1、30第三章 循环流化床锅炉中的传热、传质及燃烧第一节 循环流化床锅炉的物料平衡理论循环流化床锅炉和鼓泡流化床锅炉根本区别在于二者床料平均粒度不同，随之而来物料浓度分布不同，从而造成燃烧状态不同。人们曾经用循环倍率(即物料循环量与给煤量之比)来定性描述循环流化床锅炉的物料循环。进一步人们认识到循环倍率受给煤热值的影响变化，不能唯一地描述循环流化床锅炉物料平衡状况，从而改用气/固比(单位烟气携带的物料重量) 。由于这个量的计量非常困难，国外循环流化床锅炉的气/固比是一个商业机密，所公开的数据常常带有商业宣传性质，因此循环流化床锅炉的气/固比应当是多少没有明确的结论。但人们公认循环流化床锅炉需要一个
2、大的循环物料流，以维持燃烧室内沿高度方向物料空间浓度从下向上逐渐变化，而不能象鼓泡流化床锅炉那样密相区以上物料空间浓度迅速减少。仅当沿床高度方向物料浓度逐渐减小并维持一定数值时，才有可能产生高度方向上的较强回混，从而把燃料释放出的热量纵向传递并横向传给受热面。最近的研究工作证明，随着循环量的增加，燃烧室内物料的平均粒度明显降低，从而使密相区气体的分配中气泡相的比例增大，气相与乳化相传质减弱，燃料在密相区的燃烧为欠氧态，相应抑制了密相区的热量释放份额，再加上高度方向上物料回混的加强，才能使循环流化床锅炉在密相段不设置受热面的条件下亦能达到热量平衡。因此鼓泡流化床锅炉和循环流化床锅炉不但可从流动形
3、态上，更可以从燃烧热量释放规律上加以区分。在很长一段时间里，人们曾把循环流化床锅炉物料循环的经验借用到鼓泡流化床锅炉上，开发了一批带有一定数量的飞灰回送的流化床以提高燃烧效率，这些改进型的鼓泡流化床锅炉得到很成功的工业应用，但也因称之为低倍率循环流化床锅炉，因而混淆了循环流化床锅炉和鼓泡流化床锅炉的概念。但对于 20.83kg/s 及以上容量的流化床，显然改进型的鼓泡流化床锅炉并不是发展方向。近年来一系列的实验和理论研究说明，循环流化床锅炉内高浓度物料的形成需要一系列条件。无论是石灰石添加物料，还是由燃料燃烧成灰特性形成的灰份均是由大小不等的宽筛分粒子构成，如图 3.1 所示。图 3.1 列出
4、了这样一个系统循环物料、排渣和飞灰的粒度分布及分离器的效率曲线。循环流化床锅炉物料循环系统中物料可以从床下排出，亦可能从分离器出口逃逸，如图3.2。从图 3.1 的曲线族可以看到，只有这样一种物料：它相应的分离效率很高，且从排渣口不能大量排出；对应的流化风速下又有足够高的夹带率，这种物料才能在床内累积形成大的物料循环。反过来讲，较大的物料循环量需要分离器具有这样的特性：即它在某个粒径时(当然这个粒径越小越好)应有接近 100%的效率。国内外的实践已经证明，在目前大多数循环流化床锅炉选用 5m/sBI,PiI Brc,Pirc Bfh,Pifh 图 3.2 循环流化床锅炉物料平衡图分级分离效率
5、i 0 30 60 90 120 0.25 0.5 0.75 1 颗 粒 粒 径 di (m) 粒度分布 Pi (%/m) 分 离 器 进 口 灰 循 环 灰 飞 灰 排 渣 分 离 效 率 图3.1 循环流化床锅炉物料平衡系统粒度分布与分离效率示意图31左右的空塔速度时，该粒径应在 100200m 范围里，如果我们对运行正常的循环流化床锅炉循环物料的粒度进行分析，即可发现，一般均是以 100200m 为中心的一个相当尖锐的峰。有关灰平衡的问题，包括成灰特性和选择性排灰的认识已有成熟的理论，这里不再详细讨论。用上述观点考察不同的分离器例如平面流及其它二维分离的分离器，其特性如图 3.3 所示，
6、其切割粒径 dc 未必很差，但其 100%分离效率对应的临界 d100 拖延到很大的粒径。这种分离器显然无法将易于夹带的某一粒径粒子在床内大量累积，很难形成大循环量。因此国内外的开发者，在此情况下均增加一级分离器予以补偿，实践和理论都证明，所增加的二级分离器，其分离特性若没有一个清晰的 100%效率点，综合分离效率仍不能满足循环流化床锅炉的需要。而旋风筒在一定直径范围内具有上述特征，结构相对简单，所以绝大多数国外公司选用了旋风筒作循环流化床锅炉物料分离装置。分离器的选取还有燃烧方面的考虑。多数循环流化床锅炉飞灰可燃质集中在 2070m的细颗粒中，这个基本事实必然使人们认为分离器的临界粒径 d1
7、00 最好能推进到 20m 左右，从而获得较高的燃烧效率。事实上，循环流化床锅炉用大型分离器的临界粒径 d100 是难以达到这个指标的，许多国外大型循环流化床锅炉飞灰含碳量很低的原因不能完全用分离器解释。在解决了分离效率后，分离器的选择则要更多地考虑其它因素。如制造成本、安装成本、运行维护成本等经济性和运行的可靠性。第二节 循环流化床燃烧室受热面换热系数的试验研究循环流化床锅炉燃烧室受热面的换热与经典的锅炉有本质上的差别。在传统的锅炉中，烟气中固体颗粒的含量较小，炉膛内烟气温度较高，烟气对受热面的换热以辐射为主。而在循环流化床锅炉中，固体物料的浓度较高，同时烟气温度仅为 850900，烟气对受
8、热面的换热中辐射与对流并重；无论是辐射还是对流，固体物料的浓度均有非常重要的影响。人们早就发现物料浓度是换热系数的最大影响因素,换热系数随着物料浓度的增大而增大。这一结论在不同研究者的研究中得到进一步确认。固体物料对流对换热系数的影响非常明显，烟气对流与流化速度有关，但在换热系数中仅约占 1020%。床温和受热面中的介质温度也有明显影响。迄今为止，已经发表的关于循环流化床锅炉传热的研究文献大部分是在实验室中得到的，而对于工业规模的循环流化床锅炉燃烧室内的传热研究，由于测试试验困难或技术保密，公开发表的文献较少。Leckner 及其同事在 12MWth 热水炉上进行了燃烧室中床对膜式水冷壁的传热
9、试验研究，用四种方法测量了循环流化床锅炉燃烧室内床对壁面的换热系数，研究发现，平均换热系数在 100160 W/(m2K),而局部换热系数为 50280 W/(m2K)。在不同的风速下和不同的床高上，由于浓度不同，壁面固体下降流的状况也不一样，从而造成0 25 50 75 10 0 20 40 60 80 颗 粒 粒 径 di m 分级分离效率i % 圆 形 旋 风 筒 二 维 分 离 器 图 3.3 圆形旋风筒与二维分离器分级分离效率比较示意图32了不同位置上换热系数也不一样。Werdermann 等人在两台商用循环流化床锅炉上进行了热态测试，他们发现边壁下降流大大减少了辐射换热系数；物料浓
10、度是影响换热系数的最重要因素，与实验室的研究结果有相同规律。一般地，床对受热面的换热系数 可表示为床料浓度 的函数，以下称模型(1)：W/(m2K) (3-1)ab式中， 为平均物料浓度，kg/m 3；a,b 为常数。换热系数总是随截面平均固体悬浮密度的增大而增大，一般为 100200 W/(m2K)。燃烧室的温度及换热面的高度对换热系数也具有影响。床温的升高对辐射传热的影响是明显的，同时还会提高床内气体的导热系数，从而有效地提高总换热系数。但当床内固体悬浮密度很高时，顺着壁面下落的颗粒通过对受热面的传热而逐渐冷却，这个比中心区温度低的热边界层会部分削弱床温对传热的影响；对于较小的受热面，粒径
11、的减小会提高颗粒对受热面的对流换热系数；而对于较大的受热面，壁面附近的下落颗粒能得到足够的冷却，使得粒径的变化对传热的影响减小了。而下降流的冷却结果与受热面中的介质温度有关。第三节 循环流化床燃烧份额分布一、循环流化床锅炉中煤的燃烧过程一定宽度筛分的煤进入流化床中燃烧，是一个复杂的过程，除了受燃料本身特性如挥发份含量、反应活性、颗粒粒度分布影响外，还受到流化状态、氧气扩散条件、温度等众多因素的影响。目前，多数研究者的研究集中在鼓泡流化床条件下的燃烧分析，而对循环流化床条件下的燃烧过程和机理研究较少有限。由于鼓泡流化床的密相区与循环流化床的密相区有一定的相似性，因此人们已经习惯上接受了循环流化床
12、与鼓泡流化床燃烧过程和机理相似的观点。最新的研究表明，循环流化床中的单颗粒与鼓泡流化床的单颗粒燃烧的确是没有太大的差异。但对于整体而言，燃料颗粒并非独立燃烧，而是与床料形成群体，这种气/固两相流的燃烧与气/固两相流流动具有明显的关系，亦即事实上循环流化床与鼓泡流化床燃烧过程和机理是截然不同的两种行为。分析燃料的燃烧过程，煤粒子进入燃烧室中，经历了一个连续过程；(1) 加热和烘干(准备过程)(2) 挥发份析出和挥发份燃烧；(3) 膨胀和一次破裂(某些类型的煤)；(4) 焦炭燃烧、二次破裂和磨耗。在流化床中进入的新煤被加热得很快，煤中挥发份首先析出。第一次稳定析出过程在500600，第二次稳定析出
13、过程在 8001000，虽然工业分析提供了挥发份的估计值，但实际上挥发份的产生及其组成受到诸多因素的影响，比如加热速度、初始和终了温度、加热时间、燃料形状及尺寸、煤种、环境压力等。挥发份的燃烧与析出几乎是同步的，挥发份在氧和未燃挥发份边界处的扩散火焰中燃烧。这种燃烧与扩散火焰的位置及氧向火焰的扩散率和挥发份的释放有关，氧的扩散率越低，火焰离开煤表面越远。有的学者认为，挥发份的大部分是在气泡中燃烧的。观察循环流化床锅炉的实际燃烧情况，可以发现密相区表面气泡破碎伴随着挥发份的火焰，证明这一观点有一定的道理，但未完全正确描述挥发份释放和燃烧的实际情况。更深入的研究表明，挥发份的释放主要是在密相区，而
14、挥发份的燃烧仅在密相区进行一部分，对于挥发份含量较高的燃料，挥发份的燃烧是在整个燃烧室甚至分离器中完成的。33焦炭的燃烧通常始于挥发份析出之后，二者又是重叠的。一般的，焦炭的燃烧方式取决于燃烧反应速率和氧气扩散速率，二者综合作用决定了整个燃烧反应。根据燃烧反应速率和氧气扩散速率作用程度不同，简单地分为三种情况：.动力控制动力控制主要是指较大颗粒的焦炭，燃烧温度较低、气体边界层较薄的情况。此时氧气不但容易达到焦炭表面，甚至到达焦炭内部孔隙，化学反应速度远小于扩散速度。这种燃烧工况发生在 900左右的无孔隙粗粒子表面和有孔隙的细粒子中。II：动力扩散控制动力扩散控制是指中等焦炭的颗粒，自由沉降速度
15、比大颗粒小，化学反应度与孔隙扩散速度大致相同。许多研究者认为，流化床中的焦炭颗粒的燃烧主要在这一控制区域，甚至包括细颗粒的燃烧也是如此。细粒径的颗粒的燃烧在循环流化床温度条件下接近动力控制，但由于循环流化床内细颗粒容易形成颗粒团，其自由沉降速度已经不能用单颗粒来计算，氧气向焦炭颗粒的扩散不佳，处于动力扩散控制。III：扩散控制对较细的颗粒，温度较高时，化学反应速率较高，通过相对慢的传质过程而到达颗粒表面的有限的氧，在进入孔隙之前就已被消耗掉。这种类型的燃烧为扩散控制的燃烧。在燃烧过程中，颗粒的破裂和磨耗使大的煤粒减小，这在循环流化床锅炉中对燃烧过程有较大的影响。中等程度结焦的煤，孔隙破裂是在挥
16、发份析出过程中发生，在挥发份析出前，颗粒表面为最小。当气体由煤粒释放后，它开始破裂，这种现象叫做一次破裂，煤粒破裂成比原来小的几块。当炭在方式 I 或 II 的状态下燃烧时，焦炭细孔表面增大，炭里面联结内部结构的桥变得稀薄，在炭粒子上的桥也变得稀薄，经气动力的作用，它形成松散裂纹，这一过程叫二次破裂。二次破裂产生于挥发份析出以后的燃烧过程。如果煤在工况 I 的状态下燃烧，即整个炭均匀燃烧，所有内部的化学键急剧瓦解断裂，导致二次破裂，称为渗透破裂。煤的粒径分布对循环流化床锅炉运行影响很大。而这些粒子有些是通过煤的机械破碎而产生。而另一部分则是由气动力相互碰撞作用而产生，与滑移速度有关。上述概念是
17、循环流化床燃烧的基础。二、循环流化床燃烧份额的概念循环流化床锅炉的设计中两个很重要的问题是物料平衡和能量平衡。而能量平衡中主要的问题也就是燃料燃烧热量释放规律问题，燃料燃烧热量释放位置的分布和灰平衡一起决定了能量平衡和受热面的设计，决定了各部件的设计。燃料燃烧热量释放规律表现为不同位置上燃烧份额的分布。如果知道了燃烧份额沿炉膛高度的分布，就可以把炉膛分为几个区段，假设每个区段内各种物理性质、参数基本均匀一致，然后结合炉内流动特性、传热特性建立适当的能量和质量平衡方程，可计算出各区段内的各性能参数，并相应对整个系统进行设计。现在国内外大多数的循环流化床锅炉的设计，采用了分区计算的方法。国外对于燃
18、烧份额的计算是建立在大量的研究基础上，通过计算各区域中碳颗粒和挥发份的燃烧量得到燃烧份额的分布，而国内循环流化床锅炉设计中，沿床高的燃烧份额的选取主要是凭经验。燃烧份额的概念最早应用在鼓泡流化床锅炉的设计中，鼓泡流化床锅炉中密相区和稀相区分界较明显，而且燃烧份额主要集中在密相区。我国长期的工程实践对鼓泡流化床密相区燃烧份额的数量及影响因素已经积累了丰富的经验，有关数据已经公开发表。而在循环流化床燃烧锅炉中，由于其流动情况与鼓泡流化床锅炉有很大区别，因此其热量释放规律也有较大不同。在循环流化床锅炉中，稀相区的燃烧份额占相当大的一部分，并且在分离器中也有一定的燃烧反应发生。因此在设计过程中，需要知
19、道锅炉内燃烧份额的分布，34由此才可确定受热面的布置，使锅炉各性能参数满足设计要求。鼓泡流化床中，燃烧份额是一个确定值，密相区的热量平衡取决于一次风冷却效果、埋管吸热及密相区床面对悬浮段的辐射换热。而由扬析夹带传质引起的传热影响甚小。在循环流化床条件下，外部物料循环促使床内物料平均粒度变细。燃烧室上部物料浓度远高于鼓泡床悬浮段。由此引起了燃烧室沿高度强烈的质交换，因而带来了上下强烈的热交换。这在很大程度上均化了燃烧室纵向温度分布。然而循环流化床纵向质交换强度是与当地物料浓度分布直接关连。因此开发的所谓低倍率循环床在密相区必须设置埋管受热面，否则密相区必然超温，达不到满负荷运行。外部循环物料进入
20、燃烧室当然也参与了燃烧室的热平衡。例如鲁奇型带有外置换热床的循环流化床锅炉，部分循环灰在外置换热器中被冷却到 650700，该循环灰返送回燃烧室时，必然起到冷却燃烧室的作用。更典型的例子是德国 CircoFluid 循环床技术，其循环灰被燃烧室上部的受热面冷却到 480500，该循环灰返送回燃烧室后其冷却作用已经达到。当然强调燃烧份额分布，合理的受热面布置及纵向传质引起的热交换之外，还应考虑燃烧室内受热面的传热系数问题。特别是循环流化床燃烧室稀相区的受热面，如果当地物料浓度过低，则颗粒对流对传热的贡献较小，辐射传热占主导作用。这种情况发生时，一般表现为燃烧室温度偏高，特别是燃烧室上部温度高，锅
21、炉带负荷困难。三、燃烧份额分布的影响因素循环流化床锅炉燃烧份额分布是燃料在锅炉中燃烧放热的宏观表现。当了解了单颗粒燃料在循环流化床中的燃烧条件，并且又了解固体颗粒在循环流化床内位置的时间史，则原则上可以推导出循环流化床热量释放份额。然而至今为止有关气/固两相流的研究基本上作的是关于床内颗粒统计分布规律，很少涉及单独颗粒的运动历史。所以建立较为严密的燃烧份额计算模型尚有困难。特别是煤颗粒燃烧包含了挥发份和焦碳燃烧两个阶段，燃烧反应速率又与当地的气/固两相流状态及温度、氧气扩散条件即含氧量相关联。而温度、含氧量反过来又是燃烧的结果。这实际上更增加了燃烧份额计算模型的难度。国内外循环流化床燃烧建模的
22、研究，涉及该问题时多数认为煤一进入流化床，挥发份“立即”析出并燃烧，把这部份热量计入上部密相区，这显然是不合理的，然而模型中由于在该位置上垂直传质传热十分强烈，所以这种不合理的假设对温度分布影响不显著并未引起人们的重视。可对此进行修正，假定挥发份沿床高均匀释放，焦碳燃烧则完全根据小室碳平衡计算。这里忽略掉了焦碳粒度的影响。至今为止有关的模型计算尚有很长的路需要走。所幸的是，燃烧份额的实验测定，看似很难，实则相对容易。在循环流化床中，气相流动可以认为是没有返混的柱塞流，所以从气相组份的变化可以推算出燃烧反应热量。如沿燃烧室高度测量出氧、二氧化碳、一氧化碳组份变化，则可估算出热量释放规律，它与颗粒
23、返混无关。下面的研究分析，基本上依据了这一思想确定实验台架和实际循环流化床锅炉的燃烧份额。图 3.11 是沿床高的床压分布曲线，由图可见，在炉膛下部床压变化比较显著，而炉膛上部床压变化相对较小。床压分布曲线说明在炉膛下部存在一个物料浓度比较高的密相区，而在炉膛上部是一个物料浓度较低的稀相区，但密相区和稀相区的分界并不是很明显。在运行过程中，还发现床内的压力波动比较大，这是由于气泡的破裂和床内剧烈的气固掺混现象所引起的。图 3.12 是沿床高的温度分布曲线。由图可见床内的上下温差较小，说明床内的热量释放分布比较合理，并且床内有大量的细灰参与了循环，具有相当的热平衡作用。由回料的观测孔可以看见有大
24、量暗红色的细灰在流动。另外，在二次风入口的上方区域床温较低，35这主要是由于循环灰和二次风的共同冷却作用导致的。图 3.13 是该工况下 O2 浓度沿床高的分布曲线。由图可见在密相床下部 O2 浓度下降得较快，而密相床上部仍有相当量的 O2 存在，当二次风的加入以后，O 2 浓度会有一个跃升。到了稀相区以后，O2 浓度仍有一定的下降幅度，说明稀相区有相当量的燃烧反应发生。图 3.14 是 CO 沿床高的浓度分布曲线。在密相床底部，CO 达到了相当高的浓度，主要是由于密相床底部 O2 浓度较高，碳颗粒的反应速率较快，CO 的生成速率远远高于 CO 的消耗速率。随着床高的升高，碳颗粒的燃烧反应速率
25、减慢，CO 的生成量小于 CO 的燃烧消耗量，CO 浓度开始下降。随着床层的进一步升高到给煤口下部区域，由于煤中挥发份的大量析出，此时 CO 浓度停止下降的趋势，而且还有所上升，这样相当一部分的 CO 被带到了稀相区燃烧。在稀相区下部，由于二次风的加入，O 2 浓度较高，而且扬析到此区域的碳颗粒较多，使得碳颗粒燃烧反应生成的 CO 量较高，并且此处挥发份释放量也较多，因此此区域 CO 浓度仍维持在较高的水平。随着床层的进一步升高，O 2 浓度下降和碳颗粒的含量降低，使得 CO 的生成量开始下降，CO 的浓度开始急剧下降。图 3.15 是累计燃烧份额沿床高的分布曲线。由图可见，密相区的燃烧份额只
26、占总燃烧量的 50%左右，远小于鼓泡流化床锅炉的 80%。在稀相区，累计燃烧份额逐渐升高，稀相区的燃烧份额占整个床内燃烧量的很大一部分。对一系列工业规模循环流化床锅炉的热态测试表明，不但燃烧室内沿整个床高都有燃烧反应发生，而且在分离器中还有相当量的燃烧反应继续。循环流化床锅炉密相区的燃烧份额比鼓泡流化床锅炉密相区燃烧份额低的原因可以从碳颗粒在床内的分布和密相床中的燃烧情况两方面来分析。首先，循环流化床气体流速较高，床料粒度又比鼓泡流化床锅炉细得多，这样扬析到稀相区的物料量增多，稀相区碳颗粒在床内占的比例会有所增加，结果引起稀相区的燃烧份额上升，稀相区碳颗粒燃烧量的增加反过来会使密相区的含碳量降
27、低，最终降低了密相区的燃烧份额。但仅凭这一点还不足以解释循环流化床锅炉密相区燃烧份额比鼓泡流化床锅炉密相区燃烧份额低这么多的现象，还需要从循环流化床锅炉密相区中的燃烧情况来分析。012345-1001020304050床 压 P(mH2O)床高h(m)图 3.11 沿床高的压力分布曲线60 70 80 90 1 2 3 4 5 床 高 hm 床温 图 3.12 沿床高的温度分布05101520250 2 4 6床 高 h(m)O2体积浓度(%)图3.13 O 2浓度沿床高的分布0501001502002500 1 2 3 4 5床 高 h（ m）CO浓度（pm）图 3.14 CO 沿床高的浓度
28、分布00.20.40.60.810 2 4 6床 高 h(m)累计燃烧份额(-)图3.15 累计燃烧份额沿床高的分布CO浓度0.51.02.01.52.536循环流化床锅炉和鼓泡流化床锅炉中密相区的燃烧状况有着很大不同，鼓泡流化床锅炉密相区燃烧表现为氧化状态，而循环流化床锅炉密相区内燃烧行为是欠氧的。对比同时运行的燃用相同燃料的循环流化床锅炉和鼓泡流化床锅炉的排渣，发现循环流化床锅炉的排渣呈暗灰色，而鼓泡流化床锅炉的排渣略显红色，这可能是由于铁元素在它们中的不同存在状态引起的。循环流化床锅炉密相床燃烧处于一个很特殊的欠氧状态，虽然床中有大量的氧气存在，然而床内的 CO 浓度仍维持在很高的水平，
29、如在密相区底部测得的氧气浓度在 13左右，而 CO 浓度高达近 2%，表明循环流化床锅炉密相区燃烧局部处于欠氧状态。Bo Leckner 用氧化锆电池测定了密相区中氧化和还原的情况，发现密相区中氧化气氛和还原气氛更替的频率特别快，这从密相区气固两相流的行为出发能较好地对这现象加以认识。由于气固两相流的行为，循环流化床锅炉密相区存在着气泡相和乳化相，气体主要以气泡的方式通过床层，而固体颗粒主要存在于乳化相中。与鼓泡流化床锅炉相比，由于循环流化床锅炉气泡流速较高，固体颗粒粒度又比较细，气泡相和乳化相之间的传质阻力对燃烧的影响显得更为突出。一方面氧气不能充分进入到乳化相中，限制了碳颗粒的燃烧反应，而
30、且不完全燃烧的产物 CO 和煤颗粒释放出的挥发份也得不到充足的氧气供应；另一方面乳化相中的不完全燃烧产物CO 和释放出的挥发份不能很快的传到气泡相中，因而不能进一步反应完全。因此在密相区中虽然有氧气存在，碳颗粒的燃烧仍处于欠氧状态，密相区中会产生大量的 CO，这些 CO 将和一部分挥发份被带到稀相区燃烧。这是循环流化床锅炉密相床中燃烧份额远低于鼓泡流化床锅炉密相区燃烧份额的一个重要的原因。上述研究不足以确定循环流化床锅炉内热量释放规律。事实上，循环流化床锅炉内热量释放规律非常复杂，它不仅受燃料本身的特性如粒度分布、挥发份含量、焦炭反应活性、挥发份析出规律等影响，同时受到床内流动、传质、传热以及
31、分离器的分离效率的影响。床内烟气流速越高，密相区的燃烧份额越低，但在稀相区一定高度以后，累计燃烧份额比烟气流速低时的燃烧份额高，而且稀相区的燃烧份额高于烟气流速低时的稀相区燃烧份额。见图 3.16。一二次风配比对燃烧份额的分布有一定的影响。00.20.40.60.810 1 2 3 4 5床 高 hm累计燃烧份额- 6.2m/s7.5m/s图 3.16 不同烟气流速下燃烧份额分布00.20.40.60.810 1 2 3 4 5床 高 hm累计燃烧份额- a1=0.4a1=0.53a1=0.6图 3.17 不同一次风比例下燃烧份额分布00.20.460.8112345床 高 hm累计燃烧份额-
32、 80C5图 3.18 不同床温下燃烧份额分布00.20.40.60.810 1 2 3 4 5床 高 hm累计燃烧份额- 过 量 空 气 系 数 1.5过 量 空 气 系 数 1.05图 3.19 过量空气系数对燃烧份额的影响 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 0 1 2 3 4 5 床 高 hm 累计燃烧份额- 烟 煤 Vdaf=34.% 焦 炭 图 3.20 挥发份含量对燃烧份额分布的影响37图 3.17 是不同一次风比例下燃烧份额沿床高分布的曲线，由图可见，当一次风比例增加后，由于氧气供应量增加，密相区的燃烧份额会有所上升，但是受密相区气泡相和乳化相之间传质阻力的限制，燃烧份额并
33、未按同等比例地增加。具体一二次风配比对燃烧份额分布的影响程度与燃料性质有关。床温对循环流化床锅炉内的燃烧份额也有一定的影响。密相区床温越高，床下部燃烧占的比重也就越大。这是由于床温越高，碳颗粒反应速率会加快，并且气体扩散速率也有所增加，这样有利于气体和固体的混合，因此密相区的燃烧份额会稍有上升。而且床温高了以后，挥发份释放速度和反应速率会加快，因此在密相区上部和过渡区中燃烧份额会有明显增加。见图 3.18。过量空气系数对燃烧份额分布有一定的影响。图 3.19 是过量空气系数为 1.05 和 1.15情况下燃烧份额沿床高的分布曲线，在稀相区，过量空气系数为 1.15 的情况下氧气浓度比过量空气系
34、数 1.05 的工况下要高，但稀相区碳含量相对较低，因此两工况稀相区的燃烧份额相差较小。在密相区中，虽然过量空气系数为 1.15 的情况下密相区含碳量较空气系数为1.05 的情况下要低，然而密相区中的氧气浓度更高，一定程度上氧气到达碳颗粒表面的机会要大，因此密相区中燃烧份额略有上升。煤中挥发份对燃烧份额的影响最为明显。图 3.20 是燃用焦炭和烟煤两种情况下燃烧室内燃烧份额沿床高的分布曲线。由图可见，焦炭在密相区中的燃烧份额明显高于相近实验条件下烟煤在密相区的燃烧份额，表明煤中的挥发份很大一部分被带到了稀相区进行燃烧。另外还可发现循环流化床锅炉密相区燃烧份额远低于相同燃烧条件下鼓泡流化床锅炉密
35、相区的燃烧份额，在鼓泡流化床锅炉中密相区的燃烧份额达到了 80。因此在鼓泡流化床锅炉中必须在密相区布置埋管，才能将密相区产生的热量带走。改变分离器分离效率研究分离器性能对燃烧份额的影响。图 3.21 是分离器分离效率提高前后密相区物料的粒径筛分曲线，由图可见，分离器分离效率提高以后，密相区物料的粒径明显变细，因而改进后的物料循环量明显增加。图 3.22 是分离器分离效率提高前后累计燃烧份额沿床高的分布曲线，由图可见，分离器分离效率提高后，密相区的燃烧份额有所下降。四、燃烧份额分布的规律通过各个运行条件对燃烧份额分布影响的实验研究，可以得到下面燃烧份额分布的规律：(1) 循环流化床锅炉的燃烧份额
36、分布与鼓泡流化床锅炉的燃烧份额分布有很大不同，循环流化床锅炉密相床内的燃烧份额远低于鼓泡流化床锅炉密相区的燃烧份额，虽然循环流化床锅炉密相床内存在相当量的 O2，密相床内的燃烧表现为特殊的欠氧燃烧状态，而且在密相区会有大量的 CO 产生，这些 CO 会同部分的挥发份被带到稀相区燃烧。(2) 增加一次风比例，密相区的燃烧份额会有所上升，但是受密相区气泡相和乳化相之间传质阻力的限制，密相区燃烧份额的增加远低于一次风增加的比例。(3) 床温增高会使密相区的燃烧份额有所增加，但增加的幅度并不大，然而床温越高，加快了过渡区中挥发份的析出和碳颗粒的燃烧速率，过渡区的燃烧份额增加较多，整个00.20.40.
37、60.810 10 20 30颗 粒 粒 径 m累积质量份额- 改 进 后改 进 前图 3.21 分离效率对床料粒度分布的影响00.20.40.60.810 1 2 3 4 5床 高 hm累计燃烧份额-改 进 后改 进 前图 3.22 分离效率对燃烧份额分布的影响38燃烧室内燃烧量增加，燃烧效率有所提高。(4) 煤中挥发份含量对燃烧份额分布的影响比较大，当挥发份含量增加，稀相区的燃烧份额将增加，这是由于大量的挥发份在稀相区燃烧的结果。(5) 一二次风比固定，在一定范围内增加过量空气系数，密相区的燃烧份额有所增加，床内物料的含碳量降低，整个床内的燃烧效率升高。(6) 分离器分离效率是循环流化床锅
38、炉运行的关键部件，它的分离效率直接影响着燃烧份额的分布。降低分离器的分离效率，密相区的燃烧份额会增加，而且如果分离器的分离效率过低，在循环流化床内无法形成大的循环量，此时循环流化床的运行类似于鼓泡流化床。这是目前国内密相床温度超温的一个很重要的原因。五、循环流化床锅炉中的燃烧效率循环流化床内气/固两相流的性质，决定了它用于燃烧时可以有强烈的传质传热，燃烧反应可以进入动力扩散双作用区；同时大量的床料储存较大的热容量，利于难燃煤种着火，使循环流化床锅炉可以在 850900稳定运行。该温度是氧化钙进行脱硫反应的最佳温度。然而运行于 850900范围的循环流化床锅炉，燃烧反应速率远低于煤粉炉。因此一般
39、而言，相同煤种条件下，循环流化床锅炉的燃烧效率接近于煤粉炉略低。这是一个基本事实。我国早期接触国外循环流化床锅炉，看到国外许多循环流化床飞灰含碳量甚低，误认为循环流化床燃烧效率很高，其重要原因是所参观的循环流化床炉多燃用褐煤、高挥发份烟煤、木屑等高活性燃料。这其中不乏商业宣传的成功。我国循环流化床锅炉的燃料则为广谱的劣质煤和少部分褐煤，在燃用煤龄较长的贫煤和无烟煤时，飞灰含碳量常常在 10%以上，甚至可达到 2030%。挥发份快速燃烧的本质，决定了对未完全燃烧损失的贡献甚少。如前所述，循环流化床密相区的流动行为及其对焦炭燃烧的必然影响，密相区的一氧化碳产率很高；过渡段和稀相区的气/固混合较差，
40、一氧化碳在燃烧室内由于混合不良的原因的确较高，但进入位于炉膛出口的高温分离器后，在气/固分离过程中，氧气和包括一氧化碳在内的可燃气体、固体颗粒充分混合，一氧化碳可以基本燃尽。主要的未完全燃烧来自固定碳。焦碳燃尽需要较长的停留时间。一个直接的推论是如果循环流化床用分离器对未燃尽的飞灰颗粒有足够高的分离效率，则可 使未燃尽碳返回燃烧继续燃烧，直至燃尽为止。不幸的是，到目前为止，应用于循环流化床的大型旋风筒公认的临界粒径 d100 均在 100m以上，因此 100m 以下的碳颗粒，特别是 2050m 碳颗粒的停留时间不足以保证低反应活性的碳燃尽。根据统计经验，如果将原煤的可燃基挥发份除以其发热量，作
41、为一个参考值，该值基本上与该煤种用于循环流化床时飞灰含碳量呈单调变化关系，图 3.23 是对国内 5 台燃用不同煤种循环床飞灰含碳量与煤种关系的统计数据，说明上述关系是存在的。当然飞灰含碳量与锅炉未完全燃烧损失并不能等同，还要看飞灰的绝对量有多少。但飞灰含碳量的多少是直接影响飞灰利用的。循环流化床锅炉使用者往往更从飞灰的利用角度看待飞灰含碳量的问题。近年来，国内对循环流化床锅炉飞灰含碳量高的问题日益重视。最新的研究发现，除了煤种是影响飞灰含碳量的主要因素之外，尚有一些其他因素值得考虑。01020301 2 3 4煤种指数单位热值挥发份(%/MJ)图 3.23 飞灰含碳量与煤种的关系飞灰含碳量
42、(%)BDEC A391. 温度影响 循环流化床内细颗粒的团聚行为，使实际颗粒滑移速度远大于单颗粒滑移速度，因之细小颗粒的燃烧也并非是扩散控制的。因此提高燃烧温度对飞灰碳燃尽有明显作用。国内外厂商均建议对燃用低挥发份、低反应活性的燃料，如无烟煤或石油焦的循环流化床锅炉，燃烧室设计温度在脱硫效率能够容忍的情况下尽可能提高，例如900920。国内某些烧无烟煤的循环流化床，在不脱硫时甚至于运行到 1000，以降低飞灰含碳量。2. 气体混合问题 由于循环流化床悬浮段中固体浓度较高，最新的研究证明，在该区域气体横向混合特别差。证据之一是燃烧室上部尽管存在氧气，一氧化碳也无法燃尽，在燃烧室出口一氧化碳高达
43、 12%。研究表明，在二次风口之上，燃烧室中心区存在一个明显的低氧区，二次风动量不足以穿透浓物料空间抵达燃烧室中心去。单纯加强二次风风速及刚度，则减少了二次风口的数量，因而不能将二次风扩散到燃烧室全部横截面上。因此，传统的二次风设计比例和进入方式值得重新考虑。3. 焦碳失活问题 焦碳高温处理后，反应活性降低是早为研究者所熟知的现象。不过，一般认为，该现象只对 1200以上的煤粉燃烧有意义。因为在 1200高温下，焦碳在数秒钟之后即降低反应活性。在流化床温度条件下(800900)，则失活发生时间长达数十分钟，这似乎是不存在的。然而采样分析证明，即使循环流化床燃用以镜质组份为主的优质煤，在其飞灰中
44、仍会存在一部分大比重低活性残炭。这部分残炭即使采用飞灰再循环的办法也是难于燃尽的。初步分析认为，这部分低活性碳来自大颗粒煤在流化床中长时间停留、燃烧、碎裂形成的细粉，而且大颗粒焦碳燃尽时，炭颗粒本身的温度比床温度平均高出 200以上，这更缩短了失活时间。当前公认的降低飞灰含碳量的有效手段是采用飞灰再循环，把一部分未然尽的飞灰送回流化床再燃烧。但飞灰再循环有一个缺点，特别是在烧高挥发份煤时，由于常常采用气力输灰方式，对输送设备产生磨损，且系统电耗大，因此，有人设想在流化床上部安装独立的再燃烧室，使飞灰再燃烧，总的燃烧效率可达到 99%以上，该燃烧室的流化速度可控制在 1.52.5m/s 范围内。
45、第四节 气固分离器气固分离器是循环流化床锅炉系统的核心部件之一。其之所以关键，从运行机理上来说，只有当分离器完成了含尘气流的气固分离并连续地把收集下来的物料回送至炉膛，实现灰平衡及热平衡，才能保证炉内燃烧的稳定与高效；就系统结构而言，分离器设计、布置得是否合理直接关系着锅炉系统制造、安装、运行、维修等各方面的经济性与可靠性。虽然分离器既是循环流化床锅炉必不可少的关键环节，但它又具有相对的独立性和灵活性，在结构与布置上回旋余地很大。所以从某种意义上讲，循环流化床锅炉的性能取决于分离器的性能，循环流化床燃烧技术的发展也取决于气固分离技术的发展，分离器设计上的差异标志了循环流化床燃烧技术流派的区分。
46、在循环流化床燃烧技术兴起之前，气固分离技术广泛应用于化工、冶金、建材、医药等工业领域，在电力行业则着重于煤粉炉或层燃炉的烟气除尘。与循环流化床锅炉分离器不同的是，前者的目的是净化烟气，尽可能降低粉尘排放，其所处理的流动介质(烟气) 一般含尘浓度不高(大多小于 0.1kg/m3)，温度较低(小于 200) ，粉尘粒度较细微(多在 15m以下)；循环流化床锅炉分离器的目的是分离、收集循环灰，注重物料的顺畅流动与可靠回送，所处理的两相流烟气介质固体成分含量非常高(约为 25kg/Nm3 或更高)，温度比较高(一般约为 850)，固体颗粒粒度分布也很宽 (从几近零微米至几百微米)。所有这些差异使得循环
47、流化床锅炉气固分离技术有自己的独特性。40多年来，借鉴烟气除尘器和化工用分离器的设计、运行经验，众多电力设备生产商开发出了多种多样的循环流化床锅炉气固分离器。下面按一般习惯对其作分类介绍。一、旋风分离器旋风分离器是目前在循环流化床燃烧技术领域应用最多的气固分离装置。该装置最常见的型式由圆柱形旋流筒体和圆锥形加速段两部分构成。两相流气体沿切向引入筒体后主体部分以筒壁为边界作螺旋向下运动，此为外旋气流。旋转产生的离心力使重度大于气体的固体粒子脱离气体主流汇聚到筒壁，并在进口动量和重力的作用下沿筒壁下滑至加速段，由其下口排出后经料腿、灰阀等回送到炉膛。旋转下降的外旋气流到达锥体后受圆锥形壁面制约而向
48、分离器中心收缩，由于旋转矩不变，故其切向速度不断提高。当气流到达锥形加速段下端某一位置时，开始以同样的旋转方向反弹上升，继续作螺旋形流动，形成内旋气流。失去所携固体成分的内旋气流经排气芯管离开分离器，少部分未被捕集的细小颗粒也随之逃逸。如 1.3 节对循环流化床燃烧技术的发展历史及现状的介绍，可以了解循环流化床锅炉所使用的主要的旋风分离器。除此之外，根据结构特点和整体布置的不同，旋风分离器还有其它的型式，如卧式旋风分离器、下排气旋风分离器等等，这些分离器多为专利。二、惯性分离器惯性分离器是利用某种特殊的通道使介质流动的路线突然改变，固体颗粒依靠自身惯性脱离气体轨迹从而实现气固分离。这种特殊通道
49、可以专门设计成型(如S型分离器、U型分离器) ，也可以通过布设撞击元件来实现( 如槽型分离器、百叶窗分离器 )。惯性分离器结构简单，布置方便，与锅炉匹配性好，热惯性小，流动阻力一般也不高。缺点主要是分离效果欠佳，特别是对惯性小、跟踪性好的细微粒子捕集效果差。因此，在循环流化床锅炉中几乎不可能利用单独的惯性分离器来满足工程要求。目前惯性分离器主要作为预分离装置应用于小型循环流化床锅炉，或改进型鼓泡流化床锅炉。三、组合式分离器组合式分离器不是一个单独的分离装置，它常由二级甚至三级分离器串联(有时还有并联)布置而成。用以构成组合式分离器的基本元件一般仍是前面介绍的两种装置，布置方式可以采用两级旋风分离器串联、或两级惯性分离器串联，也可以安排先惯性分离器、再旋风分离器的组合方式，等等。精心设计的组合式分离器能达到令人满意的分离效率，B&W公司在大型循环流化床锅炉中有采用两级槽型分离器加尾部多管旋风分离器的设计。不过，组合式分离器提高分离效率的代价是系统复杂、成本增加、可靠性降低、适用性变差，所以难以推广。从现有经济、技术条件与国家环保要求来看，循环流化床燃烧技术是我国电力及其它相关行
