循環(huán)流化床鍋爐流體動力特性

1、第二章第二章 循環(huán)流化床鍋爐流體動力特性循環(huán)流化床鍋爐流體動力特性循環(huán)流化床氣-固兩相流體動力特性是 CFB 鍋爐性能設(shè)計(jì)、爐內(nèi)傳熱研究及鍋爐運(yùn)行調(diào)試的基礎(chǔ)。循環(huán)流化床的流體動力特性不僅取決于流化風(fēng)速、固體顆粒循環(huán)流率、氣固物性，而且受設(shè)備的結(jié)構(gòu)尺寸，包括床徑、床高、進(jìn)出口結(jié)構(gòu)以及運(yùn)行參數(shù)(如溫度、壓力)的影響，因此在鍋爐設(shè)計(jì)和運(yùn)行調(diào)試前有必要對 CFB 鍋爐的流體動力學(xué)有所熟悉和研究。2.1 氣固流態(tài)化形式氣固流態(tài)化形式流態(tài)化用來描述固體顆粒與流體接觸的一種運(yùn)行形態(tài)，是一種使微粒固體通過與氣體接觸而轉(zhuǎn)變?yōu)轭愃屏黧w狀態(tài)的操作模式。氣固流態(tài)化大致可分為固定床、鼓泡床、湍流床、快速床到氣力輸送幾種

2、形式，見圖 2-1。圖圖 2-1 流態(tài)化過渡形式流態(tài)化過渡形式提高鼓泡床的運(yùn)行風(fēng)速，床層流動就轉(zhuǎn)到湍流流化床流型，此時密相床層和懸浮段間的界面變得不很明顯，顆粒的向上夾帶量明顯增加，如再進(jìn)一步增加風(fēng)速將會形成快速流態(tài)化狀態(tài)。由于流態(tài)化轉(zhuǎn)變是一個相當(dāng)復(fù)雜的過程，不僅與裝置本身有關(guān)，而且在很大程度上取決于運(yùn)行工況的組織、流化顆粒物性等因素。即使對同一流化床裝置，在所有運(yùn)行工況及顆粒物性穩(wěn)定的情況下，床層的不同區(qū)域亦會呈現(xiàn)出不同的流動型態(tài)。如傳統(tǒng)的鼓泡流化床雖屬低速流態(tài)化范疇，當(dāng)燃用寬篩分煤粒時，呈現(xiàn)出底部布風(fēng)板以上的密相鼓泡區(qū)和懸浮段的稀相氣力輸送區(qū)域。燃煤循環(huán)流化床雖屬高速流態(tài)化范疇，但由于底部

3、床料的加速效應(yīng)和大顆粒從底部循環(huán)回送，因而仍然存在著底部的密相區(qū)和二次風(fēng)口以上的相對稀相區(qū)，并且在布風(fēng)板和二次風(fēng)口之間的區(qū)域基本上處于鼓泡流化床和湍流流化床狀態(tài)，而在二次風(fēng)口以上才逐步過渡到快速流化床狀態(tài)。快速流化床是流態(tài)化的一種形式，循環(huán)流化床鍋爐所具有的許多優(yōu)點(diǎn)，例如燃料適應(yīng)性廣、NOx排放量低、燃燒效率高、脫硫時石灰石利用率高和給料點(diǎn)較少等，其原因均是由于氣固處于快速流態(tài)化運(yùn)動狀態(tài)。習(xí)慣上人們總是用風(fēng)速來判別流化狀態(tài)。當(dāng)流化風(fēng)速超過臨界流化風(fēng)速后，整個床層由固定床過渡到鼓泡床，再繼續(xù)提高風(fēng)速就過渡到湍流床和快速循環(huán)流化床?？焖倭骰矁?nèi)存在著較大的固體顆粒返混，即存在強(qiáng)烈的顆粒內(nèi)循環(huán)，這對

4、延長顆粒的停留時間是有利的。由于內(nèi)循環(huán)的存在，在爐內(nèi)的固體物料濃度不僅沿高度(軸向)是變化的，沿徑向也是變化的。內(nèi)循環(huán)的存在也使?fàn)t內(nèi)溫度場趨于均勻。流體動力特性是非常重要的參數(shù)，它決定著輔機(jī)的能耗、床內(nèi)吸熱量、溫度分布、燃燒情況、床內(nèi)載料量和磨損等。良好的綜合流體動力特性是合理設(shè)計(jì)循環(huán)流化床鍋爐的基礎(chǔ)。鑒于循環(huán)流化床技術(shù)的發(fā)展歷史還很短，特別是煤燃燒領(lǐng)域所涉及的高溫和大顆粒情況，從鼓泡流化床(慢速床)過渡到循環(huán)流化床(快速床)的流型轉(zhuǎn)變規(guī)律以及循環(huán)流化床內(nèi)的各種特征，目前研究的尚不完整，對它的認(rèn)識還在不斷深化中，故其研究結(jié)果在應(yīng)用中要注意分析。2.2 各類流態(tài)化的過渡準(zhǔn)則各類流態(tài)化的過渡準(zhǔn)則為

5、了便于研究流態(tài)化過渡，首先研究循環(huán)流化床的顆粒分類。2.2.1 顆粒分類顆粒分類根據(jù)流態(tài)化經(jīng)驗(yàn)，Geldart(1973)把固體顆粒概括分成如圖 2-1 所示的 A、B、C 和 D 四類。圖 2-2 是顆粒分類相對于氣固密度差的曲線。在了解固體顆粒流態(tài)化表觀上，分類是一種很重要的手段，因?yàn)樵谙嘟牟僮鳁l件下不同類的顆粒流動表現(xiàn)可能完全不同。某種固體顆粒是屬于 A、B、C 還是 D 類，這主要取決于顆粒的尺寸和密度，同時也取決于流化氣體的性質(zhì)，因而與它的溫度和壓力有關(guān)。A 類顆粒(p=2500 kg/m3)一般在 30100 m 范圍內(nèi)，氣固密度差小于 1400 kg/m3，主要包括有裂化催化劑

6、。早期的流態(tài)化研究工作都是以它們?yōu)橹鬟M(jìn)行的。這類顆粒能很好地流化，但表現(xiàn)氣速在超過臨界流化速度之后及氣泡出現(xiàn)之前床層會有明顯的膨脹。很多循環(huán)流 圖圖 2-2 顆粒分類顆粒分類化床系統(tǒng)采用 A 類顆粒，這類顆粒在停止送氣后會有緩慢排氣的趨勢，由此可鑒別 A 類顆粒。B 類主要是砂粒和玻璃球，這類顆粒粒度通常在 100500 m 范圍內(nèi)(p=2500 kg/m3)。氣固密度差為 14004000 kg/m3。B 類顆粒床易于鼓泡，氣速一旦超過臨界流化速度，床內(nèi)立即出現(xiàn)兩相，即氣泡相和乳化相。它們能流化得很好，大部分鍋爐都采用這類顆粒。C 類顆粒非常細(xì)，一般小于 30 m(p=2500 kg/m3)

7、。它是具有粘結(jié)性的一類，特別易于受靜電效應(yīng)和顆粒間作用力的影響，很難達(dá)到正常流化狀態(tài)。顆粒間作用力與重力相近。如果要流化 C 類顆粒，則需特殊的技術(shù)，否則常會造成溝流。常常通過攪拌和振動方式使之正常流化。D 類顆粒(p=2500 kg/m3)是所有顆粒中最粗的(500m)，通常達(dá)到 1 mm 或更大。雖然它們也會鼓泡，但固體顆粒的混合相對較差，更容易產(chǎn)生噴射流。它們需要相當(dāng)高的速度去流化，通常處于噴動床操作狀態(tài)。表 2-1 給出了不同類型的顆粒特性比較。表表 2-1 四類顆粒的特點(diǎn)四類顆粒的特點(diǎn)類別CABD對于p=2500 kg/m3的粒度30m30100m100500m500m溝流嚴(yán)重輕微可

8、忽略可忽略噴動無無淺層度明顯臨界鼓泡速度 umb無氣泡umf= umf= umf氣泡形狀只有溝流平底圓冠圓形有凹陷圓形固體混合很低高中等低氣體返混很低高中等低氣栓流扁平雨?duì)顨馑ㄝS對稱近似軸對稱近似貼壁粒度對流體動力特性的影響未知明顯微小的未知粒度分布較寬的煤顆粒同時具有 A 顆粒和 B 顆粒的屬性。氣速較低時，它充分表現(xiàn) B顆粒的鼓泡特征；氣速高時，煤顆粒中細(xì)粉特征占主導(dǎo)地位，它也可以是下部鼓泡流態(tài)化，而上部為湍流或快速流態(tài)化。下面分別敘述各種主要形態(tài)的過渡準(zhǔn)則。 由固定床到鼓泡床由固定床到鼓泡床在流速較低時，氣流僅是在靜止顆粒的縫隙中流過，這時稱為固定床。當(dāng)氣流速度增大到一定值時，所有的顆粒

9、被上升的氣流懸浮起來，此時氣體對顆粒的作用力與顆粒的重力相平衡，通過床層任意兩個截面的壓力降與在此兩截面間單位面積上顆粒和氣體的重量之和相等，這時床層達(dá)到起始流態(tài)化。這時的氣流速度稱為最小流化速度。當(dāng)氣流速度超過這個值時，除了非常細(xì)而輕的顆粒床會均勻膨脹外，一般地會出現(xiàn)氣體的鼓泡這樣明顯的不穩(wěn)定性。這樣的床層稱為鼓泡流化床。2.2.3 由鼓泡流化床到湍流流化床由鼓泡流化床到湍流流化床當(dāng)通過鼓泡流化床的氣速增加到最小鼓泡速度以上時，床層會膨脹，繼續(xù)不斷地增加氣速會最終使床層膨脹形式產(chǎn)生變化，這可能是由于氣泡份額增加，乳化相膨脹及分隔氣泡的乳化相壁厚度減弱而引起的，在該狀態(tài)下，氣泡相由于快速的合并

10、和破裂失去了其同一性，這就導(dǎo)致了床內(nèi)強(qiáng)烈的運(yùn)動和床層膨脹的增大，改變了床層膨脹的型式，大量顆粒被拋入床層上方的懸浮空間，床層仍有表面但已相當(dāng)彌散，這種床層稱之為湍流流化床。床層的壓力降快速地脈動，脈動的幅值在速度 Uc時達(dá)到峰值，當(dāng)流化風(fēng)速繼續(xù)增大到Uk時，脈動幅值會下降到一個穩(wěn)定值(見圖 2-3)，從鼓泡床到湍流床的轉(zhuǎn)變不是突然發(fā)生的，轉(zhuǎn)變的初始值是在 Uc，結(jié)束時的風(fēng)速為 Uk。流態(tài)化的轉(zhuǎn)變是從床層表面開始逐步向下移動，目前尚無通用的從鼓泡床到湍流床轉(zhuǎn)變速度的計(jì)算式。2.2.4 由湍流流化床過渡到快速流化床由湍流流化床過渡到快速流化床在湍流流化床中，隨著操作氣速的不斷增加，床內(nèi)的氣泡份額將

11、愈來愈大。由于在高的氣泡份額下，床內(nèi)作為連續(xù)相的乳相不再穩(wěn)定。高速氣流的切割使乳相極易被分散為尺度較大的顆粒團(tuán)，從而使床層失去湍動流化床的特征。此時，流型即脫離了湍流流態(tài)化。從現(xiàn)象上看，這種流型轉(zhuǎn)變的發(fā)生顯然類似于一般的“轉(zhuǎn)相過程” ；密相由連續(xù)相變成了分散相，稀相則由分散相變成了連續(xù)相?？焖倭骰脖徽J(rèn)為介于湍流流化床和氣力輸送狀態(tài)之間的一個流型，在典型的快速流化床中可觀察到不均勻的顆粒絮狀物在非常稀相的上升氣固流中隨機(jī)地作上行或下行運(yùn)動?？焖倭骰簿哂懈叩臍夤滔鄬λ俣取㈩w粒絮狀物的形成與解體、極好的混合條件等主要特征。另一個明顯的特征是快速流化床中懸浮顆粒濃度不但沿軸向(高度)而且還沿徑向位

12、置有變化。關(guān)于顆粒絮狀物形成機(jī)理，如圖 2-4 所示。顆粒被連續(xù)地給入上升氣流中，當(dāng)給料速度很低時，顆粒將均勻分散在氣流中，每個顆粒將孤立地運(yùn)動，氣固間的相對速度會在每個顆粒尾部形成尾渦，如圖 2-4(a)所示。 圖圖 2-3 壓力波動幅值隨氣流速度的變化曲線壓力波動幅值隨氣流速度的變化曲線圖圖 2-4 顆粒絮狀物的形成機(jī)理顆粒絮狀物的形成機(jī)理在給定氣速情況下，隨著給料速率的增加，床內(nèi)顆粒濃度達(dá)到足夠高時，且氣固相對速度高于顆粒攜帶尾渦所必須具有的最小速度 uT時，尾隨的顆粒會進(jìn)入下面顆粒的尾渦中，如圖 2-4(b)所示。一旦出現(xiàn)這種情形，上面顆粒的流體曳力將減小，并且在重力的作用下沉降到位于

13、其下部的顆粒上，由于這樣形成的一對顆粒的有效表面積小于兩個單獨(dú)顆粒表面積之間和，與組合體的重力相比，其流體曳力要小些，進(jìn)而導(dǎo)致顆粒對與其他顆粒相碰撞，由此使大量的顆粒結(jié)合在一起形成名為絮狀物的顆粒凝聚群。然而，所形成的這些顆粒絮狀物并非穩(wěn)定不變，他們往往會被上升氣流所撕碎，因此顆粒絮狀物的形成與解體是交替發(fā)生的現(xiàn)象。迄今，尚缺乏向快速流態(tài)化流型過渡的定量判據(jù)。下面引述 Reddy-Karri 和 Knowlton 的流型過渡示意圖，如圖 2-5 所示。設(shè)想在一個垂直流動體系，顆粒以給定的流率 W1連續(xù)給入床內(nèi)，氣體向上流動，整個氣固流動處于氣力輸送狀態(tài)。此時，如降低表觀風(fēng)速而維持給料量不變，單

14、位高度床層的壓降將減小，這是由于與壁面流動阻力減少的緣故(C-D 線)。然而，隨著進(jìn)一步減低氣速，懸浮顆粒的濃度越來越大，因此懸浮顆粒體的靜壓頭隨著氣速減低而增高，并進(jìn)而開始主導(dǎo)通過床層的壓力降。在這種情況下，隨著表觀風(fēng)速的減小，壓降開始增大(D-E 線)，曲線中折轉(zhuǎn)點(diǎn) D 表示了從氣力輸送過渡到快速流態(tài)化的臨界點(diǎn)，如果與湍流流化床過渡到快度流化床相比，D 點(diǎn)相當(dāng)于快速流化床運(yùn)行范圍的上限點(diǎn)。如果氣速再降低，床內(nèi)的顆粒濃度會增加到使床層達(dá)到顆粒飽和狀態(tài)，即氣流不再能攜帶顆粒離開床層，這是就形成了密相床層，在曲線上顯示了很陡的壓降增加，此狀態(tài)(E 點(diǎn))稱為噎塞(choking)。對于小尺寸床體，

15、此時床層易形成節(jié)涌，而對于大尺度床層，則呈現(xiàn)非節(jié)涌的密相流化床，如上所述的湍流流化床狀態(tài)。E 點(diǎn)對應(yīng)的速度稱為噎塞速度 uch，快速流化床的運(yùn)行范圍為 E-D，風(fēng)速低于 uch時的氣固流型有湍流流化床、節(jié)涌流化床、鼓泡流化床和固定床，這些通稱為系留床。圖 2-6 示出了快速流化床的存在區(qū)域，A-B 線表示了前述的噎塞速度線，可作為系留和快速床的分界線。從圖中可以看出，在高顆粒循環(huán)流率的情況下，過渡到快速流態(tài)化的臨界速度亦將更高。 圖圖 2-5 垂直流動體系氣固流型過渡示意圖垂直流動體系氣固流型過渡示意圖 圖圖 2-6 快速流化床的存在區(qū)域快速流化床的存在區(qū)域關(guān)于從湍流流化床過渡到快速流化床的另

16、一種判據(jù)是由 Yerushalmi 和 Cankurt 提出的輸送速度的概念。為解釋其物理含義，我們先來看一下表觀風(fēng)速超過床料終端速度的一個假想流化床的情形。顯然，經(jīng)過一段有限時間后，所有的床料顆粒均將夾帶出床層，除非同時連續(xù)地給入等量的顆粒。隨著表觀風(fēng)速從遠(yuǎn)超過床料終端速度的狀態(tài)開始減小，把整個床層吹空所花的時間亦隨之增加。繼續(xù)降低氣速時會存在一個臨界點(diǎn)，在此臨界點(diǎn)吹空整個床料所花的時間會突然增加，如圖 2-7 所示的 F 點(diǎn)，該點(diǎn)對應(yīng)的氣速稱為輸送速度 utr。許多學(xué)者均將噴塞速度作為湍流流態(tài)化向快速流態(tài)化的轉(zhuǎn)變速度。關(guān)于過渡到快速流化床的影響因素，圖 2-8 定性地示出了顆粒尺寸、顆粒密

17、度、氣體粘度、氣體密度和管尺寸對流型過渡的影響規(guī)律。從圖中不難看出，對大顆粒床料，快速流態(tài)化的操作范圍很窄。2.2.5 由快速流態(tài)化過渡到懸浮稀由快速流態(tài)化過渡到懸浮稀相流相流(氣力輸送氣力輸送)在懸浮稀相流中，顆粒明顯地均勻向上運(yùn)動并且不存在顆粒的下降流動，而在快速流態(tài)化狀態(tài)，可觀察到存在著許多顆粒絮狀物，并且有些顆粒呈下降流動，床內(nèi)明顯存在著顆粒返混。因此在懸浮稀相流中，除在加速區(qū)外，通過床層的壓力梯度分布是均勻的。另一方面，在快速流態(tài)化狀態(tài)，體現(xiàn)了不同的壓力梯度分布，在床層底部壓力梯度比較高，而在床的頂部比較低。從快速流態(tài)化過渡到懸浮稀相流同時伴隨著床層空隙度的增加，通常能接受的從快速流

18、化床過渡到懸浮稀相流的臨界空隙度為 0.930.98。圖 2-9 表示了比圖 2-8 更細(xì)化的流型分區(qū)圖。 圖圖 2-7 床層被吹空時間與氣速的關(guān)系床層被吹空時間與氣速的關(guān)系 圖圖 2-8 影響流型轉(zhuǎn)變的因素影響流型轉(zhuǎn)變的因素 圖圖 2-9 流型分區(qū)圖流型分區(qū)圖圖中，uTF湍流流態(tài)化向快速流態(tài)化的轉(zhuǎn)變速度，m/s；utr輸送速度，m/s?？焖倭鲬B(tài)化并非低速流態(tài)化向高速的簡單延伸，它必須具備如下條件：(1) 合適的顆粒物性；(2) 運(yùn)行風(fēng)速大于顆粒終端沉降速度；(3) 足夠大的顆粒循環(huán)速率?？焖倭鲬B(tài)化的特征見表 2-2、2-3。表表 2-2 快速流化床與湍流流化床的對比快速流化床與湍流流化床的對

19、比湍流流化床快速流化床=f(u)，一般0.8=f(u,Gs)，一般 0.750.95床層有一彌散的上界面無床上界面顆粒夾帶量較小(小于飽和容量)顆粒夾帶達(dá)到飽和容量床截面形成多循環(huán)流動中心顆粒僅在壁面處有向下滑移，在中心區(qū)域上升有氣泡的生成與破碎無氣泡，有絮狀物的聚集與解體表表 2-3 快速流化床與氣力輸送的對比快速流化床與氣力輸送的對比快速流化床氣力輸送有絮狀物出現(xiàn)，顆粒在軸向、徑向分布都不均勻，0.750.95表觀上呈均勻彌散流動。1顆粒在壁面處出現(xiàn)向下滑移，在中心區(qū)域上升無顆粒向下運(yùn)動床層壓降主要受懸浮顆粒靜壓頭支配，即0/ )d/d(0sGuhp床層壓降主要受摩擦壓降支配，即0/ )d

20、/d(0sGuhp2.3 物料濃度沿爐膛高度物料濃度沿爐膛高度(軸向軸向)的分布的分布物料濃度(空隙率)是 CFB 鍋爐設(shè)計(jì)計(jì)算的重要參數(shù)之一。物料濃度(空隙率)在爐內(nèi)的分布受流化速度、循環(huán)流率、爐內(nèi)壓差及爐膛結(jié)構(gòu)型式的影響。顆粒濃度很高的兩相流系統(tǒng)常用到空隙率的概念，其定義為流體(氣體)所占的體積 Vg與整個兩相流體的總體積 Vm之比： (2-1)vmpmmg1 CVVVVV式中 Vp固相物料所占的體積；Cv固相物料在兩相流體中的體積濃度，m3/m3。(2-1)式可改寫成如下形式： (2-2)1vC知道固相物料的密度p后，可由 Cv求出固相物料在兩相流中的濃度 Cp： (2-3)3ppvp1

21、kg/mCC鼓泡床沿床高的典型顆粒濃度分布見圖 2-10，快速流化床沿床高的典型顆粒體積濃度分布見圖 2-11，各種流態(tài)化條件下的顆粒濃度典型分布見圖 2-12。循環(huán)流化床的流態(tài)介于湍流床與快速床之間。從上述各圖中看出，鼓泡床的密相區(qū)和循環(huán)流化床的下部均存在一個顆粒濃度沿高度基本不變化區(qū)域，前者高度較短、后者高度較大。該區(qū)域以下稱為密相區(qū)，其四周的爐墻均敷有耐火耐磨涂料。許多學(xué)者研究，發(fā)現(xiàn)影響循環(huán)流化床內(nèi)平均空隙率的因素很多，如運(yùn)行風(fēng)速、顆 TDH輸送分離高度，高于它時夾帶就不再明顯變化圖圖 2-10 鼓泡床沿床高的顆粒濃度分布鼓泡床沿床高的顆粒濃度分布圖圖 2-11 快速流化床沿床高的顆粒體

22、積濃度分布快速流化床沿床高的顆粒體積濃度分布 圖圖 2-12 各種流態(tài)化條件下的顆粒濃度分布各種流態(tài)化條件下的顆粒濃度分布粒循環(huán)流率、顆粒物性、床層高度、循環(huán)流化床進(jìn)出口結(jié)構(gòu)等。根據(jù)理論和試驗(yàn)研究可以認(rèn)為軸向空隙率分布大致分為 3 種基本類型：單調(diào)指數(shù)函數(shù)分布表現(xiàn)為隨床層高度的增加，軸向空隙率逐漸增大，呈指數(shù)函數(shù)形式分布，駱仲泱等曾對大顆粒循環(huán)流化床進(jìn)行測量，得出了沿床高的分布規(guī)律，其計(jì)算式如下： (2-4)61. 2exp(1410psHhuG或 (2-5)61. 2exp(14)1 (0spHhuG式中 p(1-)=Cp，物料平均濃度，kg/m3；Gs顆粒循環(huán)流率，kg/m2s；p顆粒密度

23、，kg/m3；u0煙氣速度，m/s；h計(jì)算部位高度，m；H床總高度，m。S 型分布如圖 2-13 所示。 圖圖 2-13 循環(huán)流化床固體顆粒平均空隙率的循環(huán)流化床固體顆粒平均空隙率的 S 型分布型分布不少研究者認(rèn)為，S 型分布是循環(huán)流化床截面平均空隙率軸向分布的典型形態(tài)，即在床層底部為顆粒密相區(qū)，在床層頂部為顆粒稀相區(qū)，在濃稀相區(qū)間存在一個拐點(diǎn)，其位置隨著運(yùn)行風(fēng)速、顆粒循環(huán)流率以及整個循環(huán)回路的存料量而上下變化。據(jù)此，李佑楚等提出了一個空隙率分布模型，并給出了空隙率分布計(jì)算式： (2-6)/ )(exp0i1ahhh式中的特性參數(shù)可由李佑楚等實(shí)驗(yàn)結(jié)果關(guān)聯(lián)式得到：顆粒密相空隙率 (2-7)074

24、1. 0687. 1ppaRe7 . 2Re18756. 0Ar稀相極限空隙率 (2-8)0287. 0687. 1pp1Re7 . 2Re18924. 0Ar特征長度 (2-9)(69exp500a10h轉(zhuǎn)折點(diǎn)高度 (2-10)922. 1pgp2pggi)()(4 .175gduuHh顆粒表觀速度 (2-11)(1/(gpas*p Gu上述兩種分布型式一般在循環(huán)流化床出口比較通順時才能形成，即出口約束較小時，床層上部空隙率的軸向分布基本不受出口結(jié)構(gòu)的影響，呈上稀下濃結(jié)構(gòu)。但在大多數(shù)循環(huán)流化床鍋爐中，采用氣墊直角彎頭出口，見圖 2-14(a)，出口結(jié)構(gòu)將對氣固兩相流有較強(qiáng)的約束作用，氣體通過

25、氣墊彎頭由垂直運(yùn)動急轉(zhuǎn)成水平運(yùn)動，而顆粒在慣性作用下沖向氣墊封頭，運(yùn)動受阻后折流向下，一部分顆粒被氣流帶出(其流量約為循環(huán)流化床的循環(huán)物料量 Gs)；另一部分顆粒沿床壁面向下運(yùn)動，與向上運(yùn)動的顆粒產(chǎn)生較強(qiáng)的動量交換，并逐漸與氣固氣體運(yùn)動相融合，使顆粒濃度軸向分布逆轉(zhuǎn)，呈現(xiàn)上濃下稀趨勢。在遠(yuǎn)離出口的下方，折流顆粒群的影響消失，顆粒密度沿軸向呈上稀下濃分布。此時全床整體沿軸向則出現(xiàn)中間空隙率高、兩端空隙率低的反 C 型分布，見圖 2-14(b)。考慮電站 CFB 鍋爐的濃度分布更接近單調(diào)指數(shù)函數(shù)型，故這里采用單調(diào)指數(shù)函數(shù)型分布進(jìn)行分析，見式(2-5)。在工程設(shè)計(jì)中，很難將燃燒室沿高度的濃度逐一計(jì)算

26、?？梢圆捎醚馗叨?從密相區(qū)耐磨耐火涂料上沿到爐膛出口)積分而得到一個特征物料濃度，用于受熱面的平均傳熱系數(shù)計(jì)算。假定循環(huán)流率 Gs和煙氣流速 uo為已知(即 Gs和 uo為常數(shù))，則對式(2-5)從=0.161 積分：Hh 圖圖 2-14 循環(huán)流化床內(nèi)固體顆粒濃度分布形式循環(huán)流化床內(nèi)固體顆粒濃度分布形式(出口結(jié)構(gòu)的影響出口結(jié)構(gòu)的影響) (2-5a)100 1612 6100 1600114exp2 61142 6114(0.0735-0.6586)2 613 18ppS.h.HS.sscGhh.duHHGe.uG.uG.u（）假設(shè) Gs =18，uo=5m/s，則 Cp=11.4/m3。流化床

27、內(nèi)的平均濃度也可根據(jù)床壓按式(2-12)求出： (2-12)gHPC)1 (pp式中 P床層壓差，Pa；H爐膛高度差，m；g重力加速度，m/s2。國外一臺 250 MWe CFB 鍋爐在燃用次煙煤時對沿爐膛不同高度的床壓(表壓)進(jìn)行了測量，其結(jié)果見表 2-4 及表 2-5。表表 2-4 100%負(fù)荷時燃用次煙煤的床壓負(fù)荷時燃用次煙煤的床壓從布風(fēng)板算起的爐膛高度，m00.52.84.06.0爐膛截面的床壓(表壓)，Pa1500011000600053004300從布風(fēng)板算起的爐膛高度，m7.812.521.53440爐膛截面的床壓(表壓)，Pa3700300022001200500表表 2-5

28、55%負(fù)荷時燃用次煙煤的床壓負(fù)荷時燃用次煙煤的床壓從布風(fēng)板算起的爐膛高度，m00.52.64.06.07.812.521.534爐膛截面的床壓(表壓)，Pa1580010500200012009008506004000在燃用低揮發(fā)分煙煤時 100%負(fù)荷的床壓沿高度的變化基本上與燃用次煙煤時相近，但在 55%負(fù)荷時，其床壓卻高于燃用次煙煤時的床壓，見表 2-6。表表 2-6 55%負(fù)荷時燃用低揮發(fā)份煙煤負(fù)荷時燃用低揮發(fā)份煙煤從布風(fēng)板算起的爐膛高度，m00.52.53.86.07.912.521.83440爐膛截面的床壓(表壓)，Pa20800140003500250022001900120075

29、0300100在 100%負(fù)荷燃用褐煤時稀相區(qū)的床壓略高于燃用次煙煤時的床壓，在 34 m 爐膛高度處床壓為 2600 Pa，在 6 m 爐高處床壓為 4300 Pa，與次煙煤相同。由于 34 m 與 6 m 的壓差小于次煙煤，所以此區(qū)域的平均物料濃度c小于次煙煤。以一臺 100 150MWe 級循環(huán)流化床鍋爐為例，按表 2-4 計(jì)算從 4m 到爐出口 40 m 間的平均濃度 Cp，取高度差=(40-4)m=36 m；壓差P=(5300-500)Pa=4800 Pa，代入式(2-12)，則得：3ppkg/m6 .138 . 93648008 . 9)440(5005300)1 (C清華大學(xué)給出

30、了水冷壁傳熱計(jì)算時所需的固相物料平均濃度計(jì)算式，見式(2-13)： (2-13)pp8 . 27)8 . 27(h1ltppp2 . 442)1 (1hltCeedhHChdH式中 Hlt爐膛總高度，m；h1爐膛下部錐體高度，m；dh錐體段以上直段耐火涂層高度，m；Cpp爐膛出口處物料濃度，kg/m3。式(2-13)考慮了密相區(qū)敷設(shè)防磨涂料對傳熱影響減小，故去除了局部濃度較高的布風(fēng)板上部密相區(qū)濃度的影響。仍以上述 100 MWe 級循環(huán)流化床鍋爐為例，取 Hlt=39.41 m；h1=5.5m；dh=0.45m；Cpp=1.43kg/m3，則按式(2-13)得：3pkg/m53.19)1 (運(yùn)

31、行風(fēng)速對床內(nèi)空隙率分布的影響可參見圖 2-15。從圖中可以看出，當(dāng)運(yùn)行風(fēng)速提高時，床內(nèi)空隙率 增大，固相物料體積濃度(1-)減小，床內(nèi)空隙率分布逐漸變得均勻，頂部與底部空隙率差別減小，直至全部的空隙率都接近出口值，而進(jìn)入稀相氣力輸送狀態(tài)。顆粒循環(huán)流率對空隙率分布的影響可參見圖 2-16。從圖中可以看出，固體顆粒循環(huán)物料量的影響與風(fēng)速的影響正好相反，循環(huán)物料量增大時，床層各截面上平均空隙率都逐漸減小，而頂部與底部的空隙率差距加大，沿床層軸向空隙率的梯度也加大。 圖圖 2-15 運(yùn)行風(fēng)速對空隙率的影響運(yùn)行風(fēng)速對空隙率的影響 圖圖 2-16 顆粒循環(huán)流率對空隙率軸向分布的影響顆粒循環(huán)流率對空隙率軸向

32、分布的影響前面簡單地討論了循環(huán)流化床內(nèi)的幾種空隙率分布，以及影響空隙率分布的因素。應(yīng)該指出的是，對于大顆粒組成的循環(huán)流化床，特別是在循環(huán)流化床鍋爐中，不易出現(xiàn) S 型分布，一般應(yīng)為單調(diào)指數(shù)下降。但為了提高床內(nèi)固體顆粒的濃度，在出口均加上氣墊直角出口，所以濃度分布變?yōu)榉?C 型分布。在實(shí)際過程中，情況遠(yuǎn)沒有這樣簡單。因?yàn)榇矊右话阌蓪捄Y分、不同密度的顆粒所組成(如顆粒為 08mm，床內(nèi)顆粒有石灰石、灰渣、煤或砂等)，而且在床內(nèi)的一定高度上還可能有收縮，增加二次風(fēng)等，使床內(nèi)空隙率分布變得比較復(fù)雜。但一般可以認(rèn)為，在床層下部有一個由大顆粒組成的密相床，再疊加一個由前面所述的空隙率分布，即總體上講是呈單

33、調(diào)指數(shù)下降或反 C 型分布。2.4 物料濃度沿爐膛徑向的分布物料濃度沿爐膛徑向的分布研究表明，在循環(huán)流化床中由于壁面的摩擦效應(yīng)，在靠近壁面處的氣速低于床層中心的氣速。在床內(nèi)核心區(qū)上行的固體顆粒，由于流體動力的作用，會向邊壁漂移，當(dāng)?shù)竭_(dá)壁面時，由于氣速較低，流體對顆?；蝾w粒團(tuán)的曳力也降低，這樣顆粒在近壁面處的上升速度減慢或者向下運(yùn)動。在近壁面處向下運(yùn)動的固體顆粒偶爾也會被中心上升氣流夾帶而向上運(yùn)動，這就導(dǎo)致了兩種橫向運(yùn)動，其一是離開壁面；其二是流向壁面。對于循環(huán)流化床內(nèi)徑向的固體顆粒濃度分布，有許多研究者進(jìn)行了研究。這些研究結(jié)果相當(dāng)一致，循環(huán)流化床內(nèi)存在著徑向空隙率的不均勻性，在床層中心區(qū)的空隙

34、率較大，而靠近壁面處空隙率較小。當(dāng)截面平均空隙率大于 0.951 時，徑向空隙率分布就比較平坦，一般僅在距床壁 1/4 半徑距離內(nèi)空隙率才有所下降，而對于平均截面空隙率小于 0.95 的床層，徑向空隙率呈明顯的不均勻分布。圖 2-17 示出了固體顆粒循環(huán)流率對固體顆粒濃度徑向分布的影響，圖中同時示出了截面平均固體顆粒濃度。從圖中可以看出，循環(huán)物料量增大，截面平均固體顆粒濃度增加，沿徑向的固體顆粒濃度變化就比較大，在近壁面處，固體顆粒濃度可以達(dá)到密相區(qū)的濃度(=0.45)。圖 2-18 示出了氣速對固體顆粒濃度徑向分布的影響。從圖中可以看出，氣速增加，床截面平均固體顆粒濃度下降，沿徑向的固體顆粒

35、濃度變化變小，曲線就變得平坦，邊壁濃度與核心區(qū)濃度差別就較小。 圖圖 2-18 流化風(fēng)速對固體顆粒濃度徑向分布的影響流化風(fēng)速對固體顆粒濃度徑向分布的影響顆粒沿壁面下落的高固體顆粒濃度區(qū)，根據(jù)實(shí)測，其厚度是從床底部到頂部逐漸減薄，該區(qū)域的平均厚度可能會從實(shí)驗(yàn)室裝置的幾毫米一直變化到工業(yè)設(shè)備的幾十厘米。根據(jù)上述固體顆粒徑向分布的規(guī)律，我們可以看出，在循環(huán)流化床中，除了固體顆粒在分離器內(nèi)被分離再送回床內(nèi)的外部循環(huán)外，固體顆粒在核心和邊壁處的上升和下落也構(gòu)成了床內(nèi)的內(nèi)循環(huán)，床層的溫度能保持均勻分布是內(nèi)外循環(huán)共同作用的結(jié)果。圖圖 2-17 循環(huán)物料流率對固體顆粒濃循環(huán)物料流率對固體顆粒濃度徑向分布的影響

36、度徑向分布的影響2.5 循環(huán)流化床內(nèi)的壓力分布循環(huán)流化床內(nèi)的壓力分布學(xué)者研究認(rèn)為，壓降主要與氣速(ut顆粒終端沉降速度，ug氣相速度)、固體顆粒循環(huán)流率(Gs)、固氣密度比(p/g)、床徑(Db)和顆粒徑(dp)比等有關(guān)，并對試驗(yàn)結(jié)果進(jìn)行系統(tǒng)回歸，得到如下關(guān)聯(lián)式： (2-14)047. 0pb06. 1gp1 . 1g0s22. 0gtgp93. 3)(dDuGuuhP由于物料重力引起的壓降比其他大一個數(shù)量級以上，故一般可采用下式計(jì)算床層的壓降： (2-15)hgP)1 (p張瑞英等據(jù)試驗(yàn)首先觀察了氣速 uo，, 固體循環(huán)流率 Gs與床層軸向壓降的關(guān)系，圖 2-19示出了氣速 uo對高度為h

37、的床層壓降的關(guān)系。從圖中可以看出，在同一循環(huán)物料量 Gs下，其床層壓降隨運(yùn)行風(fēng)速的增加而下降，這意味著在同一循環(huán)量的條件下，速度越大，床內(nèi)的顆粒度必然變稀，因而床內(nèi)壓降和速度成反比。圖 2-20 是床層無因次壓降p/h(Pp-pg)與無因次固氣流率比Gs/(uopg)的變化關(guān)系。從圖中可以看出，床層壓降隨固體顆粒流量的增加而增加，變化規(guī)律近似線性。對循環(huán)流化床內(nèi)的軸向壓力分布測試表明，在床層底部的密相區(qū)，壓力梯度比較大，而在上部壓力梯度比較小， (a) (b)圖圖 2-19 循環(huán)流化床內(nèi)風(fēng)速與壓降的關(guān)系循環(huán)流化床內(nèi)風(fēng)速與壓降的關(guān)系 (a) (b)圖圖 2-20 循環(huán)流化床內(nèi)固體顆粒流率與壓降的

38、關(guān)系循環(huán)流化床內(nèi)固體顆粒流率與壓降的關(guān)系與固體顆粒的濃度分布相類似。2.6 循環(huán)流化床內(nèi)固體顆粒速度沿床高及徑向的變化規(guī)律循環(huán)流化床內(nèi)固體顆粒速度沿床高及徑向的變化規(guī)律圖 2-21 給出了在運(yùn)行風(fēng)速沿床高方向均勻，且運(yùn)行風(fēng)速高于床內(nèi)所有顆粒的終端沉降速度及不同固體顆粒循環(huán)流率下沿床高的固體顆粒速度變化?？梢钥闯?，沿床高方向，顆粒處于加速過程中，對任何一床層截面，風(fēng)速提高或顆粒循環(huán)流率減小時，截面平均顆粒速度增大。 (a) (b) (c)圖圖 2-21 固體顆粒速度沿床高的變化規(guī)律固體顆粒速度沿床高的變化規(guī)律圖 2-22 給出了顆粒平均直徑 dpS 一般可按式(2-16)求出，見圖 2-23。盡

39、管測量結(jié)果有一些離散，但仍清楚表明壁面層厚度 S 隨離布風(fēng)板高度增加而變小。在床體頂部壁面層厚度 S為零。 (2-16)73. 0BB21. 0BB22. 0BBRe55. 0HhHdHds式中 Re雷諾數(shù)，；gBRevduu近壁區(qū)煙氣速度，m/s；dB爐膛當(dāng)量直徑，m：；baabd2Ba、b爐膛截面寬、深，m；vg煙氣運(yùn)動粘度，m2/s；HB從布風(fēng)板到床體頂部的距離，m；h計(jì)算點(diǎn)距離布風(fēng)板的高度，m。 圖圖 2-22 顆粒速度徑向的變化規(guī)律顆粒速度徑向的變化規(guī)律 圖圖 2-23 作為到床層頂部函數(shù)距離的流動壁面層厚度作為到床層頂部函數(shù)距離的流動壁面層厚度應(yīng)當(dāng)注意，當(dāng)量直徑 dB和表觀流化速度

40、 u 將根據(jù)設(shè)計(jì)和操作條件而隨高度發(fā)生變化，如變截面設(shè)計(jì)而后通入二次風(fēng)等。式(2-16)包括了從直徑為 50400 mm 的循環(huán)流化床冷態(tài)模型和熱功率為 12226 MWe 的大型循環(huán)流化床鍋爐上得到的數(shù)據(jù)，所以該式可實(shí)際應(yīng)用于估算流動壁面層厚度。現(xiàn)仍以上述 100 MWe 級的 CFB 鍋爐為例計(jì)算邊壁區(qū)下降流壁面層厚度 s。假定 u=5 m/s，在煙氣為 900 時 vg為 152.510-6 m2/s；HB=40 m86. 868. 616.1368. 616.132Bdm；h=20 m；則：0 220 210 736B5 8 864040200 55152 5 108 86400 55

41、 0 063 1 37 0 60 0284.s.d. .s=0.02848.86=0.252 m。若取 h=6 m，則 s=0.0428.86=0.37 m。測量表明，燃燒室中實(shí)際上存在雙區(qū)，可以描述圖 2-24 所示的雙環(huán)模型。氣體邊界層的厚度較小，距離壁面在 5mm 左右，而固體邊界層厚度與床體當(dāng)量直徑、床流動雷諾數(shù)、床高及所在的距離布風(fēng)板高度有關(guān)。其中氣體邊界層厚度 Sg、固體邊界層厚度 St分別為：(2-17)g0 230 880 2305 m0 49.ttthS.hhSHHh.ReDDH將計(jì)算式(2-16)的數(shù)據(jù)代入式(2-17)，其中 h=20 m，得 St=0.177 m 。兩個

42、式計(jì)算結(jié)果有些出入。在做傳熱計(jì)算時，應(yīng)選取沿整個高度的平均壁面層厚度。s2.7 內(nèi)循環(huán)量與外循環(huán)量的關(guān)系內(nèi)循環(huán)量與外循環(huán)量的關(guān)系盡管循環(huán)流化床是由分離器、立管和回料器而形成的固體顆粒外循環(huán)而得到的名稱，而實(shí)驗(yàn)結(jié)果表明在一個稀相區(qū)的給定高度既可觀察到向上的質(zhì)量流，也可觀察到向下的質(zhì)量流，且其凈的上流量與這些內(nèi)部流量相比是比較小的。高固體顆粒內(nèi)循環(huán)率是循環(huán)流化床鍋爐的一個重要特性。對于位于布風(fēng)板上方 h 處的測量平面上的固體顆粒循環(huán)率比值 Z(h)可定義為總向下顆粒質(zhì)量流與總向上顆粒質(zhì)量流s,downm 之比。它有助于在描述循環(huán)流化床的ups,m 流體動力特性和傳熱特性時將顆粒的內(nèi)循環(huán)考慮進(jìn)去。圖

43、圖 2-24 雙環(huán)模型雙環(huán)模型 圖圖 2-25 3 個燃煤循環(huán)流化床設(shè)備中的固體顆粒循環(huán)率個燃煤循環(huán)流化床設(shè)備中的固體顆粒循環(huán)率圖 2-25 表明如果內(nèi)循環(huán)率表示成到分離器入口的無量綱距離的函數(shù)，則從 3 臺鍋爐上得到的數(shù)據(jù)相當(dāng)一致。盡管鍋爐的設(shè)計(jì)和操作條件有很大不同，將實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)外推到旋風(fēng)分離器入口處，可以發(fā)現(xiàn)大致有 Z(h)=0.2，這就是說，在到達(dá)旋風(fēng)分離器入口處的顆粒質(zhì)量流中有20%返回向下流。如果延升頂部將有助于增加這個趨勢。這對燃燒過程中的氣固化學(xué)反應(yīng)是有利的，因?yàn)樗黾恿祟w粒在燃燒室內(nèi)的停留時間，從而可提高燃燒效率。在圖 2-24 中的測量值可用一個簡單的經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式來描述，即 (2

44、-18)min,min,/ )(75. 02 . 0)(eeHhHhZ式中 He,min分離器入口下沿到布風(fēng)板的高度。當(dāng)然，該式僅對底部的密相區(qū)和噴射區(qū)以上的稀相區(qū)有效。根據(jù)內(nèi)循環(huán)率的定義，可以有 (2-19)(1)(sups,hZFGhm式中 總向上的顆粒質(zhì)量流量。ups,m 從方便計(jì)算內(nèi)循環(huán)量出發(fā)，式(2-19)應(yīng)改為總向下的顆粒質(zhì)量流量,(即內(nèi)循環(huán)流量)，s,downm 這時式(2-19)應(yīng)改為=GSF (2-s,downm ) 1)(11(hz19A)式中 單位爐膛截面的顆粒外循環(huán)流率；sGF爐膛截面積。由式(2-19A)可以求得內(nèi)循環(huán)流量 ms,up與外循環(huán)流量F 的關(guān)系。100 M

45、We 級 CFB 鍋爐sG耐火耐磨涂料一般敷設(shè)到 0.1 爐膛高度(He,min，mm)，從圖 2-24 查得該處的 Z=0.85，則該處的 ms,down按式(2-19A)求得為 6.66F；爐膛出口處的 Z=0.2，則該處的 ms,up按式(2-19A)求得sG為 0.25FF，即內(nèi)循環(huán)量約等于外循環(huán)量的 3.5 倍。這與 Basu 認(rèn)為內(nèi)循環(huán)倍率 Rin=(35)sGsGR，即內(nèi)循環(huán)量為外循環(huán)倍率的 35 倍是一致的。實(shí)驗(yàn)表明，在循環(huán)流化床內(nèi)，固體顆粒常會聚集起來成為顆粒團(tuán)在攜帶著彌散顆粒的連續(xù)氣流中運(yùn)動，這在壁面處的下降環(huán)流中表現(xiàn)得特別明顯。這些顆粒團(tuán)的形狀為細(xì)長的，空隙率一般在 0.

46、60.8 之間。它們在爐子的中部向上運(yùn)動，而當(dāng)它們進(jìn)入壁面附近的慢速區(qū)時，就改變它們的運(yùn)動方向開始從零向下作加速運(yùn)動，直到達(dá)到一個最大速度。所測量到的這個最大速度在 12 m/s 的范圍之間。顆粒團(tuán)一般并不是在整個高度上與壁面相接觸，在下降了13m 后就會在氣體剪切力的作用下，或其它顆粒的碰撞下，發(fā)生破裂，它們也有可能自己從壁面離開。在大多數(shù)循環(huán)流化床鍋爐中壁面不是平的。它們或是由管子焊在一起，或是由側(cè)向肋片將相鄰的兩根管子聯(lián)在一起。在每一個肋片處，由相鄰管子構(gòu)成深度為半個管子直徑的凹槽。這將影響到顆粒在肋片上的運(yùn)動。實(shí)驗(yàn)發(fā)現(xiàn)顆粒會聚集在肋片處，在那兒的停留時間要大于在管子頂部。 2.8 顆粒

47、循環(huán)流率顆粒循環(huán)流率 Gs的確定的確定顆粒循環(huán)流率 Gs是表征顆粒循環(huán)量的一個參數(shù)，定義為單位爐膛截面(m2)的循環(huán)量(kg/s)。由于內(nèi)循環(huán)量沿爐膛高度是在變化的，底部密相區(qū)大，上部稀相區(qū)則逐漸減小，故一般意義上的顆粒循環(huán)流率指平均循環(huán)流率 Gs。循環(huán)流率的大小與顆粒密度p、空隙率和流化速度 u0有關(guān)。對于 100150 MWe 級流化床鍋爐可參閱圖 2-26。從圖中看出，隨著煙氣速度的增加，循環(huán)流率也相應(yīng)增加。一般所說的物料循環(huán)量均指外部物料循環(huán)量，即通過返料機(jī)構(gòu)送回床層的物料量，實(shí)際上循環(huán)流化床鍋爐有很大的內(nèi)循環(huán)量。內(nèi)循環(huán)量主要取決于床內(nèi)構(gòu)件及流體動力特性。內(nèi)循環(huán)在提高脫硫、燃燒效率方面

48、，其影響與外循環(huán)基本上是相同的，對平衡床內(nèi)溫度的影響與外循環(huán)不盡相同，但有一點(diǎn)是非常明顯的，即內(nèi)循環(huán)增大后，外循環(huán)可以適當(dāng)?shù)亟档鸵恍?。循環(huán)倍率 R 的定義是進(jìn)入旋風(fēng)分離器入口處的循環(huán)流量 Glc與煤耗量 B+石灰石耗量 Bsh之比，即 (2-20)shlcBBGR由式(2-20)可求得分離器入口處的循環(huán)物料量，即外循環(huán)物料量 Glc (2-21)(shlcBBRG顆粒內(nèi)循環(huán)流率 Gs為爐內(nèi)循環(huán)物料量與爐膛截面積之比，即 (2-22)FGGpjs由式(2-22)可求得爐膛顆粒內(nèi)循環(huán)量 Gpj， (2-23)FGGspj圖圖 2-26 顆粒循環(huán)流率與軸向煙氣速度的關(guān)系曲線顆粒循環(huán)流率與軸向煙氣速度

49、的關(guān)系曲線對于 100 MWe 級 CFB 鍋爐，假定 R=24，B=14.2 m/s，Bsh=0.65 m/s，則由式(2-21)可得外循環(huán)流量 Glc=24(14.2+0.65)=356.4 kg/s。假定內(nèi)循環(huán)流率 Gs=18，F(xiàn)=88 m2，則由式(2-23)得Gpj=1888=1584 kg/s。由此可得爐膛內(nèi)循環(huán)平均流量 1584 kg/s，是爐膛出口處的外循環(huán)流量 356.4kg/s 的 4.5 倍。即內(nèi)循環(huán)流率 Gs是外循環(huán)流率 Gs的 4 倍左右。這個結(jié)論與根據(jù)式(2-19A)計(jì)算所得結(jié)果基本一致。2.9 臨界流化風(fēng)速臨界流化風(fēng)速 umf的確定的確定通常將床層從固定狀態(tài)轉(zhuǎn)變到

50、流化狀態(tài)(或稱沸騰狀態(tài))時按布風(fēng)板面積計(jì)算的空氣流速稱為臨界流化速度 umf，即所謂的最小流化速度。對于工業(yè)應(yīng)用的燃煤流化床鍋爐，其正常運(yùn)行的流化速度均要大于 umf。岑可法等人針對寬篩分石煤燃料的冷態(tài)和熱態(tài)試驗(yàn)結(jié)果，并結(jié)合國內(nèi)外燃煤流化床的試驗(yàn)數(shù)據(jù)，提出了以下準(zhǔn)則式 (2-24)528. 0mf0882. 0ReAr式中 ；2gpg3p)(gdAr臨界流化風(fēng)速對應(yīng)的雷諾數(shù)，mfRegpmfmfRevduvg氣體的運(yùn)動粘度。試驗(yàn)范圍為；410)7002(Ardp定性尺寸為，iippdXdp顆粒的球形度，對石煤及矸石類燃料p可取 0.6 左右。重新整理式(2-24)后可得到： (2-25)528

51、. 0ggp056. 0g0.584pmf294. 0vdu表 2-7 示出了采用式(2-25)計(jì)算的臨界流化風(fēng)速與實(shí)測值的比較，可見計(jì)算值與實(shí)測值誤差在 10%之內(nèi)。表表 2-7 杭州糧油化工廠杭州糧油化工廠 2#流化床鍋爐臨界流化風(fēng)速流化床鍋爐臨界流化風(fēng)速 umf實(shí)測值與計(jì)算值實(shí)測值與計(jì)算值(按式按式 2-28)的對比的對比序號物料名稱床層溫度 tb()臨界流化床速度實(shí)測值(m/s)臨界流化床速度計(jì)算值(m/s)1桐廬石煤8900.360.3632桐廬石煤渣200.6750.7323桐廬石煤8850.350.3464桐廬石煤8900.3650.3465桐廬石煤渣200.70.732從式(2

52、-25)中看出，臨界流化風(fēng)速與床料顆粒的粒度和密度有關(guān)外，還與流化氣體的物性參數(shù)有關(guān)，因此流化床層溫度的變化將直接影響到臨界流化風(fēng)速。假如按式(2-25)計(jì)算出冷態(tài)下的臨界流化風(fēng)速為，再按熱態(tài)時的物性參數(shù)計(jì)算出熱態(tài)jlmfu下的臨界流化風(fēng)速為，并求出其比值，則可用此比值 Z 做為實(shí)測臨界流化風(fēng)速jrmfujlmfjrmfuuZ umf時，冷熱態(tài)轉(zhuǎn)化時的系數(shù)，即已測出冷態(tài)下的流化風(fēng)速，則實(shí)際熱態(tài)的臨界流化風(fēng)速slmfu，srmfu (2-26)slmfjlmfjrmfslmfsrmfuuuuZu這樣就解決了熱態(tài)下實(shí)測臨界流化風(fēng)量的困難。對于 100 MWe 級 CFB 鍋爐在冷態(tài)下物性參數(shù)及計(jì)算

53、結(jié)果如下：床層溫度 30 ，dp=0.0006 m，g=1.2 kg/m2，p=2200 kg/m3，v g=1510-6 m2/s 可得臨界流化風(fēng)速=0.38 m/s。jlmfu在熱態(tài)時的物性參數(shù)及計(jì)算結(jié)果如下：床層溫度 600，dp=0.0006 m，g=0.405kg/m2，p=2200 kg/m3，v g-6 m2/s 可得臨界流化風(fēng)速=0.61 m/s。jrmfu6 . 138. 061. 0jlmfjrmfuuZ實(shí)際測量臨界流化風(fēng)速時可根據(jù)以下原理進(jìn)行：做風(fēng)量與壓降的關(guān)系曲線，當(dāng)達(dá)到臨界流化狀態(tài)時風(fēng)量增加而壓降不變。可取二個床料高度，例如 600 mm，700 mm。對一臺 100

54、 MWe 級 CFB 鍋爐測試結(jié)果如圖 2-27。從圖中看出，600 mm 和 700 mm 料位得到的臨界風(fēng)量基本一致。臨界流化風(fēng)量為40 km3/h，該爐布風(fēng)板截面積為13.163.526=46.4 m2，則臨界流化風(fēng)速為 0.239 m/s。則根據(jù)式(2-26)，slmfu 圖圖 2-27 臨界流化風(fēng)量測量料層阻力風(fēng)量關(guān)系曲線臨界流化風(fēng)量測量料層阻力風(fēng)量關(guān)系曲線實(shí)際熱態(tài)(600)的臨界流化風(fēng)速：m/s38. 0239. 06 . 1slmfsrmfuZu2.10 顆粒終端沉降速度顆粒終端沉降速度 ut的確定的確定設(shè)一球形顆粒在靜止的流體中自由下落，所受到的力有重力、浮力和阻力，按力的平衡

55、關(guān)系可得到顆粒的運(yùn)動方程： (2-27)246161dd2pg2pDg3p3ppppudCgdgdum并考慮到顆粒在氣流中加速度直至達(dá)到一最終的穩(wěn)態(tài)速度(即顆粒終端沉降速度)時，由上述關(guān)系就可求出顆粒的終端沉降速度 ut為0d/dpu (2-28)Dggppt3)(4Cgdu對式(2-28)進(jìn)行整理，并引入終端沉降雷諾數(shù)的概念后，可得vdupttRe (2-29)ArCD2t34Re 式中 阿基米德準(zhǔn)則數(shù)；2ggp3p)(gdArCD曳力系數(shù)。從式(2-29)可知，已知p、g、CD和 dp后就可求出 ut的值。表 2-8 列出了 200 和 800 時煤粉顆粒(p=2000 kg/m3)的終端

56、沉降速度。由于各種試驗(yàn)數(shù)據(jù)略有出入，故該表僅供參考。表表 2-8 煤粉顆粒的終端沉降速度煤粉顆粒的終端沉降速度 ut(m/s)煤粒直徑(m)3040506070809010020030040050060080010002000.03 0.060.120.150.250.27 0.37* 0.431.131.922.623.384.085.356.58800-0.030.060.090.120.150.21 0.24* 0.851.622.53.354.215.837.41*能采用斯托克斯定律的最大直徑。當(dāng) Rep1 時，顆粒阻力服從斯托克斯定律，將代入式(2-29)可得pDRe24C (2-3

57、0)Ar181Ret當(dāng) 700Rep2105時，即處于自模化區(qū)中，曳力系數(shù) CD=0.43，代入式(2-29)可得 (2-31)5 . 0t76. 1ReAr根據(jù)阻力系數(shù)的試驗(yàn)數(shù)據(jù)可整理出 Ret通用計(jì)算式： (2-32)5 . 0t61. 018ReArAr式(2-32)適用于 1Rep700 范圍，根據(jù) Ar 值即可求出顆粒的終端沉降速度。對 100 MWe 級 CFB 鍋爐按式(2-32)若取床溫 900 ，顆粒平均直徑為 0.6 mm 時，終端沉降速度 ut=5.32 m/s，若取 800 、0.4 mm 時，則 ut=2.97 m/s。其計(jì)算過程見表 2-9。表表 2-9 按式按式(

58、2-32)計(jì)算某計(jì)算某 100 MWe 級級 CFB 鍋爐終端沉降速度的計(jì)算過程鍋爐終端沉降速度的計(jì)算過程床溫T900900800顆粒直徑dpm0.00060.00050.0004加速度gm/s29.819.819.81煙氣密度gkg/m30.3250.3250.339顆粒密度pkg/m3220022002200動力粘度kg /ms4.5910-54.5910-54.3410-5運(yùn)動粘度vgm2/s1.53E-041.53E-041.32E-04Ar 數(shù)Ar7.19E+024.16E+022.49E+02Re 數(shù)Re2.62E+001.96E+001.57E+00臨界流化速度umfm/s0.6

59、70.600.52終端沉降速度utm/s(注：用式 3-32 計(jì)算)5.324.172.972.11 循環(huán)流化床鍋爐燃燒室中的氣固流態(tài)分析循環(huán)流化床鍋爐燃燒室中的氣固流態(tài)分析循環(huán)流化床鍋爐中的氣固兩相流動的特點(diǎn)之一是上部稀相區(qū)的顆粒團(tuán)聚，這正是快速床的特征，因此可以推斷，循環(huán)流化床上部為快速床。固體物料在一定氣速條件下流化，通過觀察床層的空隙率情況可以發(fā)現(xiàn)：當(dāng)氣速低于 Uc時，固體循環(huán)量對床層空隙率無明顯影響；氣速一旦超過 Uc，床層空隙率主要取決于固體循環(huán)量。因此，對任一顆粒物料，當(dāng) U=Uc時，床層達(dá)到飽和攜帶能力，物料便被大量吹出，此時必須補(bǔ)充等同于攜帶能力的物料量才能使床層進(jìn)入快速流態(tài)

60、化狀態(tài)。故 Uc為該物料進(jìn)入快速流態(tài)化時的操作氣速，即初始快速流態(tài)化速度。在初始快速流態(tài)化 Uc時的最小加料率定義為最小循環(huán)量 Rmin。初始快速流態(tài)化速度 Uc主要與物料特性有關(guān)，按照實(shí)驗(yàn)統(tǒng)計(jì)Uc=(3.54.0)Ut(2-33)最小循環(huán)量可由以下經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式給出(2-34)6270fpp1.627f2.25cmin)(g1640.d.UR超過最小循環(huán)量后，在相同氣速下，對應(yīng)不同的循環(huán)量可以有不同的快速床狀態(tài)。也可以用不同的床存量對應(yīng)的不同物料沿床高濃度分布表示不同的快速床狀態(tài)。快速流化床輸送點(diǎn)速度 Ut是快速流態(tài)化操作的極限速度，此時床層空隙率縱向分布曲線的拐點(diǎn)恰好位于布風(fēng)板處，亦即床層呈稀