加压循环流化床气固流动特性实验研究Ⅰ:颗粒体积分数分布特性

殷上轶 金保昇 钟文琪 陆 勇 邵应娟 刘 浩

(1东南大学能源与环境学院，南京 210096)

(2诺丁汉大学能源技术研究所，英国诺丁汉NG7 2RD)

加压循环流化床气固流动特性实验研究Ⅰ:颗粒体积分数分布特性

殷上轶1金保昇1钟文琪1陆 勇1邵应娟2刘 浩2

(1东南大学能源与环境学院，南京 210096)

(2诺丁汉大学能源技术研究所，英国诺丁汉NG7 2RD)

针对加压煤气化和化学链燃烧的发展需求，建立了一种加压循环流化床的冷态实验装置，研究了不同操作压力(0.1～0.5 MPa)下，平均粒径为137 μm、密度为2 490 kg/m3的Geldart B类颗粒在提升管内的压降和表观颗粒体积分数分布特性.实验结果表明，上升管压降随固气质量比的增大而线性增加，增加的速率随操作压力的增加而增加，且基本不受操作气速和固体通量的影响.加压条件下，表观颗粒体积分数呈上小下大的分布，且随固体通量的增加而增加，随标态表观气速的增加而减小.在固体通量和操作气速一定的情况下，增加操作压力可以显著提高上升管内表观颗粒体积分数，并使其轴向分布更加均匀.

气固两相流;循环流化床;加压;流动特性;颗粒体积分数

循环流化床(CFB)是一种典型的气固接触反应系统，因其优良的传热/传质性能、高效的气固接触效率以及高处理量而被广泛应用于煤的燃烧［1］与气化［2］、催化裂化与合成［3］等气固反应过程中.在加压条件下，循环流化床具有气相密度大、气固混合均匀、流化质量好、化学反应速率快等优点，因而被广泛应用于实际工业生产中.以煤气化为例，针对整体煤气化联合循环技术的要求，美国南方公司建立了装机容量为285 MW的加压密相输运床煤气化炉，其典型运行操作压力约为1.378 MPa.我国“十一五”发展计划中提出了加压密相输运床煤气化技术路线，建立了装机容量为200 MW的基于加压密相输运床煤气化的IGCC系统.东南大学针对传统气化技术碳转化率不高的问题，提出了密相输运床煤加压气化和高密度增压流化床煤气化等煤气化技术，设计操作压力范围为2～3 MPa.运行在高固体通量下的加压煤气化设备的反应器内气固混合接触良好，反应速率和热量传递效率高，污染物排放低，因而具有广泛的应用前景.

目前，国内外研究者已对加压循环流化床的气固流动进行了较为深入的研究［4－5］.然而，这些研究大多在固体通量较小的情况下进行，针对高通量循环流化床气固流动特性的研究大都在常压下进行［6－13］.迄今为止，针对固体通量较高情况下加压循环流化床气固流动特性的研究报道极少，其复杂的气固流动特性尚未被揭示，亟需开展系统性的研究工作.

针对加压循环流化床煤气化和化学链燃烧的发展需求，本文建立了一种加压循环流化床的冷态实验装置.在加压条件下，研究了Geldart B类颗粒在上升管中的气固流动特性，考察了不同操作压力下上升管压降和表观颗粒体积分数随操作压力、固体通量和操作气速的变化规律，为加压循环流化床煤气化和化学链燃烧热态系统的结构设计、运行和优化提供参考.

1 实验系统

加压循环流化床冷态实验系统如图1所示.实验系统主要包括上升管、两级下降管、两级J形返料器、惯性分离器、旋风分离器以及布袋除尘器.其中，上升管内径为68 mm，高5.2 m;一级下降管内径为150 mm，高4 m;二级下降管内径为50 mm，高4.7 m.在实验过程中，来自空气压缩机的压缩空气由风室进入上升管，将上升管中的颗粒流化后，携带颗粒进入惯性分离器;大部分颗粒在惯性分离器中被分离进入一级下降管，并由一级J形返料器送回上升管底部，其余未被分离的细颗粒随气体进入旋风分离器进行二次分离，分离出的颗粒由二级J形返料器送回上升管底部，气体则经过背压阀截流和布袋除尘器净化后排入大气中.布袋除尘器中积累的细颗粒也被定期地加入上升管中参与循环.

图1 加压循环流化床实验系统图

通过调节旋风分离器出口处的背压阀开关，可控制实验系统的操作压力Pabs，其大小由安装在背压阀上游的压力表读取.表观气速由进入上升管的总风量除以床层截面积获得，其中总风量为上升管流化风量(Q1)、返料器松动/流化风量(Q2～Q5)和加料罐加料风量(Q6)的总和.气体流量由转子流量计读取，并进行压力校核.操作压力状态下的表观气速被称为状态表观气速(Ug，pre);将不同操作压力下的总风量转化为一个标准大气压的总风量，对应的表观气速被称为标态表观气速(Ug，sta).固体通量由安装在下降管可视窗口上方的蝶阀测量，蝶阀的蝶片上钻有小孔并覆盖了筛网，由此可降低阀门关闭时对系统压力分布造成的影响，并保证没有颗粒穿过蝶片.系统运行稳定后，迅速关闭阀门，记录物料在观察口中下降20 cm所用的时间，换算为上升管中的固体通量.上升管壁面上每隔0.5 m留有一个测压孔，用于测量上升管相应截面间的静压差，差压信号由差压变送器获取，输出信号经A/D转换后由计算机采集.表观颗粒体积分数由上升管相邻截面间的压差获得，即

式中，ΔP为两测压点间的压差;Δz为两测压点间的垂直距离;ρp和εs分别为表观颗粒的密度和体积分数;ρg，pre为压力状态下的气体密度;g为重力加速度.

实验物料为石英砂，其平均粒径为137 μm，颗粒密度为2 490 kg/m3.实验采用的操作压力为0.1～0.5 MPa，固体通量为122～952 kg/(m2·s)，标态表观气速为6～25 m/s.

2 实验结果与讨论

2.1 上升管压降

图2为不同操作压力下上升管的压降分布曲线，相应的实验条件为Ug，sta=21 m/s，Gs=(400±5)kg/(m2·s).如图所示，随着操作压力的增加，上部总压降明显增加，但增加幅度逐渐变小，压降曲线的曲率也随之增大.由此可以推断，在标态表观气速和固体循环通量保持不变的情况下，增加操作压力可以增加上升管内颗粒总量，同时使聚集在上升管底部的颗粒被气体携带至更高的位置，从而使上升管内气固分布更加均匀.

图2 不同操作压力下上升管压降分布曲线

图3显示了不同操作状态下上升管总压降ΔPt与固气质量比Gs/(ρgug)的关系.从图中可以看出，当操作压力一定时，ΔPt随Gs/(ρgug)的变化趋势基本一致，即随着Gs/(ρgug)的增大，ΔPt呈线性增加的趋势，且线性增加的斜率基本不受操作气速和固体通量的影响，这与文献［9，12］得到的结论类似.需要指出的是，文献［12］针对的是Geldart A类颗粒，当固气质量比大于40时，上升管总压降不再随其增加而增加，而是趋于常数，此时整个上升管处于高密度流态;文献［9］针对的是Geldart B类颗粒，采用的固气质量比较小，因而没有出现类似的转折点.本实验针对的也是Geldart B类颗粒，由图3可知，当固气质量比大于40时，上升管总压降仍然随其增加而线性增加，并未出现转折点.因此，文献［12］的结论对Geldart B类颗粒并不成立.由此推测，与Geldart A类颗粒相比，在相同标态表观气速下，Geldart B类颗粒实现高密度流态需要更大的固体通量.由图3还可以看出，在不同的操作压力下，ΔPt随Gs/(ρgug)线性增加的斜率随着操作压力的增加而增大，即对于相同的固气质量比而言，随着操作压力的增加，更多的颗粒被气体携带进入上升管.这也从另一方面证明了图2的结论.

图3 不同操作压力下上升管总压降随固气质量比的变化

2.2 表观颗粒体积分数的轴向分布

图4 不同操作压力下表观颗粒体积分数的轴向分布

表观颗粒体积分数是循环流化床上升管气固流动特性的关键特征参数之一.图4为不同操作压力下上升管内表观颗粒体积分数的分布情况，相应的实验条件为Ug，sta=21 m/s，Gs=(400 ±5)kg/(m2·s).由图可知，加压下表观颗粒体积分数沿上升管轴向呈上小下大的分布，这与常压下的情况类似［10－12］.在上升管底部，由于受到颗粒入口结构以及颗粒初始加速的影响，表观颗粒体积分数较上部大得多.随着上升管高度的增加，表观颗粒体积分数逐渐减小且趋近于一个定值.因此，图2中上升管底部压降随高度增加的速度较顶部快得多.

2.3 操作压力对表观颗粒体积分数的影响

操作压力对表观颗粒体积分数的影响如图4所示.图中，上升管内0.75 m以下区域的表观颗粒体积分数随操作压力的增加先增大而后略有减小，其他区域的表观颗粒体积分数均随操作压力的增大而增大.这是因为增加操作压力既能提高上升管内的颗粒总量，又能使固体颗粒在上升管内的轴向分布更加均匀.高密度区域(εs＞0.1，Gs＞200 kg/(m2·s))首先在上升管底部形成，并且随着操作压力的增加逐渐向上延伸.常压时，上升管内0.95 m以下区域的表观颗粒体积分数大于0.1.当操作压力增加至0.5 MPa时，高密度区域延伸至2.95 m.

常压下，表观颗粒体积分数的轴向分布类似于指数分布.在上升管底部(z＜2 m)区域，表观颗粒体积分数较大，且随上升管高度的增加迅速减小;在上升管顶部(z＞2 m)区域，表观颗粒体积分数随高度的增加略有减小，而后趋近于一个恒定值.在标态表观气速和固体通量保持不变的情况下，随着操作压力的增加，上升管底部密相区和顶部稀相区的分界变得模糊.当操作压力增加到0.5 MPa时，上升管表观颗粒体积分数的轴向分布趋近于一条直线.

2.4 固体通量对表观颗粒体积分数的影响

加压下固体通量对表观颗粒体积分数的影响如图5所示.与文献［10，12］在常压下得到的实验结果类似，加压下保持操作气速不变，上升管各截面上的表观颗粒体积分数随固体通量的增加而增加.颗粒体积分数较大(εs＞0.1)的区域首先在上升管底部形成，并且随着固体通量的增加向更高的位置延伸.以图5(b)为例，当固体通量为320 kg/(m2·s)时，颗粒体积分数较大的区域仅在z≤1.25 m的上升管底部形成;当固体通量增加到950 kg/(m2·s)时，颗粒体积分数较大的区域延伸至上升管顶部，此时整个上升管的表观颗粒体积分数均大于0.1.由Grace等［13］提出的高密度循环流化床的定义(即固体通量大于200 kg/(m2·s)并且整个上升管的表观颗粒体积分数均大于0.1)可知，此时即形成高密度循环流化床.

加压下保持操作气速不变，上升管内表观颗粒体积分数轴向分布的不均匀性随着固体通量的增加而增强.如图5(a)所示，当固体通量Gs从320 kg/(m2·s)增加到960 kg/(m2·s)时，上升管内表观颗粒体积分数的范围从［0.03，0.16］变为［0.08，0.33］.与文献［10］中的常压情况相比，上升管各截面的表观颗粒体积分数与固体通量的关系更趋于线性关系(见图5(b)).

图5 不同高度处表观颗粒体积分数随固体通量的变化

2.5 操作气速对表观颗粒体积分数的影响

图6为上升管不同轴向高度的表观颗粒体积分数随标态表观气速的变化曲线，相应的实验条件为Pabs=0.3 MPa，Gs=(500 ±5)kg/(m2·s).与文献［10，12］在常压下得到的结果类似，当操作压力和固体通量一定时，各截面上的表观颗粒体积分数随标态表观气速的增加逐渐减小.此外，加压下上升管轴向颗粒体积分数上部较小下部较大的不均匀性随标态表观气速的增加逐渐减弱.如图6所示，标态表观气速为16 m/s时，整个上升管的表观颗粒体积分数均大于0.1，且该数值由上升管顶部的0.11变化到底部的0.275;当标态表观气速增加到21.5 m/s时，上升管中z=2.25 m以上各截面的表观颗粒体积分数均小于0.1，且该数值由上升管顶部的0.03逐渐变化到底部的0.16，颗粒体积分数轴向分布范围减小，且其分布不均匀性减弱.由此可知，高操作气速不利于在上升管内形成颗粒体积分数较大的区域.

与文献［12］的结果相比，加压下上升管各截面的表观颗粒体积分数随操作气速的变化趋于一致，且接近于线性变化.如图6所示，操作压力为0.3 MPa时，除上升管内0.75 m以下区域外，其他各个截面颗粒体积分数随标态表观气速变化的趋势相对一致.此外，Wang等［10］通过实验发现，在上升管顶部，表观颗粒体积分数不再受高度变化影响，此时气固两相流动进入充分发展段.而在本实验中，上升管内的表观颗粒体积分数始终随高度的增加而减小，这是由于受到上升管高度的限制，颗粒在上升管顶部仍处于加速状态.

图6 不同高度的表观颗粒体积分数随标态表观气速的变化

3 结论

1)上升管总压降随操作压力的增加而增加，上升管压降分布曲线的曲率也随之增大.

2)在相同的操作压力下，上升管总压降随固气质量比的增大而线性增加，且线性增加的速率基本不受操作气速和固体通量的影响;在不同的操作压力下，这种线性增加的速率随操作压力的增加逐渐增大.

3)与常压情况类似，加压下表观颗粒体积分数呈上部较小下部较大的分布，且随固体通量的增加而增加，随标态表观气速的增加而减小.当标态表观气速和固体通量保持不变时，上升管各截面的表观颗粒体积分数随操作压力的增加而增加.

4)与常压情况相比，加压下上升管各截面的表观颗粒体积分数随固体通量和操作气速的变化趋势更加一致，均表现为近似线性的变化;上升管轴向颗粒体积分数分布的不均匀性随固体通量的增加而增强，随标态表观气速的增加而减弱.当标态气速和固体通量保持不变时，增加操作压力可使上升管内表观颗粒体积分数的轴向分布更加均匀.

［1］ Anthony E J.Fluidized bed combustion of alternative solid fuels:status，successes and problems of the technology［J］.Progress in Energy and Combustion Science，1995，21(3):239－268.

［2］Xu G，Murakami T，Suda T，et al.The superior technical choice for dual fluidized bed gasification ［J］.Ind Eng Chem Res，2006，45(7):2281－2286.

［3］ Kunii D.Chemical reaction engineering and research and development of gas－solid system ［J］.Chem Eng Sci，1980，35(9):1887－1911.

［4］Bricout V，Louge M Y.A verification of glicksman's reduced scaling under conditions analogous to pressurized circulating fluidization ［J］.Chem Eng Sci，2004，59(13):2633－2638.

［5］Richtberg M，Richter R，Wirth K E.Characterization of the flow patterns in a pressurized circulating fluidized bed［J］.Powder Technology，2005，155(2):145－152.

［6］ Kim J S，Tachino R，Tsutsumi A.Effects of solids feeder and riser exit configuration on establishing high density circulating fluidized beds［J］.Powder Technology，2008，187(1):37－45.

［7］ Guan G Q，Fushimi C，Tsutsumi A，et al.High－density circulating fluidized bed gasifier for advanced IGCC/IGFC—advantages and challenges［J］.Particuology，2010，8(6):602－606.

［8］ Bi X T，Liu X H.High density and high solids flux CFB risers for steam gasification of solids fuels ［J］.Fuel Processing Technology，2010，91(8):915－920.

［9］王小芳，金保升，钟文琪.高通量循环流化床上升管气固流动特性实验研究［J］.中国电机工程学报，2009，29(17):27－31.

Wang Xiaofang，Jin Baosheng，Zhong Wenqi.Experimental study on gas－solid flow characteristic in high－flux circulating fluidized bed riser［J］.Proceeding of the CSEE，2009，29(17):27－31.(in Chinese)

［10］ Wang Xiaofang，Jin Baosheng，Zhong Wenqi，et al.Flow behaviors in a high－flux circulating fluidized bed［J］.International Journal of Chemical Reactor Engineering，2008，7(6):79－81.

［11］ Pärssinen J H，Zhu J X.Axial and radial solids distribution in a long and high－flux CFB riser［J］.AIChE Journal，2001，47(10):2197－2205.

［12］ Issangya A S，Bai D，Bi H T，et al.Suspension densities in a high－density circulating fluidized bed riser［J］.Chemical Engineering Science，1999，54(22):5451－5460.

［13］Grace J R，Issangya A S，Bai D，et al.Situating the high－density circulating fluidized bed ［J］.AIChE Journal，1999，45(10):2108－2116.

Experimental research of gas-solid flow behaviors in pressurized circulating fluidized bed—Ⅰ:solid holdup distribution

Yin Shangyi1Jin Baosheng1Zhong Wenqi1Lu Yong1Shao Yingjuan2Liu Hao2

(1School of Energy and Environment，Southeast University，Nanjing 210096，China)
(2Energy Technologies Research Institute，University of Nottingham，Nottingham NG7 2RD，UK)

According to the development requirement of pressurized coal gasification and chemical looping combustion，a cold－model experimental facility of a pressurized circulating fluidized bed is built.The pressure drop and the solid holdup distribution of Geldart group B particles with the mean diameter of 137 μm and the density of 2 490 kg/m3are investigated under different operating pressure(0.1 to 0.5 MPa).The experimental results show that the total pressure drop across the riser increases linearly with the increase of the solid－to－air mass flow ratio.The increasing slope increases gradually with the increase of the operating pressure and is hardly affected by the superficial gas velocity and the solid mass flux.At the elevated pressure，the apparent solid holdup is lower at the upper part and higher at the bottom part of the riser.It increases with the increase of the solid mass flux and decreases with the increase of the standard state superficial gas velocity.When the solid mass flux and the standard state superficial gas velocity are certain，with the increase of the operating pressure，the apparent solid holdup in the riser increases and the corresponding axial distribution becomes more uniform.

gas－solid two－phase flow;circulating fluidized bed;pressurized;flow characteristics;solid holdup

TK222

A

1001－0505(2012)02－0308－05

10.3969/j.issn.1001－0505.2012.02.022

2011－08－03.

殷上轶(1985—)，女，博士生;金保昇(联系人)，男，教授，博士生导师，bsjin@seu.edu.cn.

国家自然科学基金资助项目(51076029)、国际科技合作资助项目(2010DFA61960).

殷上轶，金保昇，钟文琪，等.加压循环流化床气固流动特性实验研究Ⅰ:颗粒体积分数分布特性［J］.东南大学学报:自然科学版，2012，42(2):308－312.［doi:10.3969/j.issn.1001 －0505.2012.02.022］