Моделирование слоевого противоточного газификатора для конверсии шлама угля ЦОФ «Березовская» в потоке перегретого пара Текст научной статьи по специальности «Химические технологии»

ХИМИЧЕСКАЯ ТЕХНОЛОГИЯ

УДК 662.764; 66.011

М.В. Алексеев, А.Р. Богомолов, Н.А. Прибатурин, С.А. Шевырев, А.Л. Сорокин,

Е.И. Кагакин

МОДЕЛИРОВАНИЕ СЛОЕВОГО ПРОТИВОТОЧНОГО ГАЗИФИКАТОРА ДЛЯ КОНВЕРСИИ ШЛАМА УГЛЯ ЦОФ «БЕРЕЗОВСКАЯ»

В ПОТОКЕ ПЕРЕГРЕТОГО ПАРА

В настоящее время в связи с необходимостью развития ресурсосберегающих технологий возникла проблема переработки низкосортных углеродсодержащих материалов, таких как угольные отходы и шламы1. Одним из способов переработки таких материалов, имеющих высокую влажность и зольность, является их газификация перегретым водяным паром [1, 2]. Создание промышленной технологии переработки этих материалов требует большого объема экспериментальных исследований, которые могут быть значительно сокращены при сочетании модельных экспериментальных исследований с численным моделированием. Поэтому актуальной является задача численного моделирования процессов тепло- и массообмена при конверсии органических веществ в газификаторе.

Объектом исследования является модель газификатора, представляющего собой

вертикальный цилиндрический теплоизолированный аппарат, в который сверху подается дисперсный углеродсодержащий материал. Перемещаясь вниз под действием собственного веса и принудительном отводе зольного остатка из нижней части газификатора, материал образует пористую среду, через которую противотоком движется поток перегретого пара, подаваемого снизу аппарата. Предварительные оценки интенсивности межфазного теплообмена

показывают, что высота корпуса должна быть значительно больше его диаметра, поэтому моделирование можно проводить в одномерном приближении, пренебрегая неоднородностью основных параметров (скорости, температуры) по сечению корпуса.

При разработке модели в основу была положена модель автотермической слоевой газификации, разработанная в [3]. При автотермической паровоздушной газификации протекание эндотермической реакции

взаимодействия углерода с Н20 обеспечивается сгоранием части углерода с кислородом. При

1 Работа выполнена при финансовой поддержке РФФИ: грант № 12-08-31162.

паровой газификации, в отличие от автотермической, кислород отсутствует, и тепло, обеспечивающее протекание указанной реакции, обеспечивается перегретым паром. Это позволяет упростить модель [3].

В рамках модели предполагается, что дисперсная фаза состоит из сферических частиц равного диаметра с жестким зольным скелетом, поры которого равномерно заполнены углеродом и летучими веществами. Вещество частиц состоит из углерода С, влаги Ж, летучих веществ V и инертного зольного остатка А. Система пар-угольные частицы представляет собой гетерогенную смесь, в объёме которой пар имеет долю е (порозность). Дисперсная фаза движется под собственным весом сверху вниз со скоростью V (скорость скольжения), в противоток происходит инфильтрация газовой фазы со скоростью и (рис. 1). Моделирование процессов, протекающих в твердой фазе - пиролиза, гетерогенного реагирования, а также описание

теплопроводности твердой фазы проводится в рамках континуального подхода [4]. Температура твердой фазы в фиксированной точке - это осредненная по сечению аппарата температура поверхности частиц. Наличием температурных и концентрационных градиентов в частице пренебрегаем. Гидродинамические (сопротивление фильтрующемуся потоку газа) и теплофизические (теплопроводность, теплоемкость) свойства твердой фазы равномерно распределены по высоте слоя и не изменяются в радиальном направлении. Газовая фаза включает перегретый пар, газообразные продукты пиролиза и продукты гетерогенного и гомогенного химического реагирования, представляющие собой однородную смесь идеальных газов, подчиняющихся уравнению состояния

Клапейрона-Менделеева. Давление принято постоянным и равняется атмосферному.

Процесс термического разложения угольных частиц рассматривается как переход влаги и летучих компонентов из твердой фазы в газовую. Углерод коксового остатка вступает во взаимодействие с перегретым паром в

эндотермической реакции:

С + Н2О = СО + Н2 (а)

Наряду с этой реакцией в объеме газа

протекают эндотермическая реакция окисления оксида углерода (II) водяным паром и экзотермическая реакция окисления водорода:

СО + Н2О = СО2 + Н2 (б)

2Н2 +О2 = 2 Н2О (в)

Превращение летучих в газовой фазе моделируется реакцией:

+ Н2О = хСО + (1 + у/2)Н + +(р/2№ + [(1 - х + и)/2]О2 (г)

Здесь х, у, р, п - молярные концентрации элементов в летучих. Выход влаги и летучих описываются уравнениями

где г

105exp(15000/T); mW ,mV -

массовая

концентрация влаги и летучих в твердой фазе [5,6]; V - скорость потока твердой фазы.

Гетерогенное реагирование коксового остатка протекает в диффузионно-кинетическом режиме [7]. Расходование углерода описывается моделью «сжимающегося углеродного ядра». Изменение концентрации углерода в твердой фазе происходит с уменьшением радиуса углеродного ядра

Рс

С d >■

V d0 J

0 0 Pc , где Pc

рС - начальная и

текущая концентрации углерода в твердой фазе, й - начальный и текущий диаметр частицы. Скорость гетерогенного реагирования коксового

остатка

Н20

SdkH20 (pmH20 ) ;

плотность газовой смеси,

m

H 20

где Р -- массовая

концентрация H2O в смеси, Sd

с d V

V d0 J

S -

удельная площадь реагирующей поверхности,

S

є

- удельная контурная поверхность

частиц, є - порозность, ¿=0.1 - эмпирический

коэффициент. Величина

1

1

k k о 2D

kH2O H2O

1

Vй-0 J

выражает общее сопротивление реагированию. Учитывается диффузионное сопротивление

погранслоя частицы

1

а г

V d 0 J

зольного скелета

d

2D

1

Л

1 - d

V d0 J

k

■. Здесь аг

и химическое сопротивление

ШБ

H 2O

d 0

- коэффициент

массообмена частиц с газом, Nu = -°:3Ке0'8є0'75

Sd0

- критерий Нуссельта [5], Re

udn

критерий

Рейнольдса, и - скорость потока смеси,

і С T

v„ =-1.58-10-61

Р

273

[10], D = 0.16-10-

T

273

- вязкость смеси

- коэффициент

диффузии [11], Б = есБ - коэффициент диффузии в пористом скелете частиц, £с= 0.4 -пористость частиц, Т = (Тя + Тх) /2 -

полусумма температур смеси и частиц, кн о = 2.06-105ехр(12740/Т) - химическое

сопротивление реагированию.

Скорость протекающей в газовой фазе реакции (г) определяется уравнением БШг,

‘V

где г

Dt

-\5.41

rhvmv

10541Vexp (25430/T),

mu

№ Г ^ у, ..„V

массовая концентрация летучих в газовой фазе.

Система уравнений модели включает уравнения переноса компонент газовой фазы:

d&<

dx

о2 1 + x - n Mo2

- =------ -----rhvmv —

V

V

g

н20 _

И

Н20

dx

-г (1 - є )ггт1Р - гкуту—^—(2

н20

ИС0 г

И 0 Н 20

н20

иу

ИС0

ИУ

Н2 _ Ин2

Ґ

&х

&х

&х

И 0 Н20 20

-_ (1 - Є )>

, У Л Ин2

1 + - I ГНУтУ — 2) Иу

Я _

(1 - є )(г

і-є ) Гуту + Г№т№

ГН2ОтС

уравнение энергии газовой фазы:

=-«( - ТК

уравнения переноса компонент твердой фазы:

¿Ёж -

——= - Г — -—

ах

dËv = „ —

&х

^С

-г

НОтс

&х 112‘

уравнение энергии твердой фазы:

&(с + 8у + 8ж + 8а)сХ) _

(3)

(4)

(5) ) (6)

(7)

(8) (9)

(10)

&х

_ а

В этих уравнениях ё. = pu—i ; ¡ui -

плотности массовых потоков и молекулярные веса компонент газовой фазы соответственно; и -скорость потока газовой фазы; —1 - массовая концентрация /-го компонента газовой фазы;

С рё = £ -Ср/ - теплоемкость газовой фазы;

/

С . - теплоемкость компонент газовой фазы;

р/

Ё. = piv - плотность массовых потоков компонент твердой фазы; V - скорость потока твердой фазы; —1 - массовая концентрация /-го

компонента твердой фазы; С,, - теплоемкость

твердой фазы;

а _

ЫиХг

- коэффициент

конвективного теплообмена частиц с газом;

X _ 2.52-10-2' Т Я 1 273

[9].

В уравнениях энергии источниковые члены д и дб, определяются формулами:

%_ (1 - є С (Т - Т) ■ (

ІГуту-

Г т

ГНОтс ) +ЬшГъуту

ЬГ]^тш

ЬуГуту

ЬСГН2ОтС

где Ь = 2260 кДж/кг - теплота парообразования, Ьу = 3101 кДж/кг - энтальпия образования

летучих, ЬС = 10990 кДж/кг - энтальпия реакции

водяного пара с углеродом, Ьу = -65.36 кДж/кг

энтальпия реакции летучих с водяным паром. Плотность газовой фазы рассчитывалась по уравнению состояния идеального газа

Р

Р

ЯТ

Ия

Ия

у В.

г Иг

средняя

молярная масса смеси газов.

Граничные условия для уравнений газовой фазы (1-7) задавались при х = 0. Плотность массового расхода смеси и пара вычислялись по заданному расходу пара и площади поперечного

сечения газификатора = ён20 = Gv / $,

массовые расходы остальных компонент смеси Ёсо = 0 Ён2 = 0 Ёо2 = 0 gv = °.

Температура смеси приравнивалась температуре перегретого пара Тё = ^ .

Для уравнений твердой фазы (8-11) граничные условия задавались при х = И. Плотность массовых расходов влаги, летучих, углерода и золы вычислялись по заданному угля, его составу

и площади поперечного сечения газификатора ё—

= —От / $, ёу = VGT / $, ёс = СОт / $,

Ёа = AGT / $, где —, V, С, А - массовые доли

влаги, летучих, углерода и золы в угле. Температура твердой фазы приравнивалась

температуре подаваемого угля Т$ = Тт .

Система уравнений (1-11) с принятыми граничными условиями и замыкающими соотношениями образует двухточечную краевую задачу для системы обыкновенных дифференциальных уравнений. Поставленная краевая задача решалась численно.

В работе проведено исследование процесса газификации органического сырья в газификаторе с тепловой мощностью потока пара 50 кВт. При данной мощности и температуре пара Тё = 1000 °С площадь сечения газификатора составляет $ = 4,4 10-3м2, радиус корпуса Я = 0,0375 м. Расход пара, поступающий в газификатор при данной мощности, составляет Gg = 0,0189 кг/с.

В качестве твердого топлива для газификации был выбран шлам угля ЦОФ «Березовская» со следующими параметрами: массовая доля влаги

)

— = 35 %, массовая доля углерода Сг = 42,6 %, массовая доля водорода Н = 2,9 %, массовая доля кислорода Ог = 13,9 %; массовая доля азота N =

0,4 %; массовая доля летучих V = 28,8%. Расчетные молярные коэффициенты для летучих СхНуОпМр составляют х = 2,0374, у = 6,0695, п =

1,8328, р = 0,0602, при этом молярная масса летучих составляет 0,0608 кг/моль. Диаметр зерна твердой фазы составляет ё = 0,004 м. Высота газификатора составляла Н = 1м. Начальная температура твердой фазы составляла Т- = 20°С. Расход твердой фазы выбирался из отношения расходов Кё = 1; 0,5; 0,25; 0,16-0,176 где Кё = Gs/Gg — отношение начального расхода твердой фазы к расходу пара.

На рис. 2 показан профиль температуры газовой фазы Тё (рис. 2.а) и профиль температуры твердой фазы Т- (рис. 2.б) по длине рабочего участка. Температура газовой фазы уменьшается с 1000°С на входе в газификатор до температуры на выходе 500-250°С, в зависимости от расхода

твердой фазы.

Подобным образом изменяется профиль температуры твердой фазы Т-. При движении твердой фазы происходит повышение температуры Т-' от координаты х = И к координате х = 0. На выходе рабочего участка температура твердой фазы изменяется в пределах от 700 до 900°С. При уменьшении расхода твердой фазы происходит повышение средней температуры газовой фазы и температуры твердой фазы.

На рис. 3 показано изменение расхода газовой Gg и твердой фазы Gs соответственно.

Можно заметить, что уменьшение расхода фазы Gs не всегда приводит к снижению расхода газовой фазы Gg. Например, при понижении относительного расхода твердой фазы с Кё = 1 до Кё = 0.5 расход газовой фазы увеличивается.

Для объяснения этого факта рассмотрим данные относительных массовых концентраций летучих V- и углерода Са в твердой фазе (рис. 4).

Результаты расчетов показали, что профиль

Рис. 2. Профиль температуры газовой фазы - Тё (а) и профиль температуры твердой фазы — Т (б) по высоте рабочего участка при различном значении Кё, диаметр зерна твердой фазы ё = 0,004 м.

Рис. 3. Профиль массового расхода газовой фазы — Gg (а) и профиль массового расхода твердой фазы - Gs (б) по высоте рабочего участка при различном значении Кё, диаметр зерна твердой фазы ё = 0,004 м.

относительной массовой концентрации влаги в твердой фазе изменяется подобно профилю массовой концентрации летучих Уs.

Данный факт объясняется тем, что в математической модели скорость выхода влаги и летучих определяются одинаковой зависимостью от температуры твердой фазы.

Поэтому, в данной модели зона сушки и зона карбонизации совпадают. Полный выход влаги и летучих у&' (рис. 4.а.) на всей высоте

газификатора происходит при отношении расходов около Кя = 0,25.

При последующем уменьшении

относительного расхода твердой фазы зона сушки и зона выхода летучих перемещаются в нижнюю часть газификатора.

Рассмотрим профиль концентрации углерода Сі' на рис. 4.б. Существенное изменение профиля концентрации возникает только при уменьшении расходного значения Кя < 0.25. Данный факт объясняется низкой температурой для конверсии

углерода из-за выхода влаги и летучих. Предельный расход Кё = 0,16 получен при уменьшении массовой концентрации углерода С-' до 10%.

На рис. 5.а и 5.б представлены значения профилей массовых концентраций водорода — Н2, окиси углерода —Со соответственно.

При рассмотрении профилей массовой концентрации водорода —Н2 и окиси углерода —СО в газовой фазе была найдена их корреляция с изменением массовой концентрации углерода в твердой фазе. Это указывает на то, что основным фактором в изменении массовой концентрации водорода —Н2 и окиси углерода —СО является процесс паровой конверсии углерода.

Выводы

Анализ профилей массовой концентрации влаги и летучих в твердой фазе, полученных при численном моделировании, выявил совпадение зоны сушки и зоны карбонизации, что

а. б.

Рис. 4. Профиль относительной массовой концентрации летучих в твердой фазе - V- (а) и профиль относительной массовой концентрации углерода в твердой фазе - С-' (б) по высоте рабочего участка при различном значении Кё, диаметр зерна твердой фазы ё = 0,004 м.

Рис. 5. Профиль массовой концентрации Н2 в газовой фазе - —Н2 (а) и профиль массовой концентрации СО в газовой фазе - —СО (б) по высоте рабочего участка при различном значении Кё, диаметр зерна твердой фазы ё = 0,004 м.

обусловлено свойствами описания процесса выхода летучих и влаги в математической модели. Основной вклад в увеличение массовой концентрации водорода и окиси углерода в газовой фазе вносит изменение массовой концентрации углерода в твердой фазе при паровой конверсии.

При уменьшении расхода твердой фазы при неизменности начального расхода газовой фазы зона конверсии углерода увеличивается, зона сушки и карбонизации уменьшается. Вклад процесса паровой конверсии летучих в образование водорода и окиси углерода в газовой фазе пренебрежимо мал.

В заключение можно отметить, что при постановке задачи была выбрана технологическая схема процесса конверсии углеродосодержащих

материалов в виде одностадийного аппарата. Исследование характеристик данного типа аппарата в данной работе выявило, что реализация в одном аппарате процесса сушки, карбонизации и паровой конверсии является противоречивой задачей.

Для улучшения характеристик паровой конверсии углеродосодержащих материалов представляется перспективным разработка двухстадийной технологии с разделением процессов сушки и карбонизации углеродосодержащих материалов и процесса паровой конверсии карбонизированного продукта, полученного в первой стадии. Реализация численного эксперимента для двухстадийной технологии является предметом дальнейшего исследования.

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

1. Прибатурин, Н. .А. Конверсия углеродсодержащих материалов в среде высокотемпературного водяного пара / Н.А. Прибатурин, А.Р. Богомолов, М.В. Алексеев, С.А. Шевырев // Вестник КузГТУ. - 2010, № 4. - С. 89-93.

2. Прибатурин, Н. А. Изучение горения водород-кислородной смеси в потоке водяного пара низкой температуры / Н.А. Прибатурин, В. А. Федоров, М.В. Алексеев, А.Л. Сорокин // Тепловые процессы в технике .2012, №6. - С.

3. Гроо, А. А. Численное решение системы обыкновенных дифференциальных уравнений, описывающих тепло- и массообмен с химическими реакциями в слоевом газификаторе / А.А. Гроо, И.А. Кузоватов, С.Г. Степанов // Математические методы и моделирование. - Красноярск: КГТУ, 2004, вып. 33. - С. 71-78.

4. Нигматулин, Р. И. Основы механики гетерогенных сред / Р.И. Нигматуллин. - М.: Наука, 1978. - 336 с.

5. Виленский, Т. В. Динамика горения пылевидного топлива / Т.В. Виленский, Д.М. Хзмалян. - М.: Энергия, 1977. - 248 с.

6. Волков, Э. П. Моделирование горения твердого топлива / Э.П. Волков, Л.И. Зайчик, В.А. Перушков. -М.: Наука, 1994. - 320 с.

7. Ворончихина, Т. С. Компьютерная модель нестационарных процессов при слоевой газификации угля / Т.С. Ворончихина, B.C. Славин, С.Р. Исламов // Сиб. физ.-техн. журнал. - 1993, No 3. - С. 85-89.

8. Pratt, P. T. CREK. A computer program for calculation of combustion reaction equilibrium and kinetics in laminar or turbulent flow / P.T. Pratt, J.J. Wormeck //Report WSU-ME-TEL-76-1. Washington State University - 1976.

9. Варгафтик, Н. Б. Справочник по теплофизическим свойствам газов и жидкостей / Н.Б. Варгафтик. -М.: ГИФМЛ, 1963. - 708 с.

10. Берд, Р. Процессы переноса / Р Берд, В. Лайтфут, Е. Стюарт. - М.: Химия, 1974.- 688 с.

11. Бабий, В. И. Горение угольной пыли и расчет пылеугольного факела / В.И. Бабий, Ю.Ф. Куваев. - М.: Энергоатомиздат, 1986. - 208 с.

□Авторы статьи:

Алексеев Максим Валерьевич, канд. физ.-мат. наук научный сотрудник Института теплофизики им. С.С. Кутателадзе СО РАН

E-mail: [email protected]

Богомолов Александр Романович, докт. техн. наук, старший научный сотрудник Института теплофизики им. С. С. Кутателадзе СО РАН E-mail: [email protected]

Шевырёв Сергей Александрович, аспирант КузГТУ E-mail:

[email protected]

Прибатурин Николай Алексеевич, докт. техн. наук, главный научный сотрудник Института теплофизики им. С.С. Кутателадзе СО РАН. E-mail: [email protected]

Кагакин Евгений Иванович, докт. хим. наук, профессор каф. химической технологии твердого топлива и экологии КузГТУ E-mail: [email protected]

Сорокин Анатолий Львович, научный сотрудник Института теплофизики им. С.С. Кутателадзе СО РАН E-mail: [email protected]