李英泽，杨路，王琦，杨思宇

（华南理工大学化学与化工学院，广东广州510000）

引 言

BGL 气化炉由英国燃气公司在Lurgi 气化炉的基础上改造而成，气化过程的热量由燃烧层中碳与氧的反应提供。Lurgi 气化炉的固体灰分通过旋转炉排放到灰锁中并间歇排出；BGL 气化炉液态灰渣首先排入激冷室被激冷为固态灰渣，然后排入渣锁再间断排出。Lurgi 气化炉气化层反应温度范围为900～1100℃；BGL 炉气化层的反应温度在1400～1600℃之间。两种气化炉结构如图1所示。Lurgi炉气化工艺优缺点：气化效率高，煤气化出口气中CO和H2的含量较高，水蒸气用量较少；难以处理强黏结性、稳定性差、灰熔点低和粉末状的褐煤；气化过程中会有大量焦油等副产品生成。BGL 炉气化工艺优缺点：提高了气化炉的热效率和单炉生产能力，降低了煤气成本；气化原料煤中需要掺杂部分助熔剂；所用蒸汽量减少，产生的废水远小于固态排渣。

气化原理：固定床层从上到下可以分为五个部分：干燥区、干馏区、气化区、燃烧区和灰渣区。实际上，各个区间没有明确的边界定义，各区域之间可以重叠覆盖[1]。原料煤通过煤锁进入到气化炉后，从炉顶到炉底依次通过干燥、干馏和气化层最终到达燃烧层。在燃烧层中，未反应完的碳与被灰渣区加热的气化剂发生燃烧反应。气化剂中的氧气先在燃烧层进行反应，反应后的气化剂进入气化层，在气化层水蒸气与碳发生气固非均相反应，产生粗煤气。以下主要对干馏区和气化区的研究进行介绍。

干馏区：即煤热解。从气化部分加热的煤气将干燥的煤热解，形成气态产物、焦油、热解水和煤焦。由于煤结构比较复杂且组成不均匀，因此，对于煤热解过程中所发生的化学反应，目前还不能够完全模拟。初期的热解模型以单反应、复合反应或多 级 分 解 反 应 为 基 础，Anthony 等[2]、Howard[3]和Smoot[4]做过了详细的描述，其中包括：(1)单方程模型，该模型将煤热解过程简化为一个一级动力学过程，该模型的动力学参数受煤的种类影响且对于变温过程的适应性较差；(2)双竞争模型，该模型将热解过程看作是两个平行的竞争反应，分别主导高温与低温的环境，适用于非等温过程；(3)煤热解官能团模型，该模型将煤看作是各种官能团的集合，主要缺点是：对传质和传热过程考虑很少，因此不适用于预测大颗粒的热解行为。由于在这些模型里，煤种会影响其动力学参数，因此它们的应用存在许多限制。在此基础上，傅维标等[5]提出了一个通用的热解模型，即Fu-Zhang模型，之后王国金等[6]又对该模型的不足之处进行了修正。Anthony 等[2]建立了一种无限并行反应模型，该模型将热解反应看作是一系列独立的、平行的一级反应，具有相同的频率因子，且活化能服从Gauss 分布，该模型可以对脱挥发分的动力学和产率进行模拟。尽管该模型考虑了煤结构对热解反应的影响，但它与之前的模型一样，都没有真正将热解反应与化学结构联系起来，也没有解释煤的脱挥发分机理。

气化区：干馏后的煤焦在此层发生多相气化反应和均相水煤气变换反应，主要以吸热反应为主，因此气相温度随着床层高度逐渐下降。准确、定量地描述煤气化过程是工艺设计和控制优化的先决条件[7]，通常是通过建立机理模型来模拟气化过程。其中国外模型主要有UD/MIT 模型、WVU 模型和METC模型（表1）。

图1 BGL炉与Lurgi炉结构Fig.1 Structure of BGL furnace and Lurgi furnace

UD/MIT 模型[8-10]：假设炉内气体与固体之间不存在动量传递；将气、固相间的热传递看成是无限快，且气固体之间的温度相同；并假定径向和轴向是同一的活塞流。该模型的主要缺点是没有对灰层和炉渣进行模拟。WVU 模型[11-12]：认为煤脱挥发分时发生液化、裂化和沉积三种反应，该模型的不足之处是没有分离气体和固体温度且没有考虑热损失。METC 模型[13]：该模型计算的气体产品流速、组成及温度与实际实验数据基本一致，但是温度和压力曲线与实验数据不符。

对于水煤浆过程，彭伟锋等[14]使用ASPEN PLUS平台建立了气化炉过程模型，进行了水煤浆浓度、气化反应温度对气化结果的灵敏度分析；郭威等[15]使用Fluent软件对德士古水煤浆气化炉进行数值模拟仿真，考察了煤浆流量、氧气流量和煤浆浓度三者之间的耦合关系；李小刚等[16]分析了不同H/C 比煤质对水煤浆气化过程的影响；陈金花等[17]分析了中心氧配比对GE气化炉内冷态流场分布的影响。

此外，国内许多学者也研究了固定床机理模型，表2是对国内各主要机理模型的比较[18-21]。

其中，气流床[14-17]是一种并流式气化。气化剂(氧与蒸汽)将煤粉(70%以上的煤粉通过200 目筛孔，粒径为0.074 mm)夹带入气化炉，在1500～1900℃高温下将煤一步转化成CO、H2、CO2等气体，残渣以熔渣形式排出气化炉。也可将煤粉制成煤浆，用泵送入气化炉。在气化炉内，煤炭细粒粉与气化剂经特殊喷嘴进入反应室，会在瞬间着火，直接发生火焰反应，同时处于不充分的氧化条件下。因此，其热解、燃烧以及吸热的气化反应，几乎是同时发生的。随气流的运动，未反应的气化剂、热解挥发物及燃烧产物裹挟着煤焦粒子高速运动，运动过程中进行着煤焦颗粒的气化反应。这种运动形态，相当于流化技术领域里对固体颗粒的“气流输送”，习惯上称为气流床气化。

流化床[22]煤气化又称为沸腾床气化。其以小颗粒煤为原料，这些细粒煤在自下而上的气化剂的作用下，保持着连续不断和无秩序的沸腾和悬浮状态运动，迅速地进行着混合和热交换，其结果导致整个床层温度和组成的均一。同时，流化床主要分为鼓泡流化床和循环流化床两大类。鼓泡流化床：床面气流的始升速度约1～3 m/s，床料有一清晰的起浮面，厚度有70～110 cm，气体携带固体颗粒分离后再循环回床内。鼓泡流化床由于颗粒群和流体的返混以及速度分布的不均匀性，易造成流体短路，床内存在大量气泡，且还存在气体携带颗粒碳含量高、携带量大等问题。循环流化床：是指炉内物料及飞出又返回炉内物料的一种流化燃烧方式。循环流化床物料的流化速度比常规流化床的流化速度高，气固之间流动速度相差大，对炉内物料的传热传质较为有利，物料在系统内不断循环，实现均匀稳定的燃烧和气化[23]。

表1 国外各主要机理模型的比较Table 1 Comparison of main mechanism models in foreign

表2 国内各主要机理模型的比较Table 2 Comparison of main mechanism models in China

固定床[1]气化也称移动床气化。固定床一般以块煤或煤焦为原料。煤由气化炉顶加入，气化剂由炉底送入。流动气体的上升力不致使固体颗粒的相对位置发生变化，即固体颗粒处于相对固定状态，床层高度基本上维持不变，因而成为固定床气化。另外，从宏观角度来看，由于煤从炉顶加入，含有残炭的灰渣自炉底排出，气化过程中，煤粒在气化炉内逐渐并缓慢往下移动。因而又称为移动床气化。固定床气化的特性是简单、可靠，同时由于气化剂与煤逆流接触，气化过程进行得比较完全，且使热量能得到合理利用，因而具有较高的热效率。

上述各模型都能较好地模拟出出口气组成以及炉内的温度分布曲线，但由于假设条件过于理想以及模型中使用了经验数据进行修正，使得大多数固定床气化炉机理模型只能用于简单的分析和预测，距离实际生产还有一定的距离。

为使机理模型能更准确地反映BGL 炉实际运行状况，本文对煤热解模型反应方程式的化学计量数进行了优化，使其能够准确地阐释煤热解过程半焦和挥发分的变化趋势。参考上述模型的优缺点，本文针对BGL 炉建立了三维非稳态模型，能够有效地反映气化炉运行状况，并对气化过程的效率进行了分析。

1 BGL炉气化过程计算模型

1.1 BGL炉气化过程

BGL 炉气化过程是一个十分复杂的过程。它包括多种化学反应以及质量和热量传递，并且气化过程是一个非稳态过程，煤种和操作条件均会影响到BGL 炉内的化学反应性能。在实际生产过程中，原料煤从气化炉顶部的煤锁间歇通入，从上至下依次通过干燥、干馏、煤焦气化、煤焦燃烧、灰渣排出等物理化学过程[3]。BGL 气化炉煤气化过程以及本文对其的建模如图2所示。

1.2 煤热解模型反应方程式的化学计量数优化

在本热解模型中，假设由以下15种物质构成煤的挥发分[24]，即CH4、C2H6、CO、CO2、H2、H2O、NH3、H2S、N2、COS、HCN、C6H6O、C7H8、C7H10、C14H10。

为了对煤热解模型的化学计量数进行准确估计，可以采用非线性回归方法对上述各种挥发分的百分含量mj进行回归，从而确定煤热解模型的化学计量数，得到模型反应方程式。

上述方法是通过组分实验含量(mj*)与预测含量(mj)之间的误差平方和最小化来实现，定义如下

为了估算煤热解模型反应方程式的化学计量数，开发了以下优化问题，给定条件如表3、表4所示。

优化目标：组分实验含量(mj*)与预测含量(mj)之间的误差平方和(obj)最小。

约束：包括等式约束与不等式约束两部分，详细说明如下。

图2 BGL炉气化过程及建模Fig.2 BGL furnace gasification process and modeling

表3 实验所得产物质量组成Table 3 Mass composition of product obtained from experiment/%（mass）

表4 工业和元素分析Table 4 Proximate and ultimate analysis/%（mass）

等式约束：本模型依据元素守恒和质量守恒可建立11个16元1次方程组,其方程组表示如下

式中，Aij为模型常数；mj为组分的质量分数，包括半焦、CH4、C2H6、CO、CO2、H2、H2O、NH3、H2S、N2、COS、HCN、C6H6O、C7H8、C7H10、C14H10；bi为常数。

前五个方程分别代表C、H、O、N、S的元素平衡，Aij，i=1, …,11，j=0,…,15 则分别为16 种热解产物中C、H、O、N、S 的质量分数，相应地，bi(i=1,…,11)为原料煤的元素分析结果。式(6)通过煤的工业分析建立质量守恒方程来定义半焦最终产率。一般来说，热解过程的总挥发分产率小于该煤种工业分析所测挥发分含量，根据文献[25]可得，预测挥发分最终产率V 与工业分析挥发分含量Q 存在以下关系

第6～10 个方程用来定义五种挥发分组分NH3、H2S、N2、COS、HCN 的产量(原料煤中约有40%的N 会以N2形式挥发，另外各有30%的N 以NH3和HCN 形式挥发；至于S 元素，则约有80%的S 会以H2S形式存在，其余20%都转化为COS)。

根据以上结论并基于实验数据可建立以下方程

不等式约束：上述16 个未知数却只有11 个方程，显然求不出解。考虑到实验室数据的不准确性，下面提到的模型在此基础上进行校正并得出最为合理的结论。即约束条件：

fj代表最终组分代表实验组分。

（1）挥发气之间的比较：以实验中得到f2，即CH4的数据为基准，将其分别与实验中其他挥发气做交叉对比，有如下模型

（2）挥发液之间的比较：以实验室中得到的f13，即C6H6O 的数据为基准，将其分别与实验室中其他挥发液做交叉对比，有如下模型

（3）挥发气与挥发液之间的比较：有如下模型

通过以上不等式的约束以及前面矩阵列出的11 个等式，借助MATLAB 等计算工具最终得到热解产物如表5所示。

最后可以得到热解反应方程式如下：

热解产物组成与文献[1]比较发现误差很小，CO/H2的摩尔比都是在1.59 左右，符合BGL 炉热解段运行机制。由热解反应方程式可知整个固定碳将大部分转化为半焦，有些挥发分液体在高温下会分解，使得挥发性物质中共有1.87 mol 的碳原子在热解结束时转移到碳反应中。

1.3 气相湍流模型

1.3.1 标准k-ε 两方程模型 标准k-ε 模型由Launder 等[26-27]提出，它是一个半经验半理论性的公式，能够较好地模拟出完全湍流的流动过程。该模型的稳定性好，计算速度快且准确度较高，应用范围广。标准k-ε 两方程模型是先求出k 方程和ε 方程，然后根据所得到的k 和ε 的值求得湍流黏度，最后使用Boussinesq 假设来计算出雷诺应力的值[28]。方程如下

式中, ρ 为流体密度，kg/m3；Gk为速度梯度引发的湍流动能项；Gb为浮力产生的湍流动能项；YM为可压缩湍流脉动膨胀对总耗散率的影响；C1ε、C2ε、C3ε为常数；σk、σε为湍流Prantl 数；μ 为黏度，Pa·s；μt为湍流黏性系数；k 为湍流动能，m2/s2；ε 为湍流耗散率，m2/s3。

其中，由速度梯度引发的湍流动能项Gk由式(13)计算

湍流黏性系数μt由式(14)计算

由浮力产生的湍流动能项Gb以及可压缩湍流脉动膨胀对总耗散率的影响YM为0；模型常数C1ε、C2ε、Cμ、σk、σε的取值分别为：C1ε=1.44，C2ε=1.92，Cμ=0.09，σk=1.0，σε=1.3。所以，标准k-ε 两方程模型可变形为

需要注意的是，标准k-ε 两方程模型是针对完全湍流的情况来建立的，换而言之，该模型在高Re下才具有较好的适用能力，而当Re较低时使用该模型则会导致无法得到理想的解。比如说当流体在近壁区内流动时，湍流流动并不充分，甚至于在更靠近壁面的底层内，流体的流动可能处于层流状态，这时标准k-ε两方程模型的适用性将大大降低。针对这种情况，需要增加一些特殊的处理方式，用以计算低Re时的流动。

1.3.2 近壁区k-ε模型 为了计算近壁区时的流体流动模型，很多研究者对标准k-ε模型进行了改进，使得改进后的模型可以用于模拟低Re的流体流动。在本文中使用的是Jones等[29]提出的低Re模型。

Jones 等[29]认为，当Re 较低时，流体的流动主要受分子黏性的影响，所以，需要对标准k-ε两方程模型进行以下三方面的修改，以适应低Re时的流动：

表5 热解产物体积组成Table 5 Volume composition of pyrolysis products/%（vol）

(1)控制方程的扩散系数项应包括湍流扩散系数与分子扩散系数两部分，以体现分子黏性的影响。

(2)控制方程需要考虑近壁区的影响，因此在系数计算公式中添加湍流Reynolds 数Ret(Ret=ρk2/(ŋε))。

(3)在k方程中需要考虑壁面附近的湍动能耗散不是各向同性这一因素。据此，建立低Reynolds 数k-ε模型如下

其中

n 代表壁面法向坐标，u 为与壁面平行的流速。系数C1ε、C2ε、Cμ、σk、σε及产生项Gk同标准k-ε模型的方程。式(17)～式(19)中符号“||”所围部分就是低Re模型与标准k-ε模型的不同之处。在该模型中加入系数f1、f2和fμ的目的是为了修正标准k-ε 模型中的系数C1ε，C2ε和Cμ，计算公式如下

可 以 看 出，当Ret 很 大 时，f1、f2和fμ的 值 都接近1。

在上述方程中，Jones 等[29]不仅对标准k-ε 模型中有关系数进行了修正，还对k 和ε 方程各自添加了一个附加项。k 方程[式(17)]中的附加项-2μ(∂k1/2/∂n)2是由于在近壁区时的湍动能耗散不是各向同性这一因素而引入的。在高Re时，湍动能的耗散可以看成是各向同性。ε方程[式(18)]中的附加项2μμt/ρ(∂2u/∂n2)2是为了使k 的计算结果更加符合实验值而引入的。

文献[30]指出，当Ret＜150 时，就需要使用低Reynolds k-ε模型进行计算。

1.4 颗粒运动模型

在本文中，采用离散相处理方法(DPM)进行计算，该方法是将固相视为多个固相颗粒的集合，在拉格朗日坐标系下写出计算方程式，对每一个颗粒的运动过程进行计算，将颗粒质量、动量分量以及组分等标量的变化视为颗粒相对于气相贡献的源项[31]。控制方程如下[32]

式中，FD为单位质量颗粒曳力项，N；ρ、ρp为气体和颗粒密度，kg/m3；μ 为流体动力黏度，mPa·s；Re 为相对Reynolds 数；CD为曳力系数；u、up为气体和颗粒速度，m/s；gx为重力加速度x 方向分量，式(20)右边第二项为重力和浮力的合力项；Fx为附加力的合力(包括虚假质量力、热泳力、布朗力和Saffman 力等)，N。

1.5 BGL炉动力学建模

模型假设：(1)煤粒的形状为球体；(2)催化剂均匀地覆盖于固体反应物的表面上；(3)化学反应仅发生在煤粒的外表面上；(4)随着气化反应的进行，球体直径逐渐减小；(5)气化过程中灰层不剥落、不变形。此模型也称为“收缩核模型”[33]。

1.5.1 气固非均相反应 在气固非均相反应过程中，主要包括以下两个反应：焦炭的燃烧反应，焦炭和水蒸气的反应。在本文中，假设气固非均相反应过程的反应速率是由气体扩散与化学反应动力学联合控制[34]，则燃烧反应如下

式中，ψ 为机理因子，与煤种、颗粒粒径和温度有关。计算公式如下

其中，

碳与水蒸气反应如下

焦炭与氧气以及焦炭与水蒸气的反应应同时考虑化学反应及气体扩散的影响，因此气固非均相反应速率的计算公式为

其中

式中，Sh为表征颗粒传质特性的Sherwood数，与颗粒和气体流动有关；Dgs为气体的扩散系数；Kc为反应速率常数；Kdif为气体扩散速率；Ksi为表面反应速率常数；Vc为颗粒的体积，m3；Tp为颗粒表面温度，K；dp为颗粒的直径，m；Pi为反应物气体压力，Pa。

1.5.2 气体均相反应 在过程中假设气相反应由反应动力学因素完全控制，将气体均相反应看成是二级反应，则各反应的反应速率可表示为

气体均相反应的各个动力学参数见表6[35-37]。

表6 气体均相反应动力学参数Table 6 Kinetic parameters of gas homogeneous reaction

1.6 能量守恒方程和相间传热模型

能量守恒方程分为颗粒相能量守恒与气相能量守恒方程。颗粒相能量守恒方程如式(27)所示。气相能量守恒方程的热源项除反应热、相间传热外，还包括微量水分蒸发相变焓以及热损失[38]，如式(28)所示

相间传热包括颗粒与气相的对流、辐射换热，由式(29)计算

其中，Np为颗粒总数；εp为颗粒发射率，取0.9；σ为Stefan-Boltzman 常数，值为5.67×108W/(m2·K4)；h为相间对流传热系数，W/(m2·K)，其值由式(30)计算

式中，kg为气体热导率，W/(m·K)，对于碳氢混合气体，采用如下方程式计算kg(Tg)= 0.01006 +5.413× 10-5Tg；dp为颗粒直径，m；Nu为Nusselt数，由式(31)计算，其中Re代表颗粒Reynolds数，Pr代表气体的Prandtl数

1.7 煤气化过程值计算

式中，m 为原料煤质量，kg/s；Qnet为原料煤的低位发热量，kJ/kg；w(C)、w(H)、w(O)、w(N)分别表示原料煤中碳、氢、氧、氮的质量分数。

联立式(33)～式(35)可得

式中，Eph表示常规组分的物理，kW；HR表示剩余焓，J/mol；SR表示剩余熵，J/(mol·K)；H0表示理想气体环境状态下物质的焓，J/mol；S0表示理想气体环境状态下物质的熵，J/(mol·K)；H*表示理想气体某个状态下物质的焓，J/mol；S*表示理想气体某个状态下物质的熵，J/(mol·K)。在本文中采用SRK 方程计算物质的剩余焓HR和剩余熵SR。

2 BGL炉煤气化模型模拟结果与分析

2.1 BGL炉煤气化模型验证

在本模型中所使用的褐煤的工业及元素分析见表7，实际运行时的参数如下：褐煤流量41280 kg/h，氧气流量6700 m3/h，水蒸气流量7093 kg/h，压力4 MPa。使用MATLAB 语言对以上BGL 炉煤气化模型进行计算，将计算结果与文献[1]数据进行对比，对比结果见表8。由表8可知，BGL炉煤气化模拟的出口气组成及关键组分甲烷的含量均与实际生产数据相符合，且该气化模型所计算的出口气组成平均误差为1.27%，在合理范围之内。

表7 气化用褐煤工业及元素分析Table 7 Proximate and ultimate analysis of lignite for gasification/%（mass）

表8 BGL炉气化段出口气体积组成对比Table 8 Comparison of volume composition of BCL furnace gasification section outlet gas/%（vol）

BGL 炉气化段过程高度与温度的关系如图3 所示，从图中可以发现，在气化段过程，随着BGL 炉高度的增加，温度逐渐降低。

2.2 汽氧比对BGL炉气化的影响

汽氧比是BGL 炉煤气化过程中影响最大的因素。在实际生产中，通过改变汽氧比来调节气化炉的床层温度，因此，汽氧比的值主要由所期望的最高床层温度以及煤种的性质来确定。同时，粗煤气的工艺参数也会受到汽氧比变化的影响。

图3 BGL炉气化段过程高度与温度的关系Fig.3 Relationship between height and temperature of gasification zone of BGL furnace

BGL 炉汽氧比选择的原则为：尽可能使气化炉内床层温度达到灰熔点。这是因为当汽氧比过高时，会导致灰渣过细，孔隙率降低，夹套与气化炉压差增大；当汽氧比过低时，会导致灰渣层相互结合而变成大的渣块，使得排灰处理困难。汽氧比对BGL 炉煤气化的影响见图4、图5，由图4 与图5 可知，随着汽氧比的增加，合成气中CO+H2的含量及气化炉的温度降低，但合成气中H2的含量增加，这是由于水煤气反应属于强放热反应，并且随着蒸汽的不断加入，会使得该反应的逆反应受到抑制，因此，可以在确保BGL 炉正常操作条件及排渣正常的情况下，适当增加蒸汽量以降低BGL 炉的温度，这样可以使烧嘴的使用年限增加，并且可以使合成气中H2的含量增加。从计算结果可以看出，汽氧比确定在1～1.3 之间可以满足工艺要求及生产的需要，适合本文研究所用褐煤的特点，此计算结果与实际运行数据基本一致。

图4 汽氧比对煤气化出口气组成的影响Fig.4 Effect of steam/oxygen on composition of gasification zone outlet gas

2.3 氧煤比对BGL炉气化的影响

氧煤比是气化炉操作的重要参数，指的是氧气和煤的量之比。在汽氧比确定后，氧煤比对气化炉的热效率、煤气组成、最高温度位置、灰渣中残炭、出口温度、蒸汽分解等操作有关键性的影响。在此，将入炉褐煤与蒸汽量不变，通过改变氧气流量来分析氧煤比对BGL 炉煤气化的影响，具体数据与趋势见图6、图7。

图5 汽氧比对气化段出口气温度的影响Fig.5 Effect of steam/oxygen on gasification zone temperature

图6 氧煤比对煤气化出口气组成的影响Fig.6 Effect of oxygen/coal on composition of gasification zone outlet gas

图7 氧煤比对煤气化出口气温度的影响Fig.7 Effect of oxygen/coal on gasification zone temperature

由图6 和图7 可以发现，氧煤比增加会使气化温度升高，并且有效气(H2+CO)的体积分数呈现出先增大后减小的趋势。由此可以得出，存在一个最佳的氧煤比使得煤气化效率最高，但对于水分较高的褐煤则需要确保提供足够热量用于脱除水分，因此，氧煤比的选择还需要综合考虑各种实际生产上的因素。但是，对于不同氧煤比下出口气组成的模拟结果可以为实际工业的选择提供指导作用。

2.4 煤粒直径对BGL炉气化的影响

粒径是影响气化及热解产物的主要参数之一，对于粒径较小的颗粒，其热解过程主要由反应动力学控制；粒径较大的颗粒，其热解过程主要由扩散控制[41-42]。本节中计算所采用的褐煤为15～35 mm粒径的块煤[1]。图8 为不同煤粒直径下BGL 炉内的温度分布曲线，由图8可以看出，煤粒直径的增大会降低BGL 炉内的温度，最高温度从2536.77 K 降到了2047.81 K。煤粒平均直径对出口气体组成的影响见图9。由图9 可知，随着煤粒直径的增加，CO、H2及CH4的体积分数呈现出下降的趋势，而CO2的体积分数呈现出上升的趋势，这主要是由于粒径的增大会造成内扩散阻力增加，因此气化剂接触到的煤炭表面积减小，影响焦炭与CO2和水的反应，导致出口气CO2增多，而CO 和H2减小。因此，适当将煤进行碎化能够提高煤气化性能。

图8 煤粒平均直径对BGL炉内温度的影响Fig.8 Effect of average diameter of coal particle on temperature in BGL furnace

图9 煤粒平均直径对煤气化出口气组成的影响Fig.9 Effect of average diameter of coal particles on composition of gasification zone outlet gas

2.5 BGL炉气化段效率分析

图10效率随汽氧比变化趋势Fig.10 Trend chart of exergy versus steam/oxygen

图11 焓随汽氧比变化趋势Fig.11 Trend chart of enthalpy versus steam/oxygen

图12效率随氧煤比变化趋势Fig.12 Trend chart of exergy versus oxygen/coal

图13 焓随氧煤比变化趋势Fig.13 Trend chart of enthalpy versus oxygen/coal

3 结 论

本文针对BGL 炉建立了三维非稳态模型。对于气相湍流采用k-ε 模型，对于离散相煤粒采用DPM 模型，并对煤热解模型反应方程式的化学计量数进行了优化，研究的重点在于分析汽氧比以及氧煤比对BGL 炉出口气组成以及煤气化效率的影响，主要结论如下。

(1)得到了煤热解过程的反应方程式，准确地阐释了煤热解过程半焦和挥发分的变化趋势。

(2)随着汽氧比的增加，合成气中CO+H2的含量及气化炉的温度降低，但合成气中的H2含量增加，这是由于水煤气反应属于强放热反应，并且随着蒸汽的不断加入，会使得该反应的逆反应受到抑制，因此，可以在确保BGL 炉正常操作条件及排渣正常的情况下，适当增加蒸汽量以降低BGL 炉的温度，这样可以使得烧嘴的使用年限延长，并且可以使得合成气中H2的含量增加。

(3)随着氧煤比的提高，气化温度升高，有效气(H2+CO)体积分数先增大后减小，存在最大值。由此可以发现，存在一个最佳的氧煤比使得气化效率最高，但对于水分较高的褐煤则需要确保提供足够热量用于脱除水分，因此，氧煤比的选择还需要综合考虑各种实际生产上的因素。但是，对于不同氧煤比下出口气组成的模拟结果可以为实际工业的选择提供指导作用。

(4)随着煤粒直径的增加，BGL 炉内温度降低，最高温度从2536.77 K 降到了2047.81 K；同时CO、H2及CH4的体积分数呈现出下降的趋势，而CO2的体积分数呈现出上升的趋势，这主要是由于粒径的增大会造成内扩散阻力增加，因此气化剂接触到的煤炭表面积减小，影响焦炭与CO2和水的反应，导致出口气CO2增多，而CO 和H2减小。因此，适当将煤进行碎化能够提高煤气化性能。

符 号 说 明

Aij,C1ε，C2ε，C3ε——模型常数

bi——常数

CD——曳力系数

Dgs——气体的扩散系数

dp——颗粒的直径，m

Ech——化学，kW

Eph——物理，kW

FD——单位质量颗粒曳力项，N

Fx——附加力的合力(包括虚假质量力、热泳力、布朗力和Saffman力等)，N

Gb——浮力引起的湍流动能项

Gk——由速度梯度引起的湍流动能项

gx——重力加速度x方向分量，m/s2

h——相间对流传热系数，W/(m2·K)

Kc——反应速率常数

Kdif——气体扩散速率

Ksi——表面反应速率常数

k——湍流动能，m2/s2

kg——气体热导率，W/(m·K)

mj——j 组分最终产率，包括半焦、CH4、C2H6、CO、CO2、H2、H2O、NH3、H2S、N2、COS、HCN、C6H6O、C7H8、C7H10、C14H10

Np——颗粒总数

Nu——Nusselt数

n——壁面法向坐标

Pr——气体的Prandtl数

Q——挥发分含量

Qnet——原料煤的低位发热量，kJ/kg

Re——相对Reynolds数

rc——非均相反应速率

ri——均相反应速率

Sh——表征颗粒传质特性的Sherwood数

Tp——颗粒表面温度，K

u——与壁面平行的流速，m/s

up——颗粒速度，m/s

μt——湍流黏性系数

V——挥发分最终产率

Vc——颗粒的体积，m3

YM——可压缩湍流脉动膨胀对总耗散率的影响

ε——湍流耗散率，m2/s3

εp——颗粒发射率，取0.9

μ——黏度，Pa·s

ρ——流体密度，kg/m3

ρp——颗粒密度，kg/m3

σ——Stefan-Boltzman 常数，值为5.67×108W/(m2·K4)

σk,σε——湍流Prantl数

Ψ——机理因子