一、流化床反应器内旋风除尘器结构及操作的改进（论文文献综述）
白效言[1]（2021）在《内旋式移动床低阶煤热解过程机理与产物特性研究》文中认为低阶煤热解是煤炭分级转化路径中的关键技术之一,面临粉尘夹带、油尘分离和产物控制等难题。内旋式移动床热解技术集合了粉尘控制和传热强化双重优势,可实现小粒径低阶煤的低尘高效热解,相关基础理论需要深入研究。本文首先采用冷态试验和数值模拟,定性和定量研究了煤颗粒在内旋式移动床反应器轴向和径向方向的运动、混合过程;然后结合传热、反应等机理,建立内旋式移动床反应器内颗粒热解过程模型,并进行了验证;最后对热解半焦及焦油品质调控进行研究,获得了产物特性优化的技术方法。煤颗粒在反应器内呈不规则螺旋前进形式;颗粒平均停留时间与旋转轴轴长呈线性关系、与转速呈幂函数关系,与粒径（1～6 mm）无显着关系;转速≤10 r/min,颗粒运动的总平均速度与转速呈幂函数关系,>10 r/min时二者线性相关;5 r/min时,颗粒运动的瞬时平均速度集中在0.015～0.030 m/s范围内,颗粒径向扩散系数Dr主要分布在0～2 mm2/s区间内,最高达到16 mm2/s以上,平均值为1.72 mm2/s;旋转轴旋转一个周期,颗粒混合指数达到0.8左右。基于热重实验,利用等转化率法和Pattern Search算法得到分布活化能模型中平均活化能E0、指前因子k0和活化能标准偏差分别为246.35 k J/mol、3.08×1015s-1和35.9 k J/mol;基于“虚拟颗粒”法,建立热解过程数学模型,半焦产率预测值与热态试验实测值最大误差为4.93%;反应器壁面温度550～750℃时颗粒群最大升温速率为0.33～0.69℃/s;反应器温度从550℃提高至750℃,挥发分最大释放速率相应由0.64×10-4/s升至1.79×10-4/s;在小试反应器中,颗粒停留时间宜保持在90 min以上。内旋式移动床热解小试表明,半焦着火点和爆炸性可通过温度和时间的配合进行调控;相同热解时间,提高热解温度,所得半焦的气化反应活性指数R均不断降低;半焦R值变化与大分子结构中各类甲基碳含量有关;90 min和150min热解时间下,半焦燃烬性Cb、燃烧稳定性Rw及综合燃烧特性指数SN等随热解温度升高呈现较为均匀的衰减;热解温度550～750℃、热解时间90～150min条件下,随温度升高、时间延长,半焦微晶结构的芳香层间距d002不断减小,堆积高度Lc、层面直径La总体呈上升趋势。通过加热烟道隔离、烟气流向分布、高温空气蓄热燃烧等优化,实现了中试装置反应器内温度场的差异化分布;反应器物料热解区控制为较高温度（650～700℃）,沉降气室区控制在500℃以下,能够提高焦油产率和轻质组分含量;中试试验热解焦油中轻质组分（<360℃馏分）含量最高为72.2%;通过抑尘-降尘-除尘的多级减尘工艺控制,热解中试焦油的喹啉不溶物含量均低于1%。
李开坤[2]（2021）在《焦热载体条件下双流化床煤热解联产焦油半焦煤气技术的研究》文中进行了进一步梳理低阶煤具有含水量高、挥发分高等特点,直接燃烧浪费了大量的富氢组分且污染环境。基于热解的煤炭分级转化多联产技术可提取煤中的高附加值组分,是实现煤炭清洁高效利用的重要技术之一。针对目前低阶煤存在的综采过程中碎煤比例大,现有热解工艺焦油产率不高且含尘量较高等问题,浙江大学提出了以半焦为热载体的低阶煤双流化床热解分级转化技术,通过流化床煤热解炉和循环流化床半焦加热炉的有机结合,实现大规模碎煤颗粒的热解分级转化,获得高产率焦油和高品质煤气。分级转化产品用途广泛,焦油可通过加氢工艺制取轻质液体燃料,有助于缓解当前我国石油对外依赖逐年增长的能源风险。半焦可用于大容量煤粉锅炉的混合燃烧或生产型煤用于供暖,也可通过水焦浆气化技术生产合成气,实现热解半焦的高效低污染利用。高品质热解煤气可用于制取替代天然气或合成化工产品。通过不同利用方案的灵活组合,实现低阶煤资源的梯级利用。目前,焦热载体对流化床热解产物分布和影响规律的认识尚不充分,同时焦热载体条件下双流化床热解分级转化多联产系统的全流程模拟及技术经济性分析缺乏深入、可靠的评估,本文依托国家重点研发计划项目,开展了相关实验研究和系统流程模拟,为焦热载体条件下低阶煤双流化床热解分级技术的大规模工业应用提供参考。首先,以我国典型低阶煤-新疆润北煤为原料,在小型鼓泡流化床反应器上开展了不同热解温度（500-800oC）、不同热载体（石英砂、焦热载体:原煤=1:1、2:1、3:1和5:1）以及模拟热解气气氛下的流化床热解实验研究,获得了焦热载体条件下温度、热载体种类及比例和热解气气氛对煤流化床热解产物特性的影响规律。结果表明,作为热载体的半焦在流化床热解过程中影响煤颗粒的加热过程,对热解一次反应具有促进作用,主要表现在促进煤中酚类的析出和裂解、羧基的裂解和焦油中重质组分的分解,从而提高焦油和煤气产率,降低半焦产率。中低温时焦热载体的裂解促进作用更为显着,而较高温度时高温裂解作用占据主导地位。焦载体条件下的半焦拥有更为发达的孔隙结构,但燃烧性能变差。随着焦载体添加比例的增加,煤气产率逐渐增加,而焦油产率先增加后降低,在添加比例为2:1时达到峰值;半焦产率则逐渐降低。焦热载体条件下CH4产率的增加来源于煤中脂肪族结构,而H2和CO产率的增长主要来源于焦油中酚类的分解和大分子物质的缩聚。研究发现作为热载体的半焦具有一定的固硫作用。焦载体添加比例从1:1增加到5:1,焦油中重质组分含量下降了约6个百分点,焦油品质提升,焦油中的酚类分解为芳烃类物质。热解气气氛下,焦载体对CH4和CO2重整的催化作用以及H2对热解的促进作用使得半焦产率低于惰性气氛,而焦油和热解水产率相对较高。然后在1MWt双流化床试验装置上开展了两种煤样不同热解温度（580oC、630oC和680oC）的中试试验研究。研究发现,两种煤样均适合于双流化床热解工艺,热解炉和循环流化床半焦加热炉之间的物料循环正常,系统运行稳定。热解炉运行温度能够通过调节双炉之间的物料循环量以及燃烧加热炉的炉温来控制。两种煤样在630oC时焦油产率取得最大值,分别为10.84%和13.27%,均超过格金干馏分析的90%。研究工况下,煤气品质较高,组分中CH4含量丰富,体积占比约为35%-40%,CO和H2体积份额在25%-35%之间。焦油组分中沥青质占比40-50%,提高热解温度可以促进沥青质和饱和烃的裂解,生成芳香烃和其他非烃类物质。热解炉二级旋风飞灰比电阻满足高温静电除尘运行要求,实际工业应用中可根据需要布置高温电除尘以获得更高品质的油气。在试验研究的温度范围内,调节双炉运行温度可在一定程度上实现热解产品的品质调控,进一步验证了双流化床热解分级转化技术的可行性,为下一步是示范装置的设计和运行提供了技术支撑和调控经验。利用Aspen Plus,构建并模拟了耦合2×660MW超超临界半焦煤粉炉发电的低阶煤双流化床热解分级转化多联产系统。在模拟方案中,半焦送入煤粉锅炉发电单元通过超超临界参数蒸汽发电,焦油提酚后采用非均相悬浮床加氢工艺合成石脑油和柴油,所需的H2全部来自于煤气深加工环节,热解废水送入酚氨回收单元。根据市场行情和产品特点设计了三套不同的煤气深加工路线。在方案A中,煤气首先经过Selexol单元脱硫净化,净化后的煤气送入甲烷水蒸气重整单元,经变压吸附单元提取焦油加氢所需的H2后用于合成甲醇,重整所需热量通过燃烧甲醇合成单元和焦油加氢单元的尾气提供;在方案B中,将部分净化后煤气送入甲烷水蒸气重整单元,与未重整净化煤气混合后进入CO变换单元,经变压吸附单元先后脱除CO2、提取CH4和H2,其中H2全部用于焦油加氢,此方案重整热量来自提H2后尾气与焦油加氢尾气的燃烧。方案C则需要燃烧部分煤气提供重整热量,剩余煤气经重整、变换、脱除CO2后,利用变压吸附技术提取H2,除用于焦油加氢外全部作为产品输出。针对三套方案的技术路线,开展了全流程系统模拟和技术经济性分析,并与超超临界发电系统进行了热力学和经济学性能参数的对比。结果显示,在双流化床热解系统给煤量为628t/h的情况下,三套方案均可产出10.33t/h粗酚、24.80t/h石脑油和31.46t/h的柴油。同时,方案A还可联产甲醇65.34t/h和净发电1314.48MW,火用效率为51.15%;方案B联产替代天然气（Synthetic Natural Gas,SNG）35699.12Nm3/h,供电约1445.86MW,火用效率为51.98%;而联产17.60t/h H2和净发电量为1292.73MW的方案C拥有最高的能量效率和火用效率,分别为56.33%和53.99%,比同等规模的超超临界电厂分别高出10.51和11.19个百分点。三种多联产方案固定资产投资差异不大,其中方案C略高（约69.23亿元人民币）,比超超临界电厂投资约高21亿元人民币。方案A、B和C的税后内部收益率分别为23.24%、21.83%、29.52%,均高于超超临界电厂的17.56%。其中方案C的投资回报期最短,为5.06年（静态）和5.74年（动态）,经济效益优势最为明显。从抗风险能力的角度分析,影响三套多联产方案经济效益的主要因素是年运行时间和原料煤采购价格。当年运行时间骤减和煤炭价格上涨时,三套方案仍然具有较为可观的财务状况,其中方案C收益率的变化幅度最小,抗风险能力最强。三套方案在能量利用效率、经济性和抗风险能力方面都具有十分明显的优势,市场前景好、产品方案设计灵活。
付炳荣[3]（2021）在《基于CFB机组及等离子气化煤的甲醇电多联产系统模拟优化》文中指出由于循环流化床锅炉燃煤电厂逐渐成为调峰机组,经常负责调峰,长期运行在低负荷工况下,系统效率和能量利用率低下,需要寻找新的提升负荷的途径。本文利用化工动力多联产能够增加电厂的负荷及运行效率的特点,并将其进行放大,提出等离子气化煤制甲醇与循环流化床锅炉燃煤电厂多联产系统策略。首先利用Aspen Plus软件,建立等离子气化煤系统、平推流反应器甲醇合成系统和四塔精馏工艺的甲醇精馏系统、锅炉燃烧及换热系统、汽轮机及回热系统等模型,并根据现场的实际参数对模型进行了对比和校验。在此基础上构建等离子气化煤制甲醇-循环流化床锅炉多联产系统。建立联产系统后,电厂煤量供给减少了50.50 t/h,折合发电量为137.53 MW;等离子气化煤设备煤渣排放量减少了8.40 t/h,未反应气排放量减少了57.92 t/h,等离子气化煤和制甲醇系统实现了污染物零排放。将增加的发电量都用于化工部分,单位甲醇生产能耗降低3.51 k W·h/kg。其次,利用建立的模型对等离子气化煤、合成甲醇、甲醇精馏流程进行了（火用）平衡分析。根据（火用）平衡分析可得出:流程整体的总输入（火用）为158003.05 MJ/h;产品收益（火用）为84036.57 MJ/h,系统（火用）效率为53.19%;总内部（火用）损失为41051.02 MJ/h,（火用）损占比为25.98%;总外部（火用）损失32915.45 MJ/h,（火用）损占比为20.83%。其中煤渣、驰放气和蒸汽总的（火用）损失之和为20.81%,是造成合成甲醇工艺（火用）损失的主要原因。最后在动力系统满负荷、高效率运行的基础上,以甲醇的最大产量和能量的最优化利用为目标,对等离子气化系统和制甲醇系统的关键参数进行了分析优化,并结合两者的结论对多联产的流程、参数和能量利用进行了整合优化。优化结果为:最佳水蒸气供给量为3000 kg/h,最佳空气供给量为1500 kg/h。最佳甲醇合成器压力为6 MPa,最佳反应温度为210℃。预精馏塔最佳质量回流比为1.5,加压塔最佳馏出进料比为0.59,常压塔最佳馏出进料比为0.25。流程优化的结果为:等离子气化煤流程的整体能耗降低了5.33 MW,发电系统的回热抽气量减少了48.98 t/h,总的发电量增加了12.50 MW。联产后实现了动力系统长期高负荷、高效的运行,随后研究并优化了不同的化工能耗工况下,甲醇、电多联产系统的运行效率和能量利用效率,结果为随着化工系统负荷的增大,联产系统相对发电量、化工系统热效率和联产系统的（火用）效率都随之增大。
冼圣贤[4]（2021）在《流化床煤温和气化过程中硫、氮迁移规律研究》文中认为中国煤炭储量巨大,远超石油和天然气。在可预见的未来,煤炭依然是中国重要的能源和化工原料,煤气化技术是煤炭清洁高效转化的龙头技术,发展煤气化技术对于中国能源安全具有重要的战略意义,同时也是高碳燃料低碳转型发展的重要途径。流化床煤气化技术应用前景广泛,且由于煤种适应性强、操作温度适中等优点受到广泛关注。但在流化床气化过程中,煤中的硫、氮会释放至气相,形成气相含硫、氮的污染物,这些气相硫、氮污染物不仅会造成下游设备腐蚀、催化剂失活、环境污染等一系列问题,而且限制了煤气的应用领域、增加了制气成本。此外,由于缺乏合适的调控手段,当上游煤种更换时,下游煤气净化系统难以完全与之匹配,未能充分发挥流化床气化煤种适应性强的技术优势。基于此,本文利用不同尺度的试验平台研究了气化过程中硫、氮的迁移规律,并在工业循环流化床气化炉上开展了试验,采集了实际运行数据加以验证。首先,在热重质谱联用仪上进行多种半焦的气化试验,探究了气化过程中硫、氮的释放规律。随后,在小型鼓泡流化床上研究了反应氛围、温度、氧碳比和蒸汽碳比等参数对煤气化过程中硫、氮迁移规律的影响,同时研究了多个参数对石灰石固硫效果的影响。接着,在循环流化床小试试验平台上研究了温度和操作参数的耦合影响,掌握了流化床气化过程中硫、氮的迁移规律。最后在工业循环流化床气化炉上进行试验并采集数据进行分析,验证了所得规律的准确性。在热重质谱联用仪上,利用半焦和石墨开展了 CO2气化试验,探究了不同气体组分的释放温度区间。试验结果表明:SO2是主要的气相含硫污染物,HCN是主要的气相含氮污染物。HCN的释放温度区间与失重温度区间紧密相关,但NH3、NO、NO2基本没有生成。H2S析出温度与H2的峰值释放温度相近,COS的析出温度区间与CO的相近,COS的形成与CO有关,H2S主要来自于分解的硫与氢原子的结合,SO2主要来源于稳定的有机硫和硫酸盐的分解。硫的释放的主要受到气化反应的影响。通过不同组分释放温度区间的关联,进一步探索了气化过程中硫的释放路径,高温下分解的硫有一部分会与煤气中的CO或H2结合形成COS或H2S释放至气相,而另一部分硫则会与周围的半焦重新结合,形成热稳定性更好的有机硫,从而固留在固相中。当温度进一步升高,碳基本消耗完全,有机硫大量分解,并以SO2的形式释放至气相中。在小型鼓泡流化床上进行了煤气化试验,研究了不同参数对硫、氮迁移规律的影响。结果表明,在小型鼓泡流化床煤气化过程中,主要的气相硫是H2S,其次是COS,仅有少量的硫以SO2和CS2的形式释放出来。相较于热重-质谱联用试验,鼓泡流化床气化过程中CO/H2的浓度更高,且气固接触时间更长,促进了H2S和COS的生成。同时,氮基本没有释放,导致NH3和HCN并未能检测到。不同反应氛围下,空气气化过程中硫的释放率最高;而在蒸汽气化过程中,气相硫中H2S的比例（H2S/Sg）最高。富氧水蒸气气化过程中,随着温度、氧碳比和蒸汽碳比升高,碳转化率和硫释放率增大。气相硫中H2S的比例与温度和蒸汽碳比的变化趋势一致,与氧碳比的变化趋势相反。硫释放率的变化趋势与碳转化率的变化趋势一致。气化过程结束时,H2S和COS的转化反应远未达到平衡,且COS的产率过剩,H2产率提高会促使COS转化为H2S。同一工况下,底渣和飞灰中硫、氮形态的分布类似,飞灰中基本不存在黄铁矿,而且随着碳转化率增大,有机硫的含量下降;氮的迁移也类似,随着碳转化率的增大,热稳定性较好的N-6,其含量增大。在流化床气化过程中,硫的释放不仅与碳转化率密切相关,还与煤中硫的赋存形态相关。石灰石加入后,在蒸汽碳比相同时,H2产率提高有利于促进石灰石固硫,蒸汽碳比改变时,石灰石的固硫效果存在最佳值。在循环流化床小试试验平台上进行了煤气化试验,研究了温度和操作参数耦合的影响,进一步完善硫、氮的迁移规律。试验结果表明:循环流化床气化过程中,气相硫产率:H2S>COS>CS2。气相含氮污染物主要以NH3的形式存在,而HCN的产率极低。相较于小型鼓泡流化床,循环流化床的气固混合更为剧烈,半焦分布更均匀,SO2更容易被半焦还原,同时也增大了半焦与H2的接触,促进了 NH3的生成。结合小型鼓泡流化床的试验结果,在流化床气化过程中,H2S和COS的转化反应未达到平衡时,氢气产率最高的点也就是H2S/COS最高的点。在研究范围内,石灰石加入后,氧碳比的增大促进了气相硫脱除率的提升,而蒸汽碳比的增大则降低了气相硫的脱除率。固相硫的迁移规律与鼓泡流化床气化过程中的基本一致。至于氮,NH3的产率随氧碳比的增大而减小,同时随蒸汽碳比的增大而增大;而石灰石的加入对NH3的影响不大。碳转化率和固相硫、氮形态的分布均会影响硫、氮释放。在工业循环流化床上进行了煤气化试验,结果表明:随着蒸汽碳比的升高,碳转化率和硫释放率都增加,主要的气相硫为H2S和COS。随蒸汽碳比的升高,H2产率增大,H2S和COS的转化反应更接近平衡,增大了 H2S/Sg。主要的含氮污染物为NH3,且随着蒸汽碳比的升高,氨氮的产率增大。
司桐[5]（2021）在《燃煤烟气污染物（SO2/NOx/PM）喷淋-鼓泡法一体化深度脱除研究》文中研究表明煤燃烧带来热能的同时产生了大量SO2、NOx及颗粒物等污染物,针对日益严格的环保需求,电厂往往是通过单一技术升级来满足超低排放要求。然而,各单元设备之间缺乏污染物一体化控制概念,能效尚有很大提升空间。在国家重点研发计划“燃煤锅炉污染物（SO2、NOx、PM）一体化控制技术研究及工程示范”提出的基于高温除尘的燃煤烟气污染物一体化控制路线下,具体研究了新型湿式吸收塔同时脱除SO2、NOx和颗粒物的性能,并进行了 5000 Nm3/h燃煤烟气示范工程试验平台的参数设计及试验测试。同时,结合量子化学中密度泛函理论的计算方法从微观反应角度对镁基吸附剂SO3吸附进行了模拟计算,揭示了烟气组分在吸附过程中对吸附位点及吸附能的影响。主要工作如下:（1）结合喷淋塔和鼓泡反应器各自优势,搭建了基于臭氧氧化的喷淋-鼓泡法多污染物一体化脱除实验台,研究了其同时脱硫脱硝性能。实验发现,钙基和氨基两种吸收剂下,喷淋-鼓泡吸收塔较现有喷淋塔或鼓泡反应器均能够提高脱硫、脱硝效率。在液气比4 L/m3,浸液深度100 mm,O3/NO摩尔比1.0的工况下,钙基吸收剂下喷淋-鼓泡吸收塔较相同条件下的喷淋塔或鼓泡反应器脱硫效率分别提高11%和13%,脱硝效率分别提高17%和18%。O3/NO摩尔比对脱硫效率几乎没有影响,但O3/NO摩尔比由0增大至1.0时,脱硝效率显着提高。液气比和浸液深度的增加均能提高脱硫脱硝效率,但此时必须考虑浆液循环泵和增压风机所增加的电耗对系统经济性的影响。入口烟气中SO2浓度增加对脱硫效率的降低影响较小,证明了喷淋-鼓泡吸收塔具有较为宽泛的燃料适应性。（2）湿式氨法吸收具有较高的脱硫效率、较高的副产物利用率和运行过程中不易发生堵塞等优势,但同时会产生大量颗粒物,因此重点研究了氨法吸收过程中喷淋-鼓泡吸收塔的颗粒物排放特性。实验发现,喷淋-鼓泡吸收塔较现有喷淋塔或鼓泡反应器能减少颗粒物的排放,颗粒物的主要成分为（NH4）2SO4,颗粒物粒径呈单峰分布且主要以PM1.0的细颗粒物为主。烟气中SO2的存在可显着影响颗粒物的生成,且颗粒物的生成量随SO2浓度的增加而增加,但对整体粒径分布无影响。液气比和浸液深度的提高均可降低颗粒物的排放。（3）针对SCR及臭氧氧化过程中产生的SO3易引起后续“烟羽”的现象,应用密度泛函理论研究了SO3在镁基吸附剂表面的吸附机理。通过多方位的吸附角度构建不同的吸附构型,最终优化得到SO3吸附在MgO（001）表面的作用机制,进一步对常见燃煤烟气组分如O2、SO2等对MgO（001）表面吸附SO3的影响机制进行了探讨,结果显示MgO（001）表面中的O顶位的吸附活性高于Mg顶位,SO3在MgO（001）表面形成的类似硫酸根结构是吸附的关键。（4）设计了规模为5000 Nm3/h燃煤烟气污染物一体化控制全流程试验平台各脱除单元配置参数,进行了高温除尘器联合SCR脱除试验研究、臭氧前置氧化NOx与SO2吸收试验研究,喷淋-鼓泡法SO2、PM2.5脱除试验研究。试验结果显示,高温除尘器出口颗粒物浓度约在8 mg/Nm3附近,氨逃逸量维持在3 mg/Nm3附近,大幅降低了高浓度飞灰对催化剂磨损、堵塞及中毒的危害。在O3/NO摩尔比为1.0下,喷淋-鼓泡吸收塔较只喷淋或只鼓泡SO2脱除效率提高11%和25%,NOx脱除效率提高28%和37%。长期运行表明,吸收塔出口 PM、SO2和NOx日平均排放浓度分别约为5 mg/Nm3、20mg/Nm3和25mg/Nm3,满足超低排放要求,体现了三级脱硝（低氮燃烧、SCR和臭氧预氧化技术）、两级除尘（高温过滤、喷淋-鼓泡吸收）和两级脱硫（喷淋吸收、鼓泡深度脱除）的多污染物一体化控制理念。（5）超低排放是当前燃煤电厂面临必须的环保要求,不同的技术路线有着各自的优点和劣势,目前的能效评价方法往往注重环保指标与经济指标。为研究基于高温除尘的燃煤烟气污染物一体化控制路线与现有传统控制路线在能效上的差异,建立了 3层15因素的能效多属性综合评价体系。利用层次分析法确定因素权重,从环保性、技术性、经济性和社会效益等评价指标进行了模糊综合评价。评价结果显示基于高温除尘的燃煤烟气污染物一体化控制路线的综合能效性能更优,具体表现在满足超低排放的环保限值下具有更高的经济性和社会效益。同时,评价结果还能够具体体现造成其某一指标不良的亚级影响因素,为工业选择和优化控制路线提供了指导方法。
赵云龙[6]（2021）在《基于气固鼓泡流化床构效曳力模型的颗粒停留时间分布的实验与模拟》文中认为气固鼓泡流化床（BFB）由于具有气固接触效率高、相间传质传热速率快等优点,在矿物加工领域已得到了广泛的应用。矿物颗粒往往有较宽的粒径分布,其所需的反应时间随粒径增大而增大,但是传统BFB内的粗细颗粒停留时间差异很小难以满足生产要求。因此调控流化床内粗细颗粒的停留时间和其反应时间相匹配具有重要意义。颗粒的停留时间在床内有一定的分布,经典流化床内的停留时间分布（RTD）趋向于全混流,因此停留时间位于平均停留时间（MRT）附近的颗粒数量是较少的,前人在调控宽粒径停留时间时大多以MRT为调控目标,在此看来是不够的,因此获得完整的RTD曲线非常有必要。随着计算流体力学（CFD）的发展,通过模拟获得RTD是一种省时且成本较小的一种方法,因此建立一套完整的计算RTD的模型对工业生产有重要的指导作用。准确的气固曳力模型是进行颗粒RTD模拟的前提,由于传统曳力模型因均匀化假设床内流动结构而高估了气固相间作用力,导致床内流场和RTD的计算结果与实验值偏差较大。本研究运用课题组开发的基于气固非均匀流动结构的构效曳力模型,对不同床型流化床内单粒径或双粒径的RTD进行了模拟研究。另外,设计了加入纵向挡板的流化床,测定了双粒径颗粒的RTD曲线,并对粗细颗粒的RTD进行了调控研究。本文的研究成果如下:（1）模拟了鼓泡流化床内单一粒径颗粒的RTD,通过和实验数据对比,发现构效曳力模型计算的RTD与理论值的吻合度要高于传统均匀曳力模型。计算的颗粒RTD拖尾较长且尾部有多峰出现,这说明床内存在一定的循环流动。气固间的接触效果较差而导致t50值较低,由于流态床内部固相返混或死区的存在致使t90值较高,这些均会影响气固反应质量,所以在实际应用中应尽可能通过在床中设置挡板或改造为多级床等措施,使流化结构更趋近于平推流来提高反应器的效能。（2）利用CFD对多室流化床的RTD和流化结构进行了数值模拟。计算结果与实验数据的比较以及示踪剂回收率的计算显示了曳力模型和RTD计算模型的合理性。将流化床分成两个反应器可以抑制返混,改善颗粒RTD并使其趋向平推流。随着流化气速和床层出口高度的增加,床层固相颗粒的流出速率加快,停留时间分布范围扩大,停留时间方差也相应增大。计算得到的固含率径向分布随h/H的增加而波动更大,导致了床内流化结构和RTD分布的非均匀性。（3）使用构效曳力模型,研究了床型尺寸和气泡尺寸关联式对流化床气固相流体力学和颗粒停留时间分布的影响。发现针对GeldartB类颗粒,Darton气泡关联式是低气速下的最佳选择。当BFB放大时,由构效曳力模型计算的RTD对比实验值有所降低,一方面是由于床层尺寸的增大进一步高估了气泡尺寸的原因;另一方面由于在二维模拟中没有考虑前后壁面的摩擦力,使得床层内颗粒速度的计算值偏高进而导致了模拟结果与实验数据的偏差。因此,当对计算精度要求较高时,应首先进行三维模拟,以保证RTD模拟结果的准确性。（4）使用3D模拟研究了 BFB中二元颗粒的RTD特性。特别是运用构效曳力模型,对流化床内混合和分级的流态化动力学行为进行了数值模拟。并首次对BFB内双粒径颗粒的RTD进行了计算和研究,结果表明该曳力模型对两种系统都适用,具有较高的计算精度,进一步验证了构效曳力模型的正确性与适用性。Hd随气速的减小或粒径的增大而增大。增加进料量可以使固相流型更接近于平推流,而气速和床层高度的增加可以使RTD变得更宽。对于二元颗粒,随着稀释度的增加,颗粒的扩散程度越来越大,导致二元混合物MRT的计算值小于单一体系。粗颗粒MRT较长的原因是其总是以相对较小的垂直速度聚集在床层底部,这也符合典型流化床的流体力学行为。（5）进行了二元颗粒的RTD示踪实验,发现在无内构件流化床中,气速、固相流率作为重要的操作因素,对粗细颗粒RTD的调节作用不大。加入纵向挡板后,气速和固相流率对粗细颗粒RTD的调节作用显着增加,表现在RTD曲线的峰高增加和拖尾降低,使停留时间更加集中。挡板的形式对调节粗细颗粒RTD有重要作用,采用侧边部分开口的挡板可以使粗细颗粒显着分开,通过调节气速和进料速率均可提高粗细颗粒的停留时间差别。在论文最后章节,总结了本论文的主要结论和创新点,并在现有工作基础上展望了下一步工作。
孙思敏[7]（2021）在《循环流化床分级气化工艺关键部件试验研究》文中指出循环流化床气化炉的煤种适应性强,对原料粒径要求不高,床层温度变化平稳;但是,受流态化条件限制,运行温度偏低,灰渣和飞灰的含碳量高。下行床内的固体颗粒速度及浓度分布在径向较均匀,同时气固两相流动方向为顺重力场,返混小,操作温度局限性小,可以在更高温度下运行。为提高碳利用率,降低飞灰产量,消除终煤气中含有微量焦油的问题,结合循环流化床和下行床各自的优势,中国科学院工程热物理研究所提出双床耦合的分级气化技术。分级气化技术分为两个气化单元,一级气化单元为循环床,二级气化单元为下行床。在固态排渣的温度条件以及有限的停留时间条件下,如果进入二级气化单元下行床的高温气固混合燃料与二次气化剂直接掺混反应,大量可燃气与气化剂优先均相燃烧,使固体燃料与气化剂的反应比例降低,从而影响系统的冷煤气效率及碳转化率。为优化燃料进入二级气化单元的方式,使二级气化单元的固体燃料优先与气化剂充分混合,设置关键部件二级分离器具有重要意义。二级分离器在性能上要满足提升系统气化性能的需求,同时结构上要满足方便布置的需求。针对分级气化工艺二级气化单元不同喷嘴位置布置需要,本论文设计了两种二级分离器,分别为适用于二级气化单元喷嘴侧面对置的双排料管-立式旋风分离器和适用于二级气化单元喷嘴顶置的单排料管-卧式旋风分离器,并分别对其性能进行了单因素变量试验研究。研究了运行参数分离器进口气体速度vc、入口固气质量比ω、喷嘴内环气体速度vb对两种分离器压力损失ΔP、分离效率η、漏气率δ的影响;结构参数排料管相对直径D4/D1、倾斜锥段外角α、导流体相对长度L2/D1对单排料管-卧式旋风分离器性能的影响,获得满足系统要求的关键部件结构参数及运行参数,为分级气化系统设计提供指导。然后通过不同结构的热态试验,验证了进入二级气化单元下行床前设置下排气分离器将气固燃料分开,有利于系统气化性能提高,为中试平台设计提供数据支撑。对于双排料管-立式旋风分离器,在设计工况（vc=25.4m/s,ω=0.11kg/kg,vb=14.0m/s）下,η达到 89.5%,δ 为 6.27%,ΔP 为 2.12kPa,满足设计需求。在运行参数对分离器性能影响方面,vc是影响分离器压力分布的主要因素,随着vc从 14.3m/s 增大到 25.4m/s,ΔP 从 0.70kPa 增加至 2.12kPa,η从 85.4%增加到89.5%,δ从3.10%增加至6.27%;颗粒相的存在导致分离器的整体压力损失减小;喷嘴内环气体的存在可以有效改善漏气率高的问题,即在分级气化系统中减少来自一级气化单元可燃气的消耗;vb过大或vc过小将破坏分离器原有的气固流动特性,vb过高为19.9m/s时,δ变为-0.05%,严重影响分离器分离性能。对于单排料管-卧式旋风分离器,在设计工况（vc=24.5m/s,ω=0.11kg/kg,vb=10.5m/s）下,η达到 95.6%,δ 为 9.74%,ΔP 为 2.34kPa,满足设计需求。在运行参数对分离器性能影响方面,vc对分离器分离性能起着非常重要的作用,随着vc从14.2m/s增大到24.5m/s,η从84.7%增加到95.6%,δ从-1.06%增加至9.74%,ΔP从0.56kPa增加至2.34kPa。喷嘴气体的存在,增加了 ΔP对ω变化的敏感性。随着ω从0.03kg/kg增加到0.14kg/kg,δ从14.21%降至7.19%。在结构参数对分离器性能影响方面,随着D4/D1增大,δ呈现总体上升趋势,D4/D1=0.175是δ变化幅度减小的转折点。随着α从45°增加到55°,η从94.2%增加到97.3%。综合δ与ΔP考虑,L2/D1=1为合适值。在运行性能方面,双排料管-立式旋风分离器运行效果更好;在系统结构布置方面,两种结构可以满足不同布置需求。通过关键部件对分级气化工艺性能影响试验研究,确定了二级气化单元前下排气旋风分离器气固分离设计,较顶置喷嘴不分离设计,具有显着优势。在给煤量12.1kg/h,系统氧煤比为0.519m3/kg的条件下,在二级气化单元上方设置下排气旋风分离器,系统的碳转化率比仅布置喷嘴高4.38%,冷煤气效率高9.39%。
蒋登豪[8]（2021）在《循环流化床煤气化过程强化试验研究》文中研究表明循环流化床煤气化技术的反应条件温和,运行温度受到煤灰熔融特性的限制;而且沿提升管高度方向反应温度和颗粒浓度逐步降低,导致气化反应速率受到限制、系统碳转化率偏低等。为了优化循环流化床气化炉提升管内的温度场和气固流场、实现煤气化过程强化,本文主要开展了理论分析和试验研究。在工业实际和理论分析的基础上,提出了气化剂分级耦合顶部扩径提升管的强化措施。针对炉型开发过程中系统运行、提升管内气固流动等关键问题,设计、搭建了冷态试验台,并开展了冷态试验研究。之后,根据冷态试验相关结论进行了热态试验台的设计和搭建,并首先开展了气化剂分级试验。基于试验结果,明确了气化剂分级对气化过程的强化作用,分析了气化剂分级对喷口局部和提升管内热质输运的影响,揭示了气化剂分级的强化机制及实现条件。之后开展了变径提升管循环流化床气化炉气化试验,研究了操作参数和结构参数对气化炉内反应过程的影响。本论文获得的主要结论如下:（1）在冷态试验中,射流对主流的影响表现为射流对壁面下降流颗粒的再夹带作用和对核心区上升颗粒的截断作用之间的竞争。再夹带现象阻碍壁面附近颗粒返混回到密相区,并实现颗粒向核心区的径向输运,使提升管内固含率轴向分布均匀性得到改善。在试验条件下,气化剂分级之后,旋风分离器压力损失明显增加,可能导致系统压力平衡失效,喷口高度为h/H=0.1时,系统稳定性好。提升管顶部扩径结构促进颗粒返混,使提升管内物料量和颗粒浓度增加;同时降低旋风分离器入口颗粒浓度和压力损失,从而改善气化剂分级条件下系统运行的不稳定性。（2）再夹带现象在热态试验中得到验证。该现象可以实现热量和质量向上输运的协同强化,使稀相区内反应温度和颗粒浓度同步提高,煤焦气化反应得到强化。当系统氧煤比、给煤量一定时,在试验范围内气化剂分级的强化作用随二次气化剂比例的增加而增强。对于神木煤,相比于未分级工况,在二次气化剂比例为30%时,冷煤气效率提高14.8%（相对值）,碳转化率提高14.3%（相对值）,煤气产率提高7%（相对值）。气化剂分级对低活性煤种的气化过程也有一定的强化作用。气化剂分级的强化作用受到二次气化剂氧气浓度和喷口处颗粒浓度的限制。随着二次气化剂氧气浓度增加,颗粒的燃烧速率加快,导致可燃物质被过量消耗,半焦活性降低,使气化剂分级的强化作用受到抑制。在试验条件下,氧气浓度为45%时,气化特性最好;氧气浓度为65%时,喷口处发生结渣。强化作用随二次气化剂风量的增加而增强,但当射流速度达到30m/s、截断作用发生时,气化剂分级的强化作用消失。通过增加喷口数量可以提高再夹带量,进一步增强气化剂分级的强化作用。（3）顶部扩径结构使提升管内物料量增加,反应温度降低,主要促进水蒸气的分解,使煤气中H2含量升高、冷煤气效率提高。但强化作用随氧煤比增加而减弱。顶部扩径结构对低活性煤种的气化过程作用有限。对于变径提升管循环流化床气化炉,随着氧煤比增加,碳转化率、冷煤气效率和煤气产率逐步上升,煤气热值先升高后降低。随着蒸汽煤比增加,碳转化率、冷煤气效率和煤气产率先增加后基本不变,煤气热值逐渐降低。（4）对于神木煤的富氧气化,在试验条件下煤气中焦油含量在11.7-73.3 mg/m3,与操作参数密切相关。随着氧煤比增加,煤气中焦油含量逐渐降低,焦油组分表现出重质化特性。煤气中焦油含量随蒸汽煤比的增加而逐渐降低,多环芳香烃组分含量先降低,在蒸汽煤比达到0.31 kg/kg后有所升高。气化剂分级有利于焦油转化,在二次气化剂比例为30%时,焦油脱除率达到54.6%。（5）循环流化床煤气化底渣的含碳量随粒径呈单峰分布。粒径为2 mm左右的底渣颗粒质量占比大、含碳量高是底渣含碳量偏高的直接原因。与原煤和飞灰相比,底渣的燃烧反应性差,为异相着火方式,着火温度为599℃、燃尽温度为756℃。不同粒径的底渣具有相似的燃烧行为,燃烧反应性主要与其含碳量相关。提高氧气浓度后,底渣的失重峰向低温区移动,同时峰宽变窄、峰高变高,底渣的燃烧过程得到改善。
曲悦[9]（2021）在《气相贝克曼重排制己内酰胺反应器的流体力学研究》文中研究说明己内酰胺（CPL）是一种重要的有机化工中间体,主要用聚合制备尼龙-6纤维和尼龙-6工程塑料,工业上主要通过环己酮肟液相贝克曼重排工艺进行制备。由于液相重排法制备己内酰胺的过程需要用到发烟硫酸和氨气辅助进行反应,故该过程的原子经济性较差,副产物硫酸铵的处理极大的提高了己内酰胺的生产成本,对生态环境也造成较大的影响。环己酮肟气相贝克曼重排工艺是一种先进的己内酰胺生产方法,气相环己酮肟在T>300℃以及催化剂的作用下发生分子内重排直接转化为己内酰胺,避免使用发烟硫酸和氨气,故该过程理论原子经济性可达100%。该技术无副产硫酸铵,大幅降低己内酰胺的生产成本,具有较大的市场竞争力,是符合绿色化学和可持续发展的新工艺。当前世界上仅日本住友化学株式会社实现气相重排工艺的工业化。为了自主开发相关工艺,本文对气相重排流化床反应器进行流体力学研究,为该项技术的国产化实施提供基础研究数据,内容包括以下方面:（1）针对气相重排催化剂的特性在实验室内搭建一套Φ800×5000mm的大型湍动流化床冷模装置并展开实验研究,冷模工况下的气体粘度、气体密度、颗粒密度、颗粒粒径、静床高和操作气速等关键流体力学参数与实际工业运行状态下基本保持一致。使用高速差压传感器对床内的轴向固含率分布进行详细的测量,结果表明气体分布器上方的固体颗粒主要分布于过渡段和稀相段,底部密相段所占比例较小。冷模数据将为气相重排流化床反应器的设计以及CFD模型的验证提供基础实验数据。（2）基于MP-PIC方法耦合过滤（filtered）曳力模型建立了湍动流化床的冷态CFD模型,并对本研究中的Φ800mm湍动流化床进行全回路建模和模拟,同时在文献中选取直径分别为Φ152mm、Φ474mm、Φ890mm和Φ1560mm等四个覆盖实验室尺度到工业尺度的湍动流化床冷模实验装置,作为补充案例对建立的CFD模型进行验证,将模拟结果与实验数据进行比较,结果表明建立的CFD模型对湍动流化床内的轴向固含率分布具有较好的预测能力。（3）将建立的冷态CFD模型与气相重排反应动力学模型以及传热模型耦合,对年产量为3000吨的中试规模气相重排反应器进行CFD模拟研究,对反应器内的化学反应、温度压力分布、固体通量以及气相返混等特性进行分析。
杨逸如[10]（2021）在《煤气化-闪速炼铁耦合工艺的数值模拟及优化》文中认为传统长流程炼铁工艺包含烧结、焦化、高炉炼铁等工序,会造成严重的环境问题,同时稀缺的冶金焦资源又会造成成本上涨、能量消耗等问题。经过多年发展,传统高炉炼铁技术在降低燃料消耗、提高能量利用方面有所进步,但是以焦炭为骨架的根本性结构并未发生改变。因此,无法从源头上消除炼铁环节中的高污染高能耗工序。近年来,闪速炼铁作为新兴的非高炉炼铁工艺而受到关注,该工艺利用高温还原性气体在气流床中直接还原小粒径矿粉颗粒,从而可以在极短时间内获得高质量的海绵铁。本文在闪速炼铁技术的实验室开发基础上,提出中试规模的工业化应用方案,即煤气化-闪速炼铁耦合流程。该方案利用成熟的煤气化工艺制备还原气,并在同一反应器中实现工艺耦合以减少反复转化,提高能量、物料的综合利用效率。本文对该流程中可能出现的关键问题进行讨论,并利用热平衡模型、CFD数值模型等对耦合工艺进行广泛的工艺探索。主要研究内容及相关结论如下:（1）首先开展闪速炼铁还原实验,利用高温还原气逆流接触小粒径矿粉,在颗粒下落过程中实现快速还原。结果表明,45-100μm粒径的赤铁矿颗粒在CO气氛下峰值温度1550℃的管式炉内飘落到底部,即可获得还原度60%左右的还原铁,而在H2气氛下峰值温度1450℃时就可获得还原度90%以上的还原颗粒。针对样品进行SEM微观形貌分析发现,实验温度较低时,颗粒呈现疏松多孔的状态,而当颗粒接近熔化温度时,渣、铁相出现明显分离,这是由于两相受表面张力影响而互相排斥。在CO气氛中,矿石颗粒的还原度相对较低,颗粒所含有的FeO量较大,因此致密铁核被渣相包裹。而在H2气氛下,颗粒还原度较高,所以流动性差,直到1550℃高温下才出现致密铁相,而渣相被排斥到还原铁表面。同步建立实验室条件下的小粒径高温还原动力学CFD数值模型,将文献中所获得的动力学参数用于预测矿石还原度,并和实验获得的数据进行对照,取得了良好的验证结果。（2）利用热平衡模型对中试规模下的闪速还原+粉煤气化耦合过程开展基础研究,并通过研究不同物料参数下的工况寻找优化条件。结果表明,随着氧煤比的降低和矿煤比的上升,平衡温度持续下降。在特定工况下,平衡温度会低于还原铁的最大产出温度,由此说明这些工况下的耦合过程是热量不足的,应当尽可能避免。随着矿煤比的升高,铁矿石还原度（R）主要呈现下降趋势,煤气利用率则有所上升。进一步通过气液两相平衡的方式构建熔池部分的热平衡模型,用于预测熔池部分的理想产物,根据指定的技术指标:液相温度（>1450℃）、金属收得率（>95%）和残碳量（<90kg/h）,可以最终划定可行的操作范围,将区间内的最低煤耗工况（mcoal=0.80 kg,moxygen/mcoal=0.85）定为最优化工况。（3）进一步建立中试规模的闪速炼铁-矿石还原数值模型,模拟结果显示,突扩管结构会形成稳定的湍流结构,主要包括射流区（Ⅰ）、回流区（Ⅱ）、平推流区（Ⅲ）三个区域。对颗粒路径的分析结果表明,流场结构中的回流区域对于颗粒的停留时间有显着影响。在基础工况中,煤气化-闪速炼铁耦合模型所预测的一次还原度高达95%,理论上证实了在单一反应器中同时实现闪速炼铁和煤气化生产的可行性。随着矿煤比的增加,高温区形状逐渐从“∧”型分布转变为“∨”型,靠近喷嘴位置出现低温中心。根据不同工况下的产物质量对比,最终给出了两种可行方案。第一种是低矿煤比（<0.4）下可以同时获得高质量海绵铁（R>99%）和高质量合成气（η>90%）,将海绵铁作为煤气化工艺的副产品;第二种是在较高矿煤比（=1.6）下获得合格的还原铁（R=75.57%）和较高热值的合成气（η=71.52%）。（4）在热平衡模型的基础上引入（?）分析方法,用于考察关键耦合工序和全流程工艺中的（?）值转移过程。利用分步式热平衡展开的煤气化-闪速炼铁耦合过程（?）流图显示,煤气的（?）经过闪速还原过程转移到还原铁而被有效储存。由于这一转移过程产生的损失,导致最终耦合工序的（?）效率为76.0%,略低于单纯煤气化的输出（?）效率77.5%。但是还原铁作为最终产物,其后续利用过程中的损耗较低,在考察全流程效率时,多联产系统的优势得以体现。最终得到的煤气化-闪速炼铁-循环发电的（?）效率（49.4%）领先于传统的煤气化-循环发电流程（44.0%）,其中以物理、化学（?）形式储存在还原铁中的（?）值占整体（?）输出的17%。更加复杂的煤气化-闪速炼铁-甲醇合成-发电联产系统的（?）效率更是高达56.3%,由此证明了煤气化-闪速炼铁耦合流程可以利用还原铁储存（?）来提升系统效率,从而达到降低能耗的目的。
二、流化床反应器内旋风除尘器结构及操作的改进（论文开题报告）
（1）论文研究背景及目的
此处内容要求：
首先简单简介论文所研究问题的基本概念和背景，再而简单明了地指出论文所要研究解决的具体问题，并提出你的论文准备的观点或解决方法。
写法范例：
本文主要提出一款精简64位RISC处理器存储管理单元结构并详细分析其设计过程。在该MMU结构中,TLB采用叁个分离的TLB,TLB采用基于内容查找的相联存储器并行查找,支持粗粒度为64KB和细粒度为4KB两种页面大小,采用多级分层页表结构映射地址空间,并详细论述了四级页表转换过程,TLB结构组织等。该MMU结构将作为该处理器存储系统实现的一个重要组成部分。
（2）本文研究方法
调查法：该方法是有目的、有系统的搜集有关研究对象的具体信息。
观察法：用自己的感官和辅助工具直接观察研究对象从而得到有关信息。
实验法：通过主支变革、控制研究对象来发现与确认事物间的因果关系。
文献研究法：通过调查文献来获得资料，从而全面的、正确的了解掌握研究方法。
实证研究法：依据现有的科学理论和实践的需要提出设计。
定性分析法：对研究对象进行“质”的方面的研究，这个方法需要计算的数据较少。
定量分析法：通过具体的数字，使人们对研究对象的认识进一步精确化。
跨学科研究法：运用多学科的理论、方法和成果从整体上对某一课题进行研究。
功能分析法：这是社会科学用来分析社会现象的一种方法，从某一功能出发研究多个方面的影响。
模拟法：通过创设一个与原型相似的模型来间接研究原型某种特性的一种形容方法。
三、流化床反应器内旋风除尘器结构及操作的改进（论文提纲范文）
（1）内旋式移动床低阶煤热解过程机理与产物特性研究（论文提纲范文）
| 摘要 |
| abstract |
| 1 绪论 |
| 1.1 选题背景与意义 |
| 1.2 低阶煤热解基本原理与影响因素 |
| 1.2.1 低阶煤热解基本原理 |
| 1.2.2 低阶煤热解的影响因素 |
| 1.2.3 低阶煤热解产物调控 |
| 1.3 低阶煤热解技术发展概况 |
| 1.4 颗粒运动特性的研究 |
| 1.5 研究目标和研究内容 |
| 1.5.1 研究目标 |
| 1.5.2 研究内容 |
| 2 内旋式移动床反应器内颗粒的运动规律 |
| 2.1 引言 |
| 2.2 反应器内颗粒运动的冷态试验 |
| 2.2.1 试验部分 |
| 2.2.2 结果与讨论 |
| 2.3 反应器内颗粒运动的数值模拟 |
| 2.3.1 离散单元法的基础理论 |
| 2.3.2 颗粒离散元模型的参数标定 |
| 2.3.3 仿真模型的建立及相关参数设置 |
| 2.3.4 反应器内颗粒运动的宏观规律 |
| 2.3.5 颗粒运动的速度分布 |
| 2.3.6 旋转轴转速对颗粒运动的影响 |
| 2.3.7 反应器内颗粒的扩散与混合 |
| 2.4 本章小结 |
| 3 内旋式移动床反应器内颗粒的热解模型 |
| 3.1 引言 |
| 3.2 低阶煤热解动力学模型 |
| 3.2.1 实验煤样 |
| 3.2.2 热重实验 |
| 3.2.3 结果与讨论 |
| 3.3 反应器内颗粒床层的传热研究 |
| 3.3.1 反应器内传热过程分析 |
| 3.3.2 壁面和床层颗粒间传热系数 |
| 3.4 反应器内颗粒热解过程数值模拟 |
| 3.4.1 数学模型 |
| 3.4.2 结果与讨论 |
| 3.5 本章小结 |
| 4 内旋式移动床热解产物特性研究 |
| 4.1 引言 |
| 4.2 试验部分 |
| 4.2.1 试验煤样预处理 |
| 4.2.2 试验装置及方法 |
| 4.2.3 产物特性的分析表征 |
| 4.3 结果与讨论 |
| 4.3.1 试验系统误差确定 |
| 4.3.2 工艺条件对产物收率的影响 |
| 4.3.3 工艺条件对半焦特性的影响 |
| 4.3.4 工艺条件对半焦结构的影响 |
| 4.3.5 工艺条件对焦油特性的影响 |
| 4.4 本章小结 |
| 5 内旋式移动床热解产物调控的中试验证 |
| 5.1 引言 |
| 5.2 试验部分 |
| 5.2.1 试验煤样 |
| 5.2.2 试验装置及方法 |
| 5.2.3 中试装置温度控制系统优化 |
| 5.2.4 产物特性的分析表征 |
| 5.3 结果与讨论 |
| 5.3.1 热解装置温度场的分布 |
| 5.3.2 热解产物产率 |
| 5.3.3 热解产物特性 |
| 5.4 本章小结 |
| 6 全文总结与展望 |
| 6.1 总结 |
| 6.2 创新点 |
| 6.3 工作展望 |
| 参考文献 |
| 附录1 不同半焦的~(13)C-NMR及XRD谱图 |
| 附录2 主要符号说明 |
| 致谢 |
| 作者简历 |
| 学位论文数据集 |
（2）焦热载体条件下双流化床煤热解联产焦油半焦煤气技术的研究（论文提纲范文）
| 致谢 |
| 摘要 |
| Abstract |
| 符号表 |
| 1 绪论 |
| 1.1 中国能源背景 |
| 1.2 中国低阶煤资源及其利用现状 |
| 1.2.1 低阶煤资源概况 |
| 1.2.2 低阶煤利用现状 |
| 1.3 煤炭分级转化多联产技术 |
| 1.3.1 技术背景 |
| 1.3.2 煤热解分级转化多联产技术 |
| 2 焦热载体条件下煤热解技术及其研究现状 |
| 2.1 焦热载体条件下煤热解多联产技术 |
| 2.1.1 浙江大学的双流化床煤热解联产焦油半焦煤气工艺 |
| 2.1.2 大连理工大学的DG工艺 |
| 2.1.3 德国的LR工艺 |
| 2.1.4 俄罗斯的ETCH-175 工艺 |
| 2.2 半焦对煤热解特性影响的研究进展 |
| 2.3 Aspen Plus在煤炭分级转化多联产系统模拟中的应用 |
| 2.4 本文研究工作的必要性及主要内容 |
| 2.4.1 本文研究工作的必要性 |
| 2.4.2 本文研究内容 |
| 3 实验原料、设备及分析方法 |
| 3.1 实验方法 |
| 3.1.1 实验原料 |
| 3.1.2 实验装置 |
| 3.1.3 实验参数的确定 |
| 3.1.4 实验操作流程 |
| 3.2 测试分析设备及方法 |
| 3.2.1 产物产率计算 |
| 3.2.2 煤和半焦的工业元素分析 |
| 3.2.3 焦油组分分析 |
| 3.2.4 半焦表面官能团分析 |
| 3.2.5 半焦比表面和孔结构分析 |
| 3.2.6 半焦燃烧特性分析 |
| 4 焦热载体条件下低阶煤流化床热解实验研究 |
| 4.1 焦热载体条件下温度对流化床热解的影响 |
| 4.1.1 前言 |
| 4.1.2 对热解产物产率特性的影响 |
| 4.1.3 对煤气组分的影响 |
| 4.1.4 对半焦组成的影响 |
| 4.1.5 对半焦结构的影响 |
| 4.1.6 对半焦比表面积的影响 |
| 4.1.7 对半焦燃烧特性的影响 |
| 4.1.8 对焦油性质的影响 |
| 4.2 焦热载体与原煤比例对流化床热解的影响 |
| 4.2.1 前言 |
| 4.2.2 对热解产物产率特性的影响 |
| 4.2.3 对煤气组分的影响 |
| 4.2.4 对半焦组成的影响 |
| 4.2.5 对半焦结构的影响 |
| 4.2.6 对半焦比表面积的影响 |
| 4.2.7 对半焦燃烧特性的影响 |
| 4.2.8 对焦油性质的影响 |
| 4.3 焦热载体(3:1)条件下模拟热解气气氛对流化床热解的影响 |
| 4.3.1 前言 |
| 4.3.2 对产物产率的影响 |
| 4.3.3 对煤气组分的影响 |
| 4.4 本章小结 |
| 5 1MWt双流化床低阶煤热解分级转化联产焦油半焦煤气试验研究 |
| 5.1 前言 |
| 5.2 试验装置和试验方法 |
| 5.2.1 试验装置 |
| 5.2.2 试验过程 |
| 5.2.3 试验煤种 |
| 5.2.4 样品分析 |
| 5.2.5 试验工况 |
| 5.3 结果与讨论 |
| 5.3.1 煤气产率和组成特性 |
| 5.3.2 焦油产率和组成特性 |
| 5.3.3 半焦组成特性 |
| 5.3.4 热解炉飞灰特性 |
| 5.3.5 半焦燃烧加热炉底渣特性 |
| 5.4 本章小结 |
| 6 低阶煤双流化床热解分级转化多联产系统的Aspen Plus模拟和技术经济分析 |
| 6.1 前言 |
| 6.2 双流化床热解耦合粉煤炉电力、液体燃料和化学品多联产系统的全流程模拟 |
| 6.2.1 方案介绍 |
| 6.2.2 双流化床热解半焦加热分级转化单元 |
| 6.2.3 半焦煤粉炉发电单元 |
| 6.2.4 气体净化单元 |
| 6.2.5 焦油加氢单元 |
| 6.2.6 蒸汽甲烷重整单元 |
| 6.2.7 CO变换单元 |
| 6.2.8 变压吸附单元 |
| 6.2.9 甲醇合成单元 |
| 6.2.10 废水处理单元 |
| 6.3 计算方法 |
| 6.3.1 常规组分的能量和火用计算 |
| 6.3.2 煤的能量和火用计算 |
| 6.3.3 系统效率计算 |
| 6.3.4 经济性指标 |
| 6.3.5 基本假设 |
| 6.4 结果与讨论 |
| 6.4.1 方案A:联产甲醇、电力和液体燃料系统的模拟结果及技术经济性分析 |
| 6.4.2 方案B:联产SNG、电力和液体燃料系统的模拟结果及技术经济性分析 |
| 6.4.3 方案C:联产H_2、电力和液体燃料系统的模拟结果及技术经济性分析 |
| 6.5 不同方案技术经济性结果对比 |
| 6.5.1 不同方案的产品能量分布 |
| 6.5.2 年运行时间和煤炭价格对方案的影响 |
| 6.6 本章小结 |
| 7 全文总结和未来展望 |
| 7.1 主要研究成果 |
| 7.2 主要创新点 |
| 7.3 未来展望 |
| 参考文献 |
| 作者简历 |
| 1.教育经历 |
| 2.攻读博士学位期间发表和待发表的论文 |
| 3.攻读博士学位期间参与的科研项目 |
| 4.攻读博士学位期间获得的荣誉 |
（3）基于CFB机组及等离子气化煤的甲醇电多联产系统模拟优化（论文提纲范文）
| 摘要 |
| ABSTRACT |
| 第1章 绪论 |
| 1.1 研究背景 |
| 1.1.1 循环流化床锅炉的发展及趋势 |
| 1.1.2 化工动力多联产的发展及优势 |
| 1.1.3 等离子煤气化制甲醇-循环流化床锅炉多联产系统的提出和优势 |
| 1.2 等离子体气化煤制甲醇的国内外研究进展 |
| 1.2.1 等离子体气化煤的研究进展 |
| 1.2.2 煤气化制甲醇的研究进展 |
| 1.3 循环流化床用于多联产模拟的国内外研究进展 |
| 1.3.1 循环流化床用于多联产的研究 |
| 1.3.2 循环流化床锅炉的Aspen Plus建模 |
| 1.4 本文工作内容 |
| 第2章 多联产系统的建模与分析 |
| 2.1 煤制甲醇系统的模拟 |
| 2.1.1 等离子体煤气化模拟 |
| 2.1.2 甲醇合成系统的模拟 |
| 2.1.3 甲醇精馏系统的模拟 |
| 2.2 动力系统的Aspen Plus模拟 |
| 2.2.1 循环流化床锅炉模型的建立 |
| 2.2.2 汽轮机回热系统的模拟 |
| 2.3 甲醇和电多联产系统的耦合 |
| 2.4 小结 |
| 第3章 化工过程能耗分析 |
| 3.1 (火用)的概念 |
| 3.2 基准模型的选取 |
| 3.3 (火用)的种类及计算式 |
| 3.3.1 热量(火用) |
| 3.3.2 压力(火用) |
| 3.3.3 功流(火用) |
| 3.3.4 物理(火用) |
| 3.3.5 化学(火用) |
| 3.3.6 燃料的化学(火用) |
| 3.4 化工系统(火用)分析 |
| 3.4.1 气化系统(火用)分析 |
| 3.4.2 甲醇合成系统(火用)分析 |
| 3.4.3 精馏系统(火用)分析 |
| 3.5 小结 |
| 第4章 联产系统参数及流程优化 |
| 4.1 等离子气化煤系统参数的优化 |
| 4.1.1 水蒸气供给量的优化 |
| 4.1.2 气化压力的优化 |
| 4.1.3 气化温度的优化 |
| 4.1.4 氧气供给量的优化 |
| 4.1.5 CO_2供给量的优化 |
| 4.1.6 空气供给量的优化 |
| 4.2 合成系统的参数优化 |
| 4.2.1 合成压力的优化 |
| 4.2.2 合成温度的优化 |
| 4.2.3 质量循环比的优化 |
| 4.3 预精馏塔参数的优化 |
| 4.3.1 塔顶压力的优化 |
| 4.3.2 进料塔板的优化 |
| 4.3.3 回流比的优化 |
| 4.4 加压精馏塔参数的优化 |
| 4.4.1 加压塔塔顶压力的优化 |
| 4.4.2 加压塔馏出进料比的优化 |
| 4.4.3 加压塔理论板数的优化 |
| 4.4.4 最佳质量回流比的优化 |
| 4.4.5 最佳进料位置的优化 |
| 4.5 常压精馏塔参数的优化 |
| 4.5.1 最佳馏出进料比的优化 |
| 4.5.2 最佳进料位置的优化 |
| 4.6 多联产系统流程的优化 |
| 4.7 不同负荷下多联产系统的性能优化 |
| 4.8 小结 |
| 第5章 结论 |
| 参考文献 |
| 攻读学位期间取得的研究成果 |
| 致谢 |
（4）流化床煤温和气化过程中硫、氮迁移规律研究（论文提纲范文）
| 摘要 |
| Abstract |
| 符号说明表 |
| 第1章 绪论 |
| 1.1 研究背景及意义 |
| 1.2 流化床气化技术 |
| 1.2.1 鼓泡流化床技术 |
| 1.2.2 循环流化床气化技术 |
| 1.2.3 流化床气化技术小结 |
| 1.3 气化过程中硫、氮的迁移规律 |
| 1.3.1 煤中硫、氮的赋存形态 |
| 1.3.2 运行参数对硫、氮迁移的影响 |
| 1.3.3 添加剂对硫、氮迁移的影响 |
| 1.3.4 添加剂对气化反应的影响 |
| 1.3.5 硫、氮迁移规律总结 |
| 1.4 研究目的以及主要内容 |
| 第2章 热重质谱联用研究硫、氮释放 |
| 2.1 引言 |
| 2.2 试验方法 |
| 2.2.1 试验样品 |
| 2.2.2 半焦制备 |
| 2.2.3 半焦表征 |
| 2.3 半焦气化试验 |
| 2.3.1 煤气主要成分的释放行为 |
| 2.3.2 含硫气体的释放行为 |
| 2.3.3 含氮气体的释放行为 |
| 2.4 本章小结 |
| 第3章 小型鼓泡流化床煤气化过中硫、氮的迁移规律 |
| 3.1 引言 |
| 3.2 试验方法 |
| 3.2.1 试验样品 |
| 3.2.2 试验装置 |
| 3.2.3 试验方法 |
| 3.2.4 数据处理 |
| 3.2.5 试验工况 |
| 3.3 反应氛围的影响 |
| 3.4 运行参数对硫、氮迁移的影响 |
| 3.4.1 气化温度的影响 |
| 3.4.2 氧碳比的影响 |
| 3.4.3 蒸汽碳比的影响 |
| 3.5 两种贵州煤气化过程中硫释放规律的比较 |
| 3.6 本章小结 |
| 第4章 小型鼓泡流化床煤气化过程中石灰石固硫的影响因素 |
| 4.1 引言 |
| 4.2 试验方法 |
| 4.2.1 试验样品 |
| 4.2.2 试验方法 |
| 4.2.3 数据处理 |
| 4.3 石灰石加入对固相硫、氮迁移的影响 |
| 4.4 运行参数对石灰石固硫效果的影响 |
| 4.4.1 温度改变对石灰石固硫效果的影响 |
| 4.4.2 氧碳比改变对石灰石固硫效果的影响 |
| 4.4.3 蒸汽碳比改变对石灰石固硫效果的影响 |
| 4.4.4 两种贵州煤气化时石灰石固硫效果的比较 |
| 4.5 本章小结 |
| 第5章 循环流化床煤气化过程中硫、氮的迁移规律 |
| 5.1 引言 |
| 5.2 试验方法 |
| 5.2.1 试验样品 |
| 5.2.2 试验装置 |
| 5.2.3 试验工况 |
| 5.2.4 试验过程 |
| 5.2.5 数据处理 |
| 5.3 调试工况试验结果 |
| 5.3.1 煤量和风量匹配方式的影响 |
| 5.3.2 配风方式的影响 |
| 5.4 操作参数的影响 |
| 5.4.1 氧碳比的影响 |
| 5.4.2 蒸汽碳比的影响 |
| 5.4.3 两种煤硫、氮迁移规律的比较 |
| 5.5 本章小结 |
| 第6章 工业循环流化床气化过程中硫、氮的迁移规律 |
| 6.1 引言 |
| 6.2 试验部分 |
| 6.2.1 试验原料 |
| 6.2.2 试验工艺流程以及方法 |
| 6.2.3 数据处理 |
| 6.3 含硫气体释放规律 |
| 6.4 含氮气体的释放规律 |
| 6.5 本章小结 |
| 第7章 结论与展望 |
| 7.1 主要结论 |
| 7.2 主要创新点 |
| 7.3 未来工作展望 |
| 参考文献 |
| 致谢 |
| 作者简历及攻读学位期间发表的学术论文与研究成果 |
（5）燃煤烟气污染物（SO2/NOx/PM）喷淋-鼓泡法一体化深度脱除研究（论文提纲范文）
| 摘要 |
| Abstract |
| 第1章 绪论 |
| 1.1 课题背景 |
| 1.1.1 我国能源现状 |
| 1.1.2 SO_2、NOx及颗粒物的危害 |
| 1.2 燃煤烟气污染物控制研究现状 |
| 1.2.1 烟气脱硫技术 |
| 1.2.2 烟气脱硝技术 |
| 1.3 燃煤烟气多污染物一体化脱除研究现状 |
| 1.3.1 氧化法 |
| 1.3.2 催化法 |
| 1.3.3 吸附法 |
| 1.4 基于高温除尘的燃煤烟气污染物一体化控制路线 |
| 1.4.1 高温烟尘过滤技术研究现状 |
| 1.4.2 湿式吸收塔研究现状 |
| 1.5 全系统能效评价体系研究现状 |
| 1.6 本论文研究内容与研究意义 |
| 1.6.1 研究意义 |
| 1.6.2 研究内容 |
| 第2章 实验设备及方法 |
| 2.1 实验台介绍 |
| 2.2 喷淋—鼓泡吸收塔设计背景及特点 |
| 2.3 实验方法及过程 |
| 2.3.1 臭氧浓度的测定 |
| 2.3.2 实验步骤 |
| 2.3.3 预实验 |
| 2.4 吸收剂和数据表征方法 |
| 2.4.1 吸收剂种类 |
| 2.4.2 实验数据的表征方式 |
| 2.5 颗粒物的微观表示方法 |
| 2.5.1 X射线衍射仪(X-Ray Diffractometer,XRD) |
| 2.5.2 扫描电镜(Scanning Electron Microscope,SEM) |
| 2.6 本章小结 |
| 第3章 基于臭氧前置氧化的同时脱硫脱硝实验研究 |
| 3.1 引言 |
| 3.2 钙基吸收剂下同时脱硫脱硝实验研究 |
| 3.2.1 O_3/NO摩尔比的影响 |
| 3.2.2 液气比的影响 |
| 3.2.3 浸液深度的影响 |
| 3.2.4 入口SO_2浓度的影响 |
| 3.3 氨基吸收剂下同时脱硫脱硝实验研究 |
| 3.3.1 O_3/NO摩尔比的影响 |
| 3.3.2 液气比的影响 |
| 3.3.3 浸液深度的影响 |
| 3.4 本章小结 |
| 第4章 喷淋-鼓泡法氨基下颗粒物排放特性研究 |
| 4.1 引言 |
| 4.2 不同脱除方式下的颗粒物排放特性 |
| 4.3 颗粒物的成分组成和形态特征 |
| 4.4 运行参数的影响 |
| 4.4.1 SO_2浓度的影响 |
| 4.4.2 液气比的影响 |
| 4.4.3 浸液深度的影响 |
| 4.5 SO_3排放性能测试 |
| 4.5.1 试验过程及方法 |
| 4.5.2 试验结果 |
| 4.6 本章小结 |
| 第5章 烟气组分对镁基吸附剂吸附SO_3影响的量子化学研究 |
| 5.1 引言 |
| 5.2 量子化学概念 |
| 5.2.1 量子化学基本方程 |
| 5.2.2 密度泛函理论 |
| 5.3 计算方法与分子构型 |
| 5.4 SO_3在MgO(001)表面的吸附 |
| 5.5 O_2的影响 |
| 5.5.1 O_2在MgO(001)表面的吸附 |
| 5.5.2 SO_3在O_2/MgO(001)表面的吸附 |
| 5.6 SO_2的影响 |
| 5.6.1 SO_2在MgO(001)表面的吸附 |
| 5.6.2 SO_3在SO_2/MgO(001)表面的吸附 |
| 5.7 本章小结 |
| 第6章 5000 Nm~3/h燃煤烟气全流程示范工程试验研究 |
| 6.1 背景介绍 |
| 6.2 试验内容及方法 |
| 6.3 设备参数及技术指标 |
| 6.3.1 高温除尘系统 |
| 6.3.2 SCR脱硝系统 |
| 6.3.3 换热系统及臭氧发生器 |
| 6.3.4 喷淋-鼓泡吸收塔及DCS控制系统 |
| 6.4 试验过程 |
| 6.4.1 整体调试和设备运行情况 |
| 6.4.2 长时间连续运行测试 |
| 6.5 本章小结 |
| 第7章 基于高温除尘的燃煤烟气污染物一体化控制路线能效综合评价方法 |
| 7.1 引言 |
| 7.2 多属性综合评价模型 |
| 7.2.1 评价体系的建立 |
| 7.2.2 评价指标的筛选 |
| 7.2.3 评价指标的标准化 |
| 7.2.4 指标权重的确定 |
| 7.2.5 模糊综合评价 |
| 7.3 能效分析 |
| 7.3.1 能效评价体系的建立 |
| 7.3.2 层次分析法 |
| 7.3.3 多属性模糊综合评价 |
| 7.4 本章小结 |
| 第8章 结论与展望 |
| 8.1 全文总结 |
| 8.2 下一步工作展望 |
| 参考文献 |
| 攻读博士学位期间发表的论文及其它成果 |
| 攻读博士学位期间参加的科研工作 |
| 致谢 |
| 作者简介 |
（6）基于气固鼓泡流化床构效曳力模型的颗粒停留时间分布的实验与模拟（论文提纲范文）
| 摘要 |
| Abstract |
| 第1章 引言 |
| 1.1 研究背景 |
| 1.2 颗粒粒径与完全转化时间的关系 |
| 1.3 颗粒平均停留时间(MRT)与方差和偏度 |
| 1.3.1 颗粒平均停留时间(MRT) |
| 1.3.2 方差和偏度 |
| 1.4 颗粒RTD的实验测量方法 |
| 1.4.1 盐颗粒 |
| 1.4.2 染色示踪颗粒 |
| 1.4.3 热颗粒示踪 |
| 1.4.4 磁性颗粒示踪 |
| 1.4.5 放射性颗粒示踪 |
| 1.4.6 磷光颗粒示踪 |
| 1.5 颗粒停留时间的影响因素 |
| 1.5.1 颗粒性质的影响 |
| 1.5.2 气速影响 |
| 1.5.3 内构件影响 |
| 1.5.4 进料影响 |
| 1.5.5 床层高度影响 |
| 1.6 颗粒RTD的模型研究 |
| 1.6.1 单釜串联模型 |
| 1.6.2 轴向扩散模型 |
| 1.6.3 理想流动(包括非理想流动)的组合模型 |
| 1.6.4 随机模型 |
| 1.6.5 其他模型 |
| 1.7 颗粒RTD的模拟研究 |
| 1.8 论文研究内容 |
| 第2章 均一粒径颗粒RTD的模拟与验证 |
| 2.1 前言 |
| 2.2 气固曳力模型 |
| 2.2.1 双流体模型 |
| 2.2.2 床层结构分解 |
| 2.2.3 基于结构的曳力系数的构效模型 |
| 2.2.4 结构参数模型 |
| 2.2.5 非均匀因子 |
| 2.3 模拟设置 |
| 2.3.1 参数设置 |
| 2.3.2 网格无关性检验 |
| 2.4 RTD模型 |
| 2.4.1 RTD模拟方法 |
| 2.4.2 RTD模型验证数据 |
| 2.5 模拟结果和讨论 |
| 2.5.1 模型有效性验证 |
| 2.5.2 流化床颗粒RTD |
| 2.6 小结 |
| 第3章 多室串联流化床颗粒RTD的模拟研究 |
| 3.1 前言 |
| 3.2 数学模型 |
| 3.2.1 物理模型 |
| 3.2.2 模拟设置 |
| 3.2.3 RTD模拟方法 |
| 3.3 结果与讨论 |
| 3.3.1 模型验证 |
| 3.3.2 不同条件下的颗粒RTD |
| 3.3.3 颗粒累积RTD |
| 3.3.4 固含率的径向分布计算 |
| 3.3.5 固相速度模拟矢量图 |
| 3.4 结论 |
| 第4章 鼓泡流化床放大过程中RTD的CFD模拟 |
| 4.1 前言 |
| 4.2 曳力模型与非均匀因子 |
| 4.3 模拟设置 |
| 4.3.1 参数设置 |
| 4.3.2 网格无关性检验 |
| 4.4 模拟结果和讨论 |
| 4.4.1 曳力模型对床内流体动力学的影响 |
| 4.4.2 气泡尺寸方程对床内流体动力学的影响 |
| 4.4.3 气泡尺寸方程对颗粒RTD计算的影响 |
| 4.5 结论 |
| 第5章 双粒径颗粒RTD的模拟与验证 |
| 5.1 前言 |
| 5.2 曳力模型 |
| 5.2.1 气固相间曳力 |
| 5.2.2 参数设置 |
| 5.2.3 RTD分析方法 |
| 5.3 模拟结果和讨论 |
| 5.3.1 模型有效性验证 |
| 5.3.2 气相和单固相系统的RTD |
| 5.3.3 气固二元体系的RTD特性 |
| 5.4 小结 |
| 第6章 双粒径颗粒RTD的实验研究 |
| 6.1 前言 |
| 6.2 实验装置 |
| 6.3 实验物料 |
| 6.4 实验步骤及测量方法 |
| 6.5 实验结果和讨论 |
| 6.5.1 挡板对粗细颗粒RTD的影响 |
| 6.5.2 气速对粗细颗粒RTD的影响 |
| 6.5.3 颗粒进料速率对床内粗细颗粒RTD曲线 |
| 6.6 低品位锰矿还原应用 |
| 6.7 小结 |
| 第7章 结论和展望 |
| 7.1 结论 |
| 7.2 创新点 |
| 7.3 展望 |
| 参考文献 |
| 教育经历及发表文章目录 |
| 致谢 |
（7）循环流化床分级气化工艺关键部件试验研究（论文提纲范文）
| 摘要 |
| Abstract |
| 第1章 绪论 |
| 1.1 课题背景及意义 |
| 1.1.1 煤炭利用现状 |
| 1.1.2 分级气化系统关键部件研究的必要性 |
| 1.2 国内外多级气化工艺研究现状 |
| 1.3 国内外分离器研究现状 |
| 1.3.1 下排气旋风分离器 |
| 1.3.2 卧式分离器 |
| 1.4 研究目的与内容 |
| 1.4.1 研究目的 |
| 1.4.2 研究内容 |
| 第2章 双排料管-立式旋风分离器性能试验研究 |
| 2.1 引言 |
| 2.2 试验原料 |
| 2.3 试验装置及方法 |
| 2.3.1 压力分布测量试验系统 |
| 2.3.2 分离效率、漏气率测量试验系统 |
| 2.3.3 性能评价指标 |
| 2.3.4 试验方法 |
| 2.4 运行参数对压力分布的影响 |
| 2.4.1 分离器进口气体速度对压力分布的影响 |
| 2.4.2 入口固气质量比对压力分布的影响 |
| 2.4.3 喷嘴内环气体速度对压力分布的影响 |
| 2.4.4 小结 |
| 2.5 运行参数对分离效率与漏气率的影响 |
| 2.5.1 分离器进口气体速度对分离效率与漏气率的影响 |
| 2.5.2 喷嘴内环气体速度对分离效率与漏气率的影响 |
| 2.5.3 小结 |
| 2.6 本章小结 |
| 第3章 单排料管-卧式旋风分离器性能试验研究 |
| 3.1 引言 |
| 3.2 试验原料 |
| 3.3 试验装置及方法 |
| 3.3.1 压力分布测量试验系统 |
| 3.3.2 分离效率、漏气率测量试验系统 |
| 3.4 运行参数对压力分布的影响 |
| 3.4.1 分离器进口气体速度对压力分布的影响 |
| 3.4.2 入口固气质量比对压力分布的影响 |
| 3.4.3 喷嘴内环气体速度对压力分布的影响 |
| 3.4.4 小结 |
| 3.5 运行参数对分离效率与漏气率的影响 |
| 3.5.1 分离器进口气体速度对分离效率与漏气率的影响 |
| 3.5.2 入口固气质量比对分离效率与漏气率的影响 |
| 3.5.3 喷嘴内环气体速度对分离效率与漏气率的影响 |
| 3.5.4 小结 |
| 3.6 结构参数对分离效率与漏气率的影响 |
| 3.6.1 排料管相对直径对分离效率与漏气率的影响 |
| 3.6.2 倾斜锥段外角对分离效率与漏气率的影响 |
| 3.6.3 导流体相对长度对分离效率与漏气率的影响 |
| 3.6.4 小结 |
| 3.7 双排料管-立式旋风分离器与单排料管-卧式旋风分离器的运行性能对比 |
| 3.8 本章小结 |
| 第4章 关键部件对循环流化床分级气化工艺性能影响试验研究 |
| 4.1 引言 |
| 4.2 试验原料 |
| 4.3 试验装置及方法 |
| 4.3.1 试验系统 |
| 4.3.2 试验过程 |
| 4.3.3 测量方法 |
| 4.3.4 试验工况 |
| 4.4 试验结果及分析 |
| 4.5 本章小结 |
| 第5章 结论与展望 |
| 5.1 结论 |
| 5.2 本文主要创新点 |
| 5.3 未来工作展望 |
| 参考文献 |
| 致谢 |
| 作者简历及攻读学位期间发表的学术论文与研究成果 |
（8）循环流化床煤气化过程强化试验研究（论文提纲范文）
| 摘要 |
| Abstract |
| 第1章 绪论 |
| 1.1 研究背景及意义 |
| 1.2 流化床气化技术及其发展 |
| 1.2.1 鼓泡床气化炉 |
| 1.2.2 循环流化床气化炉 |
| 1.3 循环流化床气化炉的工作原理 |
| 1.3.1 煤的气化过程 |
| 1.3.2 提升管内的气固流动行为 |
| 1.3.3 操作参数对循环流化床煤气化过程的影响 |
| 1.4 流化床气化过程强化 |
| 1.4.1 气化剂分级 |
| 1.4.2 气化飞灰回送 |
| 1.4.3 复合型流化床气化炉 |
| 1.4.4 新型循环流化床气化炉 |
| 1.4.5 小结与评价 |
| 1.5 本论文研究目的和主要内容 |
| 1.5.1 研究目的 |
| 1.5.2 主要研究内容 |
| 第2章 循环流化床煤气化炉气化特性 |
| 2.1 引言 |
| 2.2 循环流化床煤气化过程分析 |
| 2.2.1 工艺流程 |
| 2.2.2 过程分析 |
| 2.3 循环流化床煤气化底渣的理化特性 |
| 2.3.1 样品表征及分析方法 |
| 2.3.2 底渣含碳量随粒径的分布 |
| 2.3.3 理化结构特性 |
| 2.3.4 灰特性 |
| 2.3.5 燃烧特性 |
| 2.4 循环流化床煤气化过程强化分析 |
| 2.5 本章小结 |
| 第3章 气化剂分级冷态试验研究 |
| 3.1 引言 |
| 3.2 试验装置和方法 |
| 3.2.1 试验装置的设计和调试 |
| 3.2.2 试验物料和方法 |
| 3.2.3 试验条件 |
| 3.3 试验结果与讨论 |
| 3.3.1 再夹带现象 |
| 3.3.2 操作参数对系统运行的影响 |
| 3.3.3 气化剂分级对轴向固含率的影响 |
| 3.3.4 二次气化剂风量对系统运行的影响 |
| 3.3.5 底部结构对系统运行的影响 |
| 3.3.6 顶部结构对系统运行的影响 |
| 3.4 本章小结 |
| 第4章 循环流化床气化炉气化剂分级试验研究 |
| 4.1 引言 |
| 4.2 试验台设计 |
| 4.2.1 设计条件 |
| 4.2.2 工艺流程 |
| 4.2.3 性能计算 |
| 4.2.4 结构计算 |
| 4.3 试验台建设和调试 |
| 4.3.1 冷态调试 |
| 4.3.2 热态调试 |
| 4.4 试验装置及方法 |
| 4.4.1 试验物料 |
| 4.4.2 试验方法 |
| 4.4.3 样品收集及表征 |
| 4.5 试验结果及讨论 |
| 4.5.1 气化剂分级对气化过程的影响 |
| 4.5.2 二次气化剂位置的影响 |
| 4.5.3 二次气化剂比例的影响 |
| 4.5.4 二次气化剂氧气浓度的影响 |
| 4.5.5 二次气化剂风量的影响 |
| 4.5.6 气化剂分级对不同粒径用煤气化过程的影响 |
| 4.5.7 气化剂分级对不同煤种气化特性的影响 |
| 4.5.8 强化机制分析 |
| 4.6 本章小结 |
| 第5章 变径提升管循环流化床气化试验研究 |
| 5.1 引言 |
| 5.2 试验装置及方法 |
| 5.3 试验结果及讨论 |
| 5.3.1 氧煤比的影响 |
| 5.3.2 蒸汽煤比的影响 |
| 5.3.3 扩径结构的影响 |
| 5.3.4 扩径结构对不同煤种气化特性的影响 |
| 5.4 本章小结 |
| 第6章 结论与展望 |
| 6.1 主要结论 |
| 6.2 主要创新点 |
| 6.3 未来工作展望 |
| 参考文献 |
| 致谢 |
| 作者简历及攻读学位期间发表的学术论文与研究成果 |
（9）气相贝克曼重排制己内酰胺反应器的流体力学研究（论文提纲范文）
| 致谢 |
| 摘要 |
| Abstract |
| 主要字符表 |
| 1 绪论 |
| 2 文献综述 |
| 2.1 己内酞胺的生产工艺 |
| 2.1.1 己内酰胺的性质及用途 |
| 2.1.2 国内己内酞胺市场现状 |
| 2.1.3 己内酞胺的生产工艺 |
| 2.2 环己酮肟气相贝克曼重排 |
| 2.2.1 气/液相重排对比 |
| 2.2.2 气相重排的反应条件 |
| 2.2.3 气相重排的工业化进展 |
| 2.3 湍动流化床反应器 |
| 2.3.1 流域划分和转变依据 |
| 2.3.2 湍动床流动结构的研究 |
| 2.3.3 流化床的CFD模型 |
| 2.3.4 流化床的MP-PIC数值模拟 |
| 2.4 本章小结 |
| 3 大型湍动流化床冷模实验研究 |
| 3.1 实验装置 |
| 3.1.1 湍动流化床冷模装置 |
| 3.1.2 气路和仪表系统 |
| 3.1.3 实验物料 |
| 3.2 测量方法 |
| 3.2.1 差压测量装置 |
| 3.2.2 床层固含率测量 |
| 3.2.3 静电的控制和消除 |
| 3.3 实验方法和内容 |
| 3.4 实验结果 |
| 3.5 本章小结 |
| 4 基于MP-PIC的湍动流化床CFD模拟 |
| 4.1 湍动流化床的CFD模型 |
| 4.1.1 控制方程 |
| 4.1.2 曳力模型 |
| 4.2 模拟工况及策略 |
| 4.2.1 模拟软件和参数设置 |
| 4.2.2 模拟对象 |
| 4.2.3 边界及初始条件 |
| 4.3 结果与讨论 |
| 4.3.1 参数敏感性分析 |
| 4.3.2 轴向固含率 |
| 4.3.3 径向固含率 |
| 4.3.4 压强分布 |
| 4.4 补充验证案例 |
| 4.4.1 模拟参数设置 |
| 4.4.2 模拟结果和验证 |
| 4.5 本章小结 |
| 5 中试规模气相重排流化床反应器CFD模拟 |
| 5.1 反应器物理模型 |
| 5.1.1 流化床反应器 |
| 5.1.2 反应条件 |
| 5.2 反应器数学模型 |
| 5.2.1 控制方程 |
| 5.2.2 组分输运方程 |
| 5.2.3 能量守恒方程 |
| 5.2.4 化学反应模型 |
| 5.3 模拟工况和策略 |
| 5.3.1 模拟参数设置 |
| 5.3.2 初始和边界条件 |
| 5.4 结果与讨论 |
| 5.4.1 参数敏感性分析 |
| 5.4.2 产物分布 |
| 5.4.3 温度和压力分布 |
| 5.4.4 出口固体通量 |
| 5.4.5 气相返混 |
| 5.5 本章小结 |
| 6 结论与展望 |
| 6.1 结论 |
| 6.2 展望 |
| 参考文献 |
| 作者简介 |
| 攻读硕士期间取得的研究成果 |
（10）煤气化-闪速炼铁耦合工艺的数值模拟及优化（论文提纲范文）
| 致谢 |
| 摘要 |
| Abstract |
| 1 引言 |
| 2 文献综述 |
| 2.1 炼铁工艺的技术发展和趋势 |
| 2.1.1 高炉炼铁技术发展 |
| 2.1.2 非高炉技术发展 |
| 2.2 闪速炼铁技术发展与研究 |
| 2.2.1 气基直接还原机理 |
| 2.2.2 闪速炼铁的提出与国内外研究现状 |
| 2.2.3 闪速炼铁与煤气化耦合 |
| 2.3 炼铁过程的数值模拟发展 |
| 2.4 研究思路及主要研究内容 |
| 2.4.1 研究思路 |
| 2.4.2 主要研究内容及意义 |
| 3 实验室条件下的闪速炼铁研究基础 |
| 3.1 铁矿石气基直接还原过程热力学分析 |
| 3.2 铁矿石闪速还原实验 |
| 3.2.1 实验研究方法 |
| 3.2.2 实验原料及设备 |
| 3.2.3 实验步骤及方案设计 |
| 3.2.4 结果讨论 |
| 3.3 实验室下落管数值模型 |
| 3.3.1 气粒两相流的模型框架 |
| 3.3.2 闪速还原动力学 |
| 3.3.3 模型结果讨论 |
| 3.4 本章小结 |
| 4 煤气化-闪速炼铁耦合工艺的热平衡模型 |
| 4.1 还原塔气化还原过程的热平衡模型 |
| 4.1.1 热力学平衡模型构建 |
| 4.1.2 模拟工况方案 |
| 4.1.3 结果讨论 |
| 4.2 熔池粉煤补吹过程的热力学建模 |
| 4.2.1 热力学平衡模型构建 |
| 4.2.2 模拟工况方案 |
| 4.2.3 结果讨论和优化工况 |
| 4.3 本章小结 |
| 5 煤气化-闪速炼铁数值模型的构建与验证 |
| 5.1 计算流体力学框架 |
| 5.1.1 欧拉-拉格朗日框架下的多相流模拟 |
| 5.1.2 流体流动的基本控制方程 |
| 5.1.3 颗粒追踪的基本控制方程 |
| 5.1.4 计算域及模型边界条件 |
| 5.1.5 均相/异相化学反应 |
| 5.2 粉煤气化过程的数值模拟 |
| 5.2.1 脱挥发分过程 |
| 5.2.2 粉煤气化反应 |
| 5.2.3 气相组分间的化学反应 |
| 5.2.4 煤气化过程的结果讨论 |
| 5.3 煤气化-闪速炼铁耦合过程的结果讨论 |
| 5.3.1 炉内分布特征 |
| 5.3.2 颗粒行为分析 |
| 5.3.3 产物预测与关键问题论证 |
| 5.4 本章小结 |
| 6 基于煤气化-闪速炼铁数值模型的物料参数优化 |
| 6.1 不同煤种的影响 |
| 6.2 不同氧/煤比对煤气化过程的作用 |
| 6.2.1 煤气温度和组分 |
| 6.2.2 炉内分布特征 |
| 6.2.3 颗粒特性 |
| 6.3 矿/煤比对耦合过程的作用 |
| 6.3.1 流场分布 |
| 6.3.2 温度和组分分布 |
| 6.3.3 颗粒停留时间 |
| 6.3.4 对产品质量的影响 |
| 6.4 本章小结 |
| 7 基于数值模拟的反应器结构设计和优化 |
| 7.1 双通道喷嘴下的炉型结构优化 |
| 7.1.1 矿粉投料位置的作用 |
| 7.1.2 炉身半径的影响 |
| 7.1.3 炉身长径比的影响 |
| 7.1.4 顶部曲面与优化炉型 |
| 7.2 旋流喷嘴反应器的基本特征和工况优化 |
| 7.2.1 旋流喷嘴下的煤气化特征 |
| 7.2.2 旋流角度对于工况的影响 |
| 7.3 本章小结 |
| 8 煤气化-闪速炼铁耦合工艺的全流程设计与模拟计算 |
| 8.1 煤气化-闪速炼铁-发电联产工艺 |
| 8.1.1 燃气轮机发电 |
| 8.1.2 蒸汽轮机发电 |
| 8.2 煤气化-闪速炼铁-甲醇合成-发电多联产工艺 |
| 8.2.1 CO变换工序 |
| 8.2.2 甲醇合成工序 |
| 8.2.3 精馏工序 |
| 8.2.4 热量回收与蒸汽发电 |
| 8.3 基于GSP气化炉的燃气发电工艺 |
| 8.4 基于(?)分析概念的能量计算 |
| 8.4.1 热力学第二定律和(?)分析 |
| 8.4.2 耦合过程的效率计算 |
| 8.4.3 全流程工艺的(?)流计算 |
| 8.5 本章小结 |
| 9 结论与展望 |
| 9.1 主要结论 |
| 9.2 论文创新点 |
| 9.3 展望 |
| 参考文献 |
| 作者简历及在学研究成果 |
| 学位论文数据集 |
四、流化床反应器内旋风除尘器结构及操作的改进（论文参考文献）
- [1]内旋式移动床低阶煤热解过程机理与产物特性研究[D]. 白效言. 煤炭科学研究总院, 2021(01)
- [2]焦热载体条件下双流化床煤热解联产焦油半焦煤气技术的研究[D]. 李开坤. 浙江大学, 2021(01)
- [3]基于CFB机组及等离子气化煤的甲醇电多联产系统模拟优化[D]. 付炳荣. 太原理工大学, 2021(01)
- [4]流化床煤温和气化过程中硫、氮迁移规律研究[D]. 冼圣贤. 中国科学院大学(中国科学院工程热物理研究所), 2021
- [5]燃煤烟气污染物（SO2/NOx/PM）喷淋-鼓泡法一体化深度脱除研究[D]. 司桐. 华北电力大学(北京), 2021(01)
- [6]基于气固鼓泡流化床构效曳力模型的颗粒停留时间分布的实验与模拟[D]. 赵云龙. 中国科学院大学(中国科学院过程工程研究所), 2021(01)
- [7]循环流化床分级气化工艺关键部件试验研究[D]. 孙思敏. 中国科学院大学(中国科学院工程热物理研究所), 2021
- [8]循环流化床煤气化过程强化试验研究[D]. 蒋登豪. 中国科学院大学(中国科学院工程热物理研究所), 2021
- [9]气相贝克曼重排制己内酰胺反应器的流体力学研究[D]. 曲悦. 浙江大学, 2021(01)
- [10]煤气化-闪速炼铁耦合工艺的数值模拟及优化[D]. 杨逸如. 北京科技大学, 2021(02)