平行流化床装置上气固两相流流动特性实验研究

平行流化床装置上气固两相流流动特性实验研究

中国有丰富的陆生资源。利用生物资源进行气、气、合成气的栽培。原理简单，能源转化率高，适合实际情况。传统的生物质气化技术需采用水蒸气或纯氧作为气化介质,不仅使工艺变得复杂,还增加了整个合成气生产的成本,而生物质化学链气化可以巧妙地解决该问题。化学链气化是一种新颖的气化方式,而循环流化床作为近些年发展起来的一种新炉型,具有燃料适性好、燃烧效率高等其它炉型不可比拟的优点,目前国内外已广泛应用于化工、热能、电力、冶金等行业。但将循环流化床应用于生物质化学链燃烧、气化方面的研究还较少,本实验在以往的研究基础上,提出一种针对生物质化学链气化的串行循环流化床装置,以改进生物质气化效率,提高合成气品质。1序列流设计1.1氧化铁为氧载体的生物质化学链气化反应化学链气化的技术原理如图1所示。燃料在氧载体的作用下部分氧化产生以CO和H2为主的合成气,氧载体被还原成低价态的氧化物或金属单质,然后被还原后的金属氧化物在空气反应器(AR)中被空气中的氧重新氧化,循环使用,而不需要纯氧等气化剂。由前期的实验研究可知,当以氧化铁为氧载体时,Fe2O3在生物质化学链气化过程中主要产物为FeO。生物质热解中间产物被氧载体部分氧化而发生气化反应。在生物质化学链气化过程中两个反应器内发生的总反应式如下:在AR内:在FR内:总反应:应指出的是,上述反应只是以制合成气为目的的生物质化学链气化过程理论上的总反应。实际反应是生物质热解、热解中间产物再与氧载体发生氧化还原等一系列复杂的多相反应过程。其中,还有一部分生物质可能发生化学链燃烧生成CO2、H2O等副产物,本实验主要采用生物质化学链气化反应作为设计依据。1.2sr-反应质量流量法燃料消耗量由反应器的功率Pfuel和燃料的热值Hi来确定:反应的需氧质量流量为:式中:Sr-反应化学计量比;M-相对分子质量;-燃料气的质量流量。反应所需空气质量流量:式中:-尾气中氧的质量分数;λ-过量空气系数。0.233为空气中氧气的质量分数,0.21为空气中氧气的体积分数。1.3氧载体还原实验结果定义R0为氧载体中氧的质量分数,则:式中:Mred-氧载体完全被还原后的质量;Mox-氧载体完全氧化后的质量。定义转化率(氧化程度)X为氧载体实际氧化耗氧的质量与完全氧化需氧质量之比,即:其中:Mactual为氧载体在某一反应时刻的实际质量,假定两反应器中的固体颗粒混合均匀,则反应器中的固体转化率等同于离开反应器固体的转化率。由于晶格氧是有氧化剂转移到还原剂中,氧化剂的平均转化率Xox要高于还原剂的平均转化率Xred,两者之间的差值为:氧载体的载氧能力C可以用来衡量氧载体转化到一个稳定状态的传递氧能力,定义为:式中:m-氧载体质量;X-转化率。对应于氧载体载氧能力C和氧的质量分数R0,其函数关系可以表述为:则氧载体的氧化和还原的反应速率为:得AR床料量mbed,AR为:FR床料量mbed,FR为:循环量Gs:其中:ox-氧化(AR中);red-还原(FR中);-固体的质量流量。1.4u-t-t-t气体温度利用经验公式计算流化床的起始流化速度(μmf)和带出速度(μt):设计操作气速取:代入计算反应器的截面积得:式中:u-反应器操作气速;-气体的质量流量;va-所在环境温度下的气体比体积;T-反应器温度;Ta-环境温度;Re-雷诺数。1.5床料量mbed流化阶段中床层的压降,假定压降来自克服重力,并结合流化床空隙率经验得到ΔP,计算床料量mbed,计算式如下:式中床料量mbed可用体积及密度乘积表示:代入(25),(25)式化简后,得:式中:ρp-床料密度;ρf-流化气密度因空气反应器和燃料反应器分别处于快速流化床和鼓泡流化床,在设计中选定空隙率计算床层高度。1.6常用参数假设计算串行流化床反应器设计和反应过程的重要参数,借鉴循环流化床设计的经验,对一些常用参数和常数进行选取和假设,见表1。采用燃料为生物质,假定反应中物料充分混合,反应器中发生的反应见式(1)~(3)式。将上述参数代入式(4)~(28)计算,可得串行流化床设计参数如表2所示。2实验与研究2.1实验物料的分离和气固分离依据以上设计参数,搭建冷态实验模型(如图2所示),材质为有机玻璃。燃料反应器和空气反应器通过返料管和气体密封室相连接,燃料反应器中的实验物料,在流化介质的推动下,起始流化并经返料管进入空气反应器中;空气反应器中的实验物料由流化介质带入旋风分离器进行气固分离,由旋风分离器下来的物料经气体密封室进入燃料反应器,实现物料在两反应器之间的循环。燃料反应器中的尾气经旋风分离器分离物料后排空,残余物料返回燃料反应器。2.2测试材料实验所用的物料为石英砂,堆积密度为l450kg/m3,真实密度为2620g/m3,粒径为0.1mm~0.3mm。2.3流化风力的影响首先验证系统的稳定性及可靠性,并在此基础上进行试验参数的测定,利用PY500型智能压力检测系统,研究了系统的气密性、初始流化速度、料层阻力特性,分析了床层存料量,燃料反应器、空气反应器、返料管等部件流化风量对物料运动状态和流化床内各测压点压差的影响。利用PV-6型激光颗粒速度测量仪测定床内颗粒的流动的浓度分布,考察不同部件流化风速的变动对固体循环量影响。本实验选用的测压点位置及其距离布风板高度见图2和表3,其中1~4为空气反应器中测压点,5~7为燃料反应器中测压点。3结果讨论3.1ug3对空气反应器各压降的影响在循环流化床中,流化风量是系统循环的驱动力,如图3所示,因燃料反应器在鼓泡流化床操作下,随着FR流化风量ug3由1.13m/s增加到2.0m/s,燃料反应器内部压降有稳定的升高,见图中4、5、6线,但系统其他各组压降变化较小,这是由流化状态规律而决定的。该组压差反应FR的料层阻力随气速的增大而变动情况,因FR处于鼓泡流化状态,随着气速的提高,料层压降有一个稳定的提升过程。这反映了ug3对于系统循环影响状况,随着表观起诉的提升,床内鼓泡现象明显增加,物料循环趋于更加均匀,窗内物料对外供给能力显著提升,但因返料管两端物料密封,增加燃料反应器的流化风量起不到使更多的物料进入返料管的作用,故图中空气反应器各组压降较为平稳。由此可见,在保证正常鼓泡状态下,增大燃料反应器的表观气速,对整个装置影响不明显,气速过小低于0.3m/s时,FR无法流化,气速过大超过2.0m/s时,FR操作出现异常,会出现气体由旋风分离器反窜而出的现象。3.2返料管流化量的影响返料管(loopseal)是连接两个反应器的重要部件,燃料反应器中被还原的氧载体经返料管返回空气反应器,再生后循环使用,同时要保证空气反应器中的空气不能反窜到燃料反应器中,因此,返料管的操作参数至关重要。本实验验证了返料管的流化风量由0.4m/s到0.85m/s的增大过程对各测压点压降的影响,结果如图4所示。实验结果表明,气体流量过低(0.4m/s以下)时,返料管的料层无法回流到空气反应器;气体流量合适(在0.4m/s到0.85m/s)时,随着返料管风量的增加,进入空气反应器底部的物料量与返料管流化风速近似成正比,这促使空气反应器下部压差稳步增加(1线),对其他各组压差影响不大。实验同时表明,返料状况还受返料管的高度及返料口的直径的影响,当返料气速过大(超过0.85m/s),返料管流化容易出现不稳定流化现象,出现沟流、节涌等不正常流化状态,并伴随着从空气反应器到燃料反应器之间的气体反窜。该冷态装置实验表明,返料管合适的流化风速为0.4m/s到0.85m/s。3.3压降与空气反应器表观气速的关系实验验证了空气反应器流化风量ug1由1.13m/s到2.0m/s状态下,对系统各组压降的影响,结果如图5所示。从第1组压降检测结果显示,随着AR流化气速的增加,空气反应器底部压差在气速为1.4m/s到1.7m/s之间较为稳定,当气速超过1.7m/s时,压差迅速下降。2、3图线也有近似的变化,因空气密度较小,上层压差变动不如1图线明显。分析料层阻力特性可以得出,料层处于静止状态时,压降与通过料层的气速近似成正比,随着表观气速的增加,压降出现平稳的上升,气速超过起始流化速度时(0.3m/s),床层开始处于鼓泡流化状态,之后床层开始有鼓泡流化状态到湍动流化状态,压降趋于平稳。当气速超过1.7m/s以后,床层开始进入气力输送阶段,颗粒被带出空气反应器,床层压降出现明显的降低。此外,随着空气反应器表观气速的增加,燃料反应器底部压降有所上升(图线4),分析原因为随着空气反应器流化气速的增加,系统循环量有所上升,进入燃料反应器的物料增多,使其底部压降有所增加,其他各组压差变动不大。空气反应器表观操作气速ug1是控制空气反应器流化状态的重要条件,对于装置其他部分流化状态也存在一定程度的影响,其适合的操作范围为1.13m/s到1.7m/s之间,在该范围内系统可实现稳定的循环操作。3.4两反应器存料量的影响实验采用逐次称量法测定了两反应器不同初始状态下的存料量对各测压点的压差的影响,结果如图6所示。实验结果表明,两反应器初始存料量过少(<2.5kg)时,系统流化状态不稳定,返料管不足以完全密封,可能出现窜气等不正常流化状态,存料量从2.5kg增加到4.5kg,流化床可以进行稳定流化,随着两反应器存料量增加,空气反应器下部、燃料反应器下部料层的压差逐渐增加,空气反应器压降由0.18kPa增加到0.41kPa,燃料反应器由0.6kPa增加到1.2kPa,其他各组压降影响不大。两反应器存料量过大(>4.5kg)时,空气反应器流化出现异常,有节涌、沟流等不正常的流化状态出现,同时旋风分离器运转超负荷,气体出口有未分离的物料喷出。存料量是影响整个系统流化的重要参数,两反应器适宜的存料量为2.5kg~4.5kg。3.5表观气速对反应器颗粒孔隙率的影响为研究空气反应器的流化风速对系统颗粒循环的影响,找出该系统稳定操作的控制规律,采用PV-6型激光颗粒速度测量仪经标定后测定装置颗粒的速度和平均空隙率,石英砂标定曲线见图7,经换算后得出操作气速对颗粒的循环量影响。图8给出了3种表观气速下颗粒平均速度沿床层高度与径向的分布。其中,测定不同高度截面的平均速度即可得到平均速度的高度分布,图中h代表从布风板到横截面的高度,又因横截面为圆形,只需测定从壁面到圆心的半径距离即可,剩余部分可对称得出。将截面半径等分为4个点,以R/r表示,R/r=1表示壁面,R/r=4表示圆心,空隙率分布测定方法相同。图9给出了反应器颗粒空隙率在不同表观气速下沿轴向和径向的分布情况。由颗粒速度(图8)和空隙率(图9)的径向分布图可以得出,整个反应器中颗粒流动呈现环核状结构,颗粒在上升管核区大部分区域处于向上运动状态,空隙率较大,接近空床,颗粒速度由中心向边缘下降,空隙率在核区基本不变,在壁面附近及环区,颗粒向下运动,空隙率明显小于核区,即在壁面附近颗粒浓度明显大于核区,环区面积较小。表观气速增加,颗粒平均速度增加,但底部存料量减小,气体携带能力减小,环区面积减小。增大物料循环量,表面附近颗粒下降增加,环区面积增大,反应器整体空隙率减小。对于颗粒平均速度的径向分布,同一表观气速下,反应器中心区域颗粒速度有所升高是因为中心处空隙率的较大,同一表观气速的气体的真实速度有所升高,进而通过与颗粒的曳力作用带动颗粒速度的提升,在环区颗粒速度受循环流率影响不大。对于轴向而言,空隙率从h=400mm开始增大,并在h=1850mm时稍微减小,因为h=1850mm时接近出口,其空隙率减小可能是由于出口效应造成的,出口附近存在颗粒下降回流,促使颗粒密度增大,空隙率减小。4空气反应器颗粒流场分布(1)本文