的最大值为2.98%；由于反应炉底部的温度较低，54.79 mm 处的 CO 平均浓度为 0.33%；在 248.7 mm 处，随着反应的进行，CO 浓度呈现出近似线性的上升趋势，最终达到2.43%。这是因为反应炉中部的温度较高，O2浓度较小，含油污泥燃烧不充分，导致CO 浓度快速升高。

图2 不同床层高度的CO 浓度Fig.2 The concentration of CO at different reactor layer

CO2是含油污泥焚烧过程中的主要产物，反应炉内不同床层高度处的CO2浓度的变化情况如图3 所示。 从图3 可以看出： 在不同高度处，CO2的浓度变化均表现出一定的规律性；在349.8 mm 处，从反应刚开始就有CO2生成，并在700 s时达到峰值（19.45%）；随着反应的进行，其他高度处的CO2浓度也快速增加； 在反应结束时，炉体下部（54.79 mm 处）的 CO2浓度可达到 9.6%，这也表明反应即将结束。

图3 不同床层高度的CO2 浓度Fig.3 The concentration of CO2 at different reactor layer

反应炉内不同床层高度处的H2O 浓度的变化情况如图4 所示。

图4 不同床层高度的H2O 浓度Fig.4 The concentration of H2O at different reactor layer

从图4 可以看出：随着反应的进行，不同高度处的H2O 浓度均呈现出先升后降的变化趋势；在反应开始时，349.8 mm 处的H2O 浓度最大，可达46.54%，这是因为物料进入反应炉后，在较高温度条件下，物料首先进行干燥脱水，大量的水分在这一阶段被蒸发出来，这一过程也伴随着吸热反应，导致炉体温度下降。 随着燃烧反应的进行，炉内温度逐渐升高，热解和燃烧反应占据主导作用，随着时间的推移，H2O 的浓度逐渐下降。在反应炉底部54.79 mm 处，H2O 的浓度基本保持平稳。

3.2 含油污泥焚烧过程中残留物计算

不同床层高度处残留挥发分浓度的变化情况如图5 所示。

图5 不同床层高度的挥发分浓度Fig.5 The concentration of volatile at different reactor layer

从图5 可以看出：每一个高度上，挥发分浓度均呈现先升高再降低的变化趋势，这是因为在反应器中，含油污泥中的原油成分均要经过加热分解的阶段，使得含油污泥中的挥发性物质大量析出，原油中的有机成分分解为小分子气体或有机物，从而造成了挥发分浓度迅速增大的现象；随着反应的继续进行，这些挥发分和氧气发生反应，挥发分浓度快速降低直至彻底氧化。 由于挥发分的析出速率一定，所以在相同床层高度内析出的挥发分的量相当，每一层的挥发分浓度最大可达82.4%。

不同床层高度处残留固定碳含量的变化情况如图6 所示。在含油污泥的燃烧过程中，固定碳只是一个中间产物，即一部分含油污泥发生部分热解和气化，从而会产生固定碳。 从图6 可以看出，不同高度处的固定碳的产生过程均非常迅速，在燃烧界面运动到床层之前，床层中的固定碳的含量通常很低，约为4%，但随着燃烧界面的临近，固定碳的含量会迅速增大，最大可达54%～56%。由于氧气的参与，这些在热解和气化过程中产生的固定碳会迅速和氧气反应生成CO 和CO2，并放出热量。由于炉层底部燃烧反应进行得不彻底，布风板处的固定碳的含量几乎不变。

图6 不同床层高度的固定碳含量Fig.6 The concentration of char at different reactor layer

3.3 焚烧温度的影响

在含油污泥的焚烧过程中，温度变化对反应炉内的气、固相均有重要影响，不同床层高度气体和固体的温度变化曲线分别如图7，8 所示。

图7 不同床层高度气体的温度变化曲线Fig.7 The temperature of gas at different reactor layer

图8 不同床层高度固体的温度变化曲线Fig.8 The temperature of solid at different reactor layer

从图7 可以看出，不同床层高度上的气体温度均随着反应界面的下移而快速升高，不同床层高度处的气体温度均随着反应的进行而持续升高。在349.8 mm 处，气体温度快速升高，而其它高度上，在反应界面之前，温度上升较慢，在反应界面之后，气体温度快速上升，最大可达1 067 K。从图8 可以看出，不同床层高度处的固体温度表现出不连贯性，这主要是炉床下移造成的。在每个床层高度上明显存在两个温度上升过程，前一个升温过程可能是传热过程导致的升温，第二个升温过程可能是含油污泥燃烧过程的放热造成的。 第二个升温过程的升温速率远大于第一个升温过程，这与实际情况相符合。 在反应炉内，固体物料的最高温度可达1 065 K，和气体所达到的最高温度（1 067 K）相当。 布风板处的温度始终变化不大，这也表明计算结果与实际状况相一致。

3.4 计算与文献的对比

本文研究了计算结果与文献结果[16]的对比。文献中在流化床反应器中，CO2的含量从布风板处到 700 mm，其浓度从0 增大到 100 mm 处的10%，随后继续逐渐增加，最后在700 mm 处达到约14%。 而本计算中，CO2浓度在各高度处，从0快速增大到11%左右，之后逐渐提高到17%。 其增加趋势与文献研究基本一致。 通过开展固定床实验，发现CO2的平均浓度为10.43%，实验结果也在计算结果范围内。 由于物料、 反应器的差异性，油泥焚烧的实验结果与计算结果存在差异，但其浓度范围及趋势基本一致。

4 结论

本文对某油田含油污泥的焚烧过程进行了数值模拟，分析了焚烧产物、炉内固体残留含量以及气固温度特性，得出如下结论。

①CO2是焚烧过程中的主要产物，在炉体床层的上部，反应700 s 时出现峰值，在反应的界面上，燃烧反应比较剧烈。

②从布风板处吹入的干空气加快含油污泥中水分蒸发。水分浓度随床层升高而快速增加。水分浓度的增加延长了点火时间。水分蒸发越快，点火时间越短。

③不同床层高度之间的气体温度随反应的延续而持续走高。

④通过理论计算与实验结果之间的对比，理论计算与实验测量的结果基本一致。