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书书书 第 ３ ８卷第 ３期 ２ ０ ０ ８年 ５月 东 南 大 学 学 报（自 然 科 学 版 ） Ｊ Ｏ Ｕ Ｒ Ｎ Ａ Ｌ Ｏ ＦＳ Ｏ Ｕ Ｔ Ｈ Ｅ Ａ Ｓ Ｔ Ｕ Ｎ Ｉ Ｖ Ｅ Ｒ Ｓ Ｉ Ｔ Ｙ（ Ｎ ａ ｔ ｕ ｒ ａ ｌ Ｓ ｃ ｉ ｅ ｎ ｃ ｅＥ ｄ ｉ ｔ ｉ ｏ ｎ ） Ｖ ｏ ｌ ３ ８ Ｎ ｏ ３ Ｍａ ｙ ２ ０ ０ ８ 基于欧拉多相流模型的流化床 煤气化过程三维数值模拟 王小芳 金保升 钟文琪 （ 东南大学能源与环境学院，南京 ２ １ ０ ０ ９ ６ ） 摘要以欧拉多相流模型为基础， 气相采用 ｋ ε湍流模型， 固相采用基于颗粒动理学理论封闭模 型， 引入传热、 传质、 煤热解、 气化过程反应模型， 建立了流化床煤气化过程的三维数理模型， 该模 型同时考虑了稠密气固流动和相内、 相间的化学反应． 对直径 ０ ２ ２ｍ的流化床煤气化炉不同操 作参数下的气化过程进行了三维数值模拟， 获得了气化炉内气化产物的组分分布、 温度分布及化 学反应速率变化规律． 模型的计算结果与实验结果进行了比较， 结果表明 数值模拟与实验吻合 较好， 最小相对误差仅为 １ ％左右， 最大相对误差为 ２ ０ ％左右， 平均相对误差小于 １ ４ ％． 关键词流化床煤气化； 欧拉模型； 颗粒动理学理论； ３ Ｄ数值模拟 中图分类号Ｔ Ｆ５ ３ ８ 文献标识码Ａ 文章编号 １ ０ ０ １－ ０ ５ ０ ５ （ ２ ０ ０ ８ ） ０ ３ ０ ４ ５ ４ ０ ７ ３ Ｄｎ ｕ ｍｅ ｒ ｉ ｃ ａ ｌ ｓ ｉ ｍｕ ｌ ａ ｔ ｉ ｏ ｎｏ ｎｃ ｏ ａ ｌ ｇ ａ ｓ ｉ ｆ ｉ ｃ ａ ｔ ｉ ｏ ｎｉ ｎｆ ｌ ｕ ｉ ｄ ｉ ｚ ｅ ｄｂ ｅ ｄ ｂ ａ ｓ ｅ ｄｏ ｎＥ ｕ ｌ ｅ ｒ ｉ ａ ｎｍｕ ｌ ｔ ｉ ｐ ｈ ａ ｓ ｅｆ ｌ ｕ ｉ ｄｍｏ ｄ ｅ ｌ Ｗａ ｎ ｇＸ ｉ ａ ｏ ｆ ａ ｎ ｇ Ｊ ｉ ｎＢ ａ ｏ ｓ ｈ ｅ ｎ ｇ Ｚ ｈ ｏ ｎ ｇＷｅ ｎ ｑ ｉ （ Ｓ ｃ ｈ ｏ ｏ ｌ ｏ ｆ Ｅ ｎ ｅ ｒ ｇ ｙａ ｎ ｄＥ ｎ ｖ ｉ ｒ ｏ ｎ ｍ ｅ ｎ ｔ ，Ｓ ｏ ｕ ｔ ｈ ｅ ａ ｓ ｔ Ｕ ｎ ｉ ｖ ｅ ｒ ｓ ｉ ｔ ｙ ，Ｎ ａ ｎ ｊ ｉ ｎ ｇ２ １ ０ ０ ９ ６ ，Ｃ ｈ ｉ ｎ ａ ） Ａ ｂ 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资助项目（ ２ ０ ０ ６ Ａ Ａ ０ ５ Ａ １ ０ ３ ） ． 引文格式王小芳， 金保升， 钟文琪． 基于欧拉多相流模型的流化床煤气化过程三维数值模拟［ Ｊ ］ ． 东南大学学报 自然科学版， ２ ０ ０ ８ ， ３ ８ （ ３ ） ４ ５ ４ ４ ６ ０ ． 我国的煤炭资源丰富， 油气相对匮乏， 在未来 相当长的时期内， 以煤为主的能源结构不会改变； 但利用效率较低、 环境污染严重等问题不容忽视． 煤气化技术以其高效、 环保等优点受到广泛关注． 在已成功应用的煤气化技术中， 流化床气化炉的气 固混合良好， 传热效率高， 温度分布均匀， 有利于碳 的转化和煤气生成， 显示出巨大的发展前景［ １ ］． 流化床内气固两相流动的非均匀结构特征决 定了对其研究的复杂性． 气固两相流模型主要分为 两类 欧拉 拉格朗日模型及欧拉双流体模型． 与欧 拉 拉格朗日模型相比， 欧拉双流体模型采用了形 式统一的模型方程， 计算相对简单且计算量较小， 能大量地节约计算时间及计算资源， 尤其是对于固 气比较高的流化床模型的计算， 更具实用性［ ２ ］． 在 欧拉双流体模型中， 对于拟流体颗粒流动的描述多 采用基于分子动力学的颗粒动理学理论［ ３ ］． ｖ ａ ｎ Ｗａ ｃ ｈ ｅ ｍ等［ ４ ］， Ｂ ｅ ｎ ｙ ａ ｈ ｉ ａ 等［ ５ ］，Ｚ ｈ ｏ ｎ ｇ等［ ２ ］应用该 理论分别对循环流化床提升管部分和喷动流化床 内的稠密气固流动特性进行研究， 与实验数据对比 验证其合理性的同时， 获得了大量有益的气固流动 规律． 由于气化炉内气固流动特性、 化学反应机制以 及传热传质过程的复杂性， 气固流动与化学反应耦 合的数值模型的建立成为难点． 亦有学者对此进行 了一定的研究Ｗａ ｔ ａ ｎ ａ ｂ ｅ 等［ ６ ］和 Ｇ ｒ ｂ ｎ ｅ ｒ 等［ ７ ］分 别对气流床及循环流化床的煤气化过程进行了数 值模拟， 对气固流动的描述采用欧拉 拉格朗日模 型． 该方法应用于大型气化炉的模拟， 计算时间及 计算资源的消耗相当的惊人． Ｙ ｕ等［ ８ ］应用基于颗 粒动理学理论的欧拉模型， 耦合化学反应， 对鼓泡 流化床煤气炉进行了数值模拟， 并通过与 Ｏ ｃ ａ ｍ ｐ ｏ 等［ ９ ］实验数据的对比进行了模型验证． 但是该模 型将三维不对称流化床结构简化为二维矩形结构， 在一定程度上影响了对流化床内流动及反应的描 述． 本文在 Ｙ ｕ 等［ ８ ］二维模型的基础上， 建立了流 化床煤气化过程的三维数理模型， 同时考虑了稠密 气固流动和相内、 相间的化学反应， 对流化床煤气 化过程进行三维数值模拟． 并将模拟数据与实验数 据进行比较， 结果显示二者吻合良好． １ 模型的建立及求解方法 １ １ 气固流体动力学控制方程 气相采用欧拉法、 ｋ ε湍流双方程模型； 固相 应用颗粒动理学理论， 分别建立连续方程和动量方 程［ ２ ， １ ０ ］． １ １ ． １ 连续方程 ｔ （ α ｇρｇ）＋（ αｇρｇνｇ）＝Ｓｇ ｓ （ １ ） ｔ （ α ｓρｓ）＋（ αｓρｓνｓ）＝Ｓｓ ｇ （ ２ ） 式中， α ， ρ 和 ν分别表示体积份额、 密度及瞬时速 度． 在本文所建立的流动与化学反应耦合模型中， 气固之间的非均相反应使得两相间存在质量、 动量 及能量的交换， Ｓ 为质量源项， 且［ ８ ］ Ｓ ｓ ｇ＝－Ｓｇ ｓ＝Ｍｃ∑σｃγｃ （ ３ ） 式中， Ｍ， σ和 γ分别表示摩尔质量、 化学计算系数 和化学反应速率． 在流化床反应器内， 气体密度是各化学组分和 温度的函数， 但是流场中的气相可以认为是理想气 体， 根据理想气体定律， 有 １ ρ ｇ ＝Ｒ Ｔ ｐ∑ Ｎ ｉ ＝ １ Ｙ ｉ Ｍｉ （ ４ ） 式中， Ｙ ｉ， Ｍｉ分别表示各气体组分的质量分数和摩 尔质量． １ １ ２ 动量方程 １ ）气体相 ｔ （ α ｇρｇνｇ）＋ （ αｇρｇνｇνｇ）＝－αｇ ｐｇ＋ α ｇρｇｇ－β （ νｇ－νｓ）＋τｇ＋Ｓｇ ｓＵｓ （ ５ ） 式中， Ｕ ｓ表示颗粒平均速度； β 为曳力系数； τｇ为气 体相压力应变张量， 分别定义如下 β＝ ３ ４ Ｃ Ｄ ρ ｇαｓν ｇ－νｓ ｄ ｓ α － ２ ６ ５ ｇ α ｇ＞０ ８ １ ５ ０ α ２ ｓμｇ α ｇｄ ２ ｓ ＋１ ７ ５ ρ ｇαｓν ｇ－νｓ ｄ ｓ α ｇ≤ ０ ８ （ ６ ） Ｃ Ｄ ＝ ０ ４ ４Ｒ ｅ ｓ＞１０ ０ ０ ２ ４ Ｒ ｅ ｓ （ １＋０ １ ５ Ｒ ｅ ０ ６ ８ ７ ｓ ） Ｒ ｅ ｓ≤ {１０ ０ ０ （ ７ ） Ｒ ｅ ｓ＝ ρ ｇαｇν ｇ－νｓｄ ｓ μ ｇ （ ８ ） τ ｇ＝μｇ［ νｇ＋（ νｇ） Ｔ］－２ ３ μ ｇ（ νｇ） Ｉ （ ９ ） μ ｇ＝μｇ ｌ＋Ｃμαｇρｇκ ２ ／ ε （ １ ０ ） 式中， μ ｇ为剪切粘度； μｇ ｌ为层流粘度； Ｃμαｇρｇｋ ２ ／ ε 为湍流粘度． ２ ）颗粒相 ｔ （ α ｓρｓνｓ）＋ （ αｓρｓνｓνｓ）＝－αｓ ｐｓ＋ α ｓρｓｇ＋β （ νｇ－νｓ）＋τｓ＋Ｓｓ ｇＵｓ （ １ １ ） 式中， ｐ ｓ为颗粒间的相互碰撞引起的颗粒相压力； τ ｓ为颗粒相压力应变张量， 表示为 ｐ ｓ＝αｓρｓΘ ［ １＋２ ｇ０αｓ（ １＋ｅ ） ］ （ １ ２ ） ｇ ０＝ ３ ５ １－ α ｓ α ｓ ， ｍ ａ ｘ １ ／ [] ３ － １ （ １ ３ ） ｔ （ ｓρｓΘ ）＋（ αｓρｓΘ ） νｓ＝ ２ ３ ［ （ － ｐ ｓＩ ＋τｓ） νｓ＋（ ΓΘ Θ ）－ γ ｓ＋ｓ＋Ｄｇ ｓ］ （ １ ４ ） ５５４第 ３期王小芳， 等 基于欧拉多相流模型的流化床煤气化过程三维数值模拟 γ ｓ＝３ （ １－ｅ ２） α２ ｓρｓｇ０Θ ４ ｄ ｓ Θ 槡 π －ν ｓ （ １ ５ ） ｓ＝－３ β Θ （ １ ６ ） Ｄ ｇ ｓ＝ ｄ ｓρｓ ４ π 槡Θ １ ８ μ ｇ ｄ ２ ｓρ ｓ ２ ν ｇ－νｓ ２ （ １ ７ ） ΓΘ＝１ ５ ０ ρ ｓｄｓ π 槡Θ ３ ８ ４ （ １＋ｅ ） ｇ ０ １＋６ ５ （ １＋ｅ ） ｇ ０α[]ｓ ２ ＋ ２ α ２ ｓρｓｄｓｇ０（ １＋ｅ ） Θ 槡 π （ １ ８ ） τ ｓ[ ＝（ －ｐ ｓ＋ξｓνｓ）＋μｓ［ νｓ＋ （ ν ｓ） Ｔ］－１ ３ （ ν ｓ] ） Ｉ（ １ ９ ） ξ ｓ＝ ４ ３ α ２ ｓρｓｄｓｇ０（ １＋ｅ ） Θ 槡 π （ ２ ０ ） μ ｓ＝ ３ ４ α ２ ｓρｓｄｓｇ０（ １＋ｅ ） Θ 槡 π ＋ １ ０ ρ ｓｄｓ π 槡Θ ９ ６ １＋４ ５ α ｓｇ０（ １＋ｅ[] ） ２ （ ２ １ ） 式中， ｇ ０为径向分布函数； Θ为颗粒动力学温度， 用 于表征颗粒的随机碰撞及颗粒随机脉动速度的大 小； γ ｓ为颗粒碰撞导致的动力学温度耗散； ｓ表示 气体和颗粒湍动能的交换； Ｄ ｇ ｓ为颗粒湍动能的耗 散率； ΓΘ为颗粒温度的输运系数； ξｓ为颗粒相表观 粘度； μ ｓ为颗粒相剪切粘度． １ １ ３ 能量方程 能量方程考虑气相、 固相内的热传导及两相间 的热交换， 同时忽略粘性耗散项和压力做功及动能 的影响 ｔ （ α ｇρｇＨｇ）＋ （ αｇρｇｖｇＨｇ）＝ （ λｇ Ｔｇ）＋ ｈ ｇ ｓ（ Ｔｇ－Ｔｓ）＋Ｓｇ ｓＨｓ （ ２ ２ ） ｔ （ α ｓρｓＨｓ）＋ （ αｓρｓｖｓＨｓ）＝ （ λｓ Ｔｓ）＋ ｈ ｓ ｇ（ Ｔｓ－Ｔｇ）＋Ｓｓ ｇＨｓ （ ２ ３ ） 式中， Ｈ ， λ ， ｈ 分别表示总焓、 导热系数及相间的换 热系数； Ｓ Ｈ项为由于气固非均相反应所引入的能 量源项． 各变量为 Ｈ ＝∑ ｊ Ｙ ｊＨｊ （ ２ ４ ） 本模型中， 气体混合物热传导系数的计算建立 在分子运动论的基础上， 有 λ ｇ＝∑ ｊ Ｘ ｊλｊ ∑ ｊ Ｘ ｊｉ ｊ （ ２ ５ ） 式中， Ｘ ｊ为组分 ｊ 的摩尔分数； ｉ ｊ＝ １＋ μ ｉ μ ｊ １ ２ Ｍｊ Ｍ ｉ [] １ ４ ２ ８１＋Ｍｉ Ｍ [] ｊ １ ２ （ ２ ６ ） ｈ ｓ ｇ＝ ６ ｋ ｇαｓαｇＮ ｕｓ ｄ ２ ｓ （ ２ ７ ） 其中 Ｎ ｕ ｓ＝（ ７－１ ０ αｇ＋５ α ２ ｇ）１＋０ ７ Ｒ ｅ ０ ２ ｓ Ｐ ｒ １ ３＋ （ １ ３ ３－２ ４ ε ｇ＋１ ２ α ２ ｇ） Ｒ ｅ ０ ７ ｓ Ｐ ｒ １ ３ １ ２ 化学反应模型 煤气化过程可分为 ① 煤的热解； ② 非均相 的气固反应， 气相可能是最初的气化剂， 也可能是 气化过程的产物， 固相为煤热解后产生的焦炭； ③ 均相的气相反应． １ ２ １ 煤热解反应动力学模型 本文中， 煤的热解及组分平衡主要考虑 煤→Ｃ ｓ＋ 挥发分 ＋ Ｈ２Ｏ＋ 灰 （ ２ ８ ） 挥发分→ｎ １Ｃ Ｏ２＋ ｎ２Ｃ Ｏ＋ ｎ３Ｃ Ｈ４＋ ｎ４Ｈ２（ ２ ９ ） 式中， 挥发分组分的摩尔数 η ｉ（ ｉ ＝ １ ， ２ ， ， ４ ） 由参 与气化反应煤的工业分析及元素分析所确定． 同时 假设挥发分析出后颗粒体积不变． 自 １ ９ ７ ０年 Ｂ ａ ｄ ｚ ｉ ｏ ｃ ｈ等提出了最简单的煤热 解动力学的单方程模型以来， 许多学者相继提出了 双方程、 多方程、 多组分析出、 热解机理性、 竞争反 应及通用模型等各种经验、 半经验以及理论模 型［ １ １ ］． Ｋ ｏ ｂ ａ ｙ ａ ｓ ｈ ｉ 等提出的一对平行的、 一级不可 逆反应模型是目前应用比较广泛的热分解模 型［ １ ２ ］ →Ｃ ｋ １ （ １－ Ｙ １） Ｓ１＋ Ｙ１Ｖ１ →Ｃ ｋ ２ （ １－ Ｙ ２） Ｓ２＋ Ｙ２Ｖ}２ （ ３ ０ ） 反应速率方程为 ｄ ｃ ｄ ｔ ＝－ （ ｋ １＋ ｋ２） ｃ （ ３ １ ） ｄ ｖ ｄ ｔ ＝ ｄ ｖ １＋ ｄ ｖ２ ｄ ｔ ＝ （ Ｙ １ｋ１＋ Ｙ２ｋ２） ｃ （ ３ ２ ） 式中， Ｓ １， Ｓ２表示挥发分析出反应产生的固体颗粒 中未反应碳的浓度； Ｙ为挥发系数； Ｖ为挥发分浓 度； ｃ 表示固体颗粒中未反应的煤的浓度； ｖ 为挥发 分析出量； ｋ １， ｋ２为 Ａ ｒ ｒ ｈ ｅ ｎ ｉ ｕ ｓ 形式的反应速率系 数 ｋ １ （ ２ ） ＝Ａ １ （ ２ ） ｅ ｘ ｐ －Ｅ １ （ ２ ） Ｒ Ｔ ｓ （ ３ ３ ） 各反应参数取为［ １ ２ ］ Ａ １＝０ ． ２μ ｓ － １，Ａ ２＝１ ３ μ ｓ － １，Ｅ １ ＝ ０ ． １ ０ ４６ ｋ Ｊ ／ ｍｏ ｌ ，Ｅ ２ ＝ ０ ． １ ６ ７４ ６５４东南大学学报（ 自然科学版） 第 ３ ８卷 ｋ Ｊ ／ ｍｏ ｌ ，Ｙ １＝０ ３ ，Ｙ２＝１ ０ ． １ ２ ２ 气固非均相反应模型 焦炭与 Ｏ ２， Ｈ２Ｏ及 Ｃ Ｏ２的非均相反应是一个 复杂的过程， 表现在反应物的扩散、 焦炭的破碎、 反 应与湍流的相互作用等多个方面． 为了模型的简 化， 假设焦炭燃烧时粒径不变； 化学反应动力学方 程中同时考虑气膜扩散及化学反应的影响． 焦炭的非均相反应速率方程可表示为［ ８ ］ ｒ ｃ＝ ６ Ｖ ｃｋｃ ｄ ｓ ｐ ｉ （ ３ ４ ） 式中， Ｖ ｃ为焦炭颗粒体积； ｐｉ为反应物气体分压； ｋｃ 为反应速率常数， 表示为 ｋ ｃ＝ １ ｋ ａ ＋１ ｋ ｄ － １ （ ３ ５ ） 式中， ｋ ａ ＝Ａ Ｔ ｎ ｓｅ ｘ ｐ Ｅ Ｒ Ｔ ｓ 为表面反应速率； ｋ ｄ ＝ Ｓ ｈ Ｄ ｇ ｓＭｃ Ｒ Ｔ ｓｄｓ 为气体扩散速率． Ｓ ｈ＝２＋０ ６ ５ ４ Ｒ ｅ １ ２Ｓ ｃ １ ３ 表征颗粒边界层的气体传质对燃烧的影响； Ｄ ｇ ｓ＝ ８ ３ ４１ ０ － ６Ｔ１ ７ ５ ｐ 为气体扩散系数． １ ２ ３ 气体均相反应模型 均相反应采用有限速率 ／ 涡耗散模型， 即同时 计算 Ａ ｒ ｒ ｈ ｅ ｎ ｉ ｕ ｓ 和涡耗散反应速率， 净反应速率取 ２个速率中较小的， 即 ｒ ｃ＝ｍｉ ｎ （ ｒａ， ｒｅ） （ ３ ６ ） ｒ ａ＝ｋａＴ ｚ Ｃ ｎ ＡＣ ｍ Ｂ （ ３ ７ ） ｒ ｅ＝ ｖｉ ， ｒＭｗ ， ｉＡ ρε ｋ ｍｉ ｎｍｉ ｎ Ｒ Ｙ Ｒ ｖ Ｒ ， ｒＭｗ ， Ｒ ， Ｂ ∑ Ｐ Ｙ Ｐ ∑ Ｎ ｊ ｖ ｊ ， ｒＭｗ ， ｊ （ ３ ８ ） 式中， ｋ ａ＝Ａ ｅ ｘ ｐ － Ｅ Ｒ Ｔ； Ｃ表示反应物浓度； ｎ ， ｍ 为速率指数； Ａ ， Ｂ为经验常数， 分别取 ４和 ０ ５ ． 各 化学反应方程式及动力学参数见表 １ ． 表 １ 化学反应方程式及动力学参数表［ １ ３１ ４ ］ 非均相反应均相反应 公式反应速率系数公式反应速率系数／ （ Ｐ ａ － １ｓ－ １） 单位 ｚｎｍ 式（ ３ ９ ）ｋ ａ ， １＝ ５ ９ ６ Ｔｐｅ ｘ ｐ （－ １８ ０ ０ ／ Ｔｓ） 式（ ４ ２ ）ｋ ａ ， ４＝ １ ０ １ ０ １ ５ｅ ｘ ｐ （－ １ ６０ ０ ０ ／ Ｔ ｇ） ｋ ｍ ｏ ｌ － ０ ７ ５ｍ２ ２ ５Ｋ１ ５ｓ－ １ ０ ． ０１ ． ００ ． ５ 式（ ４ ０ ）ｋａ ， ２＝ ２０ ８ ２ ７ ｅ ｘ ｐ （－ １ ８０ ３ ６ ／ Ｔｓ） 式（ ４ ３ ） ｋ ａ ， ５＝ ５ １ ５ ９ １ ０ １ ５ｅ ｘ ｐ （－ ３４ ３ ０ ／ Ｔ ｇ） ｋ ｍ ｏ ｌ － １ ５ｍ４ ５Ｋ１ ５ｓ－ １ － １ ． ５１ ． ５１ ． ０ 式（ ４ １ ）ｋ ａ ， ３＝ ６ ３ ３ ｅ ｘ ｐ （－ １ ４０ ５ １ ／ Ｔｓ） 式（ ４ ４ ） ｋ ａ ， ６＝ ３ ５ ５ ２ １ ０ １ ４ｅ ｘ ｐ （－ １ ５７ ０ ０ ／ Ｔ ｇ） ｋ ｍ ｏ ｌ － １ｍ３Ｋ ｓ－ １ － １ ． ０１ ． ０１ ． ０ 式（ ４ ５ ）ｋ ａ ， ７＝ ２ ． ７ ８ １ ０ ３ｅ ｘ ｐ （－ １５ １ ０ ／ Ｔ ｓ） ｋ ｍ ｏ ｌ － １ｍ３Ｋ ｓ－ １ ０ ． ０１ ． ０１ ． ０ 式（ ４ ５ ） ｋ ａ ， ８＝ １ ． ０ ４ ９ ０ ６ １ ０ ５ｅ ｘ ｐ （－ ５４ ７ ８ ／ Ｔ ｓ） ｋ ｍ ｏ ｌ － １ｍ３Ｋ ｓ－ １ ０ ． ０１ ． ０１ ． ０ １ ３ 物质输运方程 本模型中， 假设气相组分包括 Ｏ ２， Ｃ Ｏ２， Ｈ２Ｏ ， Ｃ Ｏ ， Ｈ ２， Ｃ Ｈ４和 Ｎ２， 根据第 ｉ 种物质的对流扩散方 程预估每种物质的质量分数， 守恒方程表示为［ １ １ ］ ｔ （ ρ ｇＹｇ ， ｉ）＋ （ ρｇＹｇ ， ｉｖｇ）＝－ Ｊｇ ， ｉ＋ Ｒｉ＋ Ｓｉ （ ３ ９ ） 式中， Ｊ ｇ ， ｉ为气相组分 ｉ 的扩散通量， 由浓度梯度产 生； Ｒ ｉ为化学反应的净反应速率； Ｓｉ表示由于源项 产生的额外反应速率． 气相组分的扩散通量由 Ｆ ｉ ｃ ｋ 定律计算 Ｊ ｇ ， ｉ＝－ ρｇＤｉ ， ｍ＋μ ｔ Ｓ ｃ ｔ Ｙ ｇ ， ｉ （ ４ ０ ） １ ４ 初始及边界条件 本文的模拟对象为流化床煤气化炉［ ９ ］， 其结 构简图及网格划分如图 １所示． 采用三维模型， 计 算域同时采用结构化及非结构化网格， 进行分区划 分． 计算中采用速度入口边界条件． 因出口处的流 图 １ 反应器结构简图及网格 （ 单位 ｍ ｍ） 量及压力未知，故使用质量出口边界条件， 壁面处 使用无滑移边界条件， 且假设壁面热流量为零． 颗粒 最大堆积密度取为 ０ ６ ４ ， 流化床内初始床料（ 石英 砂） 高度设为 １ ０ｍ ， 体积份额 ０ ４ ８ ［ ８ ］． 模拟工况对 照 Ｏ ｃ ａ ｍ ｐ ｏ等［ ９ ］的流化床煤气化炉试验数据［ ９ ］， 具 体物料特性、 参数及运行工况见表２ 和表３ ． ７５４第 ３期王小芳， 等 基于欧拉多相流模型的流化床煤气化过程三维数值模拟 表 ２ 物料特性 工业分析／ ％元素分析／ ％ ＭＡＶｗ （ Ｆ Ｃ ）ｗ （ Ｃ ）ｗ （ Ｈ ）ｗ （ Ｏ ）ｗ （ Ｎ ）ｗ （ Ｓ ） Ｑｄ ｗ／ （ ＭＪ ｋ ｇ － １） 珔 ｄ ｐ／ ｍ ｍ 表观密度／ （ ｋ ｇ ｍ－ ３） ２ ６１ ５４ １ ８５ ４ １７ ５ ３５ ４１ ５ ６１ ８０ ４２ ９ ６ ９ ５０ ６ ２１２ ５ ０ 注 ｗ为质量分数． 表 ３ 操作参数及试验数据 工况 操作条件试验结果／ ％ 给煤量／ （ ｋ ｇ ｈ － １） 氧量／ （ ｋ ｇ ｈ － １） 水蒸气量／ （ ｋ ｇ ｈ － １） 入口 温度／ ℃ 反应器 温度／ ℃ φ （ Ｈ２）φ （ Ｃ Ｏ ２） φ （ Ｎ２）φ （ Ｃ Ｈ ４）φ （ Ｃ Ｏ ） １８ ０１ ９ ４４ ６４ ２ ２８ ４ １９ ６ ３１ ４ ４ ０６ ４ ６ ２１ ３ ４９ ９ ７ ２８ ０２ １ ９４ ６４ ２ ０８ ５ ５８ ５ ３１ ９ ３ １６ ０ ３ ７０ ８ ４１ ０ ９ ４ ３８ ０２ ８ ４４ ６３ ６ ８８ ２ ６６ ４ ８１ ４ ８ ６７ １ ５ ４１ ２ ９５ ８ ０ 注 φ为体积分数． ２ 计算结果与分析 为了验证所建模型的精确性， 将计算结果与试 验数据进行比较（ 见图 ２ ） ． 其中， 表示计算结果的 摩尔分数取出口截面的面积平均值． 图 ２ 不同工况下计算与实验数据比较 如图 ２所示， 模型计算所得结果与试验数据吻 合较好， 最小相对误差仅为 １ ％左右， 最大相对误 差为 ２ ０ ％左右， 平均相对误差小于 １ ４ ％． 对于数值 模拟， 该误差属合理范围， 因此认为所建模型具有 可靠性． 从图中可以看出， 与试验数据相比， 计算值 中 Ｃ Ｏ ２和 Ｈ２偏大， Ｃ Ｏ略小． 分析其原因有 ① 在 化学反应 Ｃ＋ α Ｈ ２Ｏ→（ ２－α ） Ｃ Ｏ＋（ α－ １ ） Ｃ Ｏ２＋ α Ｈ ２中， 产物分配系数 α的值随温度的升降而变 化［ １ ５ ］． 所建模型中， 根据反应器温度取固定值 １ ２ ， 但是在试验工况中， 反应器内温度有较大波 动， 产物分配系数也随之变化， 故导致计算值的偏 差． ② Ｏ ｃ ａ ｍ ｐ ｏ 的流化床煤气化过程中， 包括添加 石灰石进行炉内脱硫的过程 Ｃ ａ Ｃ Ｏ ３＋ Ｓ Ｏ２＋１ ２ Ｏ ２Ｃ ａ Ｓ Ｏ４＋ Ｃ Ｏ２ （ ４ １ ） 该反应产生额外的 Ｃ Ｏ ２使得化学反应 Ｃ Ｏ＋Ｈ２Ｏ →Ｈ２＋ Ｃ Ｏ２， Ｃ Ｏ＋ Ｈ２Ｏ←Ｈ２＋Ｃ Ｏ２的逆反应增强， 相应的正反应削弱， 因此试验所得的 Ｃ Ｏ值要较计 算值略大， Ｈ ２值略小． 但考虑到石灰石加入量小， 为了模型的简化， 忽略该影响． ２ ． １ 反应器内各组分分布 图３ 为不同工况下流化床反应器纵截面（ ｘ ＝ ０ ） 上主要化学反应组分的摩尔分数分布图． 从图中可 以看出 在反应器底部， 由于大量 Ｃ ｓ的存在， 形成了 Ｃ Ｏ ２的较低浓度区， 沿反应器高度方向， 随着 Ｃｓ的 减少及 Ｃ Ｈ ４燃烧等氧化反应的进行， Ｃ Ｏ２浓度逐渐 增加； 反应器内的 Ｃ Ｈ ４主要来源于煤热解时挥发份 的析出， 因此， 在煤热解及氧化反应的共同作用下， 相对于反应器上部， 下部的 Ｃ Ｈ ４浓度较高， 到达一 定高度后， 随着 Ｏ ２耗尽， 甲烷浓度变化逐渐减小； 水 气置换反应中， 正反应为放热反应， 因此， 在反应器 上部， 温度的降低有利于该正向反应的进行， 从而在 Ｃ Ｏ减少的同时， Ｃ Ｏ ２及 Ｈ２相应增加． ２ ２ 反应器内化学反应速率变化 图 ４为工况 ３流化床气化炉纵截面（ ｘ ＝ ０ ） 上 碳的质量分数、 温度及各气固非均相反应速率的分 布图． 如图所示 ①Ｃ ｓ主要分布在反应器的下部， 因此非均相反应主要在反应器的下部进行． ② Ｃ ｓ Ｏ ２的反应速率较 Ｃｓ Ｈ２Ｏ ， Ｃｓ Ｃ Ｏ２的反应速率大． 通常， 在氧浓度较高时， 以 Ｃ ｓ Ｏ２的燃烧反应为主， 因此， 对于燃烧器而言， 只需考虑与氧的非均相反 应， 但是， 在煤的气化器中， Ｃ ｓ Ｈ２Ｏ ， Ｃｓ Ｃ Ｏ２反应亦 十分重要， 特别是在氧快速消耗殆尽以后［ １ １ ］． 从图 中也可以看出， 在气化器底部气体入口， 由于氧浓 ８５４东南大学学报（ 自然科学版） 第 ３ ８卷 度高， Ｃ ｓ Ｏ２的燃烧反应明显占优， 随着高度的增 加， 氧逐渐减少至零， 而水蒸气及二氧化碳的浓度 增加， 因此在一定的高度范围， Ｃ ｓ Ｏ２的反应结束， 而 Ｃ ｓ Ｈ２Ｏ ， Ｃｓ Ｃ Ｏ２反应成为主导． ③ 氧气主要集 中在反应器下部， 由此引发的燃烧反应放热在反应 器下部形成一个高温区． 而 Ｃ ｓ Ｈ２Ｏ ， Ｃｓ Ｃ Ｏ２为吸 热反应， 因此该高温区也是 Ｃ ｓ Ｈ２Ｏ ， Ｃｓ Ｃ Ｏ２反应 速率底部较大和上部较小的原因之一． 图 ３ 不同工况下反应器纵截面（ ｘ ＝ ０ ） 上主要化学反应组分的摩尔分数分布 ３ 结语 对直径 ０ ２ ２ｍ、 高 ２ｍ的流化床煤气炉气化 过程进行了三维数值模拟． 气相采用标准 ｋ ε湍流 模型， 固相应用颗粒动理学理论， 同时考虑煤气化 过程中的热解、 均相反应、 非均相反应， 以及流动与 ９５４第 ３期王小芳， 等 基于欧拉多相流模型的流化床煤气化过程三维数值模拟 化学反应的相互影响， 建立化学反应速率模型， 并 将计算结果与实验数据进行比较， 结果显示二者吻 合良好． 通过模拟计算， 对流化床煤气化过程进行 有效预测， 获得反应器内的组分分布、 温度分布等 规律， 以及多种因素影响下反应器内化学反应速率 的变化． 研究表明， 本文所建立的基于欧拉多相流 模型的流化床煤气化三维数理模型及数值模拟方 法， 符合对象的特性， 有助于揭示流化床气化炉复 杂的稠密气固流动和化学反应规律， 为流化床煤气 化炉的结构设计、 优化和运行提供有益的参考． 图 ４ 温度、 Ｃ ｓ分布与反应速率的关系 参考文献 （ Ｒ ｅ ｆ ｅ ｒ ｅ ｎ ｃ ｅ ｓ ） ［ １ ］周宏仓，金保升，仲兆平，等．流化床部分煤气化实 验研究［ Ｊ ］ ．热能动力工程， ２ ０ ０ ４ ， １ ９ （ ３ ） ２ ５ ２ ２ ５ ６ ． Ｚ ｈ ｏ ｕＨ ｏ ｎ ｇ ｃ ａ ｎ ｇ ，Ｊ ｉ ｎＢ ａ ｏ ｓ ｈ ｅ ｎ ｇ ，Ｚ ｈ ｏ ｎ ｇＺ ｈ ａ ｏ ｐ ｉ ｎ ｇ ，ｅ ｔ ａ ｌ ． Ｅ ｘ ｐ ｅ ｒ ｉ ｍ ｅ ｎ ｔ ａ ｌ ｓ ｔ ｕ ｄ ｙｏ ｆ ｃ ｏ ａ ｌ ｐ ａ ｒ ｔ ｉ ａ ｌ ｇ ａ ｓ ｉ ｆ ｉ ｃ ａ ｔ ｉ ｏ ｎｉ ｎａ ｆ ｌ ｕ ｉ ｄ ｉ ｚ ｅ ｄｂ ｅ ｄ［ Ｊ ］ ．Ｊ ｏ ｕ ｒ ｎ ａ ｌ ｏ ｆ Ｅ ｎ ｇ ｉ ｎ ｅ ｅ ｒ ｉ ｎ ｇｆ ｏ ｒ Ｔ ｈ ｅ ｒ ｍ ａ ｌ Ｅ ｎ ｅ ｒ ｇ ｙａ ｎ ｄＰ ｏ ｗ ｅ ｒ ， ２ ０ ０ ４ ， １ ９ （ ３ ） ２ ５ ２ ２ ５ ６ ．（ ｉ ｎＣ ｈ ｉ ｎ ｅ ｓ ｅ ） ［ ２ ］ Ｚ ｈ ｏ ｎ ｇＷｅ ｎ ｑ ｉ ，Ｚ ｈ ａ ｎ ｇＭｉ ｎ ｇ ｙ ａ ｏ ，Ｊ ｉ ｎＢ ａ ｏ ｓ ｈ ｅ ｎ ｇ ，ｅ ｔ ａ ｌ ． Ｔ ｈ ｒ ｅ ｅ ｄ ｉ ｍ ｅ ｎ ｓ ｉ ｏ ｎ ａ ｌ ｓ ｉ ｍ ｕ ｌ ａ ｔ ｉ ｏ ｎｏ ｆ ｇ ａ ｓ ／ ｓ ｏ ｌ ｉ ｄｆ ｌ ｏ ｗｉ ｎｓ ｐ ｏ ｕ ｔ ｆ ｌ ｕ ｉ ｄｂ ｅ ｄ ｓ ｗ ｉ ｔ ｈｋ ｉ ｎ ｅ ｔ ｉ ｃ ｔ ｈ ｅ ｏ ｒ ｙｏ ｆ ｇ ｒ ａ ｎ ｕ ｌ ａ ｒ ｆ ｌ ｏ ｗ［ Ｊ ］ ． Ｃ ｈ ｉ ｎ ｅ ｓ ｅＪ ｏ ｕ ｒ ｎ ａ ｌｏ ｆＣ ｈ ｅ ｍ ｉ ｃ ａ ｌＥ ｎ ｇ ｉ ｎ ｅ ｅ ｒ ｉ ｎ ｇ ， ２ ０ ０ ６ ， １ ４ （ ５ ） ６ １ １ ６ １ ７ ． ［ ３ ］ Ｍａ ｔ ｈ ｉ ｅ ｓ ｅ ｎＶ ，Ｓ ｏ ｌ ｂ ｅ ｒ ｇＴ ，Ｈ ｊ ｅ ｒ ｔ ａ ｇ ｅ ｒＢＨ ．Ａ ｎｅ ｘ ｐ ｅ ｒ ｉ ｍ ｅ ｎ ｔ ａ ｌ ａ ｎ ｄｃ ｏ ｍ ｐ ｕ ｔ ａ ｔ ｉ ｏ ｎ ａ ｌ ｓ ｔ ｕ ｄ ｙｏ ｆ ｍ ｕ ｌ ｔ ｉ ｐ ｈ ａ ｓ ｅｆ ｌ ｏ ｗｂ ｅ ｈ ａ ｖ ｉ ｏ ｒ ｉ ｎａｃ ｉ ｒ ｃ ｕ ｌ ａ ｔ ｉ ｎ ｇｆ ｌ ｕ ｉ ｄ ｉ ｚ ｅ ｄｂ ｅ ｄ［ Ｊ ］ ．Ｉ ｎ ｔ ｅ ｒ ｎ ａ ｔ ｉ ｏ ｎ ａ ｌ Ｊ ｏ ｕ ｒ ｎ ａ ｌ ｏ ｆ Ｍｕ ｌ ｔ ｉ ｐ ｈ ａ ｓ ｅＦ ｌ ｏ ｗ ， ２ ０ ０ ０ ， ２ ６ （ ３ ） ３ ８ ７ ４ １ ９ ． ［ ４ ］ｖ ａ ｎＷａ ｃ ｈ ｅ ｍＢＧＭ，Ｓ ｃ ｈ ｏ ｕ ｔ ｅ ｎＪ Ｃ ，Ｋ ｒ ｉ ｓ ｈ ｎ ａＲ ，ｅ ｔ ａ ｌ ． Ｅ ｕ ｌ ｅ ｒ ｉ ａ ｎｓ ｉ ｍ ｕ ｌ ａ ｔ ｉ ｏ ｎ ｓｏ ｆ ｂ ｕ ｂ ｂ ｌ ｉ ｎ ｇｂ ｅ ｈ ａ ｖ ｉ ｏ ｕ ｒ ｉ ｎｇ ａ ｓ ｓ ｏ ｌ ｉ ｄ ｆ ｌ ｕ ｉ ｄ ｉ ｓ ｅ ｄｂ ｅ ｄ ｓ ［ Ｊ ］ ．Ｃ ｏ ｍ ｐ ｕ ｔ ｅ ｒ ｓＣ ｈ ｃ ｍＥ ｎ ｇ ｎ ｇ ，１ ９ ９ ８ ， ２ ２ （ ８ ） Ｓ ２ ９ ９ Ｓ ３ ０ ６ ． ［ ５ ］ Ｂ ｅ ｎ ｙ ａ ｈ ｉ ａＳ ，Ａ ｒ ａ ｓ ｔ ｏ ｏ ｐ ｏ ｕ ｒＨ ，Ｋ ｎ ｏ ｗ ｌ ｔ ｏ ｎＴＭ，ｅ ｔａ ｌ ． Ｓ ｉ ｍ ｕ ｌ ａ ｔ ｉ ｏ ｎｏ ｆ ｐ ａ ｒ ｔ ｉ ｃ ｌ ｅ ｓ ａ ｎ ｄｇ ａ ｓ ｆ ｌ ｏ ｗｂ ｅ ｈ ａ ｖ ｉ ｏ ｒ ｉ ｎｔ ｈ ｅ ｒ ｉ ｓ ｅ ｒ ｓ ｅ ｃ ｔ ｉ ｏ ｎｏ ｆａｃ ｉ ｒ ｃ ｕ ｌ ａ ｔ ｉ ｎ ｇｆ ｌ ｕ ｉ ｄ ｉ ｚ ｅ ｄｂ ｅ ｄｕ ｓ ｉ ｎ ｇｔ ｈ ｅｋ ｉ ｎ ｅ ｔ ｉ ｃ ｔ ｈ ｅ ｏ ｒ ｙａ ｐ ｐ ｒ ｏ ａ ｃ ｈｆ ｏ ｒｔ ｈ ｅｐ ａ ｒ ｔ ｉ ｃ ｕ ｌ ａ ｔ ｅｐ ｈ ａ ｓ ｅ ［ Ｊ ］ ．Ｐ ｏ ｗ ｄ ｅ ｒ Ｔ ｅ ｃ ｈ ｎ ｏ ｌ ｏ ｇ ｙ ， ２ ０ ０ ０ ， １ １ ２ （ １ ） ２ ４ ３ ３ ． ［ ６ ］ Ｗａ ｔ ａ ｎ ａ ｂ ｅＨ ，Ｏ ｔ ａ ｋ ａＭ．Ｎ ｕ ｍ ｅ ｒ ｉ ｃ ａ ｌ ｓ ｉ ｍ ｕ ｌ ａ ｔ ｉ ｏ ｎｏ ｆｃ ｏ ａ ｌ ｇ ａ ｓ ｉ ｆ ｉ ｃ ａ ｔ ｉ ｏ ｎｉ ｎｅ ｎ ｔ ｒ ａ ｉ ｎ ｅ ｄｆ ｌ ｏ ｗｃ ｏ ａ ｌ ｇ ａ ｓ ｉ ｆ ｉ ｅ ｒ［ Ｊ ］ ．Ｆ ｕ ｅ ｌ ， ２ ０ ０ ６ ， ８ ５ （ １ ２ ／ １ ３ ） １ ９ ３ ５ １ ９ ４ ３ ． ［ ７ ］Ｇ ｒ ｂ ｎ ｅ ｒ Ｍａ ｒ ｔ ｉ ｎ ，Ｏ ｇ ｒ ｉ ｓ ｅ ｃ ｋＳ ｉ ｒ ｋ ｏ ，Ｍｅ ｙ ｅ ｒ Ｂ ｅ ｒ ｎ ｄ ．Ｎ ｕ ｍ ｅ ｒ ｉ ｃ ａ ｌ ｓ ｉ ｍ ｕ ｌ ａ ｔ ｉ ｏ ｎｏ ｆ ｃ ｏ ａ ｌ ｇ ａ ｓ ｉ ｆ ｉ ｃ ａ ｔ ｉ ｏ ｎａ ｔ ｃ ｉ ｒ ｃ ｕ ｌ ａ ｔ ｉ ｎ ｇｆ ｌ ｕ ｉ ｄ ｉ ｓ ｅ ｄ ｂ ｅ ｄｃ ｏ ｎ ｄ ｉ ｔ ｉ ｏ ｎ ｓ ［ Ｊ ］ ． Ｆ ｕ ｅ ｌ Ｐ ｒ ｏ ｃ ｅ ｓ ｓ ｉ ｎ ｇＴ ｅ ｃ ｈ ｎ ｏ ｌ ｏ ｇ ｙ ， ２ ０ ０ ７ ， ８ ８ （ １ ０ ）
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