CFB锅炉结构计算.docx
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CFB锅炉结构计算
第五章CFB锅炉主要性能参数及结构尺寸的计算及选择
5.1循环流化床锅炉的设计理论
5.1.1循环流化床中的流态分析
如前所述，循环流化床锅炉燃烧室中上部为快速床。
固体物料在一定气速条件下流化，当气速低于Uc时，固体循环量对床层空隙率无明显影响；气速一旦超过Uc，床层空隙率主要取决于固体循环量。
因此，对任一颗粒物料，当U=Uc时，床层达到饱和携带能力，物料便被大量吹出，此时必须补充等同于携带能力的物料量才能使床层进入快速流态化状态。
故Uc为该物料进入快速流态化时的操作气速，即初始快速流态化速度。
在初始快速流态化Uc时的最小加料率定义为最小循环量Rmin。
初始快速流态化速度Uc主要与物料特性有关，按照实验统计
Uc=（3.5~4.0）Ut（5-1）
最小循环量可由以下经验关联式给出
（5-2）
超过最小循环量后，在相同气速下，对应不同的循环量可以有不同的快速床状态。
也可以用不同的床存量对应的不同物料沿床高浓度分布表示不同的快速床状态。
如图5-1所示。
图5-1气固两相流型谱
输送点速度Ut是快速流态化操作的极限速度，此时床层空隙率纵向分布曲线的拐点恰好位于布风板处，上部呈稀相气力输送状态。
而燃煤循环流化床中，始终有部分粗颗粒存在，因此床内是由鼓泡床与快速床叠和而成。
上述所论述的状态转换是针对床上部的细颗粒而言。
循环流化床是能形成流态化的一种装置，它由带有布风板的提升管、分离器和分离物料回送装置构成的。
提升管内的流化状态则因固体物料的性质及流化风速的不同而不同。
它的流化状态可以是鼓泡床、湍动床、快速床以致气力输送态。
人们公认循环流化床锅炉需要一个大的循环物料流，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。
研究证明，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，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。
清华大学的热态试验表明，在通常循环流化床5m/s的热态气速下，循环流化床锅炉燃烧室内单位标态烟气携带的固体颗粒量若小于0.7kg/Nm3，则锅炉整体显示出鼓泡床的燃烧特点；若超过1kg/Nm3，稀相段平均空隙率已达到0.98，呈现出与鼓泡床的不同的燃烧特点。
5.1.2确定炉型的流化状态
因此，循环流化床燃烧室内是由多重粒子构成的下部鼓泡床、上部快速床的复合流态。
而快速床的物料循环量可以在一定范围内变化。
因此以物料循环量或物料浓度空间分布状态受到烟速、煤种、煤粒度、分离器效率等不确定因素的影响。
但无论如何变化，设计的基本条件是一个假定的确定的状态，即在满负荷条件下的燃烧室物料浓度分布是确定量，相应传热系数沿床高的分布也是确定的。
这就是所谓的定态设计原则。
能采取定态设计的基本理论根据在于，循环流化床内有一个人为可调量－即床存量，可以在循环量或物料浓度发生漂移时通过调整床存量而把流化状态调整回到设计态。
定态设计是循环流化床锅炉燃料适应性的基础。
决定流态的关键参数是燃烧室截面烟气速度和燃烧室上部单位截面的物料携带率，它取决于系统物料平衡能力和床存量。
床存量是可调参数，它由操作者控制，在确定烟速下，由于其它扰动影响了物料浓度分布偏离设计值时，可以恢复到设计状态。
烟速是设计值，选择烟速最低不能小于该平均粒度物料进入快速流态化时的操作气速，即初始快速流态化速度Uc。
设计者为追求较大的燃烧室截面热负荷，当然愿意提高操作速度，但是该值受到燃烧室受热面磨损程度的限制。
早期研发循环流化床时，曾经选择9m/s的流化速度，但是由于磨损，不能在燃烧室有任何暴露的金属面受热面。
后期各个公司以燃烧室沿气体流向的垂直受热面不磨损为界限，把烟速逐步统一到4~6m/s的范围，也有个别特例，如CPC、circufluid。
图5-2给出了定态图谱以及国内外不同典型设计的锅炉产品（A~I）在其中的位置。
随着技术的发展，这些产品的状态也在不断优化。
图5-2循环流化床锅炉定态图谱
在定态图谱中，曲线4代表循环流化床燃烧中，流动需要达到的下限，低于此下限，燃烧行为和传热效果区域鼓泡床；曲线3代表床料粒度为200m时，不同流化风速下的实际可以达到的循环量，应该高于设计选定的最大循环量，否则燃烧室稀相区无法达到快速床状态，设计的锅炉的燃烧、传热无法实现。
2和1两条曲线分别代表配备一级分离装置和二级分离装置的循环流化床在特定风速下所能达到的最大循环量。
曲线5和6分别代表燃用硬煤和褐煤的磨耗极限，两条曲线是在投运锅炉上观察得到的。
因此，设计中选定的状态是有限制的，主要是燃烧传热等基本性能的要求以及磨损的限制。
流态确定后应当对循环系统进行物料平衡的校验，按照平衡理论校验系统分离器效率，在给定煤种的成灰特性下是否可以使床质量达到要求，相应状态下的物料循环量（或用烟气所携带的物料量表示）是否达到指定的状态。
如果床质量或循环量达不到定态的要求，要么改进分离器，要么提供辅助惰性床料，否则必须选择更低的状态。
在物料系统平衡的计算中，应该考虑脱硫石灰石在炉内的爆裂磨耗特性及反应活性对物料平衡的影响。
5.1.3循环流化床中的物料平衡
认识燃煤循环流化床的流动形态，必须理解它与化工反应器有所不同。
对化工反应器，其固体物料是相对稳定、筛分较窄的催化剂，分离器对该催化剂的分离效率很高。
反应器对于固体物料而言是一个闭口体系，仅对气体是开口体系。
而燃煤循环流化床中煤中的灰份及脱硫用的石灰石颗粒连续不断的进入系统。
为维持系统床存量的稳定，需要连续的向系统外排物料。
图5-3循环流化床锅炉物料平衡
因此，燃煤循环流化床对气体和固体均是个开口体系。
如图5-3所示，开口体系的平衡应当是对所有单独粒度的颗粒均应达到平衡，即：
Gin（i）=Gout（i）+F（i）（5-3）
式中Gin（i）——燃煤成灰和石灰石给入带进系统的粒度为di的物料流率；
F（i）——从分离器出口逃逸的粒度为di的物料流率；
Gout（i）——循环流化床排渣形成的粒度为di的物料排渣流率；
X（i）——密相床内粒度为di的物料所占的比例；
E（i）——粒度为di的物料的夹带率。
而粒度为di的物料的夹带物料流应为E（i）X（i），以夹带物料流为基分离器效率为：
s（i）=1-F（i）/E（i）*X（i）（5-4）
则有：
F（i）=E（i）X（i）（1-i）（5-5）
同样以夹带物料流为基定义排渣效率为：
o（i）=1-Gout（i）/E（i）X（i）（5-6）
系统对物料di的保存效率为：
m（i）=1-[Gout（i）+F（i）]/[E（i）X（i）]=oi+i-1（5-7）
再考虑物料平衡式有：
Gin（i）=Gout（i）＋E（i）*X（i）*（1-i）（5-8）
X（i）＝1（5-9）
上述方程组对于将颗粒分成任何数目的粒度档均可解。
其中E（i）可以引用文献中的经验式计算。
总排渣率近似认为：
Gout=Gout（i）/X（i）（5-10）
因此，无论进入循环流化床燃烧室中的物料粒度以及脱硫石灰石、外加床料的分布如何分散，经过启动运行阶段，循环系统可对其进行“淘洗”，只有这种夹带率高，而分离效率亦很高粒度的颗粒才可以在床内累计，使床料筛分形成一个很尖锐的峰。
再看前文建议的系统对物料i的保存效率m（i）为图5-4所示，系统保存效率象一个山峰，左边细颗粒侧的形状主要由分离器效率决定，右边粗颗粒侧主要由排渣效率决定。
床料分布的峰顶恰恰对应系统保存效率的峰顶。
图5-4循环流化床锅炉物料平衡
因此，循环流化床锅炉从启动到带负荷的运行过程也是床物料累积和粒度逐渐变细的过程。
国外将床料平均粒度称为“床质量”，并以此考察循环流化床物料循环的好坏。
循环流化床启动前填充的冷床料粒度分布一般较宽较粗。
刚刚运行的循环流化床处于鼓泡床状态，密相床表面有少量细颗粒扬析夹带。
随着燃料煤的进入，生成灰份对床料进行补充，循环系统对物料的淘洗，使得细物料所占比例逐渐增加，床料粒度下降，床质量提高。
它反过来使颗粒夹带逐渐增加。
当夹带超过快床的最小夹带，即最小固体循环量，则循环流化床进入快床状态。
若循环量继续增加，则床层空隙率沿高度分布除逐渐增加外，床层下部还会出现细颗粒浓相区。
根据清华大学所作的研究，对于目前主流循环床技术，满负荷运行的循环流化床床存量中，可夹带的细颗粒循环物料应当有500mm水柱既可以满足达到上部为具有颗粒团聚行为的快速床状态。
床存量多余部分是为了保证大颗粒有足够停留时间完成燃尽而设置的。
图5-5Provence250MWeCFB测试与计算比较
因此可以建立宽筛分给煤条件下循环流化床锅炉的一维物料平衡模型，但是其基础是必须考虑燃煤成灰特性，磨耗特性，否则其计算结果必然因为对对象的过度简化而失真，法国EDF公司在对Provence250MWe循环流化床锅炉的计算曾经遇到这一问题。
图5-5为Provence250MWe循环流化床锅炉的模型预测结果和现场测试结果的比较。
若考虑物料磨耗的因素，同时重点研究影响物料平衡的几大因素，包括特定煤种的成灰特性和磨耗特性，颗粒停留时间、颗粒分层、分离器效率等，可以对循环流化床锅炉的主循环回路的物料进行平衡计算。
工程上，要实现物料平衡，可以采用经验的方法，例如对一些主要参数，通过实践经验数据的积累，确定下来。
但是对于一些特定的燃料，如果没有实践经验，则应进行详细地分析计算研究。
5.2主要性能参数的计算及选择
CFB锅炉性能参数和结构尺寸选择确定是保证锅炉达到设计出力和设计保证值的重要步骤，关系到锅炉运行的安全性和经济性，直接影响锅炉厂的信誉和发展。
性能参数和结构尺寸与锅炉的容量、燃用的煤种和结构特性有关，随着锅炉容量的升级，有些参数也要相应的发生变化。
以下针对100MWe到150MWe以下的CFB锅炉作分析讨论，所推荐的计算式及选择范围供参考。
5.2.1燃料及石灰石破碎粒度
燃料破碎粒度是锅炉性能设计时首先要确定的性能参数。
对于CFB锅炉而言，“煤质”不仅指煤的成分，还包括入炉煤的破碎粒度，实践证明两者都对锅炉本体及辅机的安全、可靠运行有影响，同时也对锅炉的性能参数有影响。
在尽量降低颗粒扬析的情况下,适当减少燃煤粒径,缩小筛分范围是提高燃烧效率和锅炉运行安全性的有效措施。
锅炉设计时一般限定最大允许粒径（dmax）、中径d50（定义为其上下各占50%重量的直径）和小粒径的数量，表5-1示出了某公司推荐的入炉煤粒度要求。
表5-1某公司推荐的入炉煤粒度
煤种
褐煤
烟煤
贫煤
无烟煤
Vdaf
%
45~60
38
17
12
5
Aar
%
<15
>15
<15
>15
-
-
<15
>15
最大粒径
dmax
mm
15
6
11
6
4
3
1.7
1.7
中位粒径
d50
mm
7
3
3
1.8
1.4
1
0.7
0.7
10%通过的孔径
d90
mm
1
0.5
0.5
0.42
0.2
0.2
0.2
0.2
表示煤的宽筛分破碎粒度用图示方法更简便。
图5-6、5-7是某公司对几种煤的破碎粒度建议。
从表5-1及图5-6、5-7中可见，随着煤的干燥无灰基挥发分减低，其破碎成灰能力变差，燃尽度也降低，因此要求入炉煤粒度更细，只有这样，才能使床料（含煤粒）在炉内形成合理的循环流率及灰浓度分布，满足燃烧、传热以及燃尽度的要求，并且为冷渣器提供适合其正常运行的底渣粒度级配。
另外，高灰分的燃料宜采用细一些的颗粒尺寸以便燃尽，改善在冷渣器中的流化质量。
但是由于我国的燃料供应问题，用户要求放宽粒度要求，因而远远超出理想的粒度级配范围。
图5-6某公司推荐的原煤灰Aar<15%的煤的破碎粒度
图5-7某公司推荐的原煤灰Aar>15%的煤的破碎粒度
表5-2列出了某厂贫煤135MWe锅炉入炉煤的粒度级配的设计要求及实测值。
可见实际入炉煤粒度偏离了设计要求（该要求已按用户意见放宽了），与规范相差更大，即细粒子份额多，粗粒子份额也多，能形成有效循环的床料偏少。
表5-2一台135MWe贫煤锅炉入炉煤粒度范围
dmax，mm
d50，mm
d<0.2mm占的份额，%
技术规范
4
1.3
<10%
锅炉厂要求
7
0.6
<25%
实测值
d>7mm占3%
~0.25
44.6%
CFB锅炉的床料粒度级配受两个因素制约：
除入炉煤的粒度之外，还有煤的成灰特性。
由于不同煤种的成灰特性差别较大（随挥发分、水分的增加，煤的热爆性增强，其次破碎程度增加）。
因此，要想在炉内形成合理的床料粒度级配，必须根据煤的成灰特性及燃尽特性来选择入炉煤的破碎粒度。
图5-7石灰石粒度推荐范围
石灰石既用于脱硫又起循环物料作用，要求石灰石粒径为0~1mm，切割粒径d50=~250m；在循环床燃烧温度区间内石灰石脱硫是扩散反应，如石灰石粒径太大，比表面积小，脱硫反应不充分，石灰石利用率低；同时，颗粒扬折率也低，不能起到循环物料作用。
若颗粒太小，则在床内停留时间太短，脱硫效果也差。
石灰石宜用密闭系统单独送入炉前石灰石仓中，然后送入燃烧室。
清华大学推荐石灰石粒度应满足图5-7的要求。
通常，国外公司要求石灰石破碎粒度dmax<1mm，d50<0.2mm，10%通过的筛孔径<0.1mm。
而国内则放宽了要求，取dmax=1~1.5mm，d50=0.2~0.45mm。
循环流化床的特点是对燃煤的粒度要求有个适应的范围，但是中国的国情是劣质煤、灰分大的煤较多，而且由于资金问题,煤的制备又达不到要求，对流化床的燃烧和渣的冷却带来不利的影响，为适应中国国情经专家讨论提出了对中国煤入炉煤粒度范围的建议，见本章最后表5-14。
用线图表示的入炉煤粒度见图5-30~图5-38。
5.2.2加石灰石脱硫后的烟气体积Vy
烟气体积Vy是指每一公斤燃料完全燃烧，并考虑一定的过量空气量后产生的烟气体积，m3（标态）/kg。
加石灰石后，理论空气量V0和烟气体积Vy均有所增加，但是其增加量不大。
其计算式如下：
Vy=
+
+VRO2+（1+0.0161）（α-1）V0，m3（标态）/kg（5-11）
干烟气体积Vgy：
m3（标态）/kg（5-12）
式中：
=0.111Har+0.0124（Mar+
·Msh）+0.0161V0，m3（标态）/kg；（5-13）
=0.79V0+0.8
，m3（标态）/kg；（5-14）
VRO2=1.866
+（CaCO3/100+ηMgCO3/84.31）
m3（标态）/kg（5-15）
V0=0.0889（Car+0.375Sar）+0.265Har-0.0333Oar+0.0167Sarsm3（标态）/kg（5-16）
式中Car，Har，Oar，Nar，Sar，Mar——每公斤燃料中碳，氢，氧，氮，硫及水分含量，%；
α——炉膛出口处过量空气系数，当求排烟处烟气体积时应取排烟处αpy；
Bsh——石灰石耗量，kg/s；
Bsh=3.125KSSarB
，kg/s；（5-17）
Msh——石灰石中水份额，%；
Ks——钙硫摩尔比；
CaCO3——CaCO3在石灰石质量中所占份额，%；
MgCO3——MgCO3在石灰石质量中所占份额，%；
s——脱硫率；
B——煤耗量，kg/s；
0.0167Sar×ηs——炉内进行石灰石烟气脱硫时增加的理论空气量；
-1.866×
——脱硫减小的SO2烟气量。
注：
①计算中未考虑Sar的转化率K，若考虑的话，Sar应乘以转化率K（=0.9）；
②计算中未考虑脱硫石灰石中碳酸钙分解率β，若考虑的话，应将Ks乘以β（=0.95~1）。
5.2.3炉膛空截面流化速度
炉膛空截面流动速度是指作为流化介质的空气或烟气流过炉内空截面（假想没有物料）时的流化速度。
空截面流化速度影响炉膛内温度分布、物料的循环流率及烟气在炉内的停留时间，从而影响炉内的传热率、锅炉设计尺寸和运行性能。
（1）密相区空截面风速Wm
CFB锅炉炉膛下部固体颗粒较粗且浓度较高的区域称为密相区。
密相区的具体尺寸各家说法不一，为了计算方便，建议统一按下述定义考虑：
从布风板到下数第一层二次风中心截面为密相区；从第一层到最后一层二次风中心截面为过渡区，上二次风以上到炉膛出口为稀相区。
密相区空截面风速Wm是指流过密相区布风板上空截面（假想无物料）时的气流速度。
对于一定的煤种及颗粒度，Wm由下式计算：
Wm＝
m/s（5-18）
式中：
r1——一次风率；
P——计算区的平均床层压力，kPa；
P=101.325+P,表压kPa（5-19）
当需要进行海拔高度（H，m）修正时，修正后的床层压力P′按下式计算：
P′=101.325（1-0.02257H/1000）5.256+P表压，kPa（5-20）
Bj——计算煤耗量，kg/s；
V0——理论空气量，m3（标态）/kg；
θpjm—密相区烟气平均温度，℃
α——炉膛出口过量空气系数；
a1b1——布风板截面尺寸，m2。
按理说，密相区流化速度应按烟气速度计算，但是计算烟气速度需要知道密相区释热份额δ，此性能参数δ较难于准确确定，故采用密相区风速来代替，而其温度按烟气平均温度计算。
一般Wm取等于4.2~5.2m/s范围。
（2）稀相区空截面烟气速度Wx
CFB锅炉炉膛上二次风中心以上颗粒较细且浓度相对较低的气固两相流区域称为稀相区。
稀相区空截面烟气速度Wx是指流过稀相区空截面（假想无物料）时的平均气流速度。
Wx=
=
，m/s（5-21）
式中Vy——烟气体积，m3（标态）/kg；
Bj——计算煤耗量，kg/s；
θpj——炉膛内烟气平均温度，℃；
ab——炉膛截面尺寸，m2；
P——计算区的平均床层压力，P=101.325+P表压，kPa，当需要进行海拔高度修正时，参考式（5-20）。
稀相区烟气速度Wx一般取4.6~5.5m/s范围，稍高于密相区流化风速Wm。
通常，密相区空截面风速Wm与稀相区空截面烟速Wx基本相同，称为等流速变截面设计，则炉膛内的烟气流速可以用稀相区烟速代表。
5.2.4烟气及物料在炉内的停留时间τ
对于循环床来说，中等颗粒物料在炉内多次循环，故停留时间较长，而一些小颗粒则随着烟气只经过炉膛一次就由分离器排到尾部受热面去，造成飞灰可燃物损失。
（1）烟气（包括细小颗粒）在炉内的名义停留时间
定义为在一定的温度和压力下烟气均匀地充满和流过整个炉膛所需的时间。
烟气（不考虑滑移速度时炉内细小颗粒的上升速度与烟气速度相同）在炉内的停留时间长短将一定程度影响q4值及锅炉效率η。
烟气（细小颗粒）名义停留时间：
（5-22）
式中h2*——柱体的高度h2Z+锥体的高度h2x。
锥体的高度应折算为柱体体积时的高度，但是在锥体阶段热释份额低，故烟气量也低，所以烟速维持基本不变，故不需折算。
Wx——稀相区烟气速度，m/s。
一般τ取为5~7秒。
如果考虑颗粒与烟气的滑移速度，则式（5-22）中的分母Wx应减去滑移速度Wslip（取等于颗粒终端沉降速度ut），则其停留时间增长。
假定平均颗粒直径为90m，则沉降速度Wslip≈0.2m/s，这时的烟气（包括细小颗粒）的名义停留时间将增长0.2~0.3秒。
当采用高温分离器时，在分离器大部分容积内的停留时间也应算是燃料在炉内的停留时间，特别是对于低Vdaf燃料，在一定条件下分离器出口温度高于入口温度，说明在其中还有燃烧过程。
如果考虑这部分时间，则式（5-22）所得的时间应有所增多，可由下式表达：
（5-23）
式中ζ——大于1的修正系数，对于典型的CFB锅炉，ζ=1.23~1.44。
（2）外循环物料在炉内的平均停留时间τwl
外循环物料中粒径小于分离器临界粒径的物料经过一次循环即被排放到尾部烟道去，如前节所述。
而大于临界粒径的物料则返回到炉内进行再循环，其循环次数n决定于分离器效率η，
即
（5-24）
图5-8锅炉炉膛假想分界线示意图
如分离器效率η为99.5%，则n=200次，则总共的停留时间τwl为nτ秒。
即如果一次的停留时间是6s，则总共τwl=6×200=1200s。
（3）物料在炉内的平均停留时间τxh
将炉膛分为图5-8所示的假想分界线上下两部分，上部分为细颗粒的物料循环，下部分为大颗粒的流化，并假定上部分（包括分离器内）的物料存量为InV1kg,下部分的物料存量为InV2kg，排渣量为BLZkg/s。
飞灰量为Bthkg/s，则细颗粒在炉内上部的停留时间为：
（5-25）
粗颗粒在炉内下部的停留时间为：
（5-26）
τxh1决定了飞灰可燃物含量，而τxh2决定了底渣的可燃物含量，减少飞灰量可以提高细颗粒的停留时间，减少底渣量可以提高粗颗粒的停留时间，若G
代表外循环流量，分离器的效率为ηfL，则
（5-27）
（5-28）
式中GC——基于床截面积的炉膛出口物料流率，kg/m2；
GLC——基于料腿截面积的物料流率，kg/m2s；
N——料腿数量，个；kg/s；
d——料腿直径，m。
（4）煤粒在炉内燃尽需要的停留时间τx理论计算
对于褐煤及高挥发分烟煤一般在炉内的停留时间足以达到所需要的燃尽度，而对于低挥发分的贫煤、无烟煤则燃尽时间总显得不足。
故下面针对低挥发分煤进行分析。
考虑低挥发分煤焦碳颗粒燃烧时不膨胀，可按等径缩核机理处理。
对于细小煤焦碳粒子（dp≤200m），认为周围氧气浓度对其燃烧速率影响不大，扩散对粒子的总体燃烧速度影响很小，燃烧过程由表面反应速度控制，燃烧速率为化学反应速度。
若忽略焦碳的磨耗，由质量平衡：
（5-29）
取碳颗粒温度等于燃烧室温度（Tp≈Tg），并假定A=k0Tp，CO与CO2生成比例为1:
1（Ψ=4/3），氧气浓度按炉膛内平均值计算；则积分上式可得细颗粒的燃尽时间为：
（5-30）
式中，Ψ=4/3；R=8.314J/mol·K；Mc=12g/mol；C∞，O2=6.25mol/m3，则式（5-30）可简化为
（5-31）
取煤的活化能与挥发分Vdaf的关系式为
E=313734-60799.lnVdafJ/mol（5-32）
计算结果见表5-3。
由表5-3看出，对于低挥发分煤，挥发分对燃尽的影响非常敏感。
当Vdaf为15%、烟温取900℃时需要6.28s；而当Vdaf为11%、烟温取900℃时就需要29.0s。
如果将烟温提高到950℃时则停留时间可减少到13.8s。
可见对于低V
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