循环流化床锅炉流体动力特性

1、第二章 循环流化床锅炉流体动力特性循环流化床气-固两相流体动力特性是CFB锅炉性能设计、炉内传热研究及锅炉运行调试的基础。循环流化床的流体动力特性不仅取决于流化风速、固体颗粒循环流率、气固物性，而且受设备的结构尺寸，包括床径、床高、进出口结构以及运行参数(如温度、压力)的影响，因此在锅炉设计和运行调试前有必要对CFB锅炉的流体动力学有所熟悉和研究。2.1 气固流态化形式流态化用来描述固体颗粒与流体接触的一种运行形态，是一种使微粒固体通过与气体接触而转变为类似流体状态的操作模式。气固流态化大致可分为固定床、鼓泡床、湍流床、快速床到气力输送几种形式，见图2-1。图2-1 流态化过渡形式提高鼓泡床的

2、运行风速，床层流动就转到湍流流化床流型，此时密相床层和悬浮段间的界面变得不很明显，颗粒的向上夹带量明显增加，如再进一步增加风速将会形成快速流态化状态。由于流态化转变是一个相当复杂的过程，不仅与装置本身有关，而且在很大程度上取决于运行工况的组织、流化颗粒物性等因素。即使对同一流化床装置，在所有运行工况及颗粒物性稳定的情况下，床层的不同区域亦会呈现出不同的流动型态。如传统的鼓泡流化床虽属低速流态化范畴，当燃用宽筛分煤粒时，呈现出底部布风板以上的密相鼓泡区和悬浮段的稀相气力输送区域。燃煤循环流化床虽属高速流态化范畴，但由于底部床料的加速效应和大颗粒从底部循环回送，因而仍然存在着底部的密相区和二次风口

3、以上的相对稀相区，并且在布风板和二次风口之间的区域基本上处于鼓泡流化床和湍流流化床状态，而在二次风口以上才逐步过渡到快速流化床状态。快速流化床是流态化的一种形式，循环流化床锅炉所具有的许多优点，例如燃料适应性广、NOx排放量低、燃烧效率高、脱硫时石灰石利用率高和给料点较少等，其原因均是由于气固处于快速流态化运动状态。习惯上人们总是用风速来判别流化状态。当流化风速超过临界流化风速后，整个床层由固定床过渡到鼓泡床，再继续提高风速就过渡到湍流床和快速循环流化床。快速流化床内存在着较大的固体颗粒返混，即存在强烈的颗粒内循环，这对延长颗粒的停留时间是有利的。由于内循环的存在，在炉内的固体物料浓度不仅沿高

4、度(轴向)是变化的，沿径向也是变化的。内循环的存在也使炉内温度场趋于均匀。流体动力特性是非常重要的参数，它决定着辅机的能耗、床内吸热量、温度分布、燃烧情况、床内载料量和磨损等。良好的综合流体动力特性是合理设计循环流化床锅炉的基础。鉴于循环流化床技术的发展历史还很短，特别是煤燃烧领域所涉及的高温和大颗粒情况，从鼓泡流化床(慢速床)过渡到循环流化床(快速床)的流型转变规律以及循环流化床内的各种特征，目前研究的尚不完整，对它的认识还在不断深化中，故其研究结果在应用中要注意分析。2.2 各类流态化的过渡准则为了便于研究流态化过渡，首先研究循环流化床的颗粒分类。2.2.1 颗粒分类图2-2 颗粒分类根据

5、流态化经验，Geldart(1973)把固体颗粒概括分成如图2-1所示的A、B、C和D四类。图2-2是颗粒分类相对于气固密度差的曲线。在了解固体颗粒流态化表观上，分类是一种很重要的手段，因为在相近的操作条件下不同类的颗粒流动表现可能完全不同。某种固体颗粒是属于A、B、C还是D类，这主要取决于颗粒的尺寸和密度，同时也取决于流化气体的性质，因而与它的温度和压力有关。A类颗粒(rp=2500 kg/m3)一般在30100 mm范围内，气固密度差小于1400 kg/m3，主要包括有裂化催化剂。早期的流态化研究工作都是以它们为主进行的。这类颗粒能很好地流化，但表现气速在超过临界流化速度之后及气泡出现之前

6、床层会有明显的膨胀。很多循环流化床系统采用A类颗粒，这类颗粒在停止送气后会有缓慢排气的趋势，由此可鉴别A类颗粒。B类主要是砂粒和玻璃球，这类颗粒粒度通常在100500 mm范围内(rp=2500 kg/m3)。气固密度差为14004000 kg/m3。B类颗粒床易于鼓泡，气速一旦超过临界流化速度，床内立即出现两相，即气泡相和乳化相。它们能流化得很好，大部分锅炉都采用这类颗粒。C类颗粒非常细，一般小于30 mm(rp=2500 kg/m3)。它是具有粘结性的一类，特别易于受静电效应和颗粒间作用力的影响，很难达到正常流化状态。颗粒间作用力与重力相近。如果要流化C类颗粒，则需特殊的技术，否则常会造成

7、沟流。常常通过搅拌和振动方式使之正常流化。D类颗粒(rp=2500 kg/m3)是所有颗粒中最粗的(500mm)，通常达到1 mm或更大。虽然它们也会鼓泡，但固体颗粒的混合相对较差，更容易产生喷射流。它们需要相当高的速度去流化，通常处于喷动床操作状态。表2-1给出了不同类型的颗粒特性比较。表2-1 四类颗粒的特点类别CABD对于rp=2500 kg/m3的粒度<30mmm30100mm100500mm500mm沟流严重轻微可忽略可忽略喷动无无浅层度明显临界鼓泡速度umb无气泡umf= umf= umf气泡形状只有沟流平底圆冠圆形有凹陷圆形固体混合很低高中等低气体返混很低高中等低气栓流扁平

8、雨状气栓轴对称近似轴对称近似贴壁粒度对流体动力特性的影响未知明显微小的未知粒度分布较宽的煤颗粒同时具有A颗粒和B颗粒的属性。气速较低时，它充分表现B颗粒的鼓泡特征；气速高时，煤颗粒中细粉特征占主导地位，它也可以是下部鼓泡流态化，而上部为湍流或快速流态化。下面分别叙述各种主要形态的过渡准则。 由固定床到鼓泡床在流速较低时，气流仅是在静止颗粒的缝隙中流过，这时称为固定床。当气流速度增大到一定值时，所有的颗粒被上升的气流悬浮起来，此时气体对颗粒的作用力与颗粒的重力相平衡，通过床层任意两个截面的压力降与在此两截面间单位面积上颗粒和气体的重量之和相等，这时床层达到起始流态化。这时的气流速度称为最小流化速

9、度。当气流速度超过这个值时，除了非常细而轻的颗粒床会均匀膨胀外，一般地会出现气体的鼓泡这样明显的不稳定性。这样的床层称为鼓泡流化床。2.2.3 由鼓泡流化床到湍流流化床当通过鼓泡流化床的气速增加到最小鼓泡速度以上时，床层会膨胀，继续不断地增加气速会最终使床层膨胀形式产生变化，这可能是由于气泡份额增加，乳化相膨胀及分隔气泡的乳化相壁厚度减弱而引起的，在该状态下，气泡相由于快速的合并和破裂失去了其同一性，这就导致了床内强烈的运动和床层膨胀的增大，改变了床层膨胀的型式，大量颗粒被抛入床层上方的悬浮空间，床层仍有表面但已相当弥散，这种床层称之为湍流流化床。图2-3 压力波动幅值随气流速度的变化曲线床层

10、的压力降快速地脉动，脉动的幅值在速度Uc时达到峰值，当流化风速继续增大到Uk时，脉动幅值会下降到一个稳定值(见图2-3)，从鼓泡床到湍流床的转变不是突然发生的，转变的初始值是在Uc，结束时的风速为Uk。流态化的转变是从床层表面开始逐步向下移动，目前尚无通用的从鼓泡床到湍流床转变速度的计算式。2.2.4 由湍流流化床过渡到快速流化床在湍流流化床中，随着操作气速的不断增加，床内的气泡份额将愈来愈大。由于在高的气泡份额下，床内作为连续相的乳相不再稳定。高速气流的切割使乳相极易被分散为尺度较大的颗粒团，从而使床层失去湍动流化床的特征。此时，流型即脱离了湍流流态化。从现象上看，这种流型转变的发生显然类似

11、于一般的“转相过程”；密相由连续相变成了分散相，稀相则由分散相变成了连续相。快速流化床被认为介于湍流流化床和气力输送状态之间的一个流型，在典型的快速流化床中可观察到不均匀的颗粒絮状物在非常稀相的上升气固流中随机地作上行或下行运动。快速流化床具有高的气固相对速度、颗粒絮状物的形成与解体、极好的混合条件等主要特征。另一个明显的特征是快速流化床中悬浮颗粒浓度不但沿轴向(高度)而且还沿径向位置有变化。图2-4 颗粒絮状物的形成机理关于颗粒絮状物形成机理，如图2-4所示。颗粒被连续地给入上升气流中，当给料速度很低时，颗粒将均匀分散在气流中，每个颗粒将孤立地运动，气固间的相对速度会在每个颗粒尾部形成尾涡，

12、如图2-4(a)所示。在给定气速情况下，随着给料速率的增加，床内颗粒浓度达到足够高时，且气固相对速度高于颗粒携带尾涡所必须具有的最小速度uT时，尾随的颗粒会进入下面颗粒的尾涡中，如图2-4(b)所示。一旦出现这种情形，上面颗粒的流体曳力将减小，并且在重力的作用下沉降到位于其下部的颗粒上，由于这样形成的一对颗粒的有效表面积小于两个单独颗粒表面积之间和，与组合体的重力相比，其流体曳力要小些，进而导致颗粒对与其他颗粒相碰撞，由此使大量的颗粒结合在一起形成名为絮状物的颗粒凝聚群。然而，所形成的这些颗粒絮状物并非稳定不变，他们往往会被上升气流所撕碎，因此颗粒絮状物的形成与解体是交替发生的现象。图2-5

13、垂直流动体系气固流型过渡示意图迄今，尚缺乏向快速流态化流型过渡的定量判据。下面引述Reddy-Karri和Knowlton的流型过渡示意图，如图2-5所示。设想在一个垂直流动体系，颗粒以给定的流率W1连续给入床内，气体向上流动，整个气固流动处于气力输送状态。此时，如降低表观风速而维持给料量不变，单位高度床层的压降将减小，这是由于与壁面流动阻力减少的缘故(C-D线)。然而，随着进一步减低气速，悬浮颗粒的浓度越来越大，因此悬浮颗粒体的静压头随着气速减低而增高，并进而开始主导通过床层的压力降。在这种情况下，随着表观风速的减小，压降开始增大(D-E线)，曲线中折转点D表示了从气力输送过渡到快速流态化的

14、临界点，如果与湍流流化床过渡到快度流化床相比，D点相当于快速流化床运行范围的上限点。图2-6 快速流化床的存在区域如果气速再降低，床内的颗粒浓度会增加到使床层达到颗粒饱和状态，即气流不再能携带颗粒离开床层，这是就形成了密相床层，在曲线上显示了很陡的压降增加，此状态(E点)称为噎塞(choking)。对于小尺寸床体，此时床层易形成节涌，而对于大尺度床层，则呈现非节涌的密相流化床，如上所述的湍流流化床状态。E点对应的速度称为噎塞速度uch，快速流化床的运行范围为E-D，风速低于uch时的气固流型有湍流流化床、节涌流化床、鼓泡流化床和固定床，这些通称为系留床。图2-6示出了快速流化床的存在区域，A-

15、B线表示了前述的噎塞速度线，可作为系留和快速床的分界线。从图中可以看出，在高颗粒循环流率的情况下，过渡到快速流态化的临界速度亦将更高。关于从湍流流化床过渡到快速流化床的另一种判据是由Yerushalmi和Cankurt提出的输送速度的概念。为解释其物理含义，我们先来看一下表观风速超过床料终端速度的一个假想流化床的情形。显然，经过一段有限时间后，所有的床料颗粒均将夹带出床层，除非同时连续地给入等量的颗粒。随着表观风速从远超过床料终端速度的状态开始减小，把整个床层吹空所花的时间亦随之增加。继续降低气速时会存在一个临界点，在此临界点吹空整个床料所花的时间会突然增加，如图2-7所示的F点，该点对应的气

16、速称为输送速度utr。图2-7 床层被吹空时间与气速的关系图2-8 影响流型转变的因素许多学者均将喷塞速度作为湍流流态化向快速流态化的转变速度。关于过渡到快速流化床的影响因素，图2-8定性地示出了颗粒尺寸、颗粒密度、气体粘度、气体密度和管尺寸对流型过渡的影响规律。从图中不难看出，对大颗粒床料，快速流态化的操作范围很窄。2.2.5 由快速流态化过渡到悬浮稀相流(气力输送)在悬浮稀相流中，颗粒明显地均匀向上运动并且不存在颗粒的下降流动，而在快速流态化状态，可观察到存在着许多颗粒絮状物，并且有些颗粒呈下降流动，床内明显存在着颗粒返混。因此在悬浮稀相流中，除在加速区外，通过床层的压力梯度分布是均匀的。

17、另一方面，在快速流态化状态，体现了不同的压力梯度分布，在床层底部压力梯度比较高，而在床的顶部比较低。从快速流态化过渡到悬浮稀相流同时伴随着床层空隙度的增加，通常能接受的从快速流化床过渡到悬浮稀相流的临界空隙度为0.930.98。图2-9表示了比图2-8更细化的流型分区图。图2-9 流型分区图图中，uTF湍流流态化向快速流态化的转变速度，m/s；utr输送速度，m/s。快速流态化并非低速流态化向高速的简单延伸，它必须具备如下条件：(1) 合适的颗粒物性；(2) 运行风速大于颗粒终端沉降速度；(3) 足够大的颗粒循环速率。快速流态化的特征见表2-2、2-3。表2-2 快速流化床与湍流流化床的对比湍

18、流流化床快速流化床e=f(u)，一般e<0.8e=f(u,Gs)，一般0.75<e<0.95床层有一弥散的上界面无床上界面颗粒夹带量较小(小于饱和容量)颗粒夹带达到饱和容量床截面形成多循环流动中心颗粒仅在壁面处有向下滑移，在中心区域上升有气泡的生成与破碎无气泡，有絮状物的聚集与解体表2-3 快速流化床与气力输送的对比快速流化床气力输送有絮状物出现，颗粒在轴向、径向分布都不均匀，0.75<e<0.95表观上呈均匀弥散流动。e1颗粒在壁面处出现向下滑移，在中心区域上升无颗粒向下运动床层压降主要受悬浮颗粒静压头支配，即床层压降主要受摩擦压降支配，即2.3 物料浓度沿炉膛

19、高度(轴向)的分布物料浓度(空隙率)是CFB锅炉设计计算的重要参数之一。物料浓度(空隙率)在炉内的分布受流化速度、循环流率、炉内压差及炉膛结构型式的影响。颗粒浓度很高的两相流系统常用到空隙率e的概念，其定义为流体(气体)所占的体积Vg与整个两相流体的总体积Vm之比： (2-1)式中 Vp固相物料所占的体积；Cv固相物料在两相流体中的体积浓度，m3/m3。(2-1)式可改写成如下形式： (2-2)知道固相物料的密度rp后，可由Cv求出固相物料在两相流中的浓度Cp： (2-3)TDH输送分离高度，高于它时夹带就不再明显变化图2-10 鼓泡床沿床高的颗粒浓度分布图2-11 快速流化床沿床高的颗粒体积

20、浓度分布图2-12 各种流态化条件下的颗粒浓度分布鼓泡床沿床高的典型颗粒浓度分布见图2-10，快速流化床沿床高的典型颗粒体积浓度分布见图2-11，各种流态化条件下的颗粒浓度典型分布见图2-12。循环流化床的流态介于湍流床与快速床之间。从上述各图中看出，鼓泡床的密相区和循环流化床的下部均存在一个颗粒浓度沿高度基本不变化区域，前者高度较短、后者高度较大。该区域以下称为密相区，其四周的炉墙均敷有耐火耐磨涂料。许多学者研究，发现影响循环流化床内平均空隙率的因素很多，如运行风速、颗粒循环流率、颗粒物性、床层高度、循环流化床进出口结构等。根据理论和试验研究可以认为轴向空隙率分布大致分为3种基本类型：2.3

21、.1 单调指数函数分布单调指数函数分布表现为随床层高度的增加，轴向空隙率逐渐增大，呈指数函数形式分布，骆仲泱等曾对大颗粒循环流化床进行测量，得出了沿床高的分布规律，其计算式如下： (2-4)或 (2-5)式中 rp(1-e)=Cp，物料平均浓度，kg/m3；Gs颗粒循环流率，kg/m2s；rp颗粒密度，kg/m3；u0烟气速度，m/s；h计算部位高度，m；H床总高度，m。2.3.2 S型分布S型分布如图2-13所示。图2-13 循环流化床固体颗粒平均空隙率的S型分布不少研究者认为，S型分布是循环流化床截面平均空隙率轴向分布的典型形态，即在床层底部为颗粒密相区，在床层顶部为颗粒稀相区，在浓稀相区

22、间存在一个拐点，其位置随着运行风速、颗粒循环流率以及整个循环回路的存料量而上下变化。据此，李佑楚等提出了一个空隙率分布模型，并给出了空隙率分布计算式： (2-6)式中的特性参数可由李佑楚等实验结果关联式得到：颗粒密相空隙率 (2-7)稀相极限空隙率 (2-8)特征长度 (2-9)转折点高度 (2-10)颗粒表观速度 (2-11)2.3.3 反C型分布上述两种分布型式一般在循环流化床出口比较通顺时才能形成，即出口约束较小时，床层上部空隙率的轴向分布基本不受出口结构的影响，呈上稀下浓结构。但在大多数循环流化床锅炉中，采用气垫直角弯头出口，见图2-14(a)，出口结构将对气固两相流有较强的约束作用，

23、气体通过气垫弯头由垂直运动急转成水平运动，而颗粒在惯性作用下冲向气垫封头，运动受阻后折流向下，一部分颗粒被气流带出(其流量约为循环流化床的循环物料量Gs)；另一部分颗粒沿床壁面向下运动，与向上运动的颗粒产生较强的动量交换，并逐渐与气固气体运动相融合，使颗粒浓度轴向分布逆转，呈现上浓下稀趋势。在远离出口的下方，折流颗粒群的影响消失，颗粒密度沿轴向呈上稀下浓分布。此时全床整体沿轴向则出现中间空隙率高、两端空隙率低的反C型分布，见图2-14(b)。考虑电站CFB锅炉的浓度分布更接近单调指数函数型，故这里采用单调指数函数型分布进行分析，见式(2-5)。在工程设计中，很难将燃烧室沿高度的浓度逐一计算。可

24、以采用沿高度(从密相区耐磨耐火涂料上沿到炉膛出口)积分而得到一个特征物料浓度，用于受热面的平均传热系数计算。假定循环流率Gs和烟气流速uo为已知(即Gs和uo为常数)，则对式(2-5)从=0.161积分：图2-14 循环流化床内固体颗粒浓度分布形式(出口结构的影响) (2-5a)假设Gs =18，uo=5m/s，则Cp=11.4/m3。流化床内的平均浓度也可根据床压按式(2-12)求出： (2-12)式中 P床层压差，Pa；H炉膛高度差，m；g重力加速度，m/s2。国外一台250 MWe CFB锅炉在燃用次烟煤时对沿炉膛不同高度的床压(表压)进行了测量，其结果见表2-4及表2-5。表2-4 1

25、00%负荷时燃用次烟煤的床压从布风板算起的炉膛高度，m00.52.84.06.0炉膛截面的床压(表压)，Pa1500011000600053004300从布风板算起的炉膛高度，m7.812.521.53440炉膛截面的床压(表压)，Pa3700300022001200500表2-5 55%负荷时燃用次烟煤的床压从布风板算起的炉膛高度，m00.52.64.06.07.812.521.534炉膛截面的床压(表压)，Pa1580010500200012009008506004000在燃用低挥发分烟煤时100%负荷的床压沿高度的变化基本上与燃用次烟煤时相近，但在55%负荷时，其床压却高于燃用次烟煤时的

26、床压，见表2-6。表2-6 55%负荷时燃用低挥发份烟煤从布风板算起的炉膛高度，m00.52.53.86.07.912.521.83440炉膛截面的床压(表压)，Pa208001400035002500220019001200750300100在100%负荷燃用褐煤时稀相区的床压略高于燃用次烟煤时的床压，在34 m炉膛高度处床压为2600 Pa，在6 m炉高处床压为4300 Pa，与次烟煤相同。由于34 m与6 m的压差小于次烟煤，所以此区域的平均物料浓度rc小于次烟煤。以一台100 150MWe级循环流化床锅炉为例，按表2-4计算从4m到炉出口40 m间的平均浓度Cp，取高度差=(40-4)

27、m=36 m；压差P=(5300-500)Pa=4800 Pa，代入式(2-12)，则得：清华大学给出了水冷壁传热计算时所需的固相物料平均浓度计算式，见式(2-13)： (2-13)式中 Hlt炉膛总高度，m；h1炉膛下部锥体高度，m；dh锥体段以上直段耐火涂层高度，m；Cpp炉膛出口处物料浓度，kg/m3。式(2-13)考虑了密相区敷设防磨涂料对传热影响减小，故去除了局部浓度较高的布风板上部密相区浓度的影响。仍以上述100 MWe级循环流化床锅炉为例，取Hlt=39.41 m；h1=5.5m；dh=0.45m；Cpp=1.43kg/m3，则按式(2-13)得：运行风速对床内空隙率分布的影响可

28、参见图2-15。从图中可以看出，当运行风速提高时，床内空隙率e 增大，固相物料体积浓度(1-e)减小，床内空隙率分布逐渐变得均匀，顶部与底部空隙率差别减小，直至全部的空隙率都接近出口值，而进入稀相气力输送状态。颗粒循环流率对空隙率分布的影响可参见图2-16。从图中可以看出，固体颗粒循环物料量的影响与风速的影响正好相反，循环物料量增大时，床层各截面上平均空隙率都逐渐减小，而顶部与底部的空隙率差距加大，沿床层轴向空隙率的梯度也加大。 图2-15 运行风速对空隙率的影响 图2-16 颗粒循环流率对空隙率轴向分布的影响前面简单地讨论了循环流化床内的几种空隙率分布，以及影响空隙率分布的因素。应该指出的是

29、，对于大颗粒组成的循环流化床，特别是在循环流化床锅炉中，不易出现S型分布，一般应为单调指数下降。但为了提高床内固体颗粒的浓度，在出口均加上气垫直角出口，所以浓度分布变为反C型分布。在实际过程中，情况远没有这样简单。因为床层一般由宽筛分、不同密度的颗粒所组成(如颗粒为08mm，床内颗粒有石灰石、灰渣、煤或砂等)，而且在床内的一定高度上还可能有收缩，增加二次风等，使床内空隙率分布变得比较复杂。但一般可以认为，在床层下部有一个由大颗粒组成的密相床，再叠加一个由前面所述的空隙率分布，即总体上讲是呈单调指数下降或反C型分布。2.4 物料浓度沿炉膛径向的分布研究表明，在循环流化床中由于壁面的摩擦效应，在靠

30、近壁面处的气速低于床层中心的气速。在床内核心区上行的固体颗粒，由于流体动力的作用，会向边壁漂移，当到达壁面时，由于气速较低，流体对颗粒或颗粒团的曳力也降低，这样颗粒在近壁面处的上升速度减慢或者向下运动。在近壁面处向下运动的固体颗粒偶尔也会被中心上升气流夹带而向上运动，这就导致了两种横向运动，其一是离开壁面；其二是流向壁面。图2-17 循环物料流率对固体颗粒浓度径向分布的影响对于循环流化床内径向的固体颗粒浓度分布，有许多研究者进行了研究。这些研究结果相当一致，循环流化床内存在着径向空隙率的不均匀性，在床层中心区的空隙率较大，而靠近壁面处空隙率较小。当截面平均空隙率大于0.951时，径向空隙率分布

31、就比较平坦，一般仅在距床壁1/4半径距离内空隙率才有所下降，而对于平均截面空隙率小于0.95的床层，径向空隙率呈明显的不均匀分布。图2-17示出了固体颗粒循环流率对固体颗粒浓度径向分布的影响，图中同时示出了截面平均固体颗粒浓度。从图中可以看出，循环物料量增大，截面平均固体颗粒浓度增加，沿径向的固体颗粒浓度变化就比较大，在近壁面处，固体颗粒浓度可以达到密相区的浓度(e=0.45)。图2-18示出了气速对固体颗粒浓度径向分布的影响。从图中可以看出，气速增加，床截面平均固体颗粒浓度下降，沿径向的固体颗粒浓度变化变小，曲线就变得平坦，边壁浓度与核心区浓度差别就较小。图2-18 流化风速对固体颗粒浓度径

32、向分布的影响颗粒沿壁面下落的高固体颗粒浓度区，根据实测，其厚度是从床底部到顶部逐渐减薄，该区域的平均厚度可能会从实验室装置的几毫米一直变化到工业设备的几十厘米。根据上述固体颗粒径向分布的规律，我们可以看出，在循环流化床中，除了固体颗粒在分离器内被分离再送回床内的外部循环外，固体颗粒在核心和边壁处的上升和下落也构成了床内的内循环，床层的温度能保持均匀分布是内外循环共同作用的结果。2.5 循环流化床内的压力分布学者研究认为，压降主要与气速(ut颗粒终端沉降速度，ug气相速度)、固体颗粒循环流率(Gs)、固气密度比(rp/rg)、床径(Db)和颗粒径(dp)比等有关，并对试验结果进行系统回归，得到如

33、下关联式： (2-14)由于物料重力引起的压降比其他大一个数量级以上，故一般可采用下式计算床层的压降： (2-15) (a) (b)图2-19 循环流化床内风速与压降的关系 (a) (b)图2-20 循环流化床内固体颗粒流率与压降的关系张瑞英等据试验首先观察了气速uo，, 固体循环流率Gs与床层轴向压降的关系，图2-19示出了气速uo对高度为h的床层压降的关系。从图中可以看出，在同一循环物料量Gs下，其床层压降随运行风速的增加而下降，这意味着在同一循环量的条件下，速度越大，床内的颗粒度必然变稀，因而床内压降和速度成反比。图2-20是床层无因次压降p/h(Pp-pg)与无因次固气流率比Gs/(u

34、opg)的变化关系。从图中可以看出，床层压降随固体颗粒流量的增加而增加，变化规律近似线性。对循环流化床内的轴向压力分布测试表明，在床层底部的密相区，压力梯度比较大，而在上部压力梯度比较小，与固体颗粒的浓度分布相类似。2.6 循环流化床内固体颗粒速度沿床高及径向的变化规律图2-21给出了在运行风速沿床高方向均匀，且运行风速高于床内所有颗粒的终端沉降速度及不同固体颗粒循环流率下沿床高的固体颗粒速度变化。可以看出，沿床高方向，颗粒处于加速过程中，对任何一床层截面，风速提高或颗粒循环流率减小时，截面平均颗粒速度增大。(a) (b) (c)图2-21 固体颗粒速度沿床高的变化规律图2-22给出了颗粒平均

35、直径dp为0.53mm和0.718mm的砂粒循环流化床中测得的颗粒速度径向分布。从图中看出，在床层中心轴线上上行的颗粒速度最大，向床壁方向速度逐渐降低，直至为零，然后向下运动，速度逐渐增大。风速变化时，颗粒速度有所变化，但总体规律一致。这就是通常所说的循环流化床环-核流动结构。固体颗粒净流率为零的点通常定义为边壁层的边界，边壁层的厚度S一般可按式(2-16)求出，见图2-23。尽管测量结果有一些离散，但仍清楚表明壁面层厚度S随离布风板高度增加而变小。在床体顶部壁面层厚度S为零。 (2-16)式中 Re雷诺数，；u近壁区烟气速度，m/s；dB炉膛当量直径，m：；a、b炉膛截面宽、深，m；vg烟气

36、运动粘度，m2/s；HB从布风板到床体顶部的距离，m；h计算点距离布风板的高度，m。图2-22 颗粒速度径向的变化规律图2-23 作为到床层顶部函数距离的流动壁面层厚度应当注意，当量直径dB和表观流化速度u将根据设计和操作条件而随高度发生变化，如变截面设计而后通入二次风等。式(2-16)包括了从直径为50400 mm的循环流化床冷态模型和热功率为12226 MWe的大型循环流化床锅炉上得到的数据，所以该式可实际应用于估算流动壁面层厚度。现仍以上述100 MWe级的CFB锅炉为例计算边壁区下降流壁面层厚度s。假定u=5 m/s，在烟气为900 时vg为152.5×10-6 m2/s；H

37、B=40 m；h=20 m；图2-24 双环模型则：s=0.0284×8.86=0.252 m。若取h=6 m，则s=0.042×8.86=0.37 m。测量表明，燃烧室中实际上存在双区，可以描述图2-24所示的双环模型。气体边界层的厚度较小，距离壁面在5mm左右，而固体边界层厚度与床体当量直径、床流动雷诺数、床高及所在的距离布风板高度有关。其中气体边界层厚度Sg、固体边界层厚度St分别为：(2-17)将计算式(2-16)的数据代入式(2-17)，其中h=20 m，得St=0.177 m 。两个式计算结果有些出入。在做传热计算时，应选取沿整个高度的平均壁面层厚度。2.7 内

38、循环量与外循环量的关系图2-25 3个燃煤循环流化床设备中的固体颗粒循环率尽管循环流化床是由分离器、立管和回料器而形成的固体颗粒外循环而得到的名称，而实验结果表明在一个稀相区的给定高度既可观察到向上的质量流，也可观察到向下的质量流，且其净的上流量与这些内部流量相比是比较小的。高固体颗粒内循环率是循环流化床锅炉的一个重要特性。对于位于布风板上方h处的测量平面上的固体颗粒循环率比值Z(h)可定义为总向下颗粒质量流与总向上颗粒质量流之比。它有助于在描述循环流化床的流体动力特性和传热特性时将颗粒的内循环考虑进去。图2-25表明如果内循环率表示成到分离器入口的无量纲距离的函数，则从3台锅炉上得到的数据相

39、当一致。尽管锅炉的设计和操作条件有很大不同，将实验数据外推到旋风分离器入口处，可以发现大致有Z(h)=0.2，这就是说，在到达旋风分离器入口处的颗粒质量流中有20%返回向下流。如果延升顶部将有助于增加这个趋势。这对燃烧过程中的气固化学反应是有利的，因为它增加了颗粒在燃烧室内的停留时间，从而可提高燃烧效率。在图2-24中的测量值可用一个简单的经验关联式来描述，即 (2-18)式中 He,min分离器入口下沿到布风板的高度。当然，该式仅对底部的密相区和喷射区以上的稀相区有效。根据内循环率的定义，可以有 (2-19)式中 总向上的颗粒质量流量。从方便计算内循环量出发，式(2-19)应改为总向下的颗粒

40、质量流量,(即内循环流量)，这时式(2-19)应改为=GSF (2-19A)式中 单位炉膛截面的颗粒外循环流率；F炉膛截面积。由式(2-19A)可以求得内循环流量ms,up与外循环流量F的关系。100 MWe级CFB锅炉耐火耐磨涂料一般敷设到0.1炉膛高度(He,min，mm)，从图2-24查得该处的Z=0.85，则该处的ms,down按式(2-19A)求得为6.66F；炉膛出口处的Z=0.2，则该处的ms,up按式(2-19A)求得为0.25F。根据上述计算，从0.15高度处到炉膛出口处的平均内循环量约为3.5F，即内循环量约等于外循环量的3.5倍。这与Basu认为内循环倍率Rin=(35)

41、R，即内循环量为外循环倍率的35倍是一致的。实验表明，在循环流化床内，固体颗粒常会聚集起来成为颗粒团在携带着弥散颗粒的连续气流中运动，这在壁面处的下降环流中表现得特别明显。这些颗粒团的形状为细长的，空隙率一般在0.60.8之间。它们在炉子的中部向上运动，而当它们进入壁面附近的慢速区时，就改变它们的运动方向开始从零向下作加速运动，直到达到一个最大速度。所测量到的这个最大速度在12 m/s的范围之间。颗粒团一般并不是在整个高度上与壁面相接触，在下降了13m后就会在气体剪切力的作用下，或其它颗粒的碰撞下，发生破裂，它们也有可能自己从壁面离开。在大多数循环流化床锅炉中壁面不是平的。它们或是由管子焊在一

42、起，或是由侧向肋片将相邻的两根管子联在一起。在每一个肋片处，由相邻管子构成深度为半个管子直径的凹槽。这将影响到颗粒在肋片上的运动。实验发现颗粒会聚集在肋片处，在那儿的停留时间要大于在管子顶部。 2.8 颗粒循环流率Gs的确定图2-26 颗粒循环流率与轴向烟气速度的关系曲线颗粒循环流率Gs是表征颗粒循环量的一个参数，定义为单位炉膛截面(m2)的循环量(kg/s)。由于内循环量沿炉膛高度是在变化的，底部密相区大，上部稀相区则逐渐减小，故一般意义上的颗粒循环流率指平均循环流率Gs。循环流率的大小与颗粒密度rp、空隙率e和流化速度u0有关。对于100150 MWe级流化床锅炉可参阅图2-26。从图中看

43、出，随着烟气速度的增加，循环流率也相应增加。一般所说的物料循环量均指外部物料循环量，即通过返料机构送回床层的物料量，实际上循环流化床锅炉有很大的内循环量。内循环量主要取决于床内构件及流体动力特性。内循环在提高脱硫、燃烧效率方面，其影响与外循环基本上是相同的，对平衡床内温度的影响与外循环不尽相同，但有一点是非常明显的，即内循环增大后，外循环可以适当地降低一些。循环倍率R的定义是进入旋风分离器入口处的循环流量Glc与煤耗量B+石灰石耗量Bsh之比，即 (2-20)由式(2-20)可求得分离器入口处的循环物料量，即外循环物料量Glc (2-21)颗粒内循环流率Gs为炉内循环物料量与炉膛截面积之比，即

44、 (2-22)由式(2-22)可求得炉膛颗粒内循环量Gpj， (2-23)对于100 MWe级CFB锅炉，假定R=24，B=14.2 m/s，Bsh=0.65 m/s，则由式(2-21)可得外循环流量Glc=24(14.2+0.65)=356.4 kg/s。假定内循环流率Gs=18，F=88 m2，则由式(2-23)得Gpj=18×88=1584 kg/s。由此可得炉膛内循环平均流量1584 kg/s，是炉膛出口处的外循环流量356.4kg/s的4.5倍。即内循环流率Gs是外循环流率Gs的4倍左右。这个结论与根据式(2-19A)计算所得结果基本一致。2.9 临界流化风速umf的确定通

45、常将床层从固定状态转变到流化状态(或称沸腾状态)时按布风板面积计算的空气流速称为临界流化速度umf，即所谓的最小流化速度。对于工业应用的燃煤流化床锅炉，其正常运行的流化速度均要大于umf。岑可法等人针对宽筛分石煤燃料的冷态和热态试验结果，并结合国内外燃煤流化床的试验数据，提出了以下准则式 (2-24)式中 ；临界流化风速对应的雷诺数，vg气体的运动粘度。试验范围为；dp定性尺寸为，p颗粒的球形度，对石煤及矸石类燃料p可取0.6左右。重新整理式(2-24)后可得到： (2-25)表2-7示出了采用式(2-25)计算的临界流化风速与实测值的比较，可见计算值与实测值误差在10%之内。表2-7 杭州粮

46、油化工厂2#流化床锅炉临界流化风速umf实测值与计算值(按式2-28)的对比序号物料名称床层温度tb()临界流化床速度实测值(m/s)临界流化床速度计算值(m/s)1桐庐石煤8900.360.3632桐庐石煤渣200.6750.7323桐庐石煤8850.350.3464桐庐石煤8900.3650.3465桐庐石煤渣200.70.732从式(2-25)中看出，临界流化风速与床料颗粒的粒度和密度有关外，还与流化气体的物性参数有关，因此流化床层温度的变化将直接影响到临界流化风速。假如按式(2-25)计算出冷态下的临界流化风速为，再按热态时的物性参数计算出热态下的临界流化风速为，并求出其比值，则可用此

47、比值Z做为实测临界流化风速umf时，冷热态转化时的系数，即已测出冷态下的流化风速，则实际热态的临界流化风速， (2-26)这样就解决了热态下实测临界流化风量的困难。对于100 MWe级CFB锅炉在冷态下物性参数及计算结果如下：床层温度30 ，dp=0.0006 m，rg=1.2 kg/m2，rp=2200 kg/m3，v g=15×10-6 m2/s可得临界流化风速=0.38 m/s。在热态时的物性参数及计算结果如下：床层温度600，dp=0.0006 m，rg=0.405kg/m2，rp=2200 kg/m3，v g-6 m2/s可得临界流化风速=0.61 m/s。图2-27临界流

48、化风量测量料层阻力风量关系曲线实际测量临界流化风速时可根据以下原理进行：做风量与压降的关系曲线，当达到临界流化状态时风量增加而压降不变。可取二个床料高度，例如600 mm，700 mm。对一台100 MWe级CFB锅炉测试结果如图2-27。从图中看出，600 mm和700 mm料位得到的临界风量基本一致。临界流化风量为40 km3/h，该炉布风板截面积为13.16×3.526=46.4 m2，则临界流化风速为0.239 m/s。则根据式(2-26)，实际热态(600)的临界流化风速：2.10 颗粒终端沉降速度ut的确定设一球形颗粒在静止的流体中自由下落，所受到的力

49、有重力、浮力和阻力，按力的平衡关系可得到颗粒的运动方程： (2-27)并考虑到颗粒在气流中加速度直至达到一最终的稳态速度(即颗粒终端沉降速度)时，由上述关系就可求出颗粒的终端沉降速度ut为 (2-28)对式(2-28)进行整理，并引入终端沉降雷诺数的概念后，可得 (2-29)式中 阿基米德准则数；CD曳力系数。从式(2-29)可知，已知rp、rg、CD和dp后就可求出ut的值。表2-8列出了200 和800 时煤粉颗粒(rp=2000 kg/m3)的终端沉降速度。由于各种试验数据略有出入，故该表仅供参考。表2-8 煤粉颗粒的终端沉降速度ut(m/s)煤粒直径(mm)30405060708090

50、10020030040050060080010002000.030.060.120.150.250.270.37*0.431.131.922.623.384.085.356.58800-0.030.060.090.120.150.210.24*0.851.622.53.354.215.837.41*能采用斯托克斯定律的最大直径。当Rep<<1时，颗粒阻力服从斯托克斯定律，将代入式(2-29)可得 (2-30)当700<Rep<2×105时，即处于自模化区中，曳力系数CD=0.43，代入式(2-29)可得 (2-31)根据阻力系数的试验数据可整理出Ret通用计算

51、式： (2-32)式(2-32)适用于1<Rep<700范围，根据Ar值即可求出颗粒的终端沉降速度。对100 MWe级CFB锅炉按式(2-32)若取床温900 ，颗粒平均直径为0.6 mm时，终端沉降速度ut=5.32 m/s，若取800 、0.4 mm时，则ut=2.97 m/s。其计算过程见表2-9。表2-9 按式(2-32)计算某100 MWe级CFB锅炉终端沉降速度的计算过程床温T900900800颗粒直径dpm0.00060.00050.0004加速度gm/s29.819.819.81烟气密度rgkg/m30.3250.3250.339颗粒密度rpkg/m32200220

52、02200动力粘度mkg /m·s4.59×10-54.59×10-54.34×10-5运动粘度vgm2/s1.53E-041.53E-041.32E-04Ar数Ar7.19E+024.16E+022.49E+02Re数Re2.62E+001.96E+001.57E+00临界流化速度umfm/s0.670.600.52终端沉降速度utm/s(注：用式3-32计算)5.324.172.972.11 循环流化床锅炉燃烧室中的气固流态分析循环流化床锅炉中的气固两相流动的特点之一是上部稀相区的颗粒团聚，这正是快速床的特征，因此可以推断，循环流化床上部为快速床。固

53、体物料在一定气速条件下流化，通过观察床层的空隙率情况可以发现：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=(3.54.0)Ut(2-33)最小循环量可由以下经验关联式给出(2-34)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