将煤直接液化残渣进行萃取提取重油和沥青质是其大规模、资源化利用的一种途径[1]，如何处理萃取产生的50%萃余物是生产企业和环保部门关注的重点。基于萃余物高碳高灰低水分的特点，理论上可以作为一种粉煤气化原料[2]。粉煤气化炉的“安稳长满优”运行与煤粉输送系统紧密相关[3-4]，但是由于液化残渣萃余物在粒形、密度、粉体流动性等方面都与煤粉有着显著不同，且残留少量催化剂和溶剂油，这些参数均影响着气固两相流体的流动特性[5]，输送介质的改变必然给管道压降带来一定的影响。在沈骝等[6]对不同粒径的煤和石油焦展开高压密相输送实验研究，结果表明，在相同粒径的条件下无烟煤的流动性比石油焦好;在相同的表观气速和质量流量下，平均粒径大的同种物料倾斜管压降梯度大于平均粒径小的物料。王建豪等[7]在自主研发的高压密相气力输送实验台上进行不同配比的生物质粉与煤粉混合物的输送实验，对比分析了输送不同物料时，直管和弯头等管段的阻力特性，结果表明在相同表观气速下，随着混合粉体中煤粉比例的增大，水平管和垂直管的压降显著增加。SANCHEZ等[8]对聚丙烯及其两种共聚物颗粒进行了输送实验研究，3种输送物料粒径相同但真密度不同，在输送量接近的条件下，管道压降随着表观气速的增大而减小;当表观气速相同时，颗粒真密度越大，其管道压降也明显增大。
管道压降作为气力输送设计的重要参数之一[9-10],国内外学者对不同物料的输送压降进行了很多的实验和理论研究，主要集中在煤粉、生物质、粉煤灰等作为输送介质的研究[7,11-13]。目前对液化残渣进行萃取利用的研究还处于试验阶段[14]。出于萃余物来源的单一性和稀缺性，萃余物及其混合粉体的研究多集中在物性分析方面，将萃余物掺混到煤粉中进行高压密相气力输送技术尚无成熟理论依据可以参照，对其在管道中的压降特性研究鲜有公开的文献报道。
笔者针对煤、煤及萃余物的混合粉体，首先通过对比分析两种样品在水平直管段的压降特性，获取掺混萃余物对水平直管压降大小和波动性的影响规律，然后通过对湍流区的细分，将气相压降的算法进行优化，最后通过量纲分析法得到煤、煤及萃余物的混合粉体的颗粒相压降模型，并对操作条件对颗粒相压降的影响进行了研究。
1 实验部分
1.1 原料性质
本实验输送介质为两种粉体：一种为某矿区低阶烟煤煤粉，定义为M1，另一种为20%萃余物掺混80%该煤粉的混合粉体，定义为M2。两种输送介质的物理性质和粒径分布如表1和图1所示。
表1 输送介质物理性质
Table 1 Physical properties of medium transported
介质全水/%颗粒中位粒径/μm真密度/(kg·m-3)振实密度/(kg·m-3)M13.35331 449725M23.25351 489790
图1 粉体粒度分布
Fig.1 Powder size distribution
从两种样品的物理性质看，M1和M2的水分和粒径非常接近，值得注意的是萃余物和煤粉的真密度分别为1 649 kg/m3和1 449 kg/m3，正是由于萃余物真密度远大于纯煤粉，才使得混合粉体M2的真密度大于M1。
粉体真密度的大小决定于材料的化学组成及纯度，其值直接影响粉体单位体积质量及流动特性，本文在以Pt为基底上对萃余物和煤粉颗粒进行EDS电子能谱分析。由图2可知萃余物中含有铁、铝等金属元素，说明煤直接液化工艺中所用的铁系催化剂在萃余物中存在残留。同时，萃余物和煤粉中灰分Ad分别为50%和13%，这就使得萃余物中硅铝等高比重的元素含量远高于纯煤粉，由此可知，比重较大的无机元素在萃余物中的富集是萃余物真密度大于纯煤粉的一个重要原因。
图2 EDS分析
Fig.2 EDS results of two samples
萃余物的化学组成较为复杂，一般通过溶剂逐级萃取方法可以将其分为4个组成部分。采用正己烷萃取得到的可溶物称之为残油;正己烷不溶而甲苯可溶物称之为沥青烯;甲苯不溶而四氢呋喃可溶物称之为前沥青烯;最后一部分称之为四氢呋喃不溶物。见表2，通过对本实验的萃余物进行多级萃取得到萃余物中的残油含量为1.06%，这就导致萃余物颗粒具有一定的黏性。当萃余物掺混到煤粉中进行高压密相输送，萃余物颗粒在外力的作用下会与煤粉颗粒或其他萃余物颗粒团聚成二次粒子，二次粒子又会进一步集结成团，从而使得该混合粉体的流动性变差。
表2 萃余物含油量分析
Table 2 Analysis of content of oil of extract residue %
残油沥青稀前沥青稀四氢呋喃不溶物1.062.673.4092.87
从图3的SEM图像可以看出，煤粉颗粒的外表面平滑，为致密块状结构，而萃余物颗粒则呈现典型的多孔无规则结构，这种多孔结构有两个特点:一是孔隙率高，比表面积大，萃余物内部的空隙更容易吸附气体，导致颗粒间的作用力加强而使得粉体易于压缩，流动性变差[15];二是粗糙的多孔结构会使得萃余物在其制备过程的干燥工艺中，残油易于存在于孔隙中或黏附在颗粒表面而难以脱除。
图3 煤粉和萃余物颗粒SEM图像
Fig.3 SEM results of two samples
1.2 实验装置
粉体输送实验在高压密相输送装置上进行，系统简图如图4所示。氮气罐车内的高压氮气经过调压阀组减压进入储气罐，分3路供给发送罐(容积约5 m3)，充压风用于维持料罐的压力，流化风用于使料罐内的煤粉物料松动流化从而易于输送，补充风用于向输送管道补入氮气以抑制煤粉在管内沉积和料栓的形成，并且可以在较大范围内调节管道气速和煤粉浓度。实验中通过充压风和放散风管路上的电动调节阀控制料罐压力稳定，料罐压力最高可达6 MPa。根据发送罐压力的不同调节流化风流量，使发送罐流化室内粉体达到良好的流化状态。通过调节补充风量，可使管内表观气速在2～15 m/s变化。煤粉从料罐流化室底部出料，进入由水平管、竖直管和弯管组成的测量管路，测量管路上安装了内径D为10，15和25 mm 3种管道，并且布置了压力传感器、差压传感器。输送管线的竖直下降管安装了内径25 mm的Thermo Ramsey固体质量流量计，测量精度±2%，响应时间<1 s，可用于测量输送管线内的颗粒速度、颗粒质量浓度和瞬时流量。煤粉最终流入用于模拟气化炉的接收罐，氮气通过料罐上的放散风管路进入布袋除尘器除尘后放空。实验装置上的两个料罐可以互为发送罐和接收罐，煤粉可在此系统内循环输送。
图4 煤粉高压密相输送实验系统简图
Fig.4 High pressure dense phase pneumatic transport system 1—氮气罐车;2—减压阀组;3—储气罐;4—发送罐;5—接收罐;6—测量管路;7—布袋除尘器;8—充压风;9—流化风;10—补充风; 11—放散风;12—称重传感器;13—压力传感器;14—差压传感器;15—煤粉流量计;16—气体流量计;17—电动调节阀
2 结果与讨论
2.1 管道压降特性
本文以管径为DN25长度为1 m的水平直管压降为研究对象，在输送背压为4 MPa，输送总压差分别为0.25，0.50和0.75 MPa的条件下，以调整补充风流量作为煤粉流量调节手段。补充风流量直接表征着管道内的表观气速，表观气速与管道压降大小和压降波动性间的关系如图5，6所示。由图5可知，在相同表观气速下，输送M2的管道压降比输送M1的压降要大。这是由于相对于纯煤粉，M2中萃余物颗粒的真密度较大，且残存少量的溶剂油，输送过程中，萃余物及其团聚颗粒会沉积在管道底部，导致与管道下壁面摩擦加大，从而使得水平直管的压降增大。在低表观气速下，气体的动能不足以悬浮起颗粒群导致萃余物及其团聚颗粒更易沉降，这就使得低气速下M2的压降大于M1更为明显。M1和M2在水平直管压降的这种区别也和王建豪等[7]对不同配比的生物质粉与煤粉混合物的压降研究结果相吻合。随着输送总压差的增大，在相同表观气速下，M1和M2的水平直管段压降均明显升高，其主要原因为输送总压差为输送过程的动力源，总压差增大使得煤粉输送量和管道内颗粒浓度增大，管道内颗粒浓度的增大导致了更多颗粒与壁面发生摩擦碰撞，使得水平管压降增大，这在很多粉体输送过程中都发现这一现象[16]。
图5 表观气速对DN25水平直管压降大小的影响
Fig.5 Influence of superficial gas velocity on horizontal straight pipe pressure drop
掺混萃余物除了对水平直管的压降大小有明显影响外，还对输送过程的压降波动性也有一定的影响。本文采用水平直管压降ΔP的相对标准差RSD(ΔP)来表征输送稳定性，对于实验采集的压降离散数据ΔPi(i=1,2,…，N)，采用式(1)来计算水平直管压降的RSD。
(1)
从图6可以看出，输送M1和M2时，水平直管压降的波动情况也不一样。在气速小于4 m/s时，输送M2呈现出不稳定的输送状态，而在大于4 m/s后，两者的波动情况则趋于同等水平，压降的平均波动幅度不大于6%。这与低气速下萃余物颗粒沉降使得流动向沙丘流转变有一定关系。由此可知，水平直管段压降的大小和波动性均受到了萃余物掺混的影响。
图6 表观气速对DN25水平直管压降稳定性的影响
Fig.6 Influence of superficial gas velocity on stabilization of horizontal straight pipe pressure drop
2.2 气相压降优化计算
气相压降是计算管道总压降的基础，一般是通过总压降扣除气相压降来得到颗粒相压降实验值，进而回归出颗粒相摩擦因数λs，所以气相压降计算的准确性会直接影响到颗粒相摩擦因数λs的回归精度，而且气相压降在管道总压降中的占比也不可忽略，多位学者在不同类型的气力输送实验中均都得到类似结论。在梁财等[17]研究中，以l m长的水平直管的煤粉气力输送为研究对象，在表观气速为9 m/s，接收罐压力为1.8 MPa时，计算得到的气相压降占比达到33.4%，这说明在高压气力输送过程中，由于气体密度的作用，纯气体引起的压降不可忽略，且在总压降中占有相当的份额。
气相压降计算公式如式(2)所示，其主要过程在于气相摩擦因数λg的确定。当前研究者常采用水力光滑管来计算气相摩擦因数λg[7,18]，当流动状态位于湍流区时，采用布拉休斯公式或尼古拉兹光滑管公式进行计算，如式(3)所示，λg仅与Re数相关，该方法计算简单快捷，无需迭代计算，但是实际试验和工业生产中的输送管道总是带有一定的粗糙度，当位于湍流过渡区和完全湍流时，气相摩擦因数还受到壁面粗糙度的影响，如式(5)，(6)所示，壁面粗糙度对气相压降的影响显然无法忽略。
(2)
(3)
式中，ΔPg为水平直管气相,kPa;ΔL为管道长度,m;ρg为气相密度,kg/m3;Ug为表观气速,m/s;λg为气相摩擦因数;Re为雷诺数。
本文比较了在背压1 MPa下气相压降计算值与实验值，从图7可以看出，水力光滑管计算结果(壁面粗糙度e=0)并不符合本文实验结果，在低流速下(小于8 m/s)气相压降计算值与实验值吻合较好，但在高气速下则偏差较大，这种偏差在DN15管径下表现尤为明显。
图7 气相压降随表观气速变化
Fig.7 Influence of superficial gas velocity on gas pressure drop
本实验中表观气速为2～16 m/s，为提高气相压降计算精度，本文对湍流区进一步细分为3个流动区域，即水力光滑区、湍流过渡区和完全湍流区[19]，如式(4)～(6)所示。通过自编气相压降计算程序，根据Re的大小来确定湍流流动状态和气相摩擦因数λg计算公式，然后通过最小二乘法来求解气相压降。
水力光滑区:
(4)
湍流过渡区:
(5)
完全湍流区
(6)
式中，D为管道内径，mm。
根据最小二乘法中的误差定义，将气相压降实验值与计算值间的离差最小作为判据，比较DN25和DN15管道在不同壁面粗糙度下的压降拟合误差，以此确定壁面的粗糙度。由图8可以看出气相压降实验值与计算值的误差φ随着壁面粗糙度的增大逐渐减小，当壁面粗糙度增大到一定值后误差又开始增大。通过误差分析得到，本实验装置中DN25和DN15管道的壁面粗糙度e分别为0.015 mm和 0.013 mm时，气相压降计算与实验值吻合较好。由图9可以看出考虑管道内壁面粗糙度，通过对湍流区域的细分，气相压降计算值与实验值的误差可控制在10%以下。
(7)
式中，φ为压降计算值与实验值间的误差，kPa;Yi为压降计算值，kPa;yi为压降实验值，kPa。
图8 气相压降计算误差与壁面粗糙度间的关系
Fig.8 Relationship between the calculation error of gas pressure drop and wall roughness
图9 气相压降计算值与实验值对比
Fig.9 Comparison between calculation and simulation of gas pressure drop
2.3 颗粒相压降及总压降
颗粒相摩擦因数难以通过实验直接测定，笔者根据 Barth附加压降理论[20]和实验测得的水平直管段总压降及计算出的气相压降，求出直管中的颗粒相压降，由此得到颗粒相摩擦因数。
(8)
式中，ΔPs为水平直管的颗粒相压降，kPa;ΔL为管道长度，m;φ为固气比，kg/kg;λs为颗粒相摩擦因数。
颗粒相摩擦因数λs与Ug,D,g,ρg,ρs,ds,φ相关，即
λs=f(Ug,D,g,ρg,ρs,ds,φ)
(9)
式中，g为重力加速度,m/s2;ρs为颗粒密度，kg/m3;ds为颗粒直径,μm。
采用勃金哈姆量纲分析法[11]选取独立的基本量Ug,D,ρg,ρs，可建立无量纲量Π1:
(10)
将Ug,D,ρg,ρs的量纲表达式代入式(10)可以得到
L0M0T0=(LT-1)m1Lm2(ML-3)m3ML-3
(11)
式中，L为长度基本量;M为质量基本量;T为时间基本量。
由此得到m1=0，m2=0，m3=-1，所以
同理，
由此根据量纲分析方法得到
(12)
式中，x0为常数项;Fr为弗洛德数。
根据颗粒相压降实验数据对λs进行多元回归分析，得到两种粉体的水平直管颗粒相摩擦因数方程为:
基于以上两种粉体的颗粒相摩擦因数方程，对DN25和DN15管径下的λs实验值与计算值进行对比分析，如图10所示，输送M1和M2的颗粒相摩擦因数计算值与实验值误差在±30%以内，在小管径下拟合更为准确，误差在±20%以内。
图10 不同管径下λs计算值与实验值比较
Fig.10 Comparison between calculation and simulation of λs under different pipe diameter
从以上M1和M2颗粒相摩擦因数拟合公式可知，影响颗粒相摩擦因数λs的参数有Fr、管径、颗粒密度和固气比，由各变量的指数大小可知λs主要与Fr相关，据此对M1和M2在不同Fr下的λs值进行对比分析，如图11所示，在低Fr下，M2的颗粒相摩擦因数明显高于M1，而在高Fr下两者则趋向一致。由于Fr为惯性力与重力的比值，低Fr表征着较低的气速，在低气速下M2中的萃余物及其团聚颗粒在重力作用下与壁面的摩擦加大导致了颗粒相摩擦因数大于M1，而在高Fr下，较高的气速使得煤粉和萃余物颗粒充分悬浮在管道中，两种粉体与管道内壁面碰撞摩擦的几率相当，所以此时M1和M2的颗粒相摩擦因数则相差不大。
图11 λs随Fr变化规律
Fig.11 Influence of Fr on λs
根据回归出来的λs对颗粒相压降进行计算，再加上纯气相压降得到总压降，如式(13)所示，并将总压降计算值与实验值进行对比，如图12所示。
(13)
结果表明在DN25和DN15管径下，水平直管压降拟合误差小于30%，且DN15小管径下拟合精度可进一步提高至20%，这与颗粒相摩擦因数λs的拟合精度相一致，基本满足工程需要[21]。
从图13可知，在本实验范围内，水平直管压降主要由颗粒相压降构成。两种粉体M1和M2的颗粒相压降占据水平直管总压降的比例超过50%，其中M1和M2的颗粒相压降占比α分别为70%～98%和50%～98%。随着表观气速的增大，颗粒压降占比逐渐减小;随着固气比的增大，颗粒相压降呈现增大趋势。这主要是因为表观气速和固气比的增大是通过调节补充风流量来实现，当表观气速增大或固气比减小说明管道内气体流量增大，从而导致气相压降增大，在总输送压降一定的前提下，颗粒相压降占比则会相应减少。同时，由图13(a)中还可以看出，M2的颗粒相压降占比要小于M1，这与之前对M1和M2的输送规律研究结果相吻合[22]，即在相同表观气速下，输送M2时的粉体质量流量小于M1，质量流量减小从而导致颗粒相压降占比低于M1。
图12 不同管径下压降计算值与实验值比较
Fig.12 Comparison between calculation and simulation of pressure drop under different pipe diameter
图13 颗粒相压降占比随操作参数变化规律
Fig.13 Influence of changing operating parameter on the particle pressure drop
3 结 论
(1)水平直管段压降的大小和波动性均受到了萃余物掺混的影响，在低气速下该输送规律更为明显，输送介质物性的改变会导致输送过程压降特性也发生改变。
(2)采用水力光滑管对气相压降进行计算会导致高气速下气相压降计算值与实验值误差较大。对湍流区进一步细分为水力光滑区、过渡区和阻力平方区，通过最小二乘法回归得到DN25和DN15的管道壁面粗糙度分别为0.015 mm和 0.013 mm，气相压降拟合误差小于10%。
(3)采用量纲分析法对DN25和DN15水平直管的颗粒相摩擦因数进行回归，得到颗粒相压降及总压降模型。在低Fr下，M2的颗粒相摩擦因数明显高于M1，而随着Fr的增大，在高Fr下两者则趋向一致。
(4)对本实验两种粉体而言，颗粒相压降占据水平直管总压降的主要部分，其中M1和M2的颗粒相压降占比分别为70%～98%和50%～98%。颗粒相压降占比随着表观气速的增大、固气比的减小而逐渐减小。
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