西昌地区循环流化床蒸汽锅炉结构设计论文.doc

千万不要删除行尾的分节符，此行不会被打印。在目录上点右键“更新域”，然后“更新整个目录”。打印前，不要忘记把上面“Abstract”这一行后加一空行西昌地区循环流化床蒸汽锅炉结构设计论文第1章 绪论1.1 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Foster Wheeler 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200300 MWe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。1.2 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Foster Wheeler 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Foster Wheeler 公司50100MWe汽冷旋风筒循环流化床锅炉技术，德国EVT 150MWe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。1.3 循环流化床锅炉的前景展望1.3.1 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、PCFGD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Foster Wheeler 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。1.3.2 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30MCR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。1.3.3 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。第2章 锅炉的总体结构布置2.1 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2.2 方案论证 2.2.1 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。2.2.2 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。 2.2.3 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。2.2.4 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。2.2.5 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14。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。2.2.6 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14。2.2.7 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23。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。2.2.8 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。2.3 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。第3章 热力计算3.1 锅炉规范、辅助计算及热平衡计算3.1.1 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=4504给水温度：205给水压力：10.3MP6排污率： =5%7排烟温度：=1408冷空气温度：=303.1.2 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：碳：=34.65%氢：=2.34%氧：=10.48%氮：=0.57%硫：=0.31%灰分：=17.02%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/kg3.1.3 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查表5-221.12稀相区的漏风系数b.c查表5-220.13上级过热器漏风系数gr1查表5-220.034下级过热器漏风系数gr2查表5-220.035上级省煤器漏风系数sm1查表4-310.026下级省煤器漏风系数sm2查表4-310.027上级空预器漏风系数ky1查表4-310.038下级空预器漏风系数ky2查表4-310.033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5-220.52固体不完全燃烧损失q4%查表5-2233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5-22607密相区出口处的名义空气系数bb查表5-221.18密相区出口处的实际空气过剩系数bb1.2614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. 1进口空气过剩系数/1.11.11.21.231.261.281.311.332. 2出口空气过剩系数/1.11.21.231.261.281.311.331.363. 3平均空气过剩系数ar/1.11.151.2151.2451.271.2951.321.3454. 4水蒸汽体积VH2Om3/kg0.69460.69730.70080.70250.70380.70540.70620.70795. 5干烟气体积Vgdm3/kg4.33454.50264.72114.82194.9064.98295.05735.15816. 6烟气体积Vgm3/kg5.02915.19995.42195.52445.60985.68835.76355.8667. 7二氧化物分压力rRO2/0.1290.12480.11960.11740.11560.1140.11260.11068. 8水蒸汽分压力rH2O/0.13810.13410.12930.12720.12550.12120.12250.12079. 9三原子气体分压力rR/0.26710.25890.24890.24460.24110.23520.23510.231310. 10烟气的重量Ggkg/kg5.65575.8756.16026.29186.40156.53316.59896.730511. 11各段烟气处飞灰份额fa/查表B5-2选3070%2 0.6512. 12飞灰含碳量C%查表B5-2(10%)28.013.底渣含碳量C%查表B5-2(2%)21.014.飞灰质量浓度kg/kg0.9060.8720.016640.016280.01600.01570.01550.015215.飞灰体积浓度kg/m30.18020.16770.003070.002950.002850.002760.002690.0025916.固体不完全燃烧损失q4%查表B5-2(26%)23.017.循环倍率R选取518. 18所需分离器分离效率%9819.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-)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1132.43445.282.6919.179.159.159.129.179.122266.36895.45173.2819.2219.1819.1819.1119.2219.133402.691353.76268.9529.8329.7729.7729.6729.8329.694541.761821.29367.7940.7940.7140.7140.5740.7940.65684.12299.81468.7351.9851.8951.8951.751.9851.756829.742789.42571.3663.3663.2563.2563.0263.6363.087978.323288.92675.773462.633462.674.9474.8174.8174.5474.9474.6181129.123795.88782.354008.744008.786.7686.6186.6186.2986.7686.3791282.324310.9891.454567.764567.898.8698.6898.6898.3398.8698.42101437.44832.251003.135140.885140.9111.25111.05111.05110.65111.25110.75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bb =1.1bc=1.20gr1=1.23gr2=1.26sm1=1.28sm2=1.31ky1=1.33ky2=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，P87313789.42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%P8738.938气体不完全燃烧热损失q3%查表5-220.29散热损失q5%选取，P90 30.6510灰渣物理热损失%，P9130.3911总热损失q%13.1712锅炉效率gl%100-q86.8313保热系数0.9914过热蒸汽焓kj/kg查附表-413243.615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+1Mpa110.819饱和水焓kj/kg查饱和水焓1399.1820排污率pw%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3.2 各受热面的设计及其热力计算3.2.1 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605。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1.分离返料灰温度假定与炉膛出口处温度相同8502.分离返料灰焓kj/kg查焓温表836.93.密相区入炉热量kj/kg11097.74.假定密相区温度先假设再校核9005.每公斤燃料的烟气体积m/kg按表4查取5.036.布风板有效面积取炉膛截面积31.277.床温下的流化速度m/s2.038.床料粒子平均单量直径m选取1.5mm0.00159.烟气的运动黏性系数m/s查附表-1011.461010.密相区烟气密度kg/ m查表6-120.30111.固体粒子真空密度kg/ m查取，P70 2140012.阿基米德数Ar7222.713.床料临界流化速度m/s 20.93614.流化数W2.16815.气泡贴壁时间份额% 80.20116.乳化团贴壁的时间份额%0.79917.乳化团贴壁时间s22.55718.床料粒子的堆积比体积kg/ m依褐煤查取282019.固定床的空隙度0.41420.床料粒子的导热系数w/m.0.321.烟气的导热系数w/m.900时查表-1010.122.比值/323.比值/查线算图C1021.8424.数值w/m.0.18425.烟气比热容j/kg. 查表6-12128926.乳化团的有效导热系数w/m.0.23827.接触热阻R1/w0.0014528.乳化团的比热容j/kg. 查表4-631004.829.管内工质温度即锅筒工作压力下的饱和蒸汽温度 查表-11309.4330.乳化团的热值R2/w0.0045431.乳化团对壁面的放热系数w/228.6332.壁面温度 2339.4333.料层的有效辐射温度76534.密相区料层对壁面的辐射放热系数w/829935.埋管的水平管距S1/d选取1.836.埋管的垂直管距S2/d选取237.埋管布置的结构特性系数查线算图C1220.78538.埋管的传热系数Kw/240.8239.假设温度下的烟气焓IKj/kg查表510620.3740.埋管受热面吸热量Qkw33858.07741.埋管受热面积H23842.密相区出口烟气平均热容量VKj/kg.11.8343.实际烟气温度 2900.9144.误差e%100(900.91-900)/9000.13.2.2 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605，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1.假设稀相区的出口烟温假设8502.出口烟焓kj/kg查焓温表10345.713.进入稀相区的热量kj/kg12479.644.炉膛出口固体颗粒浓度kg/ m根据循环倍率选取50.55.固体颗粒密度kg/ m根据P70查取214006.稀相区的空隙率 20.999647.稀相区壁面的空隙率 20.998648.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0.4149.固体颗粒分散相中固体颗粒的百分比YY =1-0.0003610.壁面覆盖率系数选取；根据出口浓度低于下限0.10.5可取0.10.111.颗粒团的壁面覆盖率20.0041312.稀相区的烟气平均温度875.4513.气体导热系数w/m.查表70.114.颗粒导热系数w/m.查表70.315.气体密度kg/ m查表70.30116.颗粒密度kg/ m查表7140017.气体比热容cj/kg. 查表7128918.颗粒比热容cj/kg. 查表7 c= c1004.819.平均粒径dm已知0.001520.床料的临界流化速度m/s查表70.93621.颗粒团的有效导热系数w/m.20.318922.颗粒团的比热容cj/kg. (1-). c+. c21122.4623.颗粒团的密度kg/ m(1-).+.2820.52524.边壁区固体颗粒浓度kg/ m(1-)21.90425.颗粒团贴壁下滑长度Lm0.17820.26126.颗粒团贴壁下滑速度m/s选取1.22.021.627.颗粒团壁面停留时间tSL/20.163228.颗粒团与壁面间的有效传热系数Kw/(4. c/. t)21514.1329.颗粒团与壁面气膜间传热系数Kw/m/ d2166.6730.颗粒团与壁面间对流传热系数Kw/1/(1/ K+1/ K)2150.14331.阿基米德数Ar查表77222.732.稀相区烟速m/s24.1633.烟气动力粘度Pa.s ，(=136/s) 54.0934.雷诺数Red./=46.6(0.4,500)45.9435.固体颗粒终端速度m/s/ d.(Ar/7.5) 28.7936.固体颗粒分散相密度kg/ m.Y+(1-Y) 20.804937.普朗特数Pr查表-1010.58538.固体颗粒分散相对流传热系数Kw/. c(/).(/g d). Pr / d. c 233.25439.对流传热系数Kw/ K+(1-) K233.73740.稀相区水冷壁温度t查表7339.4341.水冷壁表面吸收率e选取，式7-2320.842.颗粒表面吸收率e选取，式7-2320.8543.系数B因固体颗粒属于漫反射颗粒，依式7-23查取20.66744.稀相区吸收率ee/B（1- e）+2 e ./B（1- e）+ e /B（1- e）20.94745.固体颗粒分散相辐射传热系数Kw/(T-T)/(1/ e+1/ e)(T-T)2125.7846.颗粒团吸收率e0.5(1+ e)20.92547.颗粒团辐射传热系数Kw/(T-T)/(1/ e+1/ e)(T-T)2123.4148.辐射传热系数Kw/. K+(1-) K2125.7749.稀相区传热系数Kw/K= K+ K159.5150.稀相区水冷壁受热面积H先假设,再校核16051.水冷壁传热量QkwK H(- t)/100013002.68652.稀相区出口烟气焓Ikj/kgQ-3600 Q/ B10351.6453.稀相区出口烟气温度查焓温表850.4254.误差e%(850.42-850)100/8500.0493.2.3 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