75吨时循环流化床蒸汽锅炉

哈尔滨工业大学工学硕士学位论文哈尔滨理工大学学士学位论文-PAGEII- -PAGEIII-学士学位论文西昌地区75t/h循环流化床蒸汽锅炉设计摘要循环流化床（CFB）燃烧技术是上个世纪70年代在国际上发展起来，80年代在锅炉上得到成功应用的一种清洁煤燃烧技术。由于它具有高效，低污染且煤种适应性强这三大特点，自从70年代末第一台20t/h循环流化床锅炉问世以来，循环流化床燃烧技术得到了许多国家的重视，并与此同时得到了迅速的发展。本次设计根据给定的毕业设计任务书，参考相关资料，结合工程实际情况，在分析锅炉的基本构造、工作过程及基本特性的基础上，对西昌地区75t/h循环流化床蒸汽锅炉进行设计。锅炉主体采用最典型的M型布置方式，在炉膛出口与尾部烟道之间布置高温绝热旋风分离器。尾部竖井烟道依次布置两级过热器，交错布置两级省煤器和两级空气预热器。另外本设计进行了炉膛设计计算、锅炉各对流受热面的设计计算、气包与集箱的强度校核计算、烟风阻力计算。在热力计算中，利用相似原理，采用逐次逼近法，进行迭代计算，确定炉体及相关部件的尺寸。本次设计的锅炉效率为86.83%，炉膛截面积为31.27m2，炉膛容积为关键词循环流化床；锅炉设计；高温绝热旋风分离器Designof75t/hcirculatingfluidizedbedsteamboilerforXichangAbstractThecirculationfluidbed(CFB)burningtechnologyisakindofcleancoalburningtechnologywhichstartsfrom70's,andachievetheapplicationontheboilersuccessfullyat80'sinthelastcentury.Becauseitshighlyeffective,thelowpollutionandstrongcompatibleformanycoalplants.Itisattheendofthe70'swhenthefirst20t/hcirculationfluidbedboilerhasbeenpublished,thecirculationfluidbedburningtechnologyobtainedmanynationals’values,andobtainedtherapiddevelopmentatthesametime.Ourcountryopensthebeginningofdeveloppingthecirculationfluidbedboilertechnologyfromoncentury80's,andsimultaneouslyadoptstheintroductionandtheself-developmenttwopoliticallines,wearealreadycompletelyhadgraspedthedesignandmanufacturetechnologyformiddleandsmallscalecirculationfluidbedboileratpresent.Accordingtothegraduationdesignmissionbookthatthetutorgavedefinitely,thisdesigncombinestheoperationexperienceoftheprojectpracticeandconsulttherelevantdesigndata,a75t/hCFBsteamboilerforXichangisdesignedonthebasisofconsultingconcerningreferencesandanalyzingbasicstructure,workingprocessandgeneralfeaturesoftheboiler.TypicalMtypeboiler.Thehightemperaturecycloneseparatorisdistributedbetweentheoutergateofthefurnaceandverticalflue;primary,secondarysuperheaterhigherandlowerleveleconomizerscross-connectedlyisdistributedintheverticalflue.Inaddition,designingcalculationoffurnace,convectiveheatingsurface,intensityofdrumandsmoke-windresistanceareaccomplished.Itshouldbeemphasizedthatsimilaritycriterionandsuccessiveapproximationmethodwithiterativecomputingareusedinheatingcalculation.Theefficiency、sectionalareaandvolumeofthedesignedboilerare86.83%,31.27m2,781.85m3respectively.Itcanbeseenfromthecalculatingresultthatthetotaldesigncangainboththeeconomicalbenefitandthesocialbenefit,whichindicatesthedesigncanbeprovidedasreferenceofactualengineeringdesign.Keywordscirculatingfluidizedbed;designofboiler;hightemperaturecycloneseparatorPAGEII---PAGE114-目录摘要 =1\*ROMANIAbstract =2\*ROMANII第1章绪论 61.1循环流化床锅炉的发展历程与应用 61.2我国循环流化床锅炉的发展 71.3循环流化床锅炉的前景展望 81.3.1循环流化床高参数化超临界化 81.3.2循环流化床调峰机组 91.3.3循环流化床热水锅炉 9第2章锅炉的总体结构布置 102.1锅炉结构初步选定及其概述 102.2方案论证 112.2.1锅炉的总体布置 112.2.2气固分离器的选取 122.2.3炉膛结构的初步设计 122.2.4水冷壁及其炉墙形式的选取 122.2.5过热器与减温器的选取 122.2.6省煤器的选取 132.2.7空气预热器的选取 132.2.8西昌地区的煤种情况 132.3本章小结 14第3章热力计算 153.1锅炉规范、辅助计算及热平衡计算 153.1.1基本参数 153.1.2煤种及燃料特性 153.1.3辅助计算 153.2各受热面的设计及其热力计算 243.2.1密相区埋管的设计及其传热计算 243.2.2稀相区水冷壁的设计及其传热计算 273.2.3过热器的结构设计及其传热计算 303.2.4锅炉吸热量的受热面分配 373.2.5省煤器和空气预热器的结构设计及其传热计算 383.3热力计算结果汇总 483.4本章小结 49第4章循环流化床锅炉主要部件的设计及计算 504.1高温绝热旋风分离器的设计计算 504.1.1分离器基本参数与尺寸的确定 504.1.2分离器的离心沉降速度的校验 514.1.3分离器的理论切割直径 514.1.4分离器中的烟气阻力计算 514.2U型返料器的设计与计算 514.2.1返料器尺寸的确定 524.2.2U型返料器送风量的计算 524.3布风板的设计 534.3.1花板的设计 534.3.2风帽 544.3.3耐火保护层 554.4炉膛开口 554.4.1给料口 554.4.2床层底部的排渣口 554.4.3循环物料进口 554.4.4二次风入口的设计 554.5本章小结 55第5章强度计算 575.1锅筒强度校核计算 575.1.1锅筒筒体强度校核计算 605.1.2孔的加强计算 605.2下降管联箱的强度设计计算 655.3本章小结 68第6章烟风阻力计算 696.1烟气侧流阻计算 696.2空气预热器空气侧流阻计算 756.3布风装置的空气侧阻力计算 766.4引、送风机的选取 766.5本章小结 77结论 78致谢 79参考文献 80附录A英文资料（原文） 82附录Ｂ英文资料（译文） 101绪论循环流化床锅炉的发展历程与应用循环流化床锅炉燃烧技术的发展始于上个世纪70年代，是一种新型的清洁煤燃烧技术。由于它具有高效，低污染且煤种适应性强这三大特点，自从70年代末第一台20t/h循环流化床锅炉问世以来，循环流化床燃烧技术得到了许多国家的重视，并与此同时得到了迅速的发展。八十年代，德国鲁奇公司首先取得了循环流化床装置的专利，并研究开发出当时世界上最大的270t/h循环流化床锅炉，由此引发出了全世界循环流化床的开发热潮。至今已经形成几个技术流派：以鲁奇公司为代表(包括Stain公司和ABB公司)的绝热旋风筒带有外置换热床的循环流化床锅炉技术；以德国B&W公司为代表的采用塔式布置中温旋风分离循环流化床锅炉技术；以原芬兰Alhstrom公司为代表的燃烧室内布置翼形受热面的高温绝热旋风分离的循环流化床锅炉技术；以美国FW公司为代表的带有Intrex的汽冷旋风分离循环流化床锅炉技术和美国B&W公司采用简易分离的循环流化床锅炉技术。九十年代中期，又迅速崛起了由前Alhstrom公司开发出的冷却式方型分离紧凑式循环流化床锅炉技术。技术流派的演变是一个技术发展的过程。八十年代，由笨重易损的热旋风筒，进步到九十年代初的精巧耐用的汽冷旋风筒，进而到九十年代中开发出的冷却式方型分离紧凑式循环流化床锅炉又克服了汽冷旋风筒的生产成本问题，并为循环流化床锅炉最终回归到传统锅炉的简洁布置开创了道路；目前由FosterWheeler公司生产，安装于波兰的260MWe循环流化床锅炉即采用方形分离器技术。从容量上看，循环流化床锅炉也从热电用小中型低参数容量发展到高参数大型电站锅炉。目前世界上在运行的最大容量循环流化床锅炉为美国佛罗里达300MWe燃用石油焦的循环流化床锅炉。另有近十台200~300MWe循环流化床锅炉正在安装或制造。国外公司预计，目前的技术水平制造600MWe循环流化床锅炉是有把握的。当前全世界（除中国外）100MWe以上循环流化床锅炉运行台约60台。其中已经投产运行的40余台。这些循环流化床锅炉主要在欧美，只有20％左右在亚洲。单台连续运行最高记录为13个月，可用率达到98％。循环流化床锅炉检验规程和安全规程已经列入美国的ASME标准，这是该技术成熟及标准化的重要标志。我国循环流化床锅炉的发展我国的循环流化床燃烧技术的来自于自主开发、国外引进、引进技术的消化吸收三个主要来源。上世纪八十年代以来，我国循环流化床锅炉数量和单台容量逐年增加。国内自主开发的主要研究单位为清华大学，中科院热物理研究所及西安热工研究院等。他们与锅炉厂结合，开发了从35t/h-440t/h系列化国产循环流化床锅炉。以性能和价格优势将国外技术挤出了中国中小循环流化床锅炉市场。其中清华大学与哈尔滨锅炉厂刚刚完成的十五攻关国产化440t/h再热超高压循环流化床锅炉（135MWe）示范工程于今年七月通过了科技部验收。这是目前国内在运行的最大容量循环流化床锅炉。同时，清华完成了世界首台135MWe再热循环流化床锅炉电厂仿真机，技术水平世界领先。清华大学与国内合作锅炉厂多年合作研究完成的循环流化床锅炉设计理论，设计导则，热力计算软件完全突破了国外对我国的技术封锁。该软件已经出口到日本，打破了多年来我国一直依赖进口循环流化床技术的局面。鉴于清华大学在循环流化床锅炉研究开发中的声誉，一些著名的国际公司，如ABB、法国EDF公司、石川岛播磨等与清华大学合作研究一些循环流化床燃烧技术中的难题。目前容量在400t/h级再热型循环流化床锅炉，国内已经基本掌握，进入了推广示范阶段。国产化670t/h(200MWe)正在立项实施。我国曾多次引进国外循环流化床锅炉技术，并数次购买国外循环流化床锅炉产品，推动了中国循环流化床锅炉技术的发展。如电力部从芬兰Alhstrom公司购买的内江电厂410t/h炉;石化系统从同一公司购买的茂名2台220t/h燃用油页岩的循环流化床锅炉;近年从美国FosterWheeler公司购买的镇海石化220t/h,金山石化的280t/h燃用石油焦循环流化床锅炉。国内三家大型锅炉厂先后引进了美国FosterWheeler公司50~100MWe汽冷旋风筒循环流化床锅炉技术，德国EVT150MWe以下容量再热循环流化床锅炉技术和前美国ABB-CE的再热循环流化床锅炉技术。目前国家发改委组织引进了法国阿尔斯通300MWe循环流化床锅炉技术，希望一次性解决电力系统对大型发电循环流化床锅炉的需要。根据不完全统计，我国已在引进循环流化床锅炉方面花费了近两亿美元。然而，国外从来也没有把循环流化床的设计核心技术教给中国。甚至热力计算程序都不是源代码。国内的循环流化床技术发展，应是消化引进国外循环流化床技术和研制开发自主知识产权的大型循环流化床锅炉制造技术并重，一方面消化完善引进国外循环流化床技术，使之完全适应我国的国情，另一方面在消化的基础上找到突破口，结合自己开发工作的成果和经验予以创新，形成自己的专利技术，打破国外循环流化床技术一统我国大型循环流化床市场的局面，建立拥有良好竞争机制大型循环流化床市场。我国循环流化床锅炉技术的发展史提供的教训实在太多了。循环流化床锅炉的前景展望循环流化床高参数化超临界化 循环流化床锅炉大型化发展的一个重要的目标是开发超临界参数循环流化床锅炉。由于超临界技术及大型循环流化床均是已经掌握的技术，将二者结合形成的超临界循环流化床锅炉将在环保及效率上实现双突破。特别是国际上及清华大学近期的研究证明，循环流化床锅炉及超临界均是成熟技术，二者的结合相对技术风险不大，然而，结合后产生的技术综合了循环流化床锅炉低成本污染控制及高供电效率两个优势。因此，其商业前途十分光明，具有巨大的商业潜力，是清洁煤燃烧技术中一个异军突起的新方案。因而极可能形成一个在IGCC、PFBC、PC＋FGD之外的清洁煤技术新起点。超临界循环流化床锅炉技术实现难度低于超临界煤粉炉，由于燃烧室内热负荷低，有可能以相对简单的本生炉垂直管方案构成燃烧室受热面；而且，低质量流率带来的低阻力降可能使其在低负荷亚临界区具有自然循环性质，运行十分安全。我国是一个燃煤大国，在电力部门需要装备相对一批大型燃煤发电设备。常压循环流化床燃烧技术是已经为国际上公认的商业化程度最好的洁净煤技术，但在达到较高的供电效率方面并未具有明显的优越性。超临界CFB作为下一代CFB技术，由于可以得到较高的供电效率（比目前我国发电厂平均效率28％高出12个百分点），脱硫成本比FGD低50％以上，而投资最多与SPC+FGD持平，是一种适于在中国大量推广的燃煤发电技术。因此一些著名的循环流化床锅炉公司均非常关注这一方向。法国阿尔斯通和美国福斯特惠勒均投入大量人力物力开发大容量超临界参数循环流化床锅炉。特别是2003年三月FosterWheeler公司签订了世界上第一台，也是最大容量的460MWe超临界循环流化床锅炉合同。它将安装在波兰南部Lagisza电厂。我国近年来流化床技术发展迅速。总运行台数已经超过了世界其他地区的所有循环流化床锅炉的总和。单台容量从75t/h（3.82MPa）发展到440t/h（13.7MPa）。国家发改委支持引进了300MWe亚临界循环流化床锅炉（17MPa）。因此我国应尽快开展超临界循环流化床锅炉的研究。趁国外超临界循环流化床锅炉相关专利及产品出现之前，形成我国的超临界循环流化床锅炉自主知识产权和相关专利，这样，可以摆脱过去的反复引进的被动局面，使我国循环流化床燃烧技术实现跨越式发展。循环流化床调峰机组循环流化床锅炉已证明具有远高于煤粉炉的负荷调节特性。它可以在30％MCR下稳定不投油运行。冷却型分离器循环流化床锅炉具有频繁调负荷的能力。因此，我国电网峰谷差逐年加大，调峰循环流化床锅炉是一个良好的解决方案。今后应加强调峰循环流化床锅炉的开发工作。循环流化床热水锅炉中国城镇社区的快速发展，对大容量供暖锅炉需求加大。这些燃煤锅炉的污染排放极难解决。燃用天然气从经济到资源方面均不宜大面积推广。循环流化床热水锅炉是一个良好选择。我国新开发的116MWth循环流化床热水锅炉经石家庄市两年运行经验证明了该炉在节能，环保，可靠性方面的突出优势。可以作为今后的重点发展推广方向。锅炉的总体结构布置锅炉结构初步选定及其概述循环流化床锅炉整体结构采用“M”型布置，即分离器布置于炉膛与尾部竖井烟道之间。在炉膛底部的密相区布置有多排竖直埋管，在密相区以上至炉膛顶部的四周竖直墙上布置有膜式水冷壁。从炉膛出口出来的含尘烟气经过布置在炉膛与尾部烟道之间的两级高温绝热旋风分离器后。其中的固体颗粒被分离，烟气进入竖直烟道进而冲刷布置其中的对流受热面，在竖直烟道至上而下依次布置有高温对流过热器、低温对流过热器、上级省煤器、上级空气预热器、下级省煤器、下级空气预热器。在炉膛底部布风板以上约2m处的前后墙上分别开有给料口和循环灰料的入口。循环流化床锅炉的炉膛横截面呈正方形状，为了均匀的配给二次风。在密相区与稀相区的交界处，亦即炉膛底部倾斜墙的上方，开有两排，共十六个二次风口，均匀分布于四周的炉墙上。这同时有利于二次风在炉膛内有足够的穿透深度。布置于烟道上的卧式流过热器采用分两级布置，在两级过热器之间设有锅炉自制冷凝水喷水减温器，由进入锅炉的给水来冷却饱和蒸汽制成凝结水，回收凝结放热量后再进入省煤器。省煤器和空气预热器采用两级交错配合布置，以节省受热面，减少钢材消耗量。锅炉汽泡的正方布置四根集中下降管，分别供水给12组水冷壁系统。汽包内部装设汽水旋风分离器、二次分离用百叶窗分离器。由于循环流化床锅炉的炉膛高度要大于普通的煤粉炉锅炉，因此采用轻而薄的管上炉墙，炉墙通过吊装结构挂在膜式水冷壁上。这样的结构既节省了钢材，又节省了炉墙上的耐火材料，同时又减轻了锅炉与构架的重量采用管上炉墙。另外，这样的结构还具有良好的密封性能，漏风系数小，不容易结渣等优点。因此采用管外炉墙与膜式水冷壁[1]。锅炉总体布置见图2-1。图2-1：锅炉总体结构布置图方案论证锅炉的总体布置锅炉的总体布置既与锅炉的参数、容量有关，也和锅炉用的燃料的性质等因素有关。根据任务书所给的锅炉容量为20.83kg/s(75t/h)，属于中容量循环流化床电站锅炉，总体布置采用常用的M形布置，这样虽然锅炉的整体高度较大，但占地面积较小，布置以及检修尾部受热面都比较方便，且有较好的燃烧效率[1]。气固分离器的选取高温旋风分离器是一种常用的气固分离装置，这种分离器相对于惯性分离器而言，具有较高的分离效率，对于循环流化床来说更为适用。目前的循环流化床锅炉多采用这种分离器。另外，相对于汽（水）冷结构的高温旋风分离器而言，在目前，由耐火材料制成的高温绝热旋风分离器已经具有了较为成熟的设计方法。因此采用这种气固分离较为合适[5][8]。炉膛结构的初步设计锅炉设计的初期必须对炉膛的基本尺寸进行设计，这些初步设计主要包括炉膛高度，横截面形状，炉深，炉宽以及炉膛下部收缩部分尺寸的确定。这些设计需要综合考虑锅炉制造和运行时的一系列因素。设计时初步选定的锅炉截面热负荷和容积热负荷，由此可以确定锅炉的横截面积以及炉膛的整体高度。再取炉膛的深宽比为1：1，这样有利于二次风在炉内的均匀分布和在炉内的穿透力度。炉膛下部收缩部分的尺寸根据初步选定的铺角以及一次风高度确定[5][8]。水冷壁及其炉墙形式的选取循环流化床锅炉的燃烧方式决定了它较通常的煤粉炉来说，具有较大的高度。本次设计的锅炉为75t/h的蒸汽锅炉，在目前的电站锅炉行业已经属于是小容量锅炉，但是其高度仍然较大。为了尽量减轻锅炉的重量和方便锅炉的安装，本次设计的水冷壁采用膜式水冷壁，炉膛的炉墙采用轻而薄的管上炉墙，通过吊装结构挂在水冷壁上。这样便减轻了锅炉及其构架的重量。与此同时可以提高炉膛的密封性能，减少了炉膛的漏风，而且水冷壁不容结渣，也节省了炉墙上的耐火材料。过热器与减温器的选取过热器的工作任务是把锅炉所产生的饱和蒸汽过热到一定温度，同时在锅炉允许的负荷波动（一般是60%～70%负荷到100%负荷）范围内以及工况变化（如燃料水分变化，过量空气量变化）时保持过热蒸汽温度正常，其波动范围保持在一般规定的±10℃以内。过热器根据它所采用的传热方式分为对流过热器、半辐射过热器及辐射过热器三种。对流过热器是放在炉膛外面对流烟道里的过热器，主要以对流传热方式吸收流过它的烟气的热量，常用于低参数及中参数锅炉中。半辐射过热器也称屏式过热器，一般放在炉膛上部出口附近，它既吸收炉膛中火焰的辐射热，又以对流方式吸收流过它的烟气的热量。辐射过热器是放在炉顶或炉墙上的过热器，它基本上只吸收炉膛里火焰和烟气的辐射热，常应用于高参数锅炉[1][4]。因本次设计的锅炉属中容量锅炉，所以采用两级对流过热器较为合理。减温器的作用就是冷却蒸汽，使之温度降低，从而保护汽轮机及过热器的管壁不超温。减温器的形式有两种，第一种是面式减温器，其原理是将锅炉给水的一部分通过由管子组成的传热面的一侧，蒸汽通过另一侧，用给水来冷却蒸汽，可通过调节给水量来调节蒸汽温度。但这种调节温的方法所用面式减温器结构复杂，管子弯头有时会断裂、漏水，运行上不够安全可靠，同时由于减温器热容量大，调节汽温时汽温反应迟缓。第二种是喷水减温器，就是把水直接喷入蒸汽中以降低其温度。这种减温器结构简单，运行可靠，反应又快，因此目前采用较广[1][4]。所以在两级过热器之间采用喷水减温器进行减温。但喷水减温时，减温水的水质必须非常纯净，含杂质非常少，否则会使盐结在过热器管中，盐结的比较多时会使过热器受热面超温而烧坏。为此采用自制冷凝水减温方法来解决喷水减温所用水的问题。省煤器的选取省煤器可分为两种：一种是铸铁省煤器，优点是不论水侧或烟气侧都不太怕腐蚀，缺点是太笨重、弯头及法兰多，材料本身也缺乏塑性、不能随冲击和高压，仅能用在压力低于2.2MPa的情况下。另一种是钢管省煤器，因其具有结构紧凑、造价低、能承受汽水冲击、能承受高压、运行可靠，固采用之[1][4]。空气预热器的选取空气预热器可分为回转式空气预热器和管式空气预热器：回转式空气预热器的优点是节省钢材、结构紧凑，节省场地，而且可以和锅炉尾部其他受热面分开布置，在布置上较方便，抗腐蚀性能好，因此在大型锅炉中常采用；缺点是结构复杂，制造机加工工作量大，对制造及安装要求比较高。管式空气预热器是在我国使用很广的一种空气预热器，烟气在管中纵向流动，空气在管外横向流动冲刷受热面，而且多制成“管箱”形式，使制造、运输、安装都非常方便[2][3]。因本次设计的锅炉属中、小型电站锅炉，应优先考虑制造、运输和安装的方便性，所以采用管式空气预热器。西昌地区的煤种情况本次设计之前经过多方面调查以及资料收集和文献查阅表明，西昌地区属于常压地带，具有很大的含煤面积，共探明煤炭资源62亿吨，煤种以褐煤为主，约占41吨，占2/3，其余为瘦煤，焦煤，与少量无烟煤。因此本次设计的设计煤种为褐煤。设计时采用内蒙古扎赉诺尔的代表性褐煤。本章小结本章根据给定的设计任务书，结合西昌地区的环境以及燃料情况，选定设计煤种；依据褐煤的燃料特性、以及所设计锅炉的吨位和蒸汽参数等给定值，初步选定了过热器、省煤器、空气预热器、水冷壁等受热面的型式和布置方式；因为燃烧方式为循环流化床燃烧，本次设计的锅炉受用最常用的“M”型布置。热力计算锅炉规范、辅助计算及热平衡计算基本参数1．锅炉额定蒸发量：20.83kg/s(75t/h)2．过热器出口蒸汽压力：p=9.8MP3．过热器出口蒸汽温度：t=450℃4．给水温度：205．给水压力：10.3MP6．排污率：=5%7．排烟温度：=140℃8．冷空气温度：=30℃煤种及燃料特性1．燃料名称：褐煤（采用内蒙古扎赉诺尔的代表性褐煤）2．煤的应用基成分：①碳：=34.65%②氢：=2.34%③氧：=10.48%④氮：=0.57%⑤硫：=0.31%⑥灰分：=17.02%⑦水分：=34.63%3．煤的干燥器无灰基挥发分：=9%4．燃料低位发热量：=12288.3kJ/kg辅助计算1．燃烧产物容积计算：煤完全燃烧（=1）时理论空气量及燃烧产物容积计算见表3-1（以1kg燃料为准）。表3-1燃料产物的计算序号名称符号单位计算公式或来源结果1理论空容积Vokm3/kg3.36182三原子气体容积VRO2m3/kg0.64873理论氮气容积VoN2m3/kg2.66044理论蒸汽容积VoH2Om3/kg0.68925理论烟气容积Voym3/kg3.99832．漏风系数烟道各各受热面的漏风系数及过量空气系数见表3-2：表3-2空气过量系数及各段烟道的漏风系数序号名称符号单位计算公式或来源结果1密相区出口处的名义过量空气系数α＂／查表5-2[2]1.12稀相区的漏风系数Δαb.c／查表5-2[2]0.13上级过热器漏风系数Δαgr1／查表5-2[2]0.034下级过热器漏风系数Δαgr2／查表5-2[2]0.035上级省煤器漏风系数Δαsm1／查表4-3[1]0.026下级省煤器漏风系数Δαsm2／查表4-3[1]0.027上级空预器漏风系数Δαky1／查表4-3[1]0.038下级空预器漏风系数Δαky2／查表4-3[1]0.033．锅炉的各项热损失见表3-3：表3-3锅炉的各项热损失序号名称符号单位计算公式或来源结果1气体不完全燃烧损失q3%查表5-2[2]0.52固体不完全燃烧损失q4%查表5-2[2]33密相区出口处的气体不完全燃烧热损失q3bb%q3+2=2.52.54密相区内的燃烧份额δ／选取0.55密相区内的固体不完全燃烧热损失q4bb%49.256一次风占总风量的比率x%查表5-2[2]607密相区出口处的名义空气系数αbb／查表5-2[2]1.18密相区出口处的实际空气过剩系数α"bb／1.2614．烟气特性计算见表3-4：表3-4烟气特性计算序号名称符号单位计算公式或来源密相区稀相区上过热器下过热器上省煤器下空预器下省煤器下空预器1进口空气过剩系数α＇//1.231.261.281.311.332出口空气过剩系数α"//31.261.281.311.331.363平均空气过剩系数αar/151.2451.271.2951.321.3454水蒸汽体积VH2Om3/kg0.69460.69730.70080.70250.70380.70540.70620.70795干烟气体积Vgdm3/kg4.33454.50264.72114.82194.9064.98295.05735.15816烟气体积Vgm3/kg5.02915.19995.42195.52445.60985.68835.76355.8667二氧化物分压力rRO2/0.1290.12480.11960.11740.11560.1140.11260.11068水蒸汽分压力rH2O/0.13810.13410.12930.12720.12550.12120.12250.12079三原子气体分压力rR/0.26710.25890.24890.24460.24110.23520.23510.231310烟气的重量Ggkg/kg5.65575.8756.16026.29186.40156.53316.59896.730511各段烟气处飞灰份额αfa/查表B5-2选30~70%[2]0.6512飞灰含碳量C%查表B5-2(<10%)[2]8.0底渣含碳量C%查表B5-2(<2%)[2]1.0飞灰质量浓度μkg/kg0.9060.8720.016640.016280.01600.01570.01550.0152飞灰体积浓度μkg/m30.18020.16770.003070.002950.002850.002760.002690.00259固体不完全燃烧损失q4%查表B5-2(2~6%)[2]3.0循环倍率R选取518所需分离器分离效率η%98烟气中飞灰的质量浓度Gfakg/kg0.11065．烟气焓温表见表3-5：表3-5空气烟气焓温表序号温度(℃)=0.6487=206604=0.6892=++（KJ/kg）(KJ/m3)=.(KJ/kg)(KJ/m3)=.(KJ/kg)(KJ/m3)=.(KJ/kg)1100170.03110.3129.58344.73150.52103.74558.772200357.46231.88259.92691.49304.46209.831133.23300558.81362.5392.011042.9462.72318.911724.314400771.88500.72525.441397.88626.16431.552330.155500994.35645.03663.81765.97794.85547.812958.8166001224.66794.44804.122139.28968.88667.753601.4777001461.88948.32947.522520.781148.84791.784260.8888001704.881105.961093.62909.411334.4919.674935.0499001952.281266.441241.643303.261526.131051.815621.511010002203.51429.411391.73702.481722.91187.426319.31续表3-5=3.3618(m3/kg)=0.65；=17.02%；=8%；=3%；=98%(m3/kg)=.(m3/kg)(kJ/kg)分离器前：=.[100../(100-).(100-q4)+n]分离器后：=.[100../(100-).(100-q4)+n].(1-η)序号密相区稀相区上过热器下过热器上省煤器上空预器下省煤器下空预器1132.43445.282.6922266.36895.45173.2819.2219.1819.1819.1119.2219.133402.691353.76268.9529.8329.7729.7729.6729.8329.694541.761821.29367.7940.7940.7140.7140.5740.7940.65684.12299.81468.7351.9851.8951.8951.751.9851.756829.742789.42571.3663.3663.2563.2563.0263.6363.087978.323288.92675.773462.633462.674.9474.8174.8174.5474.9474.6181129.123795.88782.354008.744008.786.7686.6186.6186.2986.7686.3791282.324310.9891.454567.764567.898.8698.6898.6898.3398.8698.42101437.44832.251003.135140.885140.9111.25111.05111.05110.65111.25110.75续表3-5序号密相区稀相区上过热器下过热器上省煤器上空预器下省煤器下空预器α"bb=1.1α"bc=1.20α"gr1=1.23α"gr2=1.26α"sm1=1.28α"sm2=1.31α"ky1=1.33α"ky2=1.361692.6705.93714.84723.75737.12750.4221403.151429.971447.881474.681492.691519.4632133.192173.752200.722241.342268.572309.0442880.92935.462880.822935.542971.7553654.743723.643654.653723.6364243.044326.724445.7678052.48381.295017.33511689323.379639.965808.095921.97910620.3711051.466613.026742.341011943.4212426.656．锅炉热平衡及燃料计算见表3-6：表3-6热平衡及燃料消耗量计算表序号名称符号单位计算公式及来源结果1锅炉的输入热量Qrkj/kg，P87[3]13789.42排烟温度℃给定1853排烟焓kj/kg由烟气焓温表查得1404.104冷空气温度℃给定305理论冷空气炩kj/kg133.566固体不完全燃烧热损失q4%参考烟气特性表37排烟损失q2%P87[3]8.938气体不完全燃烧热损失q3%查表5-2[2]0.29散热损失q5%选取，P90[3]0.6510灰渣物理热损失%，P91[3]0.3911总热损失Σq%13.1712锅炉效率ηgl%100-Σq86.8313保热系数φ0.9914过热蒸汽焓kj/kg查附表Ⅵ-4[1]3243.615给水温度℃取热力除氧后的给水温度10510516省煤器入口压力MPa给定10.317给水炩kj/kg查未饱和水和过热蒸汽表440.7118锅筒工作压力PMpa按给定的过热器压力9.8Mpa+1Mpa[1]10.819饱和水焓kj/kg查饱和水焓1399.1820排污率ρpw%给定521汽化潜热rkj/kg查饱和蒸汽表1331.9422锅炉的输出热量kw6707523耗煤量Bkg/h22905.2324计算耗热量kg/h22218.087．锅炉热负荷的选取及整体结构的确定：取炉膛容积热负荷=100KW.m,炉膛截面积热负荷。可由以下公式求得锅炉炉膛容积及截面积[4]：炉膛底部布风板以下的风室倾角为15°。在布风板以上至二次风入口处部分呈锥形扩口，铺角取8°。一次风区高（即布风板至二次风入口处垂直高度）为3.5m。取炉膛深宽比为1：1，则整个炉膛横截面呈正方形。炉膛顶部呈倾斜布置，倾角取15°。由此可求取炉膛高度约为27m。炉膛尺寸示意如下图：图3-1：炉膛示意图各受热面的设计及其热力计算密相区埋管的设计及其传热计算1．密相区埋管的结构设计在循环流化床锅炉底部密相区四周布置竖直埋管（如图3-2），管子最低处距风帽小孔高度为330mm。埋管的规格为Φ60×5。由于在密相区处气流速度高，颗粒浓度大，管子弯头受到的定向冲刷比较严重，因此，每排管子的弯头外都包有一层耐高温的防磨盖板。图3-2：密相区埋管布置示意图2．密相区埋管的传热计算见表3-7:表3-7密相区的埋管传热计算序号名称符号单位计算或公式来源数值分离返料灰温度℃假定与炉膛出口处温度相同850分离返料灰焓kj/kg查焓温表836.9密相区入炉热量kj/kg11097.7假定密相区温度℃先假设再校核900每公斤燃料的烟气体积m/kg按表4查取5.03布风板有效面积㎡取炉膛截面积31.27床温下的流化速度m/s2.03床料粒子平均单量直径m选取1.5mm0.0015烟气的运动黏性系数m/s查附表Ⅵ-10[1]1.46×10密相区烟气密度kg/m查表6-1[2]0.301固体粒子真空密度kg/m查取，P70[2]1400阿基米德数Ar7222.7床料临界流化速度m/s[2]0.936流化数W2.168气泡贴壁时间份额%[8]0.201乳化团贴壁的时间份额%0.799乳化团贴壁时间s[2]2.557床料粒子的堆积比体积kg/m依褐煤查取[2]820固定床的空隙度0.414床料粒子的导热系数w/m.℃0.3烟气的导热系数w/m.℃900℃时查表Ⅶ-10[1]0.1比值/3比值λ/查线算图C10[2]1.84数值λw/m.℃0.184烟气比热容j/kg.℃查表6-1[2]1289乳化团的有效导热系数w/m.℃0.238接触热阻R1㎡℃/w0.00145乳化团的比热容j/kg.℃查表4-6[3]1004.8管内工质温度℃即锅筒工作压力下的饱和蒸汽温度查表Ⅳ-1[1]309.43乳化团的热值R2㎡℃/w0.00454乳化团对壁面的放热系数w/㎡℃228.63壁面温度℃[2]339.43料层的有效辐射温度℃765密相区料层对壁面的辐射放热系数w/㎡℃82．99埋管的水平管距S1/d选取1.8埋管的垂直管距S2/d选取2埋管布置的结构特性系数ξ查线算图C12[2]0.785埋管的传热系数Kw/㎡℃240.82假设温度下的烟气焓IKj/kg查表510620.37埋管受热面吸热量Qkw33858.077埋管受热面积H㎡238密相区出口烟气平均热容量VKj/kg.℃11.83实际烟气温度℃[2]900.91误差△e%100(900.91-900)/9000.1稀相区水冷壁的设计及其传热计算1．稀相区水冷壁管的选取及结构设计在密相区以上，直到炉膛顶部的四周坚直墙上布置膜式水冷壁，这样可以提高炉膛的密封性能，减少了炉膛的漏风，而且水冷壁不容结渣。同时，炉膛的炉墙采用轻而薄的管上炉墙，通过吊装结构挂在水冷壁上。这样节节省了炉墙上的耐火材料，又减轻了锅炉及其构架的重量。膜式水冷壁的管子规格为Φ60×5，管间距取80mm。2．炉膛稀相区的传热计算见表3-8：表3-8稀相区的传热计算序号名称符号单位计算公式或来源数值假设稀相区的出口烟温℃假设850出口烟焓kj/kg查焓温表10345.71进入稀相区的热量kj/kg12479.64炉膛出口固体颗粒浓度kg/m根据循环倍率选取[5]0.5固体颗粒密度kg/m根据P70查取[2]1400稀相区的空隙率[2]0.99964稀相区壁面的空隙率ε[2]0.99864颗粒团空隙率参照流床临界流化时固体颗粒空隙系数选取0.414固体颗粒分散相中固体颗粒的百分比YY=1-0.00036壁面覆盖率系数ξ选取；根据出口浓度低于下限0.1~0.5可取0.10.1颗粒团的壁面覆盖率δ[2]0.00413稀相区的烟气平均温度℃875.45气体导热系数λw/m.℃查表70.1颗粒导热系数λw/m.℃查表70.3气体密度ρkg/m查表70.301颗粒密度ρkg/m查表71400气体比热容cj/kg.℃查表71289颗粒比热容cj/kg.℃查表7c=c1004.8平均粒径dm已知0.0015床料的临界流化速度ωm/s查表70.936颗粒团的有效导热系数λw/m.℃[2]0.3189颗粒团的比热容cj/kg.℃(1-ε).c+ε.c[2]1122.46颗粒团的密度ρkg/m(1-ε).ρ+ε.ρ[2]820.525边壁区固体颗粒浓度ρkg/m(1-ε)ρ[2]1.904颗粒团贴壁下滑长度Lm0.178ρ[2]0.261颗粒团贴壁下滑速度ωm/s选取1.2~2.0[2]1.6颗粒团壁面停留时间tSL/ω[2]0.1632颗粒团与壁面间的有效传热系数Kw/㎡℃(4λ.ρ.c/.t)[2]1514.13颗粒团与壁面气膜间传热系数Kw/㎡℃mλ/d[2]166.67颗粒团与壁面间对流传热系数Kw/㎡℃1/(1/K+1/K)[2]150.143阿基米德数Ar查表77222.7稀相区烟速m/s[2]4.16烟气动力粘度μPa.sρν，(ν=136×㎡/s)[5]4.09×雷诺数Red.ω.ρ/μ=46.6∈(0.4,500)45.94固体颗粒终端速度ωm/sμ/d.ρ×(Ar/7.5)[2]8.79固体颗粒分散相密度ρkg/mρ.Y+ρ(1-Y)[2]0.8049普朗特数Pr查表Ⅳ-10[1]0.585固体颗粒分散相对流传热系数Kw/㎡℃λ.c(ρ/ρ).(ω/gd).Pr/d.c[2]33.254对流传热系数Kw/㎡℃δK+(1-δ)K[2]33.737稀相区水冷壁温度t℃查表7339.43水冷壁表面吸收率e选取，式7-23[2]0.8颗粒表面吸收率e选取，式7-23[2]0.85系数B因固体颗粒属于漫反射颗粒，依式7-23查取[2]0.667稀相区吸收率e｛[e/B（1-e）+2]e./B（1-e）｝+e/B（1-e）[2]0.947固体颗粒分散相辐射传热系数Kw/㎡℃σ(T-T)/(1/e+1/e)(T-T)[2]125.78颗粒团吸收率e0.5(1+e)[2]0.925颗粒团辐射传热系数Kw/㎡℃σ(T-T)/(1/e+1/e)(T-T)[2]123.41辐射传热系数Kw/㎡℃δ.K+(1-δ)K[2]125.77稀相区传热系数Kw/㎡℃K=K+K159.51稀相区水冷壁受热面积H㎡先假设,再校核160水冷壁传热量QkwKH(-t)/100013002.686稀相区出口烟气焓I〞kj/kgQ-3600Q/φB10351.64稀相区出口烟气温度℃查焓温表850.42误差Δe%(850.42-850)×100/8500.049过热器的结构设计及其传热计算1．过热器整体布置从锅筒出来的饱和蒸汽经过顶棚管，被送到布置在尾部坚井烟道后墙的下级(低温)对流过热器的入口集箱，蒸汽通过蛇形管逆流至出口集箱。从下级过热器出口集箱出来的蒸汽进入喷水减温器，该喷水由锅筒引出饱和蒸汽冷凝而得，冷却水采用进入省煤器前的给水。蒸汽经喷水减温后进入上级（高温）过热器的入口集箱，在蛇形管中被烟气逆流冲刷形成过热蒸汽，过热蒸汽进入上级过热器的出口集箱。最后被送往汽轮机中发电。两级过热器均采用顺流布置，这样易于清除蛇形管上的积灰。上级过热器距离尾部烟道顶部的中空高度为6.75m。为了便于检修，两级过热器间距取1m。上，下两级过热器的结构简图如图3-2所示。图3-3：过热器示意图2．上级过热器的结构特性计算见表3-9，传热计算见表3-10。3．下级过热器的结构特性计算见表3-11，传热计算见表3-12。计算中假定减温水量为2.6kg/s，可使减温幅度=63.51℃，相应减焓幅度=217.38kJ/kg。表3-9上级（高温）过热器结构设计序号名称符号单位计算公式或来源数值管子外径dmm选取，P348[2]42管子壁厚δmm选取，P348[2]5横向相对节距σσ=s/d[2]2.5横向管子节距smms=dσ105纵向相对节距σ选取，P64[4]2纵向管子节距smms=dσ84有效辐射层厚度sm0.9d（4σσ/-1）0.203过热蒸汽流速ωm/s选取，P349[1]18过热蒸汽比容νm/kg根据450℃0.02974过热蒸汽密度ρkg/mρ=1/ν33.625蒸汽质量流量ρ.ωkg/m.sρ.ω605.25蒸汽流通截面fmD/ρ.ω0.0344每根管子的流通截面Amd/40.0008过热器管子总根数（亦即横排管数）nn=f/A43要求尾部烟道宽度amm(n-1)s+d+2Δ(Δ为管子与烟道间距，取120mm)4692尾部烟道深度bmm设定2500管子纵向排数n设定16每根管子的高度hmmb-2Δ2260每根管子的长度lmmn.h+2Δ36400对流受热面积Hmdln×10206.42烟气流通截面积Fm(ab-hdn)×107.648表3-10上级（高温）过热器的传热计算序号名称符号单位计算公式或来源数值烟气入口温度ˊ℃查表8ˊ=850.42烟气入口焓Iˊkj/kg查表5=10351.6-4288.256063.4蒸汽出口温度t〞℃已知参数450蒸汽出口焓i〞kj/kg按出口压力P=9.8mpa查过热蒸汽表3246.3蒸汽入口温度tˊ℃先假定，再校核（取P=10.3mpa）352蒸汽入口焓iˊkj/kg按汽包压力10.8mpa，及过热器压力9.8mpa，假定过热器入口压力为10.3mpa，查过热蒸汽表2920.92蒸汽吸热量Qkj/kgQ=D（i〞-iˊ）/B1096.62烟气放热量Qkj/kgQ=Q1096.62烟气出口焓I〞kj/kgI〞=Iˊ-Q/φ+ΔαI4959.74烟气出口温度〞℃查表5692.56烟气平均温度℃=（ˊ+〞）/2771.49烟气容积Vm/kg查表4V=V=5.42195.4219水蒸汽容积份额rH2O查表40.1293三原子气体容积份额r查表40.2489烟气密度ρkg/m查表4ρ=Gg/Vg1.136飞灰浓度μkg/kg查表40.01664烟气流速ωm/sB.V.(+273)/(273F)16.74飞灰颗粒平均直径dμm查表11-4[1]20烟气对流放热系数αw/㎡℃查图12-6[1]107蒸汽平均温度t℃t=(tˊ+t〞)/2401蒸汽比容vm/kg查过热蒸汽表（P=10.3mpa，t=401℃）0.02642蒸汽流速ωm/sω=Dv/f[1]16.17蒸汽放热系数αw/㎡℃α=cα查图12-16[1]2750三原子气体辐射减弱系数1/(m.mpa)10.2[(0.78+1.6rH2O)/(10.2.s)-0.1]×(1-0.37T/1000)rR[1]6.6飞灰辐射减弱系数43850ρμ/（Td）[1]1.098烟气辐射吸收力kk=（k.rR+k.μ）.p.s[1]0.1583烟气黑度aa=1-e[1]0.1464灰污系数ε㎡℃/w根据式12-61a说明③[1]0.0043管壁灰污层温度t℃t+(ε+1/α).B.Q×10/H[1]553.91辐射放热系数αw/㎡℃α=a.α[1]24.91修正后的辐射放热系数αw/㎡℃α=α[1+0.5(T/1000).(l/l)[1]36.097烟气总放热系数αw/㎡℃α=α+α143.097热有效性系数φ查表12-5[1]0.65传热系数Kw/㎡℃K=φαα/（α+α）[1]88.41平均温压计算Δt℃Δt=(Δtd-Δtx)/ln(Δtd/Δtx)369.68传热量Qkj/kg3.6KΔtH/B1093.14误差Δe%Δe=100(Q-Q)/Q0.348表3-11下级（低温）过热器结构设计序号名称符号单位计算公式或来源数值管子外径dmm选取38管子壁厚δmm选取4横向相对节距σσ=（4692-d-2Δ）/3.8(n-1)1.844横向管子节距smms=dσ70.06纵向相对节距σ选取，P64[1]2纵向管子节距smms=dσ76有效辐射层厚度smS=0.9d（4σσ/-1）0.1265过热蒸汽流速ωm/s选取，P349[1]10过热蒸汽比容νm/kg根据450℃，9.8MP查过热蒸汽表0.02179过热蒸汽密度ρkg/mρ=1/ν45.89蒸汽质量流量ρ.ωkg/m.sρ.ω458.9蒸汽流通截面fmf=D/ρ.ω0.0453每根管子的流通截面AmA=d/40.000706过热器管子总根数（亦即横排管数）nn=f/A64要求尾部烟道宽度amma=(n-1)s+d+2Δ4692尾部烟道深度bmm设定2500管子纵向排数n设定19每根管子的高度hmmh=b-2Δ2260每根管子的长度lmml=n.h+2Δ43180对流受热面积HmH=dln×10329烟气流通截面积FmF=(ab-hdn)×106.234辐射空间lml=l+l0.24管簇深度lml=(n-1)s1.444表12下级（低温）过热器的传热计算序号名称符号单位计算公式或来源数值烟气入口温度ˊ℃查表11692.56烟气入口焓Iˊkj/kg查表114959.72蒸汽入口温度tˊ℃查过热蒸汽表（P=10.8mpa,iˊ=2712.3）335.43蒸汽入口焓iˊkj/kg锅筒工作压力10.8mpa下饱和蒸汽焓2712.3减温水量ΔD先假定，再校核2.6减温水焓（即饱和水焓）ikj/kg查表61399.18高温过热器入口蒸汽焓kj/kg查表102920.92低温过热器出口蒸汽焓i〞kj/kg（iˊ.D-i.ΔD）/(D-ΔD)3138.3低温过热器出口蒸汽温度t〞℃按P=10.3mpa查过热蒸汽表415.51蒸汽吸热量Qkj/kgQ=(D-ΔD)(i〞-iˊ)/B1256.25烟气出口焓I〞kj/kgI〞=Iˊ-Q/φ+ΔαI3694.787烟气出口温度〞℃查表5496.34烟气平均温度℃=（ˊ+〞）/2594.45烟气容积Vm/kg查表45.5244水蒸汽容积份额rH2O查表40.1272三原子气体容积份额rR查表40.2446烟气密度ρkg/m查表4ρ=Gg/Vg1.1389飞灰浓度μkg/kg查表40.01628烟气流速ωm/sω=B.V.(+273)/(273F)17.378烟气对流放热系数αw/㎡℃查图12-6[1]108蒸汽平均温度t℃t=(tˊ+t〞)/2375.47蒸汽比容vm/kg查过热蒸汽表（P=10.3mpa，t=375.47℃）0.02364蒸汽流速ωm/sω=Dv/f[1]10.854蒸汽放热系数αw/㎡℃α=cα查图12-16[1]2200三原子气体辐射减弱系数1/(m.mpa)10.2[(0.78+1.6rH2O)/(10.2pΣ.s)-0.1]×(1-0.37T/1000)rR[1]3.612飞灰辐射减弱系数1/(m.mpa)43850ρμ/（Td）[1]1.2132烟气辐射吸收力kk=（k.rR+k.μ）.p.s[1]0.06183烟气黑度aa=1-e[1]0.05995灰污系数ε㎡℃/w根据式12-61a说明③[1]0.0043管壁灰污层温度t℃t=t+(ε+1/α).B.Q×10/H[1]487.5辐射放热系数αw/㎡℃α=a.α查图12-15或按式12-47a计算[1]6.561修正后的辐射放热系数αw/㎡℃α=α[1+0.5(T/1000)(l/l)][1]9.353烟气总放热系数αw/㎡℃α=α+α117.353热有效性系数φ根据表12-5[1]0.65传热系数Kw/㎡℃K=φαα/（α+α）[1]110.296平均温压计算Δt℃Δt=(Δtd-Δtx)/ln(Δtd/Δtx)213.747传热量Qkj/kg3.6KΔtH/B1256.76误差Δe%Δe=100(Q-Q)/Q0.0404锅炉吸热量的受热面分配１．锅炉总的有效吸热量：（锅炉的计算燃料量）2．炉膛总的传热量：①密相区埋管的传热量：②稀相区水冷壁的传热量：3．上级高温过热器的传热量：4．下级低温过热器的传热量：5．省煤器需要的吸热量：6．空气预热器需要的吸热量：7．排烟温度的校核：所对应排烟温度℃，与所要求排烟温度185℃相差3.3℃省煤器和空气预热器的结构设计及其传热计算省煤器和空气预热器为双级交叉布置，沿烟气流向的布置顺序为：上级(高温)省煤器，上级(高温)空气预热器，下级(低温)省煤器，下级(低温)空气预热器。传热计算顺序同布置顺序。1．省煤器与空气预热器的整体布置省煤器布置两级，皆采用水平蛇形管束受热面。省煤器的进出口集箱布置在侧墙，采用单面进水的方式进水。为了便于检修，上级（高温）省煤器距离下级（低温）过热器的中空高度取1m，与上级空气预热器的距离取0.8m。下级省煤器与上，下级空气预热器的间距皆取0.8m。对于75t/h的小型电站锅炉来说，常用的是钢管式空气预热器。上，下两级空气预热器分别布置一个管箱，两级空气预热器间布置有下级省煤器。空气预热器的冷风进口与热风出口皆布置在后墙。省煤器与空气预热器的结构简图如图3-4所示。图3-4：省煤器与空气预热器的结构示意图下面进行省煤器及空气预热器的设计与计算。2．上级省煤器结构设计见表3-13，传热计算见表3-14。表3-13上级（高温）省煤器结构设计序号名称符号单位计算公式或来源数值管子规格dmm选取32δmm选取3横向节距smm选取90纵向节距smm选取60横向相对节距σs/d2.8125纵向相对节距σs/d1.875横向排数双数排z选取28单数排zz-127平均横向排数z(z+z)/227.5纵向排数z选取16并联管数nz+z55管子弯曲半径RmmR=(1.5~2.0)d60烟道宽度am与过热器相同4.692每排管长lml=a-2Δ4.452烟道深度bm与过热器处一样2.5受热面布置管长lml=zzl+(z-2)nR/22031.4装防磨板处最上面二排管长lml=nl241.395靠墙各二排管长lml=2(z-2)l124.656进出口穿墙区lm2n×0.1516.5弯头lml=nR(z/2-1)72.534有效受热面管长lml=l-(l+l+l)/2+l/21820.372受热面积HmH=dl183烟气流通截面FmF=ab-zd(l-2R)8.051水流通截面FmF=nd/40.0292有效辐射层厚度sms=0.9d(4σσ/-1)0.1646表3-14上级（高温）省煤器传热计算序号名称符号单位计算公式或来源数值烟气入口温度ˊ℃查表12496.34烟气入口焓Iˊkj/kg查表123694.787省煤器吸热量（上、下级）kwBQ=Q-B（Q+Q+Q）5075.48汽包出口蒸汽汽化潜热rkj/kg按P=10.3mpa查水蒸汽表1301.355水出口焓i〞kj/kgi+(ΔDr+BQ)/(D+ρpw.D/100)828.027水出口温度t〞℃按P=10mpa查未饱和水蒸汽表193.673水入口温度tˊ℃先假设，再校核150水入口焓iˊkj/kg按P=10.3mpa查未饱和水蒸汽表638.22水吸热量Qkj/kg(D+ρpw.D/100)（i〞-iˊ）/B671.62烟气出口焓I〞kj/kgI〞=Iˊ-Q/φ+ΔαI3019.055烟气出口温度〞℃查表5417.86平均烟气温度℃=（ˊ+〞）/2457.1平均水温t℃t=(tˊ+t〞)/2171.84水比容vm/kg按P=10.3mpa查水蒸汽表0.0012水流速ωm/sω=(D+D/100)v/F0.8284烟气容积Vm/kg查表45.6098水蒸汽容积份额查表40.1255三原子气体容积份额查表40.2411烟气密度ρkg/m查表4ρ=Gg/Vg1.1411飞灰浓度μkg/kg查表40.0160烟气流速ωm/sB.V.(+273)/(273F)11.5烟气对流放热系数αw/㎡℃查图12-7[1]