第二节循环流化床燃烧技术的基本工作原理 9 (a)所小,但料层附力却随气流速度u的增加而增 加(图15中OT段),此时的床层高度h称为固定h 床的床岛。随着气流速度继续增加,达到u=un吋 体颗粒开始被吹起.从这以后,随着气流速度a 的进一步增加、床坛开始膨胀,床料颗粒被吹起来 并在一定高度范闱内上卜翻滚运动,床层高度也随 气流速度的增加而增加,如图1-4(b),(c)所示, 床层阻力却保持不变(图1-5中rS段),这就是 3P( 鼓泡流化床锅炉的作状态。使休层阻力△P由增加4 到保持不变转折点处的气流速度u,称为临界风 速,只有使气流速度达到或超过临界风速,才能使s 床层进入流态化的T作状态 如米以ε表小流化床内气固两相流中气相所占m 的百分数,则(1-ε)就是固相所占的容积百分数 图1-5床层高度、阳力随 ε称为床层的空隙率。显然,当处于流化床丁作状 气流速度的变化 态时,床层的澎胀使空隙率c增加,而床层的气流 压差(阻力)正好托住固体颗粒的重量,使它不掉落下来,并出现一个明显的床层表面、它 类似于流体的液由。此时,床层阻力4p和e之间存在以下关系 △p=P2gh(1-E。)=Ph(1-E) (1-1) e=(pr-pd/ pr 式中,P2为末料颗粒的真实密度,ke/m;g为重力加速度,m3/s;h为固定床时的床层高 度.m;h为流化床的高度,m;∈。为圊定床的空隙率;ε为流化床的空隙率;为床层的 堆积密度,kg/m3 由式(1-1)可得,在床层处于流化床工作状态时床层的膨胀比R R=h/h,=(1-e)/(1-ε) e=1-(1-En)/R (1-4) 由式(1-3)可见,随着气流u速庋的增加,空隙率ε将不断增加,床层的高度h也不 断增加、最后,当ε=1时,h(或R)→∞。这就是说,这时所有的固体颗粒都被带出炉 膛,达到这一点的气流速度u=u,称为飞出速度或输运速度。在u≥u(或ε=1)时,气 固两相流动由流化床进入气力输送状态。 在流化床气固两相流中,固体颗粒受到空气的浮力,本身的重力及流体的黏性力和惯性 力的影响,因而固体颗粒的运动状态和气流速度u,颗粒的直径4颗粒的密度pn,2气 的密度p,空气的运动黏度v和重力加速度g有关,这些参数可以整理得出以下的无因次准 则 雷诸数Re,它表示惯性力及黏性力之比 Re= ud./
10 第一 坏化床异印 闻基米德数,它表示浮力与重力之比 =的,4(P (16 财率是一个无因次准则数,可以作为非定性准则这样、就可以根据相似过程中各 准测之间的函数关系整理成 Re= t,ri 再据实验结果,可以得到且体的函数关系。式(14)为其中的一种 Ira" (181 18+0.6vArg :是在流化床条件下的空隙率,而临界风速是在由固定床转化到流化床时的风速 因此,并始流化后界点处的临界雷诺数,必材应于固定床(静止床)叶的空隙率:,即此 时:,从可求出临界雷诺数为 ir -9) +0.64B 从而可求出临界风速为 frr i u=a18+06√A (1-10) a也可以由Emm公式推出,参见第二章。当空气速 度超过临界风速以后,床层即进入流态化的状态在床层 气进人流态化状态以后,由子作为流化介质的空气,其密度 与断体的密度相差很大,因此不能达到均匀地流化 而是形成所谓“聚式流化”,此时超过临界风速的气体不是 均匀地从固体之间流过,而是形成气泡,并以气泡的形式 计 横带一些固体啊粒向上通过床层,如图1所示 气泡的产生是流化床气固两相流中不可避鱼的现象 图 气泡最先很小,在上升的过程中逐步合并成大气泡,气泡 16鼓泡床在 未流化和流化时的状态 以外的部分称为乳化相,在乳化相中,气体分散在固体钢 (a)4<a米流化状态 粒群中,最多也只能聚集一些微小的气泡。大气泡在床层 (b)a的流化状态 底部生成后就通过乳化相而迅速上升,气泡上升的速度很 快,在达到床层表面时即破裂面逸出,并把大量团体颗粒 抛入床层上部的空间。这种大气泡生成上升和破裂逸出称为鼓泡。因此,以鼓泡方式运行的 流化床又称为鼓泡床。鼓泡床的空隙率约等于0.45左右。当大量气泡在床层表面破裂时 表面起伏很大,不但夹带大量固体新粒溅出床层,而且在其上部空间,由于受气泡破裂的影 响,气体流速根不均匀。局部地区速度很高,井有很大的脉动,有较强的夹带固体粒的能 力。因此,由于气泡破裂而被抛出味层的固体颗粒被带入悬浮段,在这里进行着颗粒的夹 带。分离和沉降过程。沿悬浮段的高度向上,由于气泡破裂而查成的气体流速不均匀性逐渐 班减,因而越来越多的颗粒沉降回到床层,这使得沿悬浮段高度固体颗粒的浓度变化很大
第二节循环流化床燃烧技术的基本工作原理 在接近床层表面处的固体颗粒浓度可达每立方米几十公斤,而在妒膛出处则减少到每方 米几百克、在这一低浓度区域,气固两相混合物的热容量很小。在炉脖平均温度为850℃的 情况下,妒膛岀凵附近烟气温度很快下降,使在此处未燃尽的细燃料颗粒不冉进行燃烧反应 而被带出妒膛,成为固体木完全燃烧损失。这就是鼓泡流化末锅炉在燃烧宽筛分燃料时燃烧 效氧不够高的原因,也是脱硫反应的钙利用率较低的主要原因。 鼓泡床的另个特点是,当气体流速刚刚达到临界风速时,床层内只有乳化相;当流化 速度增加时、在乳化祁中闳体颗粒和气体的比例一保持在始流化的那个临界状态,所增 加的气体则以气泡的形式通过床层,此时乳化相里的周体颗粒并没有活动的原动力、但是由 于大气泡通过乳化相形成了流化床里剧烈的搅拌、掺混和固体颗粒的流动,看起来就像沸腾 的液体-样,并且在许多方面具有类似于液体的性能。例如,大而轻的物体能浮在床层表面 :;当流化床容器倾斜时床层上表面保持为水平面;当两个流化床连通时,它们的床闻会门 动找平;沿床高度土任意两点间的压差大致等于这两点间床层的重量;床内固体颗粒与体 混合物叮以从流化床容器壁上的小孔喷出,可像液体那祥从相连的一个流化床容器流向另 个流化床容器等。利用流化床的这些特性,可以不采用仟何运动的机械部件,将流化床的固 体物料进行输送,例如循环流化床锅炉分离器下将循环热物料送回炉膛的返料密封器,排出 床底灰的鼓泡流化床冷渣器等。 当临界风速确定以后,流化床的实际运行风速要大于临界风速。在流化床的设计和计算 时所采用的气流速度,一般是指假设床中无固体床料,在正常运行床温下按床截面积计算的 气流速度,因此,流化速度又称空塔流速或表观流速 泡流化床中存在着明显的低密度气泡和高密度的乳化祁,床中的密度分布很不均匀, 有明显的床层表而。如果流化速度进一步提高,床层就会出现气泡内部被一些密度较高的乳 化相分割占据的现象。这时,床中密度分布不均匀的状态逐步消失,床层压降(阻力)发牛 脉动并开始卜降,达到湍动流化状态,这时的空隙率ε=0.65~0.75,流化床也从鼓泡床 况过渡到湍流床的工况。当床层处于湍流床运行状态时,床中大气泡完全消失,气泡被破碎 成小的空隙,以曲折的路线向上急速运动,穿过床层。这些空隙可以看成是一条条连续的气 体通道.而原来是连续的乳化相,则弥散形成了颗粒团或颗粒带,变成了非连续相。这时大 量的固体颗粒被夹带到床层上部,使原来悬浮段内的固体颗粒浓度大大地增加,从而很难确 定床层的表面。如再进-步增加流化速度,则床内气固两相混合物的密度进一步下降,使E =075-0.%5,床层进一步膨胀,原悬浮段中的气固两相混合物的密度进一步提高,使沿幣 个炉膛高度气固两相混合物的密度更加均匀,此时床层处于快速床的工况。当流化速度增 到4=1,见图1-7,此时大量的固体颗粒被气流带出了炉膛,由于固体颗粒的质量流率非 常大,如不及时连续补充床料,全部固体颗粒就会被吹出炉膛。这时床层的膨胀比R等, 按照式(14),则ε→1。因此,根据ε=1的条件,就可按式(111)求出固体颗粒全部被吹 出时的极限速度u 18+0.6√Ar (1-11) 式中,a1为飞出速度或输运速度
第一章循环淯化床鸑熀锅炉棡述 固定床 敦泡床 当流化速度达到输运速度时流化床就转变为 循环床 烟气 烟气 仓想气输运床。这时如炉雅出0处安装一高效分离 器,将被气流带出炉膛的固体颗粒分离出来,再 将其送回炉膛底部,以维持炉膛内固体床料总量 不变的循环工作状态,这就是循环流化床的[作 状态。图1-7所示的就是随着流化速度的增加 空气 飞空气流化床由鼓泡床转变为循环流化」作状态的情 临界风 飞出遽度 在循环流化床的运行T况下,整个炉膛内的 粒质量流体床料密度要比鼓泡床床层内的密度低得多 以颗粒尺寸相同的床料为例,在鼓泡床丁况下 固体颗粒基本上只飘浮在床层内,向上的固体颗 图17鼓泡床到循环床T作状态的转变粒净流出质量流率与流入的燃料相比很小,气因 间有很大的相对速度,此时床层的膨胀比R和 床料的密度Pn(-)只决定于流化速度。但是,在循环流化床工况下,除了气流向上流动 外,固体颗粒也向I流动,此时两相之间存在的速度差称为滑移速度,如图1-8所示。因 此,循环流化床中床料的密度不单纯决定于流化速度,还与当时固体颗粒的质量流率有关。 由图1-8可见,在一定的气流速度下,质量流率越大,则床料的密度越大,固体颗粒的循环 量越大,气固间的滑移速度也越大。 鼓泡床 循环床 煤粉 气体速度 增加固体循环量 体逮度 床层膨胀比R 图I8流化床气固间的滑移速度随床层膨胀比的变化 循环流化床内运动的一个特点是颗粒的聚集和团聚作用。研究发现,当床料的密度P (1-ε)=8~10kg/m3时,床内细颗粒就会团聚成大粒子团。这些团聚的粒子团由于重量增 加体积加大,有较大的自由沉降终端速度,在一定的气流速度下,大粒子团不是被吹上去 而是向着边壁区运动,在近壁区逆着气流沿着炉墙向下运动。这些团聚的粒子团在沿着炉墙 下流的过程中,气固间产生较大的相对速度,然后被上升的气流打散成细颗粒,细颗粒又再
第二节循环流化床燃烧技术的基本丁作原理 13 被气流带动从炉膛中心向上运动、在上升的过程中又冉聚集 成粒子闭,再沿着四周炉墙沉降下来,形成…个固体颗粒的 k-904( 内循环,如图1-9所示。这种粒子团不断聚集、下沉、吹散 上升又冉聚集所形成的这·内循环的物理过程,使循环流化 床内发生强烈的热量和质量交换。这种内循环量一般比通过 分离器形成的外循环量要高一个数量级以上。也正是较大的 SIX KC 内循环效应.显著地提高了焦炭颗粒和CO颗粒在燃烧室中如 的停留时间,为燃烧效率和脱硫效率的提髙提供了良好的条 件。 出粒子团沿着炉墙下沉和边壁效应,使在炉墙四壁所 形成的很浓的粒子团以旋转状向下运动,而在炉膛中心则是燃料 州对较稀的气固相的向上运动,从而使得固体颗粒的内循环石灰石 十分强烈.大大强化了炉内的传热和传质过程,使得整个炉 内貝有十分均匀的温度分布。在炉温为850℃的情况下.可使 刚进入炉内的新鲜燃料和脱硫剂在瞬间即被加热到850℃。均图19循环流化床的内外循环 匀的炉内温度分布,不但能达到比鼓泡流化床更高的燃烧效 辛,而且可使采用石灰石进行的脱硫反应,能在最佳的反应温度下在整个炉膛和固体物料循 环系统中进行,达到比鼓泡流化床锅炉更好的脱硫效果。由于循环流化床强化∫炉内的传热 和传质过程,可使循环流化床锅炉的截面热负荷达到6MW/m2,是鼓泡流化床锅炉截面热负 荷的4倍。此外,在循环流化床锅炉燃烧室内任何地方布置的受热面都可以达到很高的传热 效果。循环流化床炉膛内气固两相混合物对受热而的传热系数,沿炉膛高度自下而上在250 100v(m2·k)之间变化,其值随着该处的固体颗粒密度pn(1-e)的增加而增加。在循 环流化床炉膛内布置的水冷壁受热而恰好位于固体颗粒团向下运动的区域,颗粒浓度高但流 动速度缓慢,这既可强化传热,又可避免水冷壁管的磨损,这是循环流化床锅炉的一个重要 优点。 当循环流化床锅炉所用的燃料不是很均匀,而是以0~8mm的宽筛分颗粒分布,相应于 所采用的流化速度,则会出现以下现象:对于大颗粒的燃料,该流化速度可能刚超过该颗粒 尺寸的临界风速,因此,在炉膛底部就会形成基本上是由大颗粒组成的鼓泡流化床锅炉运行 工况,这有利于大颗粒燃料在炉膛底部长时间的停留和充分地燃尽。但是,对于细的颗粒 该流化速度可能已达到或超过其输运速度,这时炉内就会出现炉膛下部是由粗颗粒组成的鼓 泡床或湍流床,上部是由细颗粒组成的快速床或输运床二者叠加的情况。 由气固两相流动特性知道,以一定速度上升的气流,单位重量的气体只能携带一定极限 重量的固体颗粒,称为饱和携带量,超过饱和携带量时,床中会发生噎寨现象,使原来稳定 上升的稀相输送过程突然崩溃成密相流化状态。较高的气流速度可有较大的饱和携带,床 中可以探持较高的气固两相混合物的浓度,达到更强烈的传热和传质效果,使整个炉膛内的 温度分布吏加均匀。但是,较高的气流速度会产生更大的流动阻力、增加了循环流化床锅炉 自身的能耗