關鍵工藝參數對CFB顆粒體積分數與溫度綜合效應分析

張世豪*

（河南理工大學 工商管理學院）

0 引言

循環流化床（CFB）內部氣固流動特性受關鍵工藝參數的影響，呈現出復雜多變的特點[1-2]。因此，探究關鍵工藝參數對其氣固流動特性的影響是提高反應器物料利用率、降低能源消耗的關鍵途徑。

梳理相關文獻[3-8]后發現，研究者們對循環流化床氣固流動特性的探究重點大都集中在參數變量對反應器傳熱、壓降變化或侵蝕的影響等方面，并未對顆粒體積分數和溫度效應進行深入探究，系統性地針對多參數變量交互作用進行分析的更是屈指可數。相關數值模擬大多以主反應器為主要研究對象，將入口和出口結構進行簡化定量設計。而實際上，循環流化床是由多單元組成的完整循環回路，各單元間的氣固流動相互耦合，僅單一地對主反應器進行模擬仿真并不能準確揭示其流動規律。

因此，為了準確探究工藝參數及其交互作用對循環流化床顆粒體積分數與溫度的綜合效應，本文利用Fluent 軟件對循環流化床進行全回路模擬。在已確定的關鍵工藝參數基礎上，選取入口氣速Vg、顆粒直徑Dp和物料藏量Mp作為關鍵變量，總結各參數變量與顆粒體積分數、溫度的顯著性關系。此研究結果可作為提升循環流化床物料循環利用率、降低反應器內部能量損耗的有效途徑，進而為循環流化床的優化設計提供參考。

1 數值模型及條件

1.1 模型設計

本文參照文獻[9]中的冷流循環流化床試驗裝置，建立全回路循環流化床物理模型,如圖1 所示。整個裝置由提升管、旋風分離器、下降管和返料閥等部件組成。提升管高為8.4 m，內徑為0.3 m；旋風分離器直徑為0.6 m（能夠分離的最小粒徑為50μm）；立管高度為5 m，內徑為0.2 m。其中返料閥的流通面積為0.2 m×0.2 m，返料管傾斜段與提升管夾角為45°；斜管底部進料口內徑為0.2 m。提升管底部和返料閥底部均設有一定量的物料，流化介質為空氣，物料為煤粉，煤粉顆粒在提升管底部進行流化。隨后運動至提升管頂部后經過旋風分離器分離后堆積于下降管中，并在返料閥中形成封料；返料閥中的物料持續返回至提升管底部，從而實現整個反應器的物料循環。

1.2 數學模型

本文采用歐拉雙流體模型對循環流化床氣固兩相流動特性進行表征。在模擬操作中，將流化介質空氣作為氣相，粉煤顆粒視為固相并采用互相貫穿的連續體進行處理。根據文獻[10]選取數學模型方程對反應器內氣固兩相流體力學變化進行求解。

1.3 模型設置及邊界條件

采用一致粒徑的粉煤顆粒作為固相，設置顆?；謴拖禂禐?.9，顆粒體積分數為0.55。U 型返料閥存有的物料可以防止躥氣，流化氣和返料氣進口設為速度邊界條件，氣體出口處設定為壓力出口邊界條件。固體顆?；葡禂禐?.000 1，壁面處氣體采用無滑移邊界條件，所計算的流體域為整個循環流化床回路。此外，為保證模擬的真實性，進而對全模型采用三面體網格劃分。網格劃分情況如圖2 所示，模擬過程物理量與參數設置情況可見表1。

表1 數值模擬過程物理屬性和參數設置

圖2 模型網格劃分

2 模型分析與驗證

2.1 網格獨立性分析

網格尺寸影響模擬的流動過程，進而影響反應器流場中的流體動力學和動力學特性。選擇合適的網格尺寸既可以較好的表征反應器內氣固流體力學行為，又可以提高模擬效率。本文設置了3種分辨率的網格，詳見表2。

表2 網格對比信息

圖3 為3 種網格分辨率在相同條件下運行，循環流化床反應器提升管截面軸向顆粒體積分數分布的對比示意圖。從圖3 可以看出，網格尺寸對提升管顆粒濃度有一定影響。網格2 和3 計算的顆粒體積分數分布曲線基本重合，而網格1 計算的顆粒濃度存在一定差異，尤其在提升管中上區間與另外兩個網格差異較大。分析認為，這是由于表格1 的分辨率太低，導致提升管局部流動信息缺失。綜上，隨著網格分辨率的提高，模型對反應器內部氣固流動規律的表征也更加準確?？紤]到仿真效率和模擬準確性，本文采用網格2 的尺寸，后文結果均是在該網格尺寸下計算所得。

圖3 不同網格尺寸下提升管軸向顆粒體積分數分布

2.2 模型驗證

圖4 為實驗[9]與模擬結果的比較情況。其中圖4為相同參數設定情況下，提升管軸向時均顆粒體積分數的分布情況。圖5 為相同藏量下，提升管頂部的表觀顆粒體積分數隨表觀氣速的變化規律。通過對比分析發現，模擬所得顆粒體積分數值與實驗數值近似一致，各項數據及變化規律高度吻合，模擬產生的誤差較小。因此，該模型可以準確描述循環流化床氣固流動規律。

圖4 仿真與實驗顆粒體積分數對比

圖5 不同氣速下仿真與實驗顆粒體積分數對比

3 結果與討論

3.1 顆粒粒徑的影響

不同粒徑條件下，CFB 反應器顆粒體積分數變化情況如圖6 所示。觀察圖6 可發現，隨著粒徑增大，反應器中各組顆粒體積分數也逐漸增加，但變化幅度逐漸下降，當Dp=120μm，Vg=6 m/s 時，反應器內的顆粒含量最低。分析認為，這是顆粒粒徑太小、固有勢能太低所導致，進而在較高氣速下，其運動狀態較容易被改變，在反應器中停留時間太短便進入旋風分離裝置與氣流一同帶離反應器。反應器溫度變化如圖7 所示。由圖7 可知，隨著粒徑增大，反應器內溫度呈現先降低隨后逐漸增加的U 型趨勢。當Vg=6 m/s時，反應器時均溫度取得最大值。觀察發現對于溫度變化，其在Dp=220μm附近區間時存在一個極小值，分析認為：在120～220μm區間時，隨著粒徑增大，反應器內顆粒團聚物增多，降低了顆粒與各相間的接觸幾率，反應器中固相顆粒與各相間的相互作用減弱，因而各相相互作用所產生的能量最少。隨著粒徑逐漸增大，固相顆粒的接觸面積也相應變大，其與各相間的接觸、碰撞概率變大，故而釋放的能量逐漸增多。

圖6 粒徑對顆粒體積分數的影響

圖7 粒徑對反應器溫度的影響

3.2 入口氣速的影響

在不同的入口氣速條件下，CFB 反應器顆粒體積分數變化如圖8 所示。觀察圖8 后發現，隨著入口氣速增加，各試驗組反應器中顆粒體積分數逐漸降低，最后趨于某一特定區間。這是因為隨著入口氣速的增加，固相流化顆粒的速度也隨之增加，隨氣體一并分離出的顆粒增加，顆粒在反應器中停留的時間減少，從而使得反應器中固相顆粒濃度降低，從而導致整個反應器內氣固傳質效率降低。反應器的溫度變化如圖9 所示。觀察圖9 后發現，隨著氣速增加，反應器時均溫度呈逐步上升趨勢但增幅逐漸降低。分析認為：隨著氣速的提高，顆粒與顆粒、顆粒與管壁和氣相與固相之間的摩擦、碰撞加劇，所釋放的能量增加，導致反應器時均溫度上升；變化幅度逐漸降低是因為隨著氣速的增加，反應器內粒子由碰撞為主的流動轉變為流體為主的流動，碰撞隨之減少，導致增幅逐漸下降。

圖8 氣速對顆粒體積分數的影響

圖9 氣速對反應器溫度的影響

3.3 物料藏量的影響

在不同藏量情況下，CFB 反應器內顆粒體積分數變化如圖10 所示。由圖10 可以觀察到：隨著藏量增加,各組反應器顆粒含量呈現先升高后逐漸下降的非線性變化規律。分析認為：這是由于本實驗初始物料量遠大于實驗值而導致的結果偏差。在物料藏量為100～150 kg 時，初始物料增加，使得反應器中初始顆粒密度升高、顆粒的停留時間變大，從而導致體積分數提高。然而，隨著初始物料持續增加，反應器中自由流動的顆粒數量不斷增加，各粒子團開始形成，阻礙了氣固兩相的正常流動，使得反應器中固體顆粒含量下降。因此，分析發現藏量過高并不利于反應器內的氣固流動。反應器內溫度變化如圖11 所示。觀察圖11 可以發現，反應器的時均溫度隨著藏量的增加先升高而后逐步降低。結合上述分析，初始階段自由流動的顆粒增多，使得各相間相互運動的概率變大，因碰撞、摩擦所產生的能量也逐漸增加。隨著粒子團的形成，自由流動粒子的數量減少，各相之間的相互作用降低，反應器溫度下降。

圖10 物料藏量對顆粒體積分數的影響

圖11 物料藏量對反應器溫度的影響

4 結論

通過模擬循環流化床全回路數值和分析關鍵工藝參數，探究了顆粒粒徑、入口氣速和物料藏量3 個關鍵工藝參數對反應器顆粒體積分數與溫度的綜合效應。

（1）全回路數值模擬結果準確地反映了各工藝參數對顆粒體積分數與溫度的影響。研究發現，顆粒體積分數隨著顆粒粒徑和入口氣速的增加而提高；反應器溫度隨著入口氣速的增大而提高；而物料藏量對顆粒體積分數和溫度影響均不顯著。

（2）通過定量分析發現，顆粒粒徑和入口氣速的組合對顆粒體積分數的影響最為顯著，但小于顆粒粒徑和入口氣速對顆粒體積分數的單獨作用。3 個變量中，僅入口氣速對時均溫度有顯著影響，其余變量對時均溫度的影響不顯著。在循環流化床的實際應用中，可考慮調控顆粒粒徑和入口氣速來提高原材料的利用率。同時，可通過設定適當的入口氣速來降低反應器運行階段對外部能源的依賴。

（3）關鍵工藝參數與循環流化床反應器關鍵性能指標有著必要聯系，對反應器的平穩高效運行有著至關重要的影響。后續研究可以從能量變化、壓力波動和傳熱等方向入手，進一步探索關鍵工藝參數與循環流化床反應器各性能指標之間的關系，為循環流化床反應器的放大利用、節能增效提供關鍵理論指導。