济东电厂初设及循环流化床冷渣器设计 132页

'济东电厂初设及循环流化床冷渣器设计中国矿业大学徐海学院毕业设计答辩及综合成绩答辩情况提出问题回答问题正确基本正确有一般性错误有原则性错误没有回答答辩委员会评语及建议成绩：答辩委员会主任签字：年月日 学院领导小组综合评定成绩：学院领导小组负责人：年月日摘要CFB锅炉灰渣排放的问题是CFB锅炉安全经济运行的一个重大关键点。本设计对济东电厂CFB火电机组的冷渣器展开研究，设计主要包括初步设计和专题设计两个部分：初设部分：介绍了济东电厂的设计依据、原则；对电力、热力负荷进行了介绍和计算；阐述了厂区的选定和总体布置方案；并对锅炉、汽机进行了选型，对相关燃料、蒸汽等系统进行了设计阐述；对DCS系统也进行了介绍。初设部分对专题设计部分的原始数据进行了提取，包括煤耗量、煤质成份、汽机参数等等。并且绘制了全面性热力系统图、全厂剖面图、底层以及运转层设备布置图，共两张A0、两张A1图纸。专题部分：对冷渣器的原理、作用、分类进行了详细的阐述，并针对现存问题设计了高低速冷渣器。基于初设部分济东电厂的一些数据，对高低速冷渣器进行了热力计算、布风装置设计、水冷埋管设计和相对详细的结构设计。并绘制了三维装配图、一张A1的剖视图和三张A4零件图纸。关键词：济东电厂；电厂初设；流化床冷渣器；高低速冷渣器。 ABSTRACTTheproblemofCFBboilerashemissionsisamajorkeypointaboutCFBboilersafeandeconomicoperation.ThisdesignhadastudyoftheashcooleraboutJidongPlantCFBthermalpower,thedesignincludespreliminarydesignandthematicdesignintwoparts:Preliminarydesignsection:IntroducedJidongplantdesignbasis,principles;inreoducedelectricity,heatloadcalculation;describestheplantareaselectionandthegenerallayoutscheme;andselectedtheboiler,turbine,designedandelaboratetherelevantfuelandsteamsystems;DCSsystemwasalsointroduced.Preliminarydesignpartextractedoriginaldataaboutthematicdesignpart,includingtheconsumptionofcoal,coalqualityingredients,turbineparameters,etc.Anddrawthecomprehensivethermodynamicsystem,alloffactoryprofiles,thebottomandoperationlayerofequipmentlayout,atotaloftwoA0,twoA1.Thematicdesignsection:Elaboratedprinciple,classificationandtheroleofashcooler,anddesignedthehighandlowashcoolerfortheexistingproblems.AccordingtosomeofthedataofJidongpowerplants,high-lowheatashcoolerwerecalculated,designedairdistributionsystem,designedwater-cooledpipeanddesignedrelativelydetailedstructural.Anddrawthethree-dimensionalassemblydrawings,asectionalviewofA1andthreepartsdrawingsofA4.Keywords:JidongPower;PlantPreliminaryDesign;FluidizedBedashcooler;Highandlowashcooler. 第一部分兖州矿务局济东热电厂初设说明1概述1.1概况兖州矿务局济东热电厂是经国家计委批准立项的一座为满足济东新村全部供热同时发电所用的热电厂。济东新村是为济宁二号（400万吨/年）三号（500万吨/年）矿井和洗煤厂提供生产服务、生活服务和公共设施的现代化煤矿新村。新村包括居住人口4.5万人，部分为生产服务的辅助企业和矿区第三产业。在新村建设热电厂是煤矿地面改革的一项重要措施。济东热电厂按照以热定电的原则，设计经过比较和请示审定推荐“三炉两机”方案，选用3×35t/hCFB锅炉和2×6000kW抽气式汽轮机组。热电厂所产热能和电力可满足新村全部热负荷和电负荷要求。其多余电力经升压转送到济宁二号变电所。供矿区同一调配使用。热电厂与输变电、运煤铁路，热交换站紧密相关，本设计作于同一规划，按上级要求除输变电工程电单独编制设计外，运煤铁路和热交换站包括在电厂项目之内。热电厂位于济东新村东北角，规划热电厂西与楼压路为界。北以常营至济宁二号井准轨专用铁路为界。南以光明路中心向北150.5米为界，东至本厂用地边界，全厂设计占地8.43公顷。1.2设计依据（1）国家计委计（1996）742号文中第十条“为充分发挥集中供热的效益，同意建设初期在济东新村建一个2×6000KW发电厂一座。”（2）中国统配煤矿总公司（99）中煤总计第82号文“关于兖州矿务局济东新村输变电和热电厂工程主要技术原则问题的批复”。（3）中国统配煤矿总公司山东公司（99）路煤基管字第292号文“关于兖州矿务局济东新村输变电和热电厂工程主要技术原则问题的请示报告”。（4）济南煤矿设计所研究院（99）济煤设技字第7号“关于兖州矿务局济东新村输变电和热电厂工程主要技术原则问题的请示报告”。（5）兖州煤矿设计研究院1997年9月编制的“山东省兖州矿务局济东新村详细规划设计”和1998年编制的“济东新村公用工程初步设计”。129 1.3热电厂初步设计主要技术经济特征（1）济东新村：采暖期热负荷65.35t/h非采暖期热负荷5.66t/h近期电负荷4569kW远期电负荷5937kW设计选用三台35t/hCFB炉和两台抽气式6000kW汽轮机，最大可抽气112.5t/h，可发多余的电力4350-7430kW能满足新村热负荷和电负荷的需要。（2）热电厂所需燃料为济宁二号矿井0-25mm末煤，发热量位23267kJ/kg，锅炉小时燃用煤量4.741t/h台，全年总燃煤量7.97万吨，煤炭采用自营铁路专用6T型底开式自卸车运输，按最高季节用煤量计算，每两天送煤一次，每次一列，每列14辆，载重量840吨。（3）热电厂设标准专用铁路卸煤槽仓，仓长60米，可为4辆车同时卸煤，仓容量600吨，为最高用煤量的2天，经轧炭经济式叶轮机和胶带运输机运到圆桶贮仓内，贮仓容量1650吨，为最高用煤量的5天，贮仓到主厂房炉前仓亦为胶带运输机将煤炭运往炉前（容量为60吨）向锅炉供煤。设计最初做了有刷选分破碎工艺和无刷选分破碎工艺两种方案比较，考虑到煤种比较固定和燃料工艺保证程度，故设计推荐无刷选分破碎工艺。（5）热电厂接入系统与输变电工程同一论证，经方案比较，优化后征得当地电业部门意见报请主管部门批准，采用与济宁二号井110kV变电所以110kV输电线路连网，该电源线一方面作为热电厂用电电源，另一方面作为厂多余电力输送给矿区自用的电源线。热电厂技术经济指标：年发电量68800000度（6880万度）年售电量58870000度（5887万度）年供热量9635400度（百万大卡）1.4设计原则及范围（1）按有关的批文进行初步设计。（2）锅炉为3×35t/h，机组为6000kW的C6-35/5抽气式汽轮机两台。QF-6-2129 发电机两台。（3）电厂所发电供新村生产、生活之用，多余电力售出并对新村及邻近矿井供热。（4）厂外的供热管线和设施不包括在本初设范围内。（5）本初设仅在参考电力和热力负荷的前提下，主要对机各部分的电力系统、燃烧系统、主厂房布置及电厂总平面布置进行初步设计。有关水电、电气等有关专业人员另行设计。1.5需要说明的几个问题热电厂厂址工程地址受客观因素条件限制，尚未钻探，由于厂址为一片第四纪土层覆盖，因为洪积层其地质构造比较均匀，因而本设计按相近的施工基地工程勘探资料作为参考依据，待客观条件具备即进行正式勘探后以作为设计依据。（1）热电厂在锅炉选用35t/hCFB锅炉的炉型上重点考虑了燃烧效率，对燃料适应性好，可以燃烧无烟煤、烟煤、贫煤、链条炉渣和煤矸石等，而且还能燃烧高硫分煤，较好的解决了脱硫问题，环境保护效益好，初期工程为“三炉两机”，后期留有扩建的地方，这样对于热点联产供热电厂优点较多，主要是锅炉检验时间比较长，可在非采暖期轮换检修，可以保证机组满负荷发电。（2）热电厂设计已与输变电工程，铁路专用线，热交换站统一协调，具有配套分期建设的条件，电厂建设初期可以利用已有的6kV临时电源建厂，为满足热负荷需要也可先建锅炉间及热交换站；继而再建汽轮机，建设汽轮机同时可建110kV电源线和110kV室内外设施，发电时电力输出。总之世纪具有分期配套建设的灵活性。（3）为了缓解炭用电紧张的局面，保证济宁二号、三号矿井和选煤厂用电，建议尽早建设本热电厂，可实现早起以发电为主，后期以供热为主。2电力和热力负荷2.1电力系统概况济宁东部矿区现有电力部门管辖的接庄区域变电所一座，该变电所设计主要为两台12万千伏安（现安装一台），电压为220/110/35千伏。两回220千伏2GJQ-400输电线分别引自济宁电厂和邹县电厂（济宁电厂和129 邹县电厂1990年规划容量分别为2×5万千瓦+2×10万千瓦与4×30万千瓦）。两回110千伏输电线引自济宁电厂，导线型号2GJ-185，线路长度为17公里。两回110千伏馈出线去罗9厂变电所，导线型号分别为2GJ-120与2GJ-185，长度分别为15公里与18公里。两回110千伏馈出线去济宁二号矿井变电所，导线型号为2GJ-120，长度为5.5公里。2.2电力负荷根据兖州煤矿设计研究院1997年9月编制的《山东省兖州矿务局济东新村详细规划设计》新村用电气电力负荷近期为4569千瓦。近期为5937千伏，详见电力负荷计算表（表2.1）。热电厂除对新村负荷供电外，当全部工程竣工后满负荷发电时，多余电力4350-7430千瓦，由矿井自用，通过输变电工程110/63千伏，1000千伏安变压器升压后，送至济宁二号矿井与济宁三号矿井。济宁二号矿井及选煤厂电力负荷为22083.7千瓦。此处设计按照以热定电的原则进行机炉的选择，故热负荷的准确尤为重要。表2.1电力负荷计算表序号名称计算负荷（kW）备注（一）居住区（近期）1济宁二号1342包括基建施工区及公共建筑2济宁二号1163包括公共建筑等3辅助企业865包括公共建筑等小计3370电容器补偿以后（×0.8）2696（二）辅助企业区1总材料分库1522总坑木场（包括木材加工厂）224129 表2.1电力负荷计算表（续）序号名称计算负荷（kW）备注3金属构件厂1744商品混凝土站1285汽车队136包括保养场6消防队167微波通讯站738煤气站2759自来水厂及水源泵房55510污水处理厂及厂外污水泵房20411食品加工厂及劳动服加工厂16412机动医院分院24013雨水泵站698雨季使用不计负荷小计2341电容器补偿以后（×0.8）1873（一）+（二）=4569kW（三）居住区（远期）发展区1709包括公共建筑等电容器补偿其以后（×0.8）1368（一）+（二）+（三）59372.3热负荷2.3.1热负荷总汇根据有关批文的内容，本热电厂的热用户主要由建筑物采暖（居住区及其浴室加热及洗衣机房的洗衣烘干用热等）。关于近期有关各热用户的热负荷和采暖期及非采暖期的汇总最大热负荷见表2.2。129 表2.2a济东新村供热负荷表（近期）序号名称热负荷（万大卡/小时）备注采暖期非采暖期（一）居住区1济宁二号井996.600590.992济宁三号井1570.4918162.873辅助企业740.527847.52小计3307.6201301.38（二）辅助企业1建筑采暖352.32采暖负荷2生产工艺负荷3水煤气站90.0060.00蒸汽负荷4商品混凝土站15.0015.00蒸汽负荷5木材干燥室9.009.00蒸汽负荷6汽车队63.0063.00蒸汽负荷7消防队14.0014.00蒸汽负荷小计205.00175.00蒸汽负荷（一）+（二）负荷5277.4284583.90表2.2b济东新村供热负荷表（远期）序号名称热负荷（万大卡/小时）备注采暖期非采暖期（一）居住区1济宁二号井996.600590.992济宁三号井1570.4918162.873辅助企业740.527847.52小计3307.6201301.38（二）辅助企业1建筑采暖352.32采暖负荷129 表2.2b济东新村供热负荷表（远期、续）序号名称采暖期非采暖期备注生产工艺负荷1水煤气站160.00120.00蒸汽负荷2商品混凝土站15.0015.00蒸汽负荷3木材干燥室9.009.00蒸汽负荷4汽车队63.0063.00蒸汽负荷5消防队14.0014.00蒸汽负荷6环境治理14.0014.00蒸汽负荷小计275.00235.00蒸汽负荷（三）发展区275.00235.00（一）+（二）+（三）负荷5277.4284583.90注：本表及上表数据均出自《山东省兖州矿物局济东新村詳細规划设计》2.3.2热负荷分析由《山东省兖州矿物局济东新村詳細规划设计》提供的热负荷可看出，用户需要热负荷有两种类型，一是建筑物采暖通风热负荷，属于季节性热负荷，一是生产工艺热负荷，属于非季节性热负荷。1、近期热负荷（1）采暖通风热负荷为：（3307.6201-301.38）+352.32=3358.5601万大卡/小时折算到电厂出口：Dck=QDCyfηw(isc-φtw)×10-3取：ηw=0.95×0.98=0.931取回水温度100℃，则tw=100×4.1868kJ/kg故：129 Dck=3358.5601×4.1868×1040.931×(2955.4-418.68)×10-3=59.54t/h（2）生产工艺热负荷采暖期（考虑用热的同期使用系数φsy=0.8）0.8×（301.38+200.5）=405.104万大卡/小时折算到电厂出口：Dck=405.104×4.1868×1040.931×(2955.4-0)×10-3=6.041t/h非采暖期Dck=0.8×(301.38+175)×4.1868×1040.95×(2955.4-0)×10-3=5.683t/h2、远期热负荷（1）采暖通风热负荷为：（3307.6201-301.38）+352.32+（1342.4883-47.52）=4653.5284万大卡/小时折算到电厂出口：Dck‘=4653.5284×41868×1040.931×(2955.4-1×418.68)×10-3=82.5t/h（2）生产工艺热负荷采暖期折算：Dck’‘=0.8×301.38+47.52+275×4.1868×1040.95×(2955.4-0)×10-3=7.443t/h非采暖期折算：Dck=0.8×(301.38+47.52+275)×4.1868×1040.95×(2955.4-0)×10-3=6.966t/h（3）采暖期共抽气：Dck=Dck’+Dck‘’=82.5+7.443=89.943t/h表2.3热负荷统计计算成果表时间近期远期用户总热负荷（万大卡/小时）折算后（t/h）用户总热负荷（万大卡/小时）折算后（t/h）129 采暖期3864.940165.5815277.428489.943非采暖期476.385.683583.96.9662.3.3热负荷原始数据一、洼里煤矿改扩建90万吨后热负荷情况1、工业场地新增行政生活福利建筑需设置集中采暖耗热量5384880kJ/h2、工业场地新增工业建筑集中采暖4990787kJ/h3、工业场地现有建筑已设集中采暖9851121kJ/h4、工业场地现有建筑未设集中采暖（注：也应设置）为3351887kJ/h工业场地采暖热负荷总计为23578675kJ/h5、居住区现有建筑物未设集中采暖8223530kJ/h6、居住区新增建筑物未暖耗热量8994669kJ/h7、浴室淋浴器用汽耗热量3956530kJ/h8、浴室采暖耗热量7876418kJ/h9、洗衣房耗热量41868kJ/h10、井筒保湿耗热量11209000kJ/h二、洼里煤矿改扩建150万吨后热负荷情况1、居住区及公共建筑物新增采暖热负荷3609409W（即12993872kJ/h）2、地面生产系统新增供暖热负荷29561620W（即1064218kJ/h）3、热水浴室新增热负荷1631000W（即5871600kJ/h）4、井筒防冻新增热负荷1314006W（即4730422kJ/h）注：浴室采暖采用汽暖总计：采暖热负荷Q=23578675+12993872+17218199+1064218=54854964kJ/h浴室用汽热负荷Q=3956530+7876418+5871600=17704548kJ/h129 洗衣烘干热负荷Q=11209000+4730422=15939422kJ/h2.3.4热负荷统计计算一、冬夏季最大、最小热负荷计算计入热力管网热损10%，换热器热损5%，厂自用汽10%。二、冬季（采暖期）小时最大热负荷及最小热负荷Qmax‘=Q采+Q井+Q浴+Q洗烘=1.15×54854964+1.1×15939422+1.1×17704548+1.1×41868=100137630kJ/h=23917462kcal/h考虑厂自用汽10%时Qmax=1.1×Qmax’=1.1×23917462=26309208kcal/h=43.85t/hQmin‘=Q采+Q井=1.15×54854964+1.1×15939420=80616573kJ/h=19254937kcal/h考虑厂自用汽10%时Qmin=1.1×Qmin’=1.1×19254937=21180431kcal/h=35.30t/h三、夏季（非采暖期）最大、最小热负荷Qmax‘=Q浴+Q洗烘129 =1.1×（3956530+5871600）+1.1×41868=10856998kJ/h=2593149kcal/h考虑厂自用汽10%时Qmax=1.1×Qmax’=1.1×2593149=2852464kcal/h=4.75t/hQmin‘=Q洗=1.1×41868=46055kJ/h=11000kcal/h考虑厂自用汽10%时Qmin=1.1×11000=12100kcal/h=0.02t/h四、冬夏季平均热负荷计算1、冬季最大用汽量为6小时，则Q1=6×43.85=263.1t最小用汽量为18小时，则Q2=18×35.30=635.4t每日平均小时用汽量263.1+635.424=37.44t/h2、夏季最大用汽量为6小时，则Q1=6×4.75=28.5t129 最小用汽量为12小时，则Q2=12×0.02=0.24t特殊情况下用汽为0。每小时平均用汽量为28.5+0.2424=1.20t/h五、全年用汽量计算每年按6000小时计，其中采暖期按2000小时计，非采暖期按4000小时计。采暖期Q1=37.44×2000=74880t非采暖期Q2=1.20×4000=4800t全年用汽量Q=Q1+Q2=74880+4800=79680t注：以上各式热量单位换算按1kcal/h=1.163W1t/h=600000kcal/h2.3.5热负荷曲线图2.1夏季典型日热负荷曲线图129 图2.2冬季典型日热负荷曲线图图2.3年热负荷曲线图根据热负荷的汇总和分析，经热负荷单位换算，并按每日24小时，每月720小时，每年8760小时计，分别给出了东（采暖期）、夏（非采暖期）季，日、月热负荷曲线和年热负荷曲线图，使之比较直观的反映了热负荷的变化周期性和不均匀性，为机组的选择和系统的设计提供了依据。3厂区总平面布置3.1设计主要依据（1）厂址根据上级批准的兖州设计院编制的“济东新村公用工程”详细规划的位置。（2）热电厂建设规模2×6000千瓦抽汽式发电机组并留有后期发展的余地。（3）关于“济东新村公用工程初步设计审查意见”热电厂对外道由光明路通往接庄路（即热电厂大门朝西）。129 （4）依据公用工程初步设计热电厂南围墙距光明路中心为150.5米。（5）热电厂所在地区低势平坦，全年及夏季主导风向为东南风，冬季主导风向为北、东北风，全年最小风频为西风。（6）新村热电交换站与热电厂统一规划。3.2厂区总体规划位置厂区位于济东新村东北角，厂区西侧距济宁二号井约4公里，电厂采用标准轨距铁路运煤，铁路位于厂区北侧，灰渣前期填济宁二号井塌陷区，后期可由矿务局同一考虑作为建材厂等单位的原料，予以综合利用。输配电工程110KV高压线出线走廊位于厂区西部配电装置西围墙外侧，往北向西济宁二号井110KV变电所。厂区西侧约45米处为新村接庄路，南侧约147米处为光明路，新村交通甚为方便。热电厂宿舍设在新村居住区内，由新村统一规划。热电厂施工场可利用厂区东侧空地（见图3.1）。3.3总平面布置根据厂区地形、供水、输配电、运煤除灰、铁路、公路及新村总体规划条件，总平面布置所遵循的原则是：在满足热电厂生产工艺流程及铁路运输的前提下，尽量缩短供排水、灰管及运输线路长度和减少管线误差、减少占地、减少土方量、保证运行资金、保证扩建和施工方便，做到统筹安排、近远结合、紧凑合理。厂区总平面布置有两个方案。两个方案的主要不同点在于厂房的朝向方位不同。第一方案：汽机房朝西方案（1）本方案主厂房的汽机房朝西，锅炉朝东，南为固定端，铁路站位于厂区北侧，厂区主要建筑物的布局，设计采用了锅炉房-汽机房-输变电装置由东向西布置：输煤系统为燃料接受仓转载站向南至燃料仓，向西至锅炉煤仓间，煤由皮带运输机输送，自然通风冷却塔，化学处理室及热交换站位于主厂房东侧与南侧，供水管有厂区东南侵入清水池、灰池及灰浆泵房位于锅炉房北侧，输配电线装置及供电工区位于汽机房西侧，便于向西出线，厂区西围没有人流大门和货运大门。（2）厂前区位于西南角，靠近接庄路，位于常年主导风向的上风向。该区由综合办公楼、食堂、浴室、绿化美化小品等组成。129 （3）辅助生产。材料仓库区位于厂区北侧。设货流出入口。该区由汽车库、材料库、维修车间及泵房等组成。本方案的主要特点是：厂区布置与新村总体规划协调统一、工艺流程合理、功能分区明确、布置紧凑、互相干扰少、施工安装方便、有利于扩建发展，厂区建设及道路布置整齐美观、外形规整。主要缺点是汽机房朝西，采光通风不如朝南向。厂区占地面积为8.43公顷（参见图3.2厂区总平面示意图）。第二方案：汽机房朝南方案本方案主厂房的汽机房朝南，西为固定端，东为扩建端。主控制开关及输配电装置位于汽机房南侧，供电工区在厂区围墙外西南角。热交换站、化学水处理、配电装置与供电工区分开，厂前区亦被分割两处管理不便、输煤系统复杂。厂区布置不如第一方案合理，开阔。本方案占地面积为8.30公顷（参见图3.3）。根据以上两个方案比较，设计推荐第一方案为主导方案。3.4竖向布置厂区自然地形开阔，坡度平缓，地面标高36.10到36.50米之间，自然坡度为1%，竖向布置采用平坡式，最高洪水位标高为36.48米，按照竖向布置及场地排除雨水的要求厂区的主要建筑物如主厂房，主控制楼等室内标高确定为37.00米，室外平场标高为36.70米左右，高于洪水位，以确保热电厂的安全。厂区填方量为46500立方米，采用矿井矿石建筑。厂区雨水大部分利用道路雨水集水，通过雨水管排入厂外新村雨水系统，围墙边角处少部分雨水可由围墙泄水孔排出厂外。3.5厂区道路为满足消防和生产联系需要，厂区内在主厂房等建筑物周围布置了环形通道，厂内道路采用立道牙路，混凝土路面，主要道路6米宽，次要道路4米宽，转弯半径一般为9米。3.6厂区绿化为了文明生产美化环境，在厂前区作重点绿化，布置集中绿地设置花坛，道路两旁、燃料接受仓及铁路周围种植树体高大，枝叶茂密的乔木，逐步实现林荫道路，在厂房四周及适当的空地上植树种花，以减轻污染，美化厂区环境，有利于职工身心健康。129 3.7铁路运输一、济东热电厂交通概况：热电厂厂址位于济东新村东北角，东侧有矿区铁路支线的常营集配站，济宁二号、三号矿井专线分别自热电厂北侧及东侧通过，本热电厂燃料初期由济宁二号矿井提供，后期也可改为济宁三号矿井提供。厂区东侧有接石路，西侧有接庄路，公路交通方便。二、接轨点：在常营集配站初步设计中，已预留热电厂专用线接轨点，济宁二号，三号矿井及热电厂专用线均在常营集配站西端咽喉区接轨。三、铁路专用线及卸车站：（1）专用线运输量：热电厂在采暖期内三台锅炉运行，最大日耗煤量为341.4吨，非采暖期内二台锅炉运行，日耗煤量为227.6吨，铁路每两天送一次车，按两天最大耗煤量682.8吨，考虑1.2的运输不均衡系数，每两天运煤量为682.8×1.2=819.4吨。列车由14辆K1860吨煤漏斗车组成，全年煤运量为7.97万吨，材料用汽车运输，铁路布置见图3.1。（2）专用线主要技术标准：a)专用线等级：三级专用线b)机车类型：前进型c)牵引吨数：1176吨d)最小曲率半径：R=400米e)坡度：0%卸车站：卸车站仅设一股卸车线，列车自常营集配站由机车推送到电厂卸车重车线上，机车即返回，送车方式由常营站至热电厂按调车办理。单取单送，卸车时由铁斗推送至重车到位，卸煤坑厂66米，每次卸4辆车，分4次卸载，卸车可用人工或压缩风开启车门，卸车线为尽头式，卸煤坑不考虑机车通过。卸车站设铁路专用电话，信号由兖州煤矿设计元统一考虑。3.8交通概况济东热电厂交通概况：热电厂厂址位于济东新村东北角，东侧有矿区线路支线的常营集配站。济宁二号、三号矿井专用线分别自热电厂北侧及东侧通过。本热电厂燃料初期由南屯矿井运来，二号、三号矿井投产后则由二号、三号井供应。厂区东侧有接石路，西侧有接庄路，公路交通甚为方便。129 图3.1铁路专用线示意图图3.2厂区总平面布置示意图图3.3厂区总平面布置示意图方案二4热机4.1锅炉4.1.1锅炉选型129 设计选择3×35t/h的链条炉，沸腾炉、CFB炉三个方案比较见表4.1。CFB锅炉几乎可燃用任何类型的燃料，其中包括高灰份、高硫份、高水份、低挥发份、低热值的烟煤，无烟煤、褐煤、泥煤和煤坪石、树皮，油页岩以及锅炉排渣，这是链条炉、沸腾炉所无法比拟的。链条炉要求燃用的煤种必须接近设计煤种，否则其炉拱就不可能保证燃料的着火和燃尽，对于灰份大的劣质燃料，其燃烧效率很低。沸腾炉虽然可以燃用无烟煤和劣质燃料，但由于其埋管的布置和燃料的热值有很大关系，所以对已按某一种设计的锅炉，使用的燃料的热值变化不能太大。CFB锅炉的燃料效率很高：以在明水热电厂的测试情况看，35t/hCFB锅炉在燃用不同煤种时，在不同负荷下，燃料效率都比较高，燃用烟煤、贫煤时，燃料的效率在95%以上，燃用链条炉渣时，燃烧效率也可达到91.89%。同时由于这种可以采用较小的过量风系数，产热效果好，汽锅炉热效率也比较高。在燃用烟煤和贫煤时，热效率可达到81-86%，在燃用炉渣时，热效率也可达到76.12%。这样，该种锅炉的热效率比一般锅炉热效率可高出10%左右，每小时可节煤500公斤，按年运行7000小时计，每年每台锅炉可节煤3500吨。CFB炉能较好的解决脱硫问题，环境保护效益好，一般35t/h链条炉在燃用高硫煤时，尾部腐蚀很严重，不仅设备容易损坏，而且污染大气。沸腾炉虽然可以采取添加石灰石的办法去脱硫，但石灰石利用率很低，较细的石灰石颗粒很容易被吹走，而较粗的石灰石，由于脱硫过程中表面进行化学反应生成一层CaSo4阻碍反应继续进行，所以脱硫过程只是在石灰石表面进行，脱硫效率很低，而CFB锅炉所用的石灰石颗粒可以控制的较细，而且在锅炉内多次循环，从而延长在炉内停留时间，所以脱硫效率较高，在脱硫摩尔比为2时，脱硫效率可达80%-90%，由于我国大约有五分之一的煤炭资源含硫超过2%，尤其南方各省主要生产高硫煤，所以CFB锅炉可在炉内使用简便的方法脱硫，这就解决了高硫煤的燃用问题。经比较：CFB锅炉具有燃烧效率高，煤种适应性广，脱硫效果好，比之链条炉、沸腾炉具有明显的优点，故推荐选用35t/hCFB锅炉。4.1.2锅炉主机型号及主要参数锅炉型号YG-35-39-M3额定蒸发量35t/h129 过热蒸汽压力3.82MPa(39kgf/cm2)过热蒸汽温度450℃给水温度150℃排烟温度138℃锅炉效率87.2%锅炉燃料粒度0-13mm一次风温度180℃二次风温度120℃表4.1炉型选择比较方案比较表比较内容炉型CFB锅炉链条炉煤粉炉蒸发量几台数35t/h×335t/h×365t/h×2锅炉热效率87.20%83.90%86%小时耗煤量4.696吨/时台4.69吨/时台8.2吨/时台锅炉本地价格100万元/台90万元/台185万元/台发电量及供汽量采暖期抽汽：65.58t/h发电：12000kW抽汽：89.943t/h抽汽：65.58t/h发电：12000kW抽汽：89.943t/h抽汽：66.146t/h发电：12000kW抽汽：89.943t/h发电：9000kW发电：9000kW发电12000kW电负荷机电率2393kVA16.1%2092.7kVA12.95%2026.86kVA19.51%输煤系统直接用0-25m直接用0-25m制粉系统末煤末煤主厂房建筑体积40129.8m339020m346888.8m3工程投资比较中中高说明：表4.1中数据根据YG-3E/3.82-M3鉴定材料所得4.1.3燃料来源、煤质燃料、耗煤量129 根据兖州矿务局意见，本店厂初期燃料供应以南屯矿井洗煤厂混末煤为锅炉燃料。煤质分析资料如下表4.2。表4.2煤质分析资料表成份煤种Cy%Hy%Oy%Ny%Sy%南屯混煤60.673.637.960.770.63Ay%Wy%Wf%Vy%QyDWkJ/kgkdo16.34102.5137.74232661.22锅炉每小时耗煤量是按锅炉定蒸汽量进行计算的。年利用小时为7200小时，其中2400小时为采暖期，非采暖期为4800小时。耗煤量计算成果如下表4.3。表4.3耗煤量计算成果表锅炉台数耗煤量小时耗煤量(t)日耗煤量(t)年耗煤量（万吨）备注采暖期非采暖期采暖期非采暖期采暖期非采暖期合计12×35t/h9.3924.696225.40112.72.2522.254.508南末煤22×35t/h14.0889.392338.112225.43.3814.507.8894.1.4送风系统根据济南锅炉厂提供的YG-3E/38.2-M3CFB锅炉总图。该锅炉一次风道及二次风道分割成两条。因此，需要设置两台风机（一次风机和二次风机）。一次风和二次风入口均设置在12米标高的位置。一、二次风经钢制风道由一、二次风机分别送入第一级及第二级风预热器，预热后，一次风由热风道直接进入锅炉底部的风室，由布风板均匀地进入炉室；二次风先进入二次热风总风道，然后分8个送风管，分别从炉膛的四个侧面进入炉膛，从而加强了炉膛内气流的扰动。使燃料充分燃烧。二次风的温度为119℃。二次风的风量为总进风量的50%（厂家提供具体系统图）。表4.4理论风量表（厂家提供）编号内容符号单位数据129 1RO2容积VRO2Nm3/kg1.1372N2理论容积量VoN2Nm3/kg4.833H2O理论容积VoH2ONm3/kg0.6254平均过量风系数α1.24.1.5烟气系统炉膛烟气量惯性分离器及分离器，到各受热面，有风预热器出来后，用钢制烟道送到除尘器，设计选用耐磨损、耐腐蚀的直径2500mm文丘里水膜除尘器三台，每炉各一台。烟气由引风机送至烟道，经烟囱排入大气，灰尘经冲走沟排至冲灰池。烟囱高度80m，上口直径2.5m钢筋混凝土烟囱一座。表4.5燃烧系统数据编号内容符号单位数据备注1排烟温度θpy℃138厂家提供及给定值2排烟热焓Ipykcal/kg417.663冷风温度tlk℃304冷风焓Iolkkcal/kg44.685化学不完全燃烧热损失q3%0.66机械不完全燃烧热损失q4%47排烟损失q2%6.128灰渣物理热损失q5%0.989散热损失q6%1.1010热损失之和∑q%12.811锅炉效率η%87.212过热蒸汽热焓i’’kcal/kg796.1213给水热焓igskcal/kg151.614饱和热焓ibkcal/kg263.115锅炉吸热量Qkcal/kg650.1129 16热风温度trk℃30517烟囱Hm80图4.1CFB锅炉系统示意图4.2汽轮机发电机组4.2.1汽轮机发电机组选型根据近期最大负荷11942698kJ/h(43.97t/h)及远期最大热负荷206241768kJ/h(82.1t/h)。同时考虑从保证工程质量、设备可靠的角度出发，又尽可能缩短运输距离，减少运输费，设计推荐汽轮机及发电机组选用本省生产的设备。汽轮机选用青岛汽轮机厂生产的抽汽式汽轮机两台。其主要参数见表4.6如下。表4.6汽轮机参数及选用件抽汽式汽轮机主要参数备注型号C6-3.43/0.490排汽压力7.15kPa抽汽压力0.49MPa青岛汽轮机厂进汽压力3.43MPa(35ata)排汽温度248℃额定功率6000kW发电机主要参数备注型号QF-6-2额定转速3000n/min电流688A济南生建电机厂配套129 额定功率6000kW电压6300V功率因数0.84.2.2汽轮机运行工况该热电厂按以供热为主的原则设计（1）近期采暖期需要抽汽口的抽汽65.58t/h。当汽轮机按该工况运行时，进汽量为49.8t/h。考虑3%的汽水损失、轴封用汽，需要锅炉的蒸发量为2×49.8×1.03=102.588t/h，此时三台锅炉按97.7%额定工况运行，能满足全部热负荷并能发满电。非采暖期需要抽汽5.68t/h。当汽轮机按该工况运行时，进汽量为32.6t/h台，考虑3%汽水损失，运行一台锅炉时，需要锅炉蒸发量为32.6×1.03=33.578t/h，锅炉此时按95.9%额定工况运行；若运行两台炉两台机则共需蒸发量为67.156t/h。此时两台锅炉按89.75%额定工况运行，能同时满足热负荷并能发满电。（2）远期采暖期需要抽汽89.903t/h。此时两台汽轮机按非额定工况运行。抽汽44.972t/h台，进汽量51t/h台，按背压运行，考虑汽水损失后，锅炉蒸发量为1.03×51×2=105t/h。此时，三台锅炉按额定工况运行。发电量为9000千瓦。本设计已有扩建余地，因此，亦可扩建一台锅炉。是否再需要扩建一台凝汽机组还有待今后研究。非采暖期需要抽汽6.966t/h，此工况下，可运行一炉一机，亦可运行两炉两机。当运行一炉一机时，汽轮机总进汽量为33.5t/h，考虑3%的汽水损失、轴封用汽，需锅炉蒸发量为63.74t/h，锅炉按91.05%额定蒸发量工况运行时，并能满足发电量。见表4.7。表4.7运行工况统计表运行工况供热(t/h)发电量(kW)备注近期三炉两机65.58112000采暖期两炉两机5.68312000非采暖期一炉一机5.6836000非采暖期远期三炉两机89.8439000采暖期129 两炉两机6.96612000非采暖期一炉一机6.9666000非采暖期表4.8纯凝汽工况热平衡表名称高加除氧器低加抽汽压力MPa0.5310.5310.0616抽汽温度℃24824887进水温度℃104.38244.94化学补充水温℃—71.6—化学补充水量t/h—1.6—出口水温℃105.55104.382抽汽量t/h2.680.551.734.3热力系统及辅助设备的选择本热电厂热力系统发电及供热具有较高的可靠性及灵活性因本热电厂锅炉和汽轮机的台数不配合，故主蒸汽管道采用单母管制系统，在母管上装设关断阀，将母管分成三个区段，防止母管发生事故时，导致全部锅炉和汽轮机停止运行，影响生产。这种系统的供气可相互支援。汽轮机具有两级抽汽，一级抽汽为可调整抽汽，供除氧器、高加和热交换站，二级抽汽为不调整抽汽，供低加加热器，为了保证全部采暖供热的可靠性，在主蒸汽管道上安装了减温减压装置，正常情况下从汽轮机抽汽口供气，当汽轮机故障及检修时，由蒸汽母管通过减温减压装置供气。主给水及低压给水系统均设置单母管制，凝汽水管道系统设计推荐切换母管制系统。正常情况下，除氧器与汽轮机单元运行。事故或检修时，也可切换运行，具有一定灵活性。主要辅机设备选择如下：（1）凝结水泵每台汽轮机选100NB60型水泵两台。一台运行，一台备用。其流量为36m3/h，压力为62mmH2O，功率为1.5kW。（2）低压加热器129 每台汽轮机配一台JD-20型，换热面积为20.25m2的低压加热器。（3）除氧及补给水系统在主厂房B到C柱+12.00米平台上布置DCY-75型除氧器。额定出力75t/h台。工作压力位0.2kgf/cm2，容积为25m2水箱两台。除氧器蒸汽管接至除氧器用汽母管，由化学补水母管向除氧器补水。除氧器出口接低压给水母管、高加疏水，其平衡管道，凝结水管等也分别接至除氧器。（4）高压加热器每台汽轮机配一台JD-50型高压加热器，换热面积为50m2。（5）给水泵设计选用4台DG46-50型电动给水泵。流量为46m3/h，扬程600mmH2O，功率N=150kW。其中一台备用。（6）疏水排污系统主厂房内设SK-0.75型疏水扩容器一台，供机组疏水用，并设容积20m3疏水箱一台。选IS65-40-200型疏水泵两台，流量17-30m3/h，扬程0.54-0.44MPa。电动机功率7.5kW。锅炉启动前可用疏水泵直接供水。三台锅炉设LP-1.5型连续排污膨胀器三台和DP-3.5型定期排污器供锅炉排污使用。（7）减温减压装置为了满足热交换站供热堆蒸汽温度压力的要求。在主厂房内设p1/p2=3.82/0.59MPa，t1/t2=450/190℃，流量60t/h和10t/h的减温减压器，非采暖期使用流量10t/h的减温减压器，向热交换站供汽。4.4主厂房布置主厂房布置采用汽机间、除氧煤仓间、锅炉间三列布置。除尘器及引风机、烟囱位于第D-E轴之间。三台锅炉公用高80m的烟囱。主厂房布置详见图纸。汽机间跨度15米，锅炉房跨度18米，除氧煤仓间跨度7米，总长为45.98米。柱距6米。汽机间，汽机采用纵向布置。1号汽轮发电机在2-3米柱之间，2号汽轮发电机在5-6米柱之间。运转层标高为+6.00米。汽机间设15吨/3吨双沟桥式吊车一台。供安装及检修使用。吊车轨面标高为+12.00米。吊车跨距16.5米。除氧煤仓间，配煤皮带布置在+24.00米标高层。除氧器及水箱布置在+12.00129 米标高层。锅炉和汽机控制室不知在+6.00米标高运转层。标高+3.80-+6.00米之间为汽水管道夹层。厂用电配电间布置在除氧煤仓间±0.00米层。除氧煤仓间屋顶标高+27.00米。锅炉间，三台CFB炉室内布置。运转层位+6.00米标高。一次风机及二次风机布置在锅炉两侧。4.5除氧煤仓间除氧煤仓间采用单框结构，跨度7.00米，长度为8个柱距（8×6=48m），零米层布置低压厂用配电装置，净空4米。其上部是管道夹层，给水控制布置在（1）-（2）柱档靠近B列柱。6米层为运转层，炉前留有一定的空间及场地以备锅炉打焦、检修之用。每炉配一炉控制，布置在（4）-（5）、（6）-（7）、（8）-（9）柱档间。上下汽水管道及阀门靠B列柱隔墙布置，便于运行检修且整齐美观。12米层为除氧层，布置两台除氧器、除氧给水箱和两台连续排污扩容器，、给水箱中心标高14.116米，其上设有钢平台便于运行检修维护。24米层为输煤层，靠C列柱侧布置有输煤皮带，煤仓上方皮带上带有犁煤机，煤仓分别布置在（3）-（4）、（5）-（6）、（7）-（8）柱档间，输煤层房顶标高28.00米。4.6锅炉房布置锅炉房层跨度18.00米，安有一次风机、二次风机，在固定端设有疏水箱和两台疏水泵。运转层标高6.00米，在（1）-（2）柱档之间设有变送器室、加药间，在靠近（2）柱设有一台疏水扩容器，锅炉房房屋架下弦标高27.50米。4.7锅炉尾部设备布置锅炉房D列柱至麻水膜除尘器中心线距为10.50米，除尘器至吸风机中心线距为5.00米，吸风机至烟囱中心线距为10.00米，烟囱布置在（7）柱中线附近，以便再扩建锅炉时共用一个烟囱。4.8主厂房设备检修起吊措施汽机房主机及电动给水泵，高压加热器等辅助设备均利用15t桥式起重机，其所有设备均在起吊范围内。129 锅炉房零米层一次风机、二次风机等可采用三角支架起吊，吸风机可利用上方埋于除尘器架上的纵向梁悬挂手动葫芦起吊检修。锅炉尾部，风预热器上方，锅炉房架下弦设置一台电动葫芦，作为炉顶检修起吊用。锅炉顶设置联络步道，以便要使用1t电动葫芦时牵动电缆及联络。图4.2管道及支吊架布置图5DCS系统及除氧器5.1DCS系统济东新村热电厂35t/hCFB锅炉可调参数较多，控制较为复杂。为此，该厂计算机集散控制系统（DCS）结合CFB锅炉控制特点，采用美国Honeywell公司S9000控制器，并将美国Intellution公司Fix32软件包作为人机接口（MMI）应用软件，采取相应的控制策略和控制方案，实现各项监控功能。计算机集散控制系统（DCS）以其可靠性高、灵活性强、性能价格比较优秀的特点，已逐步应用于工业控制领域DCS在电力生产中主要用于大型电站及其煤粉炉的控制。由于CFB锅炉（CFB）是近年来发展起来的新技术，其运行控制较为复杂，且国内多为中小型炉，因而为DCS在CFB锅炉上的应用带来一定难度。济东新村热电厂设计装机容量为2×6MW，配备3台国产YG-3E/38.2-MG型CFB锅炉。控制方案包括两部分：一是针对CFB的特性而设计的燃烧控制系统，包括床高、床温、石灰石用量、一次和二次风量、炉膛负压及给煤控制等；二是汽水系统等常规控制，如汽包水位、主汽温度控制等。129 该厂DCS按功能分为数据采集检测系统（DAS）、顺序控制系统（SCS）、模拟量控制系统（MCS）三个子系统。整个系统设有5个操作站，分别对应3台锅炉和两台汽轮机的参数监测和控制操作。各操作站间的画面能任意切换，但不可进行相互操作。5个操作站中可任选1个作为工程师站，以进行参数下载及软件组态等，但需进行密码权限转换。5.2除氧器及除尘器（一）该厂的1号、2号汽轮机组（均为6MW机组）配用两台75t/h型旋膜式除氧器，额定工况下设计出力75t/h，工作压力位0.02MPa，出水温度为104℃。（二）除尘器：选用WMC-Φ2500型处理烟气量：65000-78000m3/h耗水量：13-15t/h阻力：100-150mmH2O129 第二部分循环流化床冷渣器设计部分1绪论1.1研究背景能源与环境是我国社会经济发展进步的两大要素，能源是人类社会存在发展的物质基础，在全球可燃物总储量中，固体燃料占93%（主要是煤），而在中国，这个比例上升到了95.5%[1]。然而，煤炭是一种低品味，较脏的能源，燃煤发电技术在上个世纪得到了快速的发展[2]。但在利用煤炭获得电能的同时，煤炭燃烧产生大量的氮氧化物(NOX)、二氧化硫(SO2)、二氧化碳(CO2)等气体对大气环境造成了严重的污染。能源与环境问题日益严峻，寻求一种清洁、高效、安全、可靠的能源开发机制成为当今世界面临的热点问题。在未来一百多年间，由于全球化石燃料的逐渐枯竭，全球能源将是一个由化石燃料为主逐步过渡到可持续发展能源时期的过渡阶段。在这样一个阶段中，无论是世界各国以及我国都将处于一个多种能源结构同时并存和利用的时代。煤炭储量最多，可利用时间是最长的，因此在未来相当长时间内，煤炭都将在一次能源组成中占绝对主要地位[3]。图1.1中国煤炭资源特点(a)硫含量(b)灰含量煤炭在我国电力工业中更是占有举足轻重的地位，发电厂装机总容量中火电类装机容量占到70%以上，而火电机组中又以燃煤机组为主。近年来，我国大力发展光伏发电、风电、水电和核电，但是，在可与见的将来，很难改变煤炭在能源中的重要地位。在今后的相当长时间内，煤炭还将是中国的主要能源，虽然中国是一个煤炭资源较丰富的国家，但是煤炭资源的分布严重的不均匀，大部分位于西北区域，远离发达的东南沿海。存在煤炭运输问题。除此以外，优质煤炭被运走之后，遗留了大量的劣质煤甚至煤矸石。因此发展洁净煤发电技术[4]、提高能源利用率和降低污染排放，是我国能源战略的重要方面。129 CFB（CFB）锅炉燃烧技术是一种较好的洁净煤燃烧技术，它的燃料以及脱硫剂经多次循环，循环往复进行低温燃烧和脱硫反应，能达到低NOX排放效果、90%+的脱硫效率以及和煤粉炉相近的燃烧效率，具有负荷调节性能良好、燃料适应性广泛、灰渣更容易综合利用等优点。以降低污染控制成本和追求高效发电相结合，近年来CFB燃烧技术在电厂锅炉、锅炉改造以及各种废弃物燃烧等领域发展迅速[5-6]。大型以及超临界化是CFB燃烧技术发展的主要方向。超临界CFB锅炉的发展使得其运行中逐渐暴露出一些问题，严重影响了CFB锅炉的连续、安全和经济运行，高温灰渣的冷却问题逐渐受到人们的重视。国内CFB锅炉一般燃烧较为劣质且具有高灰分的煤种并且会进行炉内脱硫，排出大量高温的底渣，如不对这些底渣进行冷却直接排放的话，底渣将带走大量的物理显热。例如对于灰份高于30%以上的低热值煤种，灰渣物理热损失高达2%[7]以上，并且会造成现场运行条件恶劣，给底渣的处理和运输带来不便，不利于集中机械化的操作。冷渣器的开发利用对减轻灰渣排放劳动强度、降低高温灰渣热污染、回收高温灰渣余热和提高锅炉整体效率都起到了巨大的作用。尤其对于燃用高灰份劣质煤、低热值煤的CFB锅炉，配备合适的冷渣器显得尤为重要。1.2CFB发展现状国外的CFB锅炉是在鼓泡流化床锅炉的研制、运行基础上顺势发展起来的。CFB锅炉发展到现今，从结构特点上看可分为三大流派[8]，如图1.2。图1.2(a)Lurge型(b)Pyroflow型(c)Circofluid型第一，LLB公司的Lurgi型CFB锅炉；第二，FW公司的Pyroflow型CFB锅炉；第三，LLB公司的Circofluid型CFB锅炉。除此以外，Battelle研究中心研发的MSFB型CFB锅炉、FW公司研发的Intrex式CFB锅炉也颇具特色。采用Lurgi129 技术手段，ABB-CE公司的Flextech式CFB锅炉和stein公司的CFB锅炉同样在大型化方面发展迅速。近几年来，国际上CFB锅炉的发展竞争剧烈：法国GECALSTOM先后兼并了德国EVT公司、法国stein公司和美国ABB-CE公司；美国FW公司先后兼并了芬兰的AhlstromPyropower公司。兼并后，不同流派的CFB燃烧技术在逐渐融合、渗透，更好推动了大型化流化床锅炉的发展，并逐步发展成法国GECALSTOM和美国FW公司两大CFB锅炉技术集团[5]。我国的CFB锅炉同国外一样，也在鼓泡流化床锅炉的研制基础上发展起来。20世纪60年代末期，我国展开了鼓泡流化床锅炉的研究以及产品开发工作。蒸发量从4t/h一直到130t/h的鼓泡流化床锅炉先后投入运行。至20世纪80年代，已经有大约3000台鼓泡流化床锅炉投入运行。这些锅炉虽然大多为一些小型工业锅炉，主要用来燃用煤矸石、油页岩等高灰劣质燃料，但是这些工业锅炉的开发、研制和运行经验为之后CFB锅炉在我国的研制和发展提供了支持。近年来国内CFB锅炉的市场急剧扩大，国内锅炉厂从市场需求出发，主要采用引进吸收和自主开发发展CFB锅炉技术，引进吸收在引进国外先进技术的基础上进行自主创新，开发新的大型CFB锅炉，而自主开发主要依靠研究院、高等院校和锅炉厂家合作开发新的CFB锅炉。近年来，国内CFB锅炉发展迅速，CFB锅炉总台数和总蒸发量达到了世界第一，朝着高参数、大容量方向发展，一大批300MW级CFB锅炉相继投产。值得庆祝的是世界首台600MW超临界CFB示范工程主机的自主研发成功并顺利投入商运，标志着我国在自主研发低煤耗、低成本污染控制的洁净煤燃烧技术领域已经走在了世界的前列。随着CFB锅炉的发展，高温灰渣的冷却问题越来越受到人们的重视。作为CFB锅炉的重要辅机，灰渣冷却装置的正常运行非常重要，特别是随着锅炉容量的增大，已直接关系到锅炉的连续可靠和安全经济运行。1.3冷渣器的应用及分类1.3.1冷渣器的应用在CFB锅炉发展前期一般都没有配置冷渣器，因此只能靠定期排渣或者是水力冲渣，这样的工作量较大、劳动强度比较高、工作环境较差，并且水力冲渣会在瞬间产生蒸汽，这些蒸汽造成了局部热污染，同时灰渣也失去了活性，不再具129 有综合利用价值。而定期排渣会造成床内压力的波动，使得工况不稳定。因此研发和配备冷渣器对CFB锅炉整体性能的提高是非常重要的。现在国内外CFB锅炉一般都配备冷渣器对灰渣进行冷却，采用水或风将锅炉排出的高温炉渣进行冷却，使其温度降到适合机械输送或者气力输送的范围，一般要求温度不超过200℃；同时冷渣器能回收部分灰渣物理显热，降低锅炉的不完全燃烧热损失和物理热损失，提高锅炉效率；冷渣器的良好运行还可以实现锅炉底渣排放连续均匀可控，改善流化质量，提高燃烧和脱硫效率；并且，灰渣在此过程中不经过水解，保持了灰渣的活性，提高了灰渣的综合利用价值[5]。在国外，早期的大型CFB锅炉采用的是并联式的单床式流化床冷渣器，但是由于单床式流化床冷渣器冷却能力较差，只能将热底渣冷却到风渣平衡温度，并且热渣停留时间分布接近全混流状态，因此单床式流化床冷渣器冷却底渣的能力有限，比较容易出现还没有充分冷却的红渣。现在国外CFB电厂大多选用水冷绞龙冷渣，其对材料选用要求较为严格，但造价较高。除此以外，多床式流化床冷渣器在国外发展的也比较好，其传热效果好、使用范围广、节能效果显著，主要有美国FW的多仓选择式流化床冷渣器和法国ALSTOM公司的多床溢流式流化床冷渣器。在国内，大部分CFB锅炉电厂燃用的燃料具有高灰份、低热值的特点，针对这样的情况，国内冷渣器的研发更多的考虑了我国锅炉燃煤粒度的实际情况，因此，我国所开发的冷渣器对底渣粒度的适应性明显更优于国外冷渣器技术。我国自主开发的冷渣器主要有滚筒式冷渣器和流化床式冷渣器两种，但均有着其不可忽视的技术问题，如滚筒式冷渣器的冷却能力不足、流化床式冷渣器对底渣粒度适应性较差等问题[9]。1.3.2冷渣器的分类冷渣器种类繁杂。按炉渣运动方式不同，冷渣器可分为流化床式、移动床式、混合床式及螺旋给料机式等；按冷却介质的不同，冷渣器又可分为水冷式、风冷式和风水共冷式三种；按热交换方式的不同，冷渣器有间接式和接触式两种[10]。目前常见的冷渣器主要包括：风水联合式冷渣器、滚筒式冷渣器、水冷螺旋式冷渣器、钢带式冷渣器、移动床式冷渣器、气垫床式冷渣器和射流式冷渣器等等，在实际中应用较多的是风水联合冷渣器和滚筒式冷渣器等。129 1.3.3冷渣器的发展趋势随着CFB锅炉大型化的发展，对锅炉附属设备的要求也相应提高，特别是要对锅炉排渣冷却与输送系统进行统筹科学的考虑，这样对冷渣器的功能要求越来越高，要求今后的冷渣器能最大程度的回收底渣的物理热，保证一个合适的冷却温度，这样可以提高后续的输渣设备的使用寿命以及连续无故障运行时间；要求冷渣器渣、水密封严密并具有可靠的安全性、较好的可控制性以及较高的自动化程度；要求冷渣器能够方便的检修。而冷渣器是否具有较低的排渣温度和能否方便维护是对冷渣器性能评价的关键参数。冷渣器应该是一种高效的热量回收器，是一种高效节能产品。1.4冷渣器存在的问题1.4.1滚筒式冷渣器存在的问题1、底渣回收利用不如风水联合冷渣器，对细颗粒渣不具有选择性功能。锅炉排渣进入滚筒式冷渣器后，将部分热量交换给冷却水后，炉渣全部排走，其中的可燃物不再回收，炉渣余热未能充分利用，通过负压管随气体带走的热量，也得不到回收利用。当出力不足或冷却水不足时，出口也只能直接排红渣；2、有漏水、漏灰、漏渣及机械故障发生。锅炉排渣管与冷渣器进口渣连接处，易漏渣，尤其是筒体吸风口至尾部烟道之间的管道受潮堵塞后，冷渣器筒体为正压，漏渣会更为严重；3、有一定的易损件需更换。滚筒冷渣器与风水联合冷渣器相比，易损件减少了许多，但由于庞大的滚筒不停旋转，以及高温炉渣不断进入，因此也有不少易损件[11,12]。4、有爆炸危险等。这些缺陷使得滚筒式冷渣器在大型化发展方向上需要克服较多困难。1.4.2流化床式冷渣器存在的问题1、对底渣粒度和分布及渣量非常敏感。在运行过程中经常发生因底渣粒度粗而造成的冷渣器结焦、堵塞等一系列问题。2、一般要设有专用冷渣器流化风机。运行耗电大，且风量占二次风的比例大，对二次风的作用有不利影响。3、系统复杂。对运行人员操作水平要求很高，风量、床温、床压调整严格，129 稍有不慎便出问题，自动控制性能不佳[11,12]。4、水冷受热面易磨损、变形，风帽也易磨损。5、体积较大。占地面积达；如果密封不当，室内烟气易向外泄露。从目前中国CFB锅炉的研发应用以及现有的冷渣器技术可以看出，大多数CFB锅炉配备的冷渣器不能连续稳定工作，会直接影响到CFB锅炉的安全经济运行，这个情况已经成为制约我国CFB锅炉运行的一个关键因素，影响CFB锅炉向大型化发展。研发新型冷渣器已经成为中国CFB锅炉技术的关键点。本文所研究的高低速冷渣器作为新型冷渣器，能够较好的解决目前流化床冷渣器存在的容易堵塞结焦、底渣流化状态不佳以及水冷埋管容易易磨损等问题，同时能够满足大容量CFB锅炉的要求，预计会在今后的工业市场中取得一定的市场份额，有着重大的技术经济价值。1.5本文研究的课题内容本文主要进行如下工作1、深入了解冷渣器的具体构造，掌握冷渣器的基本理论，对现有冷渣器存在的问题、运行参数以及设计参数等进行调研。2、基于调研结果分析各种冷渣器的优缺点，完善冷渣器的设计理念，提出新的冷渣器设计思路。3、按照新的冷渣器设计思路完成冷渣器结构、型式的设计。4、完成对新式冷渣器的相关设计计算，风机、泵的选型。本文的目的是为更好地认识冷渣器的工作机理，对现在存在的问题进行分析、研究，为其进一步开发和工业应用奠定一定的理论基础。1.6本章小结本章介绍了我国能源结构与环保的现状和清洁煤燃烧技术－CFB燃烧技术。说明了国内外CFB锅炉的发展历程、现状，同时介绍了CFB锅炉冷渣器的作用、分类，并对冷渣器运行存在的问题进行讨论，展望冷渣器的发展前景。最后提出了本文的工作主要内容。2循环流化床冷渣器简介及新型冷渣器设计方案CFB锅炉在炉膛底部设置排渣口，当床压较高时，通过连续排渣或者间断排129 渣来恢复床压。锅炉渣温大约等于燃料燃烧温度。以往一些小机组渣量较小，可以人工运走；机组容量加大后一方面人工运渣劳动强度非常大，另一方面有可能造成人身事故。因此，大容量CFB锅炉要考虑冷渣设备，对排出的高温炉渣进行冷却，使其温度降到适合机械运输或者气力输送的范围，一般要求温度不超过200℃。冷渣设备往往还作为渣的第一级输送设备，把炉渣从排渣口送到灰渣输送设备的入口。现在的冷渣器设计仍设置事故（人工）排渣口，但是机组容量增加后，从事故排渣口排出的渣量很大，只能作为临时应急措施，不可能长期连续运行。冷渣器已经从可有可无的次要设备变成大容量CFB锅炉必不可少的重要辅机，对冷渣器的可靠性提出越来越严格的要求，要求冷渣器在高温的恶劣工作条件下具备冷却可靠、输送顺畅、出力稳定、对工况适应能力好的特点。2.1冷渣器作用图2.1风水联合冷渣器原理图CFB锅炉的直接排放渣温大约在850℃左右，会损失很多的热量，底渣中未除尽的硫会在炉外燃烧形成SO2，对环境形成污染。底渣中残余可燃物接触到风进行不充分燃烧，产生有害气体，影响操作人员安全。对于热值较低的燃煤，如果底渣不冷却而直接排放，其热损失是2%之多。而且处于高温状态下的底渣的利用、输送都非常不便，不适合通过使用机器实现。普通回收输送机器允许的最高渣温一般在100-250℃范围内，因此底渣实现冷却是很有必要的。除此以外，底渣中存在很大一部分细床料，它对锅炉内部的换热十分有用，为了更好的提高锅炉燃烧、129 燃料脱硫效率，我们要想办法使底渣中的细床料回到炉内参与锅炉的燃烧循环。出于对底渣热量以及对床料进行回收的原因，我们一般为CFB锅炉设置风水联合冷渣器。冷渣器一般有如下几个方面的功能[6,12,13]：1、通过调节冷渣器的冷渣出力，有效地控制炉内的床料的良好流化和床料存量；2、通过风水等介质回收处于高温状态底渣的热量，水冷介质的升温相当于省煤器；而风冷介质的升温相当于空气预热器；3、冷却风的筛选作用可以实现对灰渣颗粒的粗细筛选，并将细颗粒送回炉膛，能够有效回收底渣残留的可燃物和脱硫剂，从而提升锅炉的燃烧、脱硫效率；4、将底渣冷却到一定温度以便于让输送设备能够输送。同时降低高温炉渣热污染、保持底渣仍具有活性，这样可以达到对灰渣的二次利用。2.2冷渣器冷却方式及特点2.2.1简单冷却方式及特点简单冷却方式一般用带水冷的冷渣设备冷却高温炉渣并完成炉渣的第一级输送，常用的设备有水冷套管、水冷螺旋、滚筒冷渣器等。渣在通过水冷设备输送的过程中，将热量传递给金属壁；水冷设备夹层中的工业水把热量带走，工业水从冷渣设备出来后直接排走，热量不会收。这种只把渣的热量带走，不再进行任何热量综合利用的系统称为简单冷却方式。这种简单冷却方式的优点是系统简单，冷渣设备冷却效果好，对CFB锅炉的燃烧无任何影响，但是缺点也是明显的，炉膛排除的高温热渣热量得不到任何回收，降低了锅炉的效率，相当于增加了发电煤耗。不仅如此，高温的废水处理也是一个问题，直接排放虽然处理简单，但是要得到环保的许可，目前的可能性不大。设置冷却设备把水冷却了再排放或者循环再用，则要增加工程的投资以及运行维护费用。因为简单冷却方式不经济、不环保，除了早起一些小容量机组采用以外，大中型机组几本不采用这种系统[14]。2.2.2风冷却方式及特点冷渣器作为高温炉渣的第一级输送和冷却设备，如果采用机械输送方式，即使用设置了水冷系统，但仍不能彻底解决材料的磨损问题。为了解决机械磨损问129 题，出现了风冷渣设备，采用冷风作为冷却介质，高温炉渣在冷却过程中同时完成输送。采用风冷却方式的冷渣器，冷风有专门的风机提供，冷风和炉渣还热后，送入锅炉助燃。风吸收的热量全部作为锅炉输入热量的一部分，可以全部得到利用，冷渣器排出的热风送入炉膛，不会对各级受热面的吸热造成影响。风冷却方式也有局限性，风比热容较小，渣量较大时，如果风量不够，则冷却效果不佳，回收热量少，而且渣冷却效果不好；如果风量较大，又会影响到炉内的配风。因此，风冷却方式虽然有突出的优点，但是一般只能用于渣量较少、回热量不大的CFB机组。2.2.3风水联合冷却方式及特点风水联合冷却方式采用冷风和冷却水两种介质冷却高温炉渣，其中冷风还作为高温炉渣在冷渣器内的输送介质。气力输送方式相比机械输送方式可靠性更高，同时冷渣器内设置水冷的埋管，提高了冷渣器的换热能力，降低了排渣温度。风水联合冷却方式的风和冷却水吸收的热量全部回收。风水联合冷却方式同时具有水冷却方式和风冷却方式的优点，换热效率高，因此，单个冷渣器的出力比其他单一冷却介质的冷渣器要大。风水联合冷却方式具有冷渣能力大、效果好的特点，因此在大容量CFB锅炉上得到了大量使用；但是风水联合冷却冷渣器从结构上看相当于小型的鼓泡床，对底渣粒度比较敏感，较大底渣颗粒进入后会影响流化效果，引起排渣故障。2.3常用冷渣机械及其特点小型流化床采用的冷渣器比较简陋，最简单的是水冷套管，在排渣管上敷设冷却水管对高温炉渣进行冷却，这样能回收的热量较少，不适合大容量CFB锅炉使用。满足大容量CFB锅炉使用的冷渣器主要是水冷螺旋、风水联合冷渣器和滚筒冷渣器等。2.3.1水冷螺旋水冷螺旋也称为水冷绞龙[15]，见图2.2，主要部件包括带螺旋叶片的转子、壳体、水冷套、驱动电机等。工作原理是转子带动螺旋叶片旋转，炉渣在螺旋叶片推动下排出，炉渣与螺旋叶片接触，把热量传给叶片，叶片通过冷却水冷却。水冷螺旋主要依靠转速来调整炉渣的输送量。129 图2.2水冷螺旋示意图排渣较少的时候，水冷螺旋具有良好的冷却能力，出口渣温可以达到100℃。而炉渣较多时，炉渣与水冷螺旋的叶片接触面积较小，而且只有部分炉渣接触，因此水冷螺旋的冷却效果不强。在运行中螺旋叶片的磨损，使水冷螺旋的连续运行寿命较短，需要经常检修维护。单个螺旋的出力不大，机组容量增加后，要设置多台水冷螺旋才能满足要求。如果要依靠提高转速来增加处理，一方面，炉渣在水冷螺旋内停留的时间较短，得不到有效冷却；另一方面，提高转速也使叶片损耗加剧，进一步缩短叶片寿命。2.3.2风水联合冷渣器为了适应电厂锅炉大型化的发展要求，风水联合冷渣器[16]得到了推广使用。风水联合冷渣器有多种结构，见图2.3。图2.3风水联合示意图较有代表性的是Alstom技术流派设计的方案。冷渣器分为多个室（一般为3个），每个室用隔墙分隔，隔墙高度比冷渣器各个室高度稍低，即冷渣器上部空间129 是相通的。第一个室是风冷仓，不布置水冷管道，后面各个室是风水联合冷却仓，里面设有水冷管道，冷却水采用凝结水或者除盐水。风水联合冷渣器相当于鼓泡床，各个仓底部设置布风板和风帽，底渣在仓内流化，冷渣器的设计流化速度较低，较低的流化速度一方面可以减少磨损，另一方面可以降低流化风的电耗。炉膛的高温炉渣首先进入第一个风冷仓，由于没有敷设水冷管道，风冷仓的温度较高，同时流化风提供了助燃需要的氧量，炉渣内没有完全燃烧的碳可以持续燃烧。流化态的炉渣充满第一个室后，以溢流的方式翻过隔墙进入第二个室，在第二个室也是呈鼓泡床状态流化。第二个室是风水联合冷却仓，水冷管道埋在流化态的炉渣内，在鼓泡床状态下换热强烈，对炉渣进行充分冷却。第三个室也是风水联合冷却仓，第二个室的炉渣以同样方式进入第三个室，并进一步冷却，排出。各个室的冷渣器流化风吸收了炉渣热量后，从最后一个室上部的回风管进入炉膛。由于各个室之间设置了隔墙，只有较细的炉渣才能溢流到下一个室，大颗粒的炉渣都沉积到底部，因此各个室下部设置了大渣排放管。冷渣器的出力靠锅炉排渣口的锥形阀和冷渣器出口的旋转给料阀联合控制，床压高时，加大锥形阀开度，排更多的炉渣到冷渣器，同时冷渣器出口的旋转给料阀转速增加，实现快速排渣。2.3.3滚筒冷渣器滚筒冷渣器[17]（见图2.4）最早用在一些小容量CFB锅炉上，结构较为简单，筒体设有水冷套管。由于筒内炉渣填充率低，采用接触换热机理，传热系数小，而且在小机组上应用显得体积巨大。为了适应流化床锅炉容量越来越大的趋势，对滚筒冷渣器进行了技术革新，强化换热效果，提高了渣冷却效果。图2.4滚筒冷渣器示意图129 新式滚筒冷渣器由内筒、外筒、承重轮、驱动电机及减速机、进出口密封等部件组成。内筒和外筒之间为水冷腔，内套筒焊有旋状叶片，一方面叶片强化了换热能力，另一方面叶片随筒体一起缓慢旋转时，把炉渣推向出口。炉渣与冷却水的行进方向相反，冷却能力好。为了防止筒体内正压引起粉尘泄露，滚筒冷渣器的前后端均设置抽汽管道，管道接至除尘器入口，利用烟道的负压抽吸筒内含尘气体，并经过除尘器除尘后排放到烟囱。滚筒式冷渣器的冷却水接口采用旋转接头，因此，水侧承受的压力有限，一般只能承受凝结水侧压力，而不能承受给水侧压力，因此冷却水只能采用凝结水，回收的热量只能送至汽轮机回热系统。滚筒式冷渣器属于机械输送方式，靠内筒的叶片推动炉渣运，因此对炉渣的颗粒度不敏感，即使炉渣内含有大块的焦，都能轻易通过筒体排出。通过改变滚筒直径和长度可以增加冷渣器的出力。2.4新型冷渣器设计方案2.4.1设计理念基于以上比较，考虑各类型冷渣器的优缺点，现提出以下设计方案－高低速流化床风水联合冷渣器[9]，以下简称高低速冷渣器，如图2.5所示。图2.5高低速流化床风水联合冷渣器原理工作原理为：处于高温状态下的底渣由倾斜的进渣管流入第一冷却室。第一冷却室是风水联合冷却，布置有冷却水埋管，采用低速床。灰渣在此冷却室内同时受冷却风以及水冷埋管冷却。质量较小、流动性较好的底渣在溢流和抛射的作用下通过第一、二室之间隔板上部空间进入第二冷却室，而粒度较大的底渣由隔板下侧的连通口流入第二室。第二室设有高速床，不设水冷埋管，第二室正上方129 设有回风管。粒度小的颗粒在流化风的作用下回到炉膛，粒度较大的底渣在冷却风作用下冷却并通过第二、三冷却室之间隔板下方的连通口进入第三冷却室。第三冷却室同第一室同为风水联合冷却，布置有低速床和水冷埋管，灰渣在这里被冷却风、水冷却后溢流排出到出渣管。2.4.2设计特点1、高低速冷渣器布风板上设有“7”字形定向风帽，风帽喷嘴向着连通口方向，推动炉渣向着连通口方向移动；2、连通口开孔位置与上一隔墙开孔位置相反，一个在隔墙左下方，一个在隔墙右下方，使炉渣在冷渣器内流动路线为“Z”字形，延长炉渣在冷渣器内停留时间以充分冷却；3、高低速冷渣器对灰渣粒度具有较好的适应性，对防止结焦有着较好的结果；4、由于中间冷却室冷却风速度较高，且上部各室连通，会形成循环，增加了灰渣在冷渣器内的冷却时间；5、埋管布置在低速仓内，减少了埋管的损耗。2.5本章小结本章对CFB冷渣器的地位作用展开了介绍，并对不同的渣冷却方式进行了介绍对比，以及对不同类型的主流冷渣器进行了原理分析、对比。基于以上分析提出了高低速冷渣器的设计方案。3各冷却室换热量计算3.1设计初始参数取值3.1.1锅炉排渣量计算由初设部分表4.2煤质分析表知如下参数：收到基状态下碳Cy=60.67%，收到基状态下灰分Ay=16.34%，收到基状态下硫分Sy=0.63%，收到基状态下低位发热量QDWy=5560.6kcal/kg。由初设部分表4.3耗煤量计算成果表知如下参数：其单台锅炉在采暖期煤耗量B=9.392t/h，Ca/S摩尔比R=2.2。由此得到单台锅炉排灰渣量:Ga=B×Ay+3.12×R×Sy×B=1.9408t/h18(3-1)129 灰渣比通常取6:4，则根据以上数据，单台锅炉排渣量为：Glz=Ga×40%=0.7763t/h(3-2)35t/h的锅炉按照常规数据来看一般配有2个正常排渣口，1个事故排渣口，也就是说济东电厂单台锅炉冷渣器配置为2台，设计有20%的富裕度，则单台冷渣器的冷渣量取为0.466t/h的设计值。3.1.2其它设计参数获取设计要求灰渣有70%冷却到130℃，20%冷却到370℃，10%冷却到530℃[9]。即在灰渣在从第一冷却室留出时只有90%进入到第二冷却室，其余随热风返回炉膛，同样的灰渣进入第三冷却室后只有最初的70%。表3.1初始设计参数表项目单位数值备注进口渣温℃900根据实际情况设定出口渣温℃130根据实际情况设定进口水温℃44.94低加入口水温出口水温℃82除氧器入口水温进口风温℃30根据实际情况设定第一冷却室床温℃530设定第二冷却室床温℃370设定第三冷却室床温℃130设定3.2各冷却室换热量计算计算各冷却室换热量时忽略冷渣器本身的散热误差；计算冷却风温时，假定冷却风在对流换热后同炉渣达到一个稳态平衡，其所能达到温度为该冷却室床温。3.2.1计算第二冷却室中的换热量在第二室中只布置有布风板，没有水冷埋管受热面，所以渣放热量等于风吸热量。即：Qz2=Qk2(3-3)式中：Qz2－第二冷却室渣放热量，kJ/h；Qk2－第二冷却室风吸热量，kJ/h。129 第二冷却室渣放热量计算公式如下：Qz2=mz2[cϑt21-cϑt22]14(3-4)式中：mz2－第二冷却室渣流量，kg/h；cϑt21－第二冷却室进口渣焓，kJ/kg；cϑt22－第二冷却室出口渣焓，kJ/kg。由初始设计参数知：第二冷却室渣流量mz2=0.466t/h×0.9=419.4kg/h；第二冷却室进口渣温为530℃，查渣焓表[19]cϑt21=488.89kJ/kg；第二冷却室出口渣温为370℃，查渣焓表cϑt22=331.11kJ/kg。将以上数据代入公式(3-4)，计算如下：Qz2=mz2cϑt21-cϑt22=419.4×(488.89-331.11)=66172.93kJ/h由公式(3-3)可知：Qk2=Qz2=66172.93kJ/h第二冷却室风吸热量计算公式如下：Qk2=Vk2[cϑt22"-cϑt21"]16(3-5)式中：Vk2－第二冷却室风量，Nm3/h；cϑt21"－第二冷却室进口风焓，kJ/Nm3；cϑt22"－第二冷却室出口风焓，kJ/Nm3。由初始设计参数知：第二冷却室进口冷却风温为30℃,查风焓表[20]cϑt21"=38.95kJ/Nm3；第二冷却室出口冷却风温为370℃,查风焓表cϑt22"=490.64kJ/Nm3。将以上数据代入公式(3-5)，计算如下：Vk2=Qk2cϑt22"-(cϑ)t21"=66172.93490.64-38.95=146.5Nm3/h129 即第二冷却室的理论冷却风量为146.5Nm3/h。3.2.2计算第一冷却室中的换热量在第一室中布置有布风板、水冷埋管受热面，所以渣放热量等于风吸热量和水吸热量之和。即：Qz1=Qk1+Qs1(3-6)式中：Qz1－第一冷却室灰渣放热量，kJ/h；Qk1－第一冷却室风吸热量，kJ/h；Qs1－第一冷却室水吸热量，kJ/h。第一冷却室渣放热量计算公式如下：Qz1=mz1cϑt11-cϑt12(3-7)式中：mz1－第一冷却室渣流量，kg/h；cϑt11－第一冷却室进口渣焓，kJ/kg；cϑt12－第一冷却室出口渣焓，kJ/kg。由初始设计参数知：第一冷却室渣流量mz1=0.466t/h=466kg/h；第一冷却室进口渣温为900℃，查渣焓表cϑt11=873.9kJ/kg；第一冷却室出口渣温为530℃，查渣焓表cϑt12=488.89kJ/kg。将以上数据代入公式(3-7)计算如下：Qz1=mz1[cϑt11-cϑt12]=466×(873.9-488.89)=179414.7kJ/h第一冷却室风吸热量计算公式如下：Qk1=Vk1cϑt12"-cϑt11"(3-8)式中：Vk1－第一冷却室风量，Nm3/h；cϑt11"－第一冷却室进口风焓，kJ/Nm3；cϑt12"－第一冷却室出口风焓，kJ/Nm3。为了使出渣量达到最优，选取三个室的风量比例为Vk1:Vk2:Vk3=0.5:1:1.2[12,21]，如图3.1所示。129 图3.1风量配比示意因此第一冷却室的理论冷却风量计算为：Vk1=Vk2×0.51=146.5×0.5=73.25Nm3/h由初始设计参数知：第一冷却室进口冷却风温为30℃,查风焓表cϑt11"=38.95kJ/Nm3；第一冷却室出口冷却风温为530℃,查风焓表cϑt12"=714.12kJ/Nm3。将以上数据代入公式(3-8)，计算如下：Qk1=Vk1[cϑt12"-cϑt11"]=73.25×(714.12-38.95)=49456.46kJ/h则由公式(3-6)可得第一冷却室水吸热量：Qs1=Qz1-Qk1=179414.7-49456.46=129958.2kJ/h3.2.3计算第三冷却室中的换热量在第三冷却室中布置有布风板、水冷埋管受热面，所以渣放热量等于风吸热量和水吸热量之和。即：Qz3=Qk3+Qs3(3-9)式中：Qz3－第三冷却室灰渣放热量，kJ/h；Qk3－第三冷却室风吸热量，kJ/h；129 Qs3－第三冷却室水吸热量，kJ/h。第三冷却室渣放热量计算公式如下：Qz3=mz3cϑt31-cϑt32(3-10)式中：mz3－第三冷却室渣流量，kg/h；cϑt31－第三冷却室进口渣焓，kJ/kg；cϑt32－第三冷却室出口渣焓，kJ/kg。由初始设计参数知：第三冷却室渣流量mz3=0.466t/h×0.7=326.2kg/h；第三冷却室进口渣温为370℃，查渣焓表cϑt31=331.11kJ/kg；第三冷却室出口渣温为130℃，查渣焓表cϑt32=107.29kJ/kg。将以上数据代入公式(3-10)计算如下：Qz3=mz3[cϑt31-cϑt32]=326.2×(331.11-107.29)=73010.08kJ/h第三冷却室风吸热量计算公式如下：Qk3=Vk3cϑt32"-cϑt31"(3-11)式中：Vk3－第三冷却室风量，Nm3/h；cϑt31"－第三冷却室进口风焓，kJ/Nm3；cϑt32"－第三冷却室出口风焓，kJ/Nm3。第三冷却室理论冷却风量计算为：Vk3=Vk2×1.21=146.5×1.2=175.8Nm3/h由初始设计参数知：第三冷却室进口冷却风温为30℃,查风焓表cϑt31"=38.95kJ/Nm3；第三冷却室出口冷却风温为130℃,查风焓表cϑt32"=169.45kJ/Nm3。将以上数据代入公式(3-11)，计算如下：Qk3=Vk3[cϑt32"-cϑt31"]129 =175.8×(169.45-38.95)=22942.02kJ/h则由公式(3-9)可得第三冷却室水吸热量：Qs3=Qz3-Qk3=73010.08-22942.02=50068.06kJ/h3.3计算结果汇总冷却水总吸热量QS=Qs1+Qs3=129958.2+50068.06=180026.26kJ/h冷却风总吸热量Qk=Qk1+Qk2+Qk3=49456.46+66172.92+22942.02=138571.41kJ/h渣总放热量Qz=Qz1+Qz2+Qz3=179414.7+66172.93+73010.08=318597.68kJ/h表3.2计算结果汇总表第一冷却室第二冷却室第三冷却室总计灰渣放热量(kJ/h)179414.766172.9373010.08318597.68冷却风吸热量(kJ/h)49456.4666172.9222942.02138571.41冷却水吸热量(kJ/h)129958.2—50068180026.26注：表中“—”表示不存在3.4本章小结本章对CFB冷渣器的初始设计参数进行了提取、设定，并依据这些参数对三个冷却室的换热量进行了计算。129 4各冷却室流化风速、布风板面积计算以及风帽布置临界流化速度μmf是流化风将床料从静止状态转化为流化状态时，以布风板通流截面积计算的流化风流速，即最小流化速度。它是实现床料流化的最小气流速度，是CFB锅炉的主要参数。由于计算参数所需，从济东电厂现场获取了灰渣物性，如表4.1所示：表4.1济东电厂灰渣物性表物性灰渣飞灰松堆积密度(kg/m3)1460439压实堆积密度(kg/m3)1610844水分(%)3250颗粒平均尺寸(mm)0.650.012密度(kg/m3)25001900渗透度(cm/s)3.1×10-47.7×10-9临界流化速度受固体粒度、密度以及流化风的物性参数影响。因此，在冷渣器的运行当中，当床温发生改变时，气体密度、黏度均发生改变，临界流化速度也会发生改变。4.1流化风速及冷却室布风板面积计算4.1.1第一冷却室流化风速及冷却室布风板面积计算基于燃料的冷、热态实验结果，同时参考国外燃煤CFB锅炉的实验结果，得出计算临界流化速度的经验公式：μmf1=0.294dp0.584vg10.056ρp-ρg1ρg10.52810,22(4‐1)式中：μmf1－第一冷却室临界流化风速，m/s；dp－灰渣颗粒平均直径，m；vg1－第一冷却室流化风的运动黏度，m2/s；ρp－灰渣颗粒密度，kg/m3；ρg1－第一冷却室流化风密度，kg/m3。129 由本章表4.1可知灰渣颗粒平均直径dp=0.00065m，灰渣颗粒密度ρp=2500kg/m3。查空气物性表[23]，由第一冷却室床温为530℃查得流化气体运动黏度vg1=84.633×10-6m2/s，流化气体密度ρg1=0.4404kg/m3。将以上数据代入公式(4-1)，计算第一冷却室的临界流化风速为：μmf1=0.294dp0.584vg10.056ρp-ρg1ρg10.528=0.294×0.000650.58484.633×10-60.056×(2500-0.44040.4404)0.528=0.66m/s而又因在冷渣器中，流化状态为鼓泡床模式，在现场操作中为了使床料达到满流化，一般取流化速度μ为临界流化速度的μmf的1.2-2倍[10]，且一般流化速度取值不超过2.5m/s。又因第一冷却室布置低速流化床，所以第一冷却室流化速度计算如下：μ1=1.2×μmf1=0.8m/s(4-2)式中：μ1－第一冷却室流化风速。第一冷却室布风板面积计算公式如下Fg1=Vk13600×μ1×273+tb1273×pp+pg114(4-3)式中：Fg1－第一冷却室布风板面积，m2；tb1－第一冷却室床温，℃；pg1－第一冷却室布风板上压力（表压），Pa；p－当地大气绝对压力，Pa。pg1=nHρp-ρg11-εg10(4-4)式中：n－压降减少系数；H－料层高度，m；ε－流化空隙率；129 g－重力加速度，m/s2。根据初设部分表4.2数据，济东电厂燃用的是烟煤，查参考文献10表8-1知n取0.77，料层高度设计取值为0.3m，在流化速度小于3m/s时（即鼓泡床状态）ε=0.45，重力加速度为9.8m/s2。将以上数据代入公式(4-4)计算如下：pg1=nHρp-ρg11-εg=0.77×0.3×(2500-0.4404)×(1-0.45)×9.8=3112.18Pa由专题设计部分第三章可知Vk1=73.25Nm3/h，tb1=530℃，当地大气压p=101325Pa，将数据代入公式(4-3)计算第一冷却室布风板面积如下：Fg1=Vk13600×μ1×273+tb1273×pp+pg1=73.253600×0.8×273+530273×101325101325+3112.18=0.073701m2=73701mm2布风板面积一般即为该冷却室截面积，在实际运行当中冷渣器各仓截面积应该比理论值更大些，以应对不同工况，所以第一冷却室截面积取为80000mm2。4.1.2第二冷却室流化风速及布风板面积计算第二冷却室临界流化风速计算公式如下：μmf2=0.294dp0.584vg20.056ρp-ρg2ρg20.528(4-5)式中：μmf2－第二冷却室临界流化风速，m/s；vg2－第二冷却室流化气体的运动黏度，m2/s；ρg2－第二冷却室流化气体密度，kg/m3。查空气物性表，由第二冷却室床温为370℃查得流化气体运动黏度vg2=58.512×10-6m2/s，流化气体密度ρg2=0.5492kg/m3。将以上数据代入公式(4-5)，计算第二冷却室的临界流化风速为：129 μmf2=0.294dp0.584vg20.056(ρp-ρg2ρg2)0.528=0.294×0.000650.58458.512×10-60.056×(2500-0.54920.5492)0.528=0.6m/s因第二冷却室布置高速流化床，所以第二冷却室流化速度计算如下：μ2=2×μmf2=1.2m/s(4-6)式中：μ2－第二冷却室流化风速。第二冷却室布风板面积计算公式如下Fg2=Vk23600×μ2×273+tb2273×pp+pg2(4-7)式中：Fg2－第二冷却室布风板面积，m2；tb2－第二冷却室床温，℃；pg2－第二冷却室布风板上压力（表压），Pa；第二冷却室布风板上压力计算公式如下：pg2=nHρp-ρg21-εg(4-8)带入数据计算如下：pg2=nHρp-ρg21-εg=0.77×0.3×(2500-0.5492)×(1-0.45)×9.8=3112.04Pa由专题设计部分第三章可知Vk2=146.5Nm3/h，tb2=370℃，将数据代入公式(4-7)计算第二冷却室布风板面积如下：Fg2=Vk23600×μ2×273+tb2273×pp+pg2=146.53600×1.2×273+370273×101325101325+3112.04=0.077949m2=77949mm2取第二冷却室截面积为80000mm2。129 4.1.3第三冷却室流化风速及布风板面积计算第三冷却室临界流化风速计算公式如下：μmf3=0.294dp0.584vg30.056ρp-ρg3ρg30.528(4-9)式中：μmf3－第三冷却室临界流化风速，m/s；vg3－第三冷却室流化气体的运动黏度，m2/s；ρg3－第三冷却室流化气体密度，kg/m3。查空气物性表，由第三冷却室床温为150℃查得流化气体运动黏度vg3=26.625×10-6m2/s，流化气体密度ρg3=0.854kg/m3。将以上数据代入公式(4-9)，计算第三冷却室的临界流化风速为：μmf3=0.294dp0.584vg30.056(ρp-ρg3ρg3)0.528=0.294×0.000650.58426.625×10-60.056×(2500-0.8540.854)0.528=0.5m/s因第三冷却室布置低速流化床，所以第三冷却室流化速度计算如下：μ3=1.2×μmf3=0.6m/s(4-10)式中：μ3－第三冷却室流化风速。第三冷却室布风板面积计算公式如下Fg3=Vk33600×μ3×273+tb3273×pp+pg3(4-11)式中：Fg3－第三冷却室布风板面积，m2；tb3－第三冷却室床温，℃；pg3－第三冷却室布风板上压力（表压），Pa；第三冷却室布风板上压力计算公式如下：pg3=nHρp-ρg31-εg(4-12)129 带入数据计算如下：pg3=nHρp-ρg31-εg=0.77×0.3×(2500-0.854)×(1-0.45)×9.8=3111.66Pa由专题设计部分第三章可知Vk3=175.8Nm3/h，tb3=130℃，将数据代入公式(4-11)计算第三冷却室布风板面积如下：Fg3=Vk33600×μ3×273+tb3273×pp+pg3=175.83600×0.6×273+130273×101325101325+3111.66=0.118045m2=118045mm2在第三冷却室中布置有较多水冷埋管，故取第三冷却室截面积为120000mm2。4.2布风板的设计计算布风板是布风装置主要部件之一，主要用作支撑风帽和床料和对气流产生阻力，使得流化风均匀分布。（a）布风板结构（b）风帽结构图4.1典型布风装置示意图4.2.1布风板选用由于布风板设在冷渣器中，不需要担心热负荷快速变化造成的热膨胀不均的不利影响，所以采用非冷却式布风板。其由厚度为12-20mm的钢板制成，板上按照布风要求和风帽形式布置进行开孔（由下文确定）。其形状依据冷却室截面形状确定，最常用的为矩形式布风板，具体尺寸在下文中计算。129 1、风帽；2、耐火层；3、绝热层；4、密封层；5、花板图4.2隔热层结构为了不让布风板受热而变形，在布风板上需布置有100-150mm的密封隔热层，其具体高度依据风帽高度设定。布风板由风帽根部向上依次布置有封闭隔层、隔热隔层等，高度达到风帽四周小孔向下15-20mm范围。4.2.2第一冷却室布风板尺寸设计由上文获知第一冷却室截面积取为80000mm2，根据表4.2中尺寸以及一些常见风水联合冷渣器的尺寸设计比例确定第一冷却室尺寸为:长a1=200mm、宽b1=400mm由以上信息可认为第一冷却室布风板有效面积[24]：Ab1=80000mm2=0.08m2式中：Ab1－第一冷却室布风板有效面积，m2。为了使第一冷却室的底渣有向中间室翻越的走势，第一冷却室的布风板采用向第二冷却室方向倾斜的方式布置，倾斜角度暂取15°左右(主要依靠实验确定)，同时为了便于固定和支撑，布风板每边需要留出50mm-100mm的安装尺寸。所以第一冷却室布风板实际尺寸为：长a1"=308mm、宽b1"=500mm由上文知第一冷却室的流化风速μ1=0.8m/s，则可计算出第一冷却室床温状态时实际冷却风量：Vk1"=μ1×Ab1×3600=230.4m3/h式中：Vk1"－第一冷却室床温下的实际冷却风量，m3/h。129 查空气物性表，在进口风温为30℃时，空气密度ρg=1.165kg/m3，则在进口风温下的实际冷却风量是：Vk1""=Vk1"×ρg1ρg=85.63Nm3/h式中：Vk1""－第一冷却室进口风温下的实际冷却风量，Nm3/h。表4.2典型风水联合冷渣器参数[25]名称符号单位B厂465t/hA厂440t/hC厂440t/hD厂465t/h个数GLZ个2242风帽型式--T型钟罩式定向钟罩式风帽数量Gfm个37个159103698小孔数Gfmk个4414小孔风速ufmm/s2133单台布风板截面尺寸a4×b4m23.8×2.24.726×1.385.9m21.4×5.42单台进口流化风量QLZ′m3/s7.54/21.79/28.53/42.32进口流化风温度θLZ′℃766020-19080单台底渣量QDZ′kg/s1.01.83.62.7渣出口温度θDZ″℃150150150＜1504.2.3第二冷却室布风板尺寸设计由上文获知第二冷却室截面积取为80000mm2，其宽度和第一冷却室相同，所以确定第二冷却室尺寸为：长a2=200mm、宽b2=400mm由以上信息可认为第二冷却室布风板有效面积：Ab2=80000mm2=0.08式中：Ab2－第二冷却室布风板有效面积，m2。为了便于固定和支撑，布风板每边需要留出50mm-100mm的安装尺寸。所以第二冷却室布风板实际尺寸为：长a2"=300mm、宽b2"=500mm129 由上文知第二冷却室的流化风速μ2=1.2m/s，则可计算出第二冷却室床温状态时实际冷却风量：Vk2"=μ2×Ab2×3600=345.6m3/h式中：Vk2"－第二冷却室床温下的实际冷却风量，m3/h。则在进口风温下的实际冷却风量是：Vk2""=Vk2"×ρg2ρg=160.17Nm3/h式中：Vk2""－第二冷却室进口风温下的实际冷却风量，Nm3/h。4.2.4第三冷却室布风板尺寸设计由上文获知第三冷却室截面积取为120000mm2，其宽度和第一、二冷却室相同，所以确定第三冷却室尺寸为：长a3=300mm、宽b3=400mm由以上信息可认为第三冷却室布风板有效面积：Ab3=120000mm2=0.12m2式中：Ab3－第三冷却室布风板有效面积，m2。为了便于固定和支撑，布风板每边需要留出50mm-100mm的安装尺寸。所以第三冷却室布风板实际尺寸为：长a3"=400mm、宽b3"=500mm由上文知第三冷却室的流化风速μ3=0.6m/s，则可计算出第三冷却室床温状态下实际冷却风量：Vk3"=μ3×Ab3×3600=259.2m3/h式中：Vk3"－第三冷却室床温下的实际冷却风量，m3/h。则在进口风温下的实际冷却风量是：Vk3""=Vk3"×ρg3ρg=186.8Nm3/h式中：Vk3""－第三冷却室进口风温下的实际冷却风量，Nm3/h。4.3风帽数据计算及布置风帽是冷渣器实现冷却仓内均匀布风、129 维持冷却仓内合理气固两相流动的关键部件，直接关系到冷渣器的安全经济运行。（a）、（b）有帽头风帽（c）、（d）无帽头风帽图4.3典型风帽结构4.3.1风帽的选用风帽常分为小孔径、大孔径和定向三种，目前常常选用小孔径风帽，由于冷渣器的流化是处于鼓泡床状态，为了保证较低的气流阻力，避免大块杂物卡住，采用无帽头的风帽。风帽直径约40-50mm，由于设计冷渣器体积较小所以配用直径为d=40mm的风帽，风帽上侧向开6-12个孔，小孔直径采用dor=4-6mm，小孔中心线向下倾斜15°。风帽采用耐热铸铁铸造，这里选用高硅耐热球墨铸铁RQTSi5.5。每个室布置有一个定向风帽，灰渣能在定向风帽的作用下流向隔墙下的连通孔，定向风帽采用单孔，采用大开孔喷口以避免灰渣堵塞水平喷口，喷口采用12mm直径。4.3.2第一冷却室风帽的计算及布置风帽一般可按正方形或者是等边三角形布置，在第一冷却室中风帽采用正三角形布置，风帽间距S1=d+30=70mm，计算布置间距：沿b1方向以间距70布置有6排风帽，风帽距两侧边距为5mm，沿a1方向呈等边三角形同样布置有3排风帽，风帽距两侧边距为19.378mm。布置示意图如下：129 图4.4第一冷却室风帽布置即第一冷却室风帽个数n1=17个，对于冷渣器中的鼓泡流化状态，开孔率η=2%-3%。第一冷却室实际开孔率计算公式如下：η1=n1-1m1πdor124+π×36Ab110(4-13)式中：η1－第一冷却室实际开孔率，%。在此取第一冷却室单个风帽开孔数m1=8，小孔直径dor1=4mm，带入数据计算如下：η1=(n1-1)m1πdor124+π×36Ab1=16×8×50.274+113.180000=2.2%符合要求。第一冷却室小孔风速计算公式如下：μor1=Vk1""f1×3600×273+tb127310(4-14)式中：μor1－第一冷却室小孔风速，m/s；129 f1－第一冷却室小孔总面积，m2。带入数据计算如下：μor1=Vk1""f1×3600×273+tb1273=85.63(16×8×50.274+113.1)×10-6×3600×273+530273=40.64m/s4.3.3第二冷却室风帽的计算及布置在第二冷却室中风帽同样采用正三角形布置，风帽间距S2=d+30=70mm，计算布置间距：沿b2方向以间距70布置有6排风帽，风帽距两侧边距为5mm，沿a2方向呈等边三角形布置有3排风帽，风帽距两侧边距为19.378mm。布置示意图如下：图4.5第二冷却室风帽布置即第二冷却室风帽个数n2=17个。第二冷却室实际开孔率计算公式如下：η2=n2-1m2πdor224+π×36Ab2(4-15)式中：η2－第二冷却室实际开孔率，%。在此取第二冷却室单个风帽开孔数m2=10，小孔直径dor2=4mm，带入数据计算如下：129 η2=(n2-1)m2πdor224+π×36Ab2=16×10×50.274+113.180000=2.7%符合要求。第二冷却室小孔风速计算公式如下：μor2=Vk2""f2×3600×273+tb2273(4-16)式中：μor2－第二冷却室小孔风速，m/s；f2－第二冷却室小孔总面积，m2。带入数据计算如下：μor2=Vk2""f2×3600×273+tb2273=160.17(16×10×50.274+113.1)×10-6×3600×273+370273=49.34m/s4.3.4第三冷却室风帽的计算及布置在第三冷却室中风帽同样采用正三角形布置，风帽间距S3=d+30=70mm，计算布置间距：沿b3方向以间距70布置有6排风帽，风帽距两侧边距为5mm，沿a3方向呈等边三角形布置有5排风帽，风帽距两侧边距为8.756mm。布置示意图如下：129 图4.6第三冷却室风帽布置即第三冷却室风帽个数n3=28个。第三冷却室实际开孔率计算公式如下：η3=n3-1m3πdor324+π×36Ab3(4-17)式中：η3－第三冷却室实际开孔率，%。在此取第三冷却室单个风帽开孔数m3=8，小孔直径dor3=4mm，带入数据计算如下：η3=(n3-1)m3πdor324+π×36Ab3=27×8×50.274+113.1120000=2.4%符合要求。第三冷却室小孔风速计算公式如下：μor3=Vk3""f3×3600×273+tb3273(4-18)式中：μor3－第三冷却室小孔风速，m/s；f3－第三冷却室小孔总面积，m2。129 带入数据计算如下：μor3=Vk3""f3×3600×273+tb3273=186.8(27×8×50.274+113.1)×10-6×3600×273+130273=27.1m/s符合要求。4.4计算结果汇总表4.3布风装置计算汇总表单位第一冷却室第二冷却室第三冷却室流化风速m/s0.81.20.6布风板面积m20.1540.150.2布风板有效面积m20.080.080.12进口风温下实际冷却风量Nm3/s85.63160.17186.8普通风帽个数个161627定向风帽个数个111单个普通风帽开孔数个1088小孔直径mm444开孔率%2.22.72.4小孔风速m/s40.6449.3427.094.5本章小结本章对冷渣器各个冷却室的流化风速、布风板面积进行了计算，进行了布风板材质、风帽材质、风帽数量的选用，并对各个冷却室不同的布风装置布置方式进行了研究说明。5水冷埋管换热计算及布置5.1水冷埋管设计选用129 在进行冷渣器水冷埋管传热计算时，忽略散热损失，在本文中假定灰渣对冷却水放出的热量全部被冷却水吸收。冷却水采用饱和水，来自于低加入口，入口水温为ts31=44.94℃。第一、三冷却室水冷埋管采用串联布置，冷却水从第三室进入，由第一室流出。第一、三室水冷埋管连接管道布置在第二冷却室角落，忽略其在第二冷却室的吸热量。冷却水流出后进除氧器，取出口水温为ts12=82℃。由上文知热渣对冷却水放热量等于水的吸热量，则有：Qs=mscϑt12""-cϑt31""16(5-1)式中：Qs－热渣对水冷埋管的放热量，kJ/h；ms－冷却水流量，kg/h；cϑt12""－第一冷却室出口水焓，kJ/kg；cϑt31""－第三冷却室进口水焓，kJ/kg。由第三章知Qs=180026.26kJ/h，根据进出口水温分别查饱和水物性表[23]知第一冷却室冷却水出口焓cϑt12""=359.4kJ/kg，第三冷却室冷却水进口焓cϑt31""=188.4kJ/kg。将以上数据代入公式(5-1)计算冷渣器冷却水流量如下：ms=Qscϑt12""-cϑt31""=180026.26359.4-188.4=1052.79kg/h在这里根据流量查热力网络水力计算表[26]以及网络上的一些管径选型的资料（这里不一一列举），可以得知，在该流量下较为合适的管径尺寸为DN25，内径di=27mm，壁厚2.5mm。考虑到管子的磨损和造价，管子采用碳钢(wc=1%)，该种材料导热系数在冷渣器的温度范围内变化较小，且相对较高。5.2冷却室的水冷埋管换热计算5.2.1第一冷却室的水冷埋管换热计算计算第一冷却室水冷埋管面积时，根据传热学有计算公式如下：Qs1=k1A1∆T123(5-2)129 式中：k1－第一冷却室中水冷埋管换热系数，W/(m2·℃)；A1－第一冷却室中水冷埋管换热面积，m2；∆T1－第一冷却室中热渣对冷却水的传热温差，℃。在这里以管外侧面积为参考，则换热系数k1计算公式如下：k1=ξdodiαi1+do2λ1lndodi+1αo123(5-3)式中：ξ－冲刷系数；do－水冷埋管外径，m；di－水冷埋管内径，m；αi1－第一冷却室管内冷却水对管内壁的传热系数，W/(m2·℃)；λ1－第一冷却室水冷埋管材料的传热系数，W/(m·℃)；αo1－第一冷却室床向管外壁的传热系数，W/(m2·℃)。对于冷却水对管内壁的传热系数，由于管内流动工质是水，所以其要比床向管外壁的换热系数要大一个数量级，因此在实际计算中，忽略公式(5-3)中分母的第一项。对于水冷埋管换热材料的换热系数，可以根据其所处环境取值。对于冷却室内床对管外壁的传热系数，与流化速度、床温、床料粒径及分布等均相关，考虑布置结构情况下的床对管外壁的换热系数计算公式如下：αo1=0.85Csλg1docg1μg1λg10.3Reρpρg11-ε1ε10.44Re1<2500420Csλg1docg1μg1λg10.3Reρpρg1μg2dp3ρp2g0.3Re1>250025(5-4)式中：Cs－结构系数；λg1－第一冷却室流化介质换热系数，W/(m·℃)；cg1－第一冷却室流化介质比热容，kJ/(kg·℃)；μg1－第一冷却室流化介质黏度，kg/(m·s)；ε1－第一冷却室床料空隙率；129 Re1－第一冷却室流化介质基于管径的雷诺数。以上数据中结构系数计算公式如下：Cs=1-0.8exp-3.5s16do1.37lns22do+125(5-5)式中：s1－水冷埋管横向节距，mm；s2－水冷埋管纵向节距，mm。根据参考文献27横向相对节距一般取为直径2-3，纵向相对节距取为1.6-2.5。在这里考虑冷渣器总体体积较小取横向相对节距为2，纵向相对节距为1.6，所以s1=32×2=64mm，s2=32×1.6=51mm。将以上数据代入公式(5-5)计算如下：Cs=1-0.8exp-3.5s16do[1.37lns22do+1]=1-0.8exp-3.5×646×32×1.37ln512×32+1=0.5173对于基于管径的雷诺数有以下计算公式：Re1=do×μ1μg124(5-6)查空气物性表知在第一冷却室床温下μg1=37.07×10-6kg/(m·s)，根据第三章可获得计算所需其它数据代入公式(5-6)计算如下：Re1=do×μ1μg1=0.032×0.827.07×10-6=680.1<2500而对于第一冷却室床料空隙率有计算公式如下：ε1=1-1-εsR125(5-7)式中：εs－床料颗粒的空隙率129 R1－第一冷却室床层膨胀比而床层膨胀比要依靠以下公式计算：R1=3.1μ1μs0.5μ1μsdpρp0.6<0.266.01dpρp0.3μ1μsμ1μsdpρp0.6>0.2625(5-8)式中：μs－冷渣器冷却水流速，m/s。由前文知水流量ms=1052.79kg/h，管内径di=27mm，则由此可计算冷渣器冷却水流速如下：μs=1052.79×41000×3600×π×di2=0.51m/s由此可计算：μ1μsdpρp0.6=0.80.51×0.00065×25000.6=2.06>0.26因此床层膨胀比计算选用公式(5-8)的公式2，计算如下：R1=6.01dpρp0.3μ1μs=6.01×0.00065×25000.3×0.80.51=10.72床料颗粒空隙率εs=1-14602500=0.416将其代入公式(5-7)计算如下：ε1=1-1-εsR1=1-1-0.41610.72=0.946由上文知Re1<2500，所以计算αo1时选用公式(5-4)中公式1，查空气物性表λg1=5.884×10-2W/(m·℃)，cg1=1.0993kJ/(kg·℃)129 ，将以上获取的值代入公式(5-4)中公式1计算如下：αo1=0.85Csλg1docg1μg1λg10.3Reρpρg11-ε1ε10.44=0.85×0.5173×5.884×10-20.0321.0993×37.07×10-6×10005.884×10-20.3×680.1×25000.44041-0.9460.9460.44=163.16W/(m2·℃)查金属材料换热系数表[23]，在第一冷却室中水冷埋管材料的换热系数λ1=37.675W/(m·℃)，冲刷系数ξ<1，通常情况下0.9<ξ<0.95，在这里取ξ=0.93，代入公式(5-3)计算第一冷却室水冷埋管传热系数如下：k1=ξdo2λ1lndodi+1αo1=0.930.0322×37.675ln0.0320.027+1163.16=149.98W/(m2·℃)第一冷却室中床层与冷却水的传热温差计算公式如下：∆T1=δ11-δ12lnδ11δ1223(5-9)式中：δ11－第一冷却室床层与进口水温温差，℃；δ12－第一冷却室床层与出口水温温差，℃。显然δ12=tb1-ts12=448℃，而第一冷却室进口水温温差还未获得，其计算公式如下：ts11=ts12-Qs1cpms23(5-10)式中：ts11－第一冷却室进口水温，℃；129 ts12－第一冷却室出口水温，℃；cp－冷却水的比热容，kJ/(kg·℃)。冷却水出口水温由前文知ts12=82℃，水的比热容cp=4.2kJ/(kg·℃)，将数据代入公式(5-10)计算如下：ts11=ts12-Qs1cpms=82-129958.24.2×1052.79=53℃则有δ11=tb1-ts11=477℃，将数据代入公式(5-9)计算如下：∆T1=δ11-δ12lnδ11δ12=477-448ln477448=462.35℃将传热温差和换热系数带入到公式(5-2)计算第一冷却室水冷埋管传热面积如下：A1=Qs1k1∆T1=129958.2×1000149.98×462.35×3600=0.520601m25.2.2第三冷却室的水冷埋管换热计算计算第三冷却室水冷埋管面积时，根据传热学有计算公式如下：Qs3=k3A3∆T3(5-11)式中：k3－第三冷却室中水冷埋管换热系数，W/(m2·℃)；A3－第三冷却室中水冷埋管换热面积，m2；∆T3－第三冷却室中热渣对冷却水的传热温差，℃。129 在这里以管外侧面积为参考，则换热系数k3计算公式如下：k3=ξdodiαi3+do2λ3lndodi+1αo3(5-12)式中：ξ－冲刷系数；do－水冷埋管外径，m；di－水冷埋管内径，m；αi3－第三冷却室管内冷却水对管内壁的换热系数，W/(m2·℃)；λ3－第三冷却室水冷埋管材料的传热系数，W/(m·℃)；αo3－第三冷却室床向管外壁的传热系数，W/(m2·℃)。同第一冷却室相同，在实际计算中，我们忽略公式(5-12)中分母的第一项。考虑布置结构情况下的床向管外壁的传热系数计算公式如下：αo3=0.85Csλg3docg3μg3λg30.3Reρpρg31-ε3ε30.44Re3<2500420Csλg3docg3μg3λg30.3Reρpρg3μg32dp3ρp2g0.3Re3>2500(5-13)式中：λg3－第三冷却室流化介质换热系数，W/(m·℃)；cg3－第三冷却室流化介质比热容，kJ/(kg·℃)；μg3－第三冷却室流化介质黏度，kg/(m·s)；ε3－第三冷却室床料空隙率；Re3－第三冷却室流化介质基于管径的雷诺数。由于第三冷却室中水冷埋管布置形式与第一冷却室中相同，所以可直接采用第一冷却室中的结构修正系数。对于基于管径的雷诺数有以下计算公式：Re3=do×μ3μg3(5-14)查空气物性表知在第三冷却室床温下μg3=23.07×10-6kg/(m·s)，根据第三章可获得计算所需其它数据代入公式(5-14)计算如下：Re3=do×μ3μg3129 =0.032×0.623.07×10-6=821.83<2500而对于第三冷却室床料空隙率有计算公式如下：ε3=1-1-εsR3(5-15)式中：εs－床料颗粒的空隙率R3－第三冷却室床层膨胀比而床层膨胀比要依靠以下公式计算：R3=3.1μ3μs0.5μ3μsdpρp0.6<0.266.01dpρp0.3μ3μsμ3μsdpρp0.6>0.26(5-16)由前文，第三冷却室冷却水流速与第一冷却室相同，即μs=0.51m/s。由此可计算：μ3μsdpρp0.6=0.60.51×0.00065×25000.6=1.55>0.26因此床层膨胀比计算选用公式(5-16)的公式2，计算如下：R3=6.01dpρp0.3μ3μs=6.01×0.00065×25000.3×0.60.51=8.06床料颗粒空隙率εs=1-14602500=0.416将其代入公式(5-15)计算如下：ε3=1-1-εsR3129 =1-1-0.4168.06=0.928由上文知Re3<2500，所以计算αo3时选用公式(5-13)中公式1，查空气物性表知λg3=3.385×10-2W/(m·℃)，cg3=1.0102kJ/(kg·℃)，将以上获取的数据代入公式(5-13)中公式1计算如下：αo3=0.85Csλg3docg3μg3λg30.3Reρpρg31-ε3ε30.44=0.85×0.5173×3.385×10-20.0321.0102×23.07×10-6×10003.385×10-20.3×821.83×25000.8541-0.9280.9280.44=86.99W/(m2·℃)查金属材料传热系数表，在第三冷却室中水冷埋管材料的传热系数λ3=42.62W/(m·℃)，代入公式(5-12)计算第三冷却室水冷埋管换热系数如下：k3=ξdo2λ3lndodi+1αo3=0.930.0322×42.62ln0.0320.027+186.99=80.46W/(m2·℃)第三冷却室中床层与冷却水的传热温差计算公式如下：∆T3=δ31-δ32lnδ31δ32(5-17)式中：δ31－第三冷却室床层与进口水温温差，℃；δ32－第三冷却室床层与出口水温温差，℃。显然δ31=tb3-ts31=85℃，而第三冷却室出口水温约等于第一冷却室进口水温，即ts32=ts11=53℃。则有δ32=tb3-ts32=77℃，将数据代入公式(5-17)计算如下：129 ∆T3=δ31-δ32lnδ31δ32=85-77ln8577=80.93℃将传热温差和换热系数带入到公式(5-11)计算第三冷却室水冷埋管传热面积如下：A3=Qs3k3∆T3=50068.06×100080.46×80.93×3600=2.135789m25.3冷却室的水冷埋管布置水冷埋管布置采用蛇形管型布置，每排蛇形管采用U型管对接焊接而成，U型管为180°，单个U型管面积计算公式如下：SU=πD×1DK×2π/Bw[28](5-18)式中：SU－单个弯头面积，mm2；D－弯头直径，mm；K－系数，取1.05；Bw－弯度系数，180°取2。将数据代入公式(5-18)计算如下：SU=πD×1DK×2π/Bw=3.14×32×1×32×1.05×3.14=10601mm25.3.1第一冷却室的水冷埋管布置在第一冷却室中，布风板有效面积Ab1=0.08m2，其有效截面尺寸为200mm×400mm，考虑到U型管长度尺寸，沿宽度方向，每根直管本身长l=300mm，其换热面积计算如下：129 Sz=πdol=3.14×32×300=30144mm2在这里我们可以近似的认为每根直管配一个U型管，也就是说实际上每根直管的换热面积为：S=SU+Sz=40745mm2由上文可知，第一冷却室所需水冷埋管换热面积A1=520601mm2，则第一室所需水冷埋管数量为：n1=A1S=520601/40745=12.78即第一冷却室所需埋管数量为13根，由上文知埋管横向节距为64mm，根据第一冷却室结构，沿长度方向每排可布置3根管子，管子距两侧间距为20mm，共需布置5层，每排管子如图5.1所示：图5.1第一冷却室每排埋管布置5.3.2第三冷却室的水冷埋管布置在第三冷却室中，布风板有效面积Ab3=0.12m2，其有效截面尺寸为300mm×400mm，沿宽度方向布置与第一冷却室相同，则每根直管的换热面积S=40745mm2，由上文可知，第三冷却室所需水冷埋管换热面积为A3=2135789mm2，则第三冷却室所需水冷埋管数量如下：n2=A3S=2135789/40745=52.4即第三冷却室所需埋管数量为53根，由上文知埋管横向节距为64mm129 ，根据第三冷却室结构，沿长度方向每排可布置5根管子，管子距两侧间距为6mm，共需布置11层，每排管子如图5.2：图5.2第三冷却室每排埋管布置5.4计算结果汇总表5.1水冷埋管计算结果1流量流速所选管型外径内径材质1052.79kg/h0.51m/s32mm27mm碳钢(wc=1%)表5.2水冷埋管计算结果2换热面积总管数单排直管数量第一冷却室520601mm2133第三冷却室2135789mm25355.5本章小结本章中对水冷埋管部分进行了计算，确定了冷却水流量，对管束进行了选型，分别计算了第一、三冷却室的所需的水冷埋管数量，并说明了如何布置水冷埋管。6辅助设备计算选型冷渣器实际运行当中，所需的流化风需要专用的流化风机供给，所需的冷却水也需要专用的水泵进行加压，以下对流化风机和冷却水泵进行计算选型。6.1流化风机的计算选型6.1.1风机全压、流量的确定风机全压一般等于风道、布风板和料层阻力之和，在这里我们暂时忽略风道阻力这一部分，则风机压头等于布风板和料层阻力之和，二者之和就是129 冷渣器风室静压，如以下公式所示：ps=pg+pd10(6-1)式中：ps－风室静压，Pa；pg－布风板上压力即料层阻力，Pa；pd－布风板阻力，Pa。由前文知，三个室的料层阻力分别为pg1=3112.18Pa、pg2=3112.04Pa、pg3=3111.66Pa。而布风板阻力pd的计算公式如下：pd=ξρgμor2210(6-2)式中：ξ－布风板阻力系数；对于无帽头的小孔下倾15°的小风帽（帽身直径40mm，帽间距70mm的布风板，实测ξ=1.84。而同样由第四章可知三个室的小孔风速分别为μor1=40.64m/s、μor2=49.34m/s、μor3=27.1m/s，相应的流化气体密度为ρg1=0.4404kg/m3、ρg2=0.5492kg/m3、ρg3=0.854kg/m3。将以上数据分别代入公式(6-2)，分别计算各个室的布风板压力。第一冷却室布风板压力计算如下：pd1=ξρg1μor122=1.84×0.4404×40.6422=669.18Pa第二冷却室布风板压力计算如下：pd2=ξρg2μor222=1.84×0.5492×49.3422129 =1230.03Pa第三冷却室布风板压力计算如下：pd3=ξρg3μor322=1.84×0.854×27.122=577.01Pa由以上计算可知，第二风室静压最大为ps2=pg2+pd2=4342.07Pa。因此以第二风室静压作为所需风机全压，即ps=ps2。风机选型所需数据除了风机全压以外，还需要风机流量，冷渣器所需冷却风统一由一个冷渣风机供给。由第四章可知，冷渣器在实际运行中，需要入口温度为30℃的的风量为：Vk""=Vk1""+Vk2""+Vk3""=85.63+160.17+186.8=432.6Nm3/h由于设计时需要一定的裕量，根据参考文献29知一般为10%，因此在对风机选型时，所采用的风机全压为1.1ps=4776.28Pa，风量为1.1Vk""=475.86Nm3/h。6.1.2标准进气状态参数换算在进行风机选型时，需将正常运行时的相关数据转化为标准进气状态[30]（大气压力为101325Pa、温度为20℃）下的数据，风机全压换算公式如下：p20=1.1ps273+tf273+2031(6-3)式中：p20－标准进气状态时的风机全压，Pa；tf－计算气温，30℃。由公式(6-3)计算可得标准进气状态下的风机全压p20=4939.3Pa，而流量换算如下：Vk20=1.1Vk""ρgρ2030(6-4)由公式(6-4)计算可得标准进气状态下的风机流量Vk20=460.06Nm3/h。129 6.1.3风机选型根据计算出的标准进气状态时的风机全压和流量查风机手册[29]，在本冷渣器中所需风机全压较大，而流量较小，所以查找风机手册中的高压离心风机，选定9-19型高压离心风机，具体参数如下：型号T9-19-5转速2900r/min全风压5697Pa最大风量1610m3/h电动机型号Y132S2-2电动机功率7.5kW传动方式电机直连6.2冷却水泵的计算选型6.2.1水冷埋管的阻力计算冷却水泵的作用主要是使冷却水克服其在水冷埋管中的阻力，这个阻力也称之为水冷埋管的压力损失，而计算压力损失的公式如下：∆p=∆py+∆pj26(6-5)式中：∆p－全部水冷埋管的压力损失，Pa；∆py－水冷埋管的沿程损失，Pa；∆pj－水冷埋管的局部损失，Pa。计算沿程损失时我们需要用到沿程阻力系数，首先我们需要判定管内流态，雷诺数计算公式如下：Re=μsdiγ32(6-6)式中：Re－雷诺数；γ－管内冷却水运动黏度，m2/s。因为冷却水速度和水冷埋管内径不变，所以运动黏度越小，雷诺数越大。查饱和水物性表，温度越高，其运动黏度越小。由上文可知进口水温为45℃129 时，出口水温为82℃时，则以定性温度为63.5℃查饱和水热物理性质表，得出其运动粘度γ=0.456×10-6，代入公式(6-7)计算雷诺数如下：Re=μsdiγ=0.51×0.0270.456×10-6=30197.4即在水冷埋管中，雷诺数处于4000-100000范围内，属于水力光滑管区，沿程阻力系数可用布拉修斯公式计算如下：λ=0.3164Re0.2532(6-7)式中：λ－水冷管的沿程阻力系数。将数据代入公式(6-7)计算如下：λ=0.3164Re0.25=0.3164301970.25=0.024每米管长的沿程损失计算公式如下：R=λdiρμs2226(6-8)式中：R－每米管长的沿程损失，Pa/m；ρ－定性温度下的冷却水密度，kg/m3。查饱和水物理性质表知定性温度下的冷却水密度ρ=981.243kg/m3，将数据代入公式(6-8)计算如下：R=λdiρμs22=0.024×981.243×0.5120.027×2=113.43Pa/m根据第五章，直管长度l=300mm，管数66根，除此以外第一和第三室129 的连接管道大约有200mm，则直管长度lz=20m，所以沿程损失∆py=lz×R=2268.6Pa。对于埋管的局部损失，计算公式如下：∆pj=ξρμs2226(6-9)式中：ξ－局部阻力系数之和根据设计的水冷埋管布置，由一共需要64个U型弯头即急弯双弯头，2个缓弯双弯头，查阻力系数表[26]，在采用DN25管子时，急弯双弯头阻力系数为2，缓弯双弯头阻力系数为1。因此ξ=64×2+2×1=130。代入公式(6-9)计算如下：∆pj=ξρμs22=130×981.243×0.5122=16589.38Pa因此埋管的压损∆p=∆py+∆pj=2268.6+16589.38=18857.98Pa。6.2.2凝结水压力计算及冷却水泵选型凝结水压力即凝结水泵扬程，由第一部分初设可知，汽机选用100NB60型水泵，压力为62mmH2O，即607.4Pa。显然不足以实现对冷却水的输送，因此需要为冷渣器配备一台水泵。则配备水泵所需扬程为∆p-607.4Pa=18250.58Pa，对水泵进行选型时不仅需要扬程，还需要所需冷却水流量，这一数据由第五章可知ms=1052.79kg/h=1.05m3/h。同风机相同的是设计选型扬程和流量均应有一定裕量，所以实际选型所需扬程为20075.64Pa，即2.05m，所需流量为1.16m3/h。根据这些参数查IS型单级单吸离心泵系列频谱[33]（IS型－清水泵），选定水泵IS50-32-125系列，其参数如下：型号IS50-32-125(J)C型最大流量5.2m3/h最大扬程3.5m转速1450r/min129 轴功率0.1kW配用电机801-4电机功率0.55kW6.3本章小结在本章中，通过对各个风室静压的计算和前文中的数据确定了冷渣器所需要的风压，风量，并依此进行了冷渣风机的选型。同时计算了水冷埋管的阻力，确定了冷却水所需扬程，对冷却水泵进行了选型。7结构设计冷渣器的结构主要包括布风装置、水冷管、壳体、进渣管和回风管等几部分[16]，布风装置及水冷管在前文中有较详细的说明，这里不再赘述。7.1壳体内外设计结构中壳体、进渣管、回风管均由钢板焊制而成，钢板采用铬镍钢(17-19Cr/9-13Ni)，厚度12mm，这一材质在冷渣器温度范围内导热系数较小，有助于阻止热量的散失。7.1.1壳体设计在冷渣器外壳内部敷设耐磨耐高温材料，敷设厚度根据本冷渣器的大小参考一些典型冷渣器尺寸设定为100mm，以保证外部钢板的温度在80℃以下。7.1.2隔墙设计在第一室和第二室之间、第二室和第三室之间均有耐磨砖砌筑而成的隔墙，隔墙高度从布风板开始算起，到风帽高度大约有130mm，再往上要布置水冷埋管，水冷埋管纵向节距51mm，最高为第三室布置11层，水冷埋管高约为542mm，这样计算隔墙高约为700mm。其厚度根据整体尺寸取为100mm。隔墙底部连通孔设计为200×100mm。7.1.3进渣管设计进渣管具有连接锅炉本体和冷渣器的作用，进渣口尺寸根据冷渣器尺寸设计直径为100mm，进渣管采用水平倾斜布置，连接至第一冷却室侧面，倾斜角度约为45°，这样布置有助于热渣的正常流化和换热。进渣管内设有风管，风管可以辅助炉渣顺利流入冷渣器，而且调整风管的数量还可以控制CFB129 锅炉的排渣量。进渣管上分布有膨胀节，用来减小进渣管受热膨胀位移。7.1.4回风管设计回风管承担着热风携带细灰吹回炉膛的任务，根据冷渣器尺寸设计直径为150mm，回风管布置于第二冷去室正上方，这样有助于第二冷却室流化风速度的保持。回风管同样设有膨胀节来减小膨胀位移。7.1.5排渣管设计排渣管是连接冷渣器和排渣机械的管道，它对底渣的连续流动有很大的作用。当出口过高时，由于第三室流化风速较低，冷却风并不能把渣带到很高的地方，不容易排渣；而当出口过低时，底渣又容易冷却不充分。具体最适合高度要根据实验进行确定，在这里根据冷渣器总体尺寸设置排渣口尺寸直径200mm。7.2监测元件的布置冷渣器运行时属于一个封闭的空间，无法机械式的操控，为了保证冷渣器安全经济运行，需要在冷渣器内装设一些测点。7.2.1床温测点布置冷渣器在各个室均设有床温测点，第一室和第二室床温测点布置于隔墙连通孔附近，第三室床温测点布置在排渣口附近，实时监测床温变化，床温较高时，需人工干预。7.2.2床压测点布置同样的，冷渣器在各个室均设置有床压测点，床压测点设置在风室出口，对床压进行检测，控制冷却风量，调整冷渣器出力。除此以外，在布风板上方侧边应设置检修和清渣的入孔，便于冷渣器的维护。7.3本章小结本章依据成熟冷渣器的已知尺寸和资料，对本冷渣器的结构进行了设计说明，选取了冷渣器一些部件的尺寸、材料。并对冷渣器中的监测点进行了说明。129 结论与展望在本设计第一部分中，撰写了济东电厂初步设计说明书，并绘制了济东电厂的底层（0米层）设备布置图、运转层（+6米层）设备布置图、全面性热力系统图和全厂剖面图。在第二部分中，提取济东电厂35t/h锅炉的耗煤量和燃料参数计算了锅炉排渣量。文中根据常规范围确定了锅炉排渣温度和所需冷却到的温度以及其它一些计算所需初始参数。基于这些参数对灰渣放热量进行计算。随后依据灰渣放热量计算冷却风和冷却水的吸热量，并以此为基础计算冷却风量和冷却水量。在此基础上对布风装置结构进行计算，进一步确定了整个冷渣器的尺寸，并设计了冷却水管的布置方式和管数。主要设计结果如表8.1所示。表8.1冷渣器参数表名称符号单位设计值个数N个2单台最大冷渣流量Glzt/h0.466出口渣温Θz℃130进口流化风温Θf℃30进口流化风量Vk""Nm3/h432.6进口冷却水量Msm3/h1.05单台布风板面积Am20.502单台风帽数n个62本论文中所设计的高低速冷渣器满足35t/h锅炉的冷渣需求。水冷比例达到60%左右，降低了风机电耗。具有底渣在冷却仓内停留时间长、水冷埋管磨损小、对底渣粒度适应性好和冷渣效果好的优点。除此以外，文中还根据所需冷却水和冷却风参数，对水泵和风机进行了选型。之后，参考成熟的冷渣器尺寸比例对冷渣器其它部位进行了设计。并且根据专题设计部分的计算数据绘制了高低速冷渣器的三维图纸、二维装配图纸以及部分零件图纸。总体的设计结果如表8.2所示。129 表8.2冷渣器结构尺寸表冷渣器结构符号单位数值长Amm1144宽Bmm624高Hmm1024第一冷却仓长度A1mm200第二冷却仓长度A2mm200第三冷却仓长度A3mm300隔墙厚度bmm100进渣口尺寸Dinmm100排渣口尺寸Doutmm150回风口尺寸Damm200隔墙底部连通孔Sb×hmm×mm200×100文中对CFB冷渣器的设计只是基于已知参数通过相关公式进行了计算，对结构的设计是根据成熟冷渣器的一些比例取值形成。由于许多具体参数的选定本身存在误差，因此计算只是一个估计值，还需要进一步验证。并且由于时间和设备的制约，本设计没有布置实验台进行实验模拟，冷渣器内部的流动特性没有经过全面、严谨的验证。没有进行工业试验，本冷渣器的实际冷渣能力还待进一步考证。风水联合冷渣器有着机械式冷渣器所不能比的热量回收效率和选择性功能，对于提高锅炉效率有着良好效果。虽然风水联合冷渣器因为一些典型问题失去不少市场份额，但是限于改造费用，国内许多CFB锅炉使用的仍为风水联合冷渣器，而且新型风水联合冷渣器一直在不断的研发，文中的改进也有着一定的参考价值。从成本和技术两个方面来看，风水联合冷渣器必然会再次向着适应更大容量的机组和具有更高自动化程度的方向发展。129 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附录图1装配示意图图2分解图a129 图3分解图b图4分解图c129 图5水冷埋管示意图图6部分壳体示意图129 翻译部分英文原文Fluidizedbedashcoolerusedinacirculatingfluidizedbedboiler:AnexperimentalstudyandapplicationZhangMana,BieRushana,XueQingguibaSchoolofEnergyScienceandEngineering,HarbinInstituteofTechnology,Harbin,PRChinabHarbinDahePowerEngineeringCompanyLimited,Harbin,PRChinaAbstract:Theperformanceofafluidizedbedashcoolerwasstudiedusingacoldexperimentbench.Theairflowrate,particlesizeofthesolidsandairdistributortypeareconsideredtobethekeyparametersoftheoperationofafluidizedbedashcooler(FBAC).Itwasfoundthattheamountoffluidizingairdirectlyaffectstheconveyingofashandthattheyhaveaquadraticrelationship.Anacceptableparticlesizedistributionforthesolidsisd50<450μm.Furthermore,theexperimentrevealsthattheheightoftheweirintheFBACdoesnotaffecttheconveyingoftheashflow.Theinfluenceofinjectedaironthetransportationofashisnotsignificant.Optimalairnozzledimensionsarepresented.Keyword:Circulatingfluidizedbedashcooler;Fluidizingairflow;Conveyingofashflow;Fluidizingairpressure.1.IntroductionThecirculatingfluidizedbed(CFB)combustionoffossilfuelshasmanyadvantagesovertheconventionalcombustionsystem.EffectiveNOxcontrolandhigh-sulfurcaptureefficiencyaresomeoftheattractivefeaturesofCFBwhenusinglow-gradecoals.Asglobalenvironmentalconsiderationsimposemorestringentregulationsonatmosphericemissions,theCFBboilerhasbecomeoneofthebest129 technologiesfortheproductionofcleanenergyfromcoal.TheFBACisakeycomponentoftheCFBboiler.TheoperationalreliabilityoftheFBACisessentialiftheCFBboileristooperateinasafeandeconomicmanner.ThepressureabovetheprimaryairnozzlegridiscontrolledbyextractingthebottomashfromthefurnaceoftheCFBboiler.Coarseparticlesandagglomeratesareremovedfromthefurnacetoavoidfurtheragglomeration[1].Significantusefulheatislostwiththehightemperatureash.Forfuelwithamediumorlowcalorificheatvalue,theashcontentisnormallymorethan30%,andthelossofusefulheatisapproximately2%ifthebottomashisdischargedwithoutcooling.However,itisdifficulttodealwithandtransportthehotbottomash.Generally,theoperationaltemperatureofbottomashequipmentcanbeupto150°C.Consequently,thebottomashmustbecooled.Furthermore,thefineparticlesinthebottomashareadvantageoustoheattransferinthefurnace.Toimprovecombustionanddesulphurizationefficiency,somefineparticlesarecarriedtothefurnacebyfluidizingairfromthefluidizedbedashcooler(FBAC)[2,3].TheFBACisdesignedtohavethefollowingfunctions:▪Extractionofthebottomashfromthefurnace▪Coolingoftheextractedash▪Recyclingoftheheatfromthebottomash▪Transportingthefineparticlestothefurnace.TheaimofthisworkwastoinvestigatetheperformanceparametersoftheFBACinacoldexperiment.Theinfluenceofthefluidizingairflowontheairpressureandflowofsolidswasinvestigatedbystudyingtherelationshipbetweenthefluidizingairflowrate,airpressureandashflowrate,whilevaryingthesolidparticlesize.Wedeterminedtheoptimalfluidizingairflowrateforeachchamberandtherelationshipbetweentheashflowrateandinjectionairflowrate.Furthermore,weinvestigatedthekeycomponentsoftheFBAC,includingthediameterofholesintheairnozzleandtheheightoftheweir.Finally,theresultsfromtheexperimentswereusedintheFBACofa150MWCFBboiler,andtheoperationwasfoundtobesatisfactory.2.Experiment129 2.1.ExperimentalsetupWesetuptheFBACexperimentassemblysothatitwaskinematicallysimilartotheprototype.Thecorrespondingphysicalparameterswerethesameasinthetwo-flowprototypesystem.Similarcriteriausedfortheexperimentequipmentweredeterminedbydimensionalanalysis.SolidflowintheFBACwasrelativetotheairvelocityVineachchamber,theparticlesizeD,thedensityofairflowρintheFBACandthekinematicviscosityμ.Thefunctionalrelationshipcorrespondingtotheflowwasdeterminedusingtheπtheoremofdimensionalanalysis.Thefourfactorsfortheflow,V,D,ρandμ,setthenumberofdimensionsntofour.[L],[M]and[T]wereusedforthebasicdimensionsfollowingtheinternationalunitsystem.Thefourdimensionalfactorsmentionedaboveareexpressedintermsofthebasicdimensionsasfollows:[V]=[L][T-1][D]=[L][ρ]=[L-3][M][μ]=[L-1][M][T-1]Forcirculation,m=r=3,whereristhenumberofbasicdimensions,andV,Dandρareselectedforcirculation.Thus,fordimensionlesssynthesis,n−m=1.Thedimensionequationiswrittenas:π1=VaDbρcμ=(LT-1)a(L)b(L-3M)c(L-1MT-1)=L0M0T0.Thefollowingresultscanbeobtainedbycomparingtheexponentsonthetwosidesoftheequation.a+b-3c-1=0-a-1=0c+1=0a=-1b=-1c=-1Fromwhich,π1=μρVD=1Re,andtheReynoldsnumberisthesamefortheexperimentsystemandtheprototype.TheexperimentalFBACassemblywasgeometricallysimilartotheprototypebutscaleddowntoaquarterofitssize.Fig.1showsaschematicdiagramoftheexperiment129 FBACequipment.Thewidthwas530mmandthedepthsofthefirst,secondandthirdchamberswere277,657and667mm.Thetotalheightoftheassemblywas820mm.Thesolidswerefedintotheverticalcolumnfromaconicalhopper,whichwasthereservoirforthesolids.AnL-valvefeedingsystemfedthesolidsintotheFBAC.TheflowofsolidswascontrolledbyagatevalveandpressurizedairwasinjectedintothebottomoftheL-valve.Thegatevalvewasclosedcompletelywhenaflowofsolidswasnotrequired.SolidswereloosenedwithanironrodatthebackoftheL-valve,whentheL-valvewasjammedbythesolids.Theballvalvewasclosedcompletelywhentheassemblyoperatednormally.TherewerethreetransparentchambersintheexperimentalFBACassembly.Heatingsurfaceswerenotarrangedinthesecondandthirdchambersbecausewewereconductingacoldtestwithoutheattransfer.Thesolidsweretransportedtothethirdchamberfromthefirstandsecondchambers,overaweir.Eachchamberhadindividualairdistributorsandwindboxes.Theairdistributorsweremadeofsteelplateswithnozzles.Anashdischargechutewassetatthebottomofeachchamber,withanoverflowchuteinthethirdchamber,whichwasusedasthemainashdischargechute,whiletheashdischargechutesatthebottomoftheFBACwerenotusedduringnormaloperation.Thesolidsexitingthemainashdischargechutewerecollectedthroughanairlockandthendischargedintoanashbox.FluidizationairwassuppliedfromaRootsbloweratarateof1.11m3/sat23kPa.Fineradjustmentoftheairflowwascarriedoutusingaballvalveforeachchamber.TheairinjectedfromtheRootsblowerwasusedtoshiftsolidsfromtheL-valvetotheFBAC.2.2.Experimentmeasurements2.2.1.AmbienttemperatureTheambienttemperatureattheinletoftheairfanwasmeasuredbyaglassthermometer.2.2.2.AtmosphericpressureandhumidityTheatmosphericpressurewasmeasuredbyapressuregaugeandtheatmospherichumiditybyawetanddrybulbthermometer.2.2.3.Solidssamplingandanalysis129 Solidsweresampledfromthesolidsreservoir.A5kgsampleofsolidswastakenevery30min.Allsolidsamplesweresubsequentlymixed.Thepropertiesof15kgmixedsamples,includingtheparticlesizedistribution,bulkdensityandsolidsdensity,weredeterminedusingstandardsieveanalysisandaheliumstereopycnometer.Fig.1.Experimentassemblyandmeasurementpointarrangement.2.2.4.MeasurementpointarrangementThemeasurementpointswerelocatedattheinletandoutletairductsaccordingtotheboilergasducttestingmethod.AllmeasurementpointsareshowninFig.1.2.2.5.AnalysisstandardsAnalysisstandardsoftestingmethodsfordustphysicalfeatures(GB/T16913.10-1997)andsamplingmethodsforshrinkcoal(GB/T474-1996)wereused.2.2.6.ParticlesizedistributionofsolidsAYFJcentrifugaldustclassificationdeviceandstandardsieveanalysiswereusedinthisexperiment.Solidsofacertainweightweresampledandclassifiedusingsieveswithopeningsof3,4,10and20mmdiameter.2.2.7.MeasurementsofairvelocityandairflowTheinjectedairvelocityandflowweremeasuredbyafloatmeter.OtherairflowwascalculatedusingEq.(1).Thepressuremeasurementwascarriedoutusingback-to-backtubes,whicharelabeledinFig.1,andcorrectedusingastandardPitot129 tube.Airvelocity:V=4.43KdPdρqLAirflowrate:Qtf=3600×A×Vρql=ρqln×273×(Pa+9.807Pj)(273+t)×1013252.3.Boundaryconditions2.3.1.AirdistributionexperimentsfortheFBACAseriesofairdistributionexperimentswasconductedtoinvestigatetheinfluenceontheashflowrate.Measurementsweremadeforfourconditions:1)thehydrodynamicsReynoldsnumberineachchamberoftheexperimentassemblywasthesameasthatoftheactualFBAC;2)theairvelocityineachchamberoftheexperimentassemblywasthesameasthatoftheactualFBAC;andconditions3)and4)forvelocityconditionsbetweenconditions1)and2)(i.e.,thefluidizingairvelocityvalueisbetweencondition1)andcondition2),whichareselectedrandomly).2.3.2.WeirheightintheFBACexperimentassemblyTheweirheightintheFBACexperimentassemblywasvariedfrom647to527to408mm.2.3.3.TypeofairdistributorTwotypesofairdistributorwereusedintheexperiment.2.3.3.1.AirDistributorI.Theairdistributorsinthefirstandsecondchamberswereof“V”type.Thedischargechuteforcoarsesolidswasbetweenthefirstandsecondchambers,withthebasesofthechambersangleddownwardstothedischargechute.Theairdistributorofthethirdchamberwas“”type.Thedischargechuteforcoarsesolidswasneartheweir,andthebottomofthechamberangleddownwardstothedischargechute.Theholesofallairnozzlesweredrilledaroundthenozzlesuniformly.Fig.2showsaschematicdiagramofairgridI.129 Fig.2.SchematicdiagramofAirDistributorI2.3.3.2.AirDistributorII.Theairdistributorsofthefirstandsecondchamberswerearrangedsothatthechambersleanedtowardstheweir,whichwasnearthecoarsedischargechute.Theairdistributorofthethirdchamberwas“/”type,andthecoarsedischargechutewasattheendoftheFBAC.OrientedairnozzleswerearrangedneartheFBACwall,andothernozzleshaveholesdrilledaroundevenly.Fig.3showsaschematicdiagramofAirDistributorII.Fig.3.SchematicdiagramofAirDistributorII2.3.4.SolidsusedintheexperimentFinesands,coarsesands,furnaceslagandsandswithawideparticledistributionwereusedintheexperiment.Thesandswithawideparticledistributionweremadebymixingcoarseandfinesands.Table1showstheparticlesizedistribution(PSD)ofthesolidsusedforexperiment.3.Resultsanddiscussion3.1.Performanceoftheairdistribution3.1.1.Relationshipbetweenfluidizingairflow,pressureheadandflowofsolidsTheashflowratewasinfluencedbythevariationinairflowineachchamber[4–6].129 Therelationshipbetweenfluidizingairflow,airpressureandsolidsflowwasinvestigatedintheexperimentusingfinesandswithaweirheightof647mm.Theexperimentwasperformedunderdifferentconditions,withouttheinjectionairandwithdifferenttypesofairdistributor.Theairvelocityinthethirdchamberwasconstant,(0.5m/s)whentherelationshipbetweentheairflow,airpressureandashflowinthefirstandsecondchamberswasinvestigated.Figs.4and5listthetestdata.TheeffectsofairflowandpressureinthethirdchamberontheashflowarepresentedinFigs.6and7andtheseresultswereobtainedonthebasisoftheconstantairflowsinthefirstandsecondchambersof1.92and0.5m/s.Tab.1.PSDofthesolidsPSDmm<0.20.2-0.60.6-1.21.2-3.03.0-6.06.0-9.5>9.5Bulkdensity(kg/m3)Finesolids%19.256.411.65.62.81.431636PSDmm0-1.01.0-2.02.0-3.03.0-4.04.0-5.05.0-6.06.0-7.07.0-8.08.0-9.09.0Bulkdensity(kg/m3)Coarsesolids%01.47.315.210.525.11720.52.50.51519Furnaceslag%13.81213.310.910.916.49.29.61.52.2900Sandswithwideparticledistribution%42.18.26.78.58.312.166.40.90.81728Theeffectofairflowonthebedhydrodynamicswasfoundtobequitesignificant.Inthecaseofsufficientairflow,airbubblesroseinthebedcontinuouslyandbrokeatthetopofthebed.Solidswerecarriedbytheairbubblesandhencemovedupanddown,andthesurfaceofthebedfluctuated,givingtheappearanceofawavesurge.Two-phaseflowofairandsolidswasachievedasabubblingfluidizedbed.Inthisfluidstate,the129 flowrateofthesolidswaskeptconstantattheinletoftheFBACexperimentassembly,andthesolidsflowedtowardtheoverflowdischargechuteandwereextractedfromit.Comparedwithastaticbed,theporosity,volume,andheightweregreaterforthebubblingbed.Thesolidsoverflowedintothethirdchamberifthesuperficialheightofthebedwasgreaterthanthatoftheweir,inwhichcasesolidswereextractedfromthethirdchamber.Atthispoint,theairflowratewasincreasedcontinuously.Animmediateresponseofthebedtotheairflowratewasobservedasincreasedfluctuationofthebedsurface,andthebedwasdiscontinuous.Thefluidizationchangedtosegmentsurging,andtherewereobviouslylesssolidsdelivered.Thedeliveryofsolidswasmainlyrealizedbytheoverflowandairbubbletransportationnearthesurfaceofthebed.Figs.4and6showtheincreaseintheflowrateofsolidswithanincreaseintheamountofairintroducedfromthebottomofeachchamber.Therelationshipisquadratic,andthusthereisanoptimalrangeofairflowcorrespondingtothemaximumflowofsolids,whiletheconveyingcapacitydecreasesiftheairflowincreasesbeyondtheoptimalrange.Thisbehaviorwasinvestigatedandexplainedasfollows.ThefluidizationstateofthebubblingbedwaschangedtoaplugflowstateintheFBACaftertheairflowwasincreasedtoacertainvalue.Eveniftheairflowratewasincreasedcontinuously,thecoarsesolidscouldnotbefluidized,sotheconcentrationofsolidsdecreasedandthusthedeliveryofsolidsreduced.Fig.4.Ashflowratesforvariousairflowsinthefirstandsecondchambers.Theairvelocityinthethirdchamberisconstant(0.5m/s)Theeffectsoftheairflowrateineachchamberonthepressureineachwindbox129 arepresentedinFigs.5and7.Thepressuredropintheairdistributorsincreasedwhentheairflowrateincreased.Whentheairflowwasbelowacertainrate,thefluidizationstateintheFBACwasthatofabubblingbed,andthechangeinpressuredropinthebedwasnotobvious.Therefore,thepressureinthewindboxincreasedwiththehigherairflowratebecausethepressuredropoftheairdistributorincreased.However,whentheairexceededacertainvalue,thefluidizationstatechangedintoastateofsegmentsurging,theamountofsolidsdecreased,andthusthepressuredropinthebeddecreased.Theincreaseintheresistanceoftheairdistributorcannotcompensateforthedecreaseinthepressuredropinthebed,andconsequently,thepressureinthewindboxesdecreasedsignificantly.Fig.5.Airpressureinthewindboxforvariousairflowsinthefirstchamberandsecondchamber.Theairvelocityinthethirdchamberisconstant(0.5m/s)Fig.6.Ashflowratesforvariousairflowsinthethirdchamber.Theairvelocityinthefirstchamberisconstant(1.92m/s).Theairvelocityinthesecondchamberisconstant(0.5m/s)129 Fig.7.Airpressureinthewindboxforvariousairflowsinthethirdchamber.Theairvelocityinthefirstchamberisconstant(1.92m/s).Theairvelocityinthesecondchamberisconstant(0.5m/s)3.2.Relationshipbetweentheairflowrate,airpressureandtheparticlesizeofthesolidsThePSDofthebottomashoftheboilercriticallyaffectsnormalFBACoperation[7,8].Whentheboilerisoperating,thisisdecidedbythefuelcharacteristicsandPSDoffuelfedintothefurnace.TospecifythecorrectPSDofthefuel,andthusensuretheheattransferinthefurnaceandFBACoperation,aseriesofexperimentswascarriedouttoinvestigatetherelationshipbetweentheairflowrate,airpressureandthePSDofthesolids.Thefurnaceslagmentionedabovewasusedintheexperiments,whichwerecarriedoutundertheconditionofthesameReynoldsnumberandthesuperficialairvelocityinthefirstchamberof0.92m/s—inthecaseoftheinjectionofair,thebedmaterialinthefirstchambercouldnotbefluidized,andtherewasnoobservablechangeinthebed(Fig.8).Evenwhentheairvelocitywasincreasedto3.6m/s,whichisoutoftheconditionofthesameReynoldsnumber,thebedmaterialcouldstillnotbefluidized.Underthesameconditions,thebedmaterialwaschangedfromfurnaceslagtocoarsesolidsandtheexperimentrepeated,whereuponthebedmaterialcouldnotbefluidizedeither.Intheabovecasethatusedthefurnaceslagandcoarsesandsforthebedmaterial,theexperimentrevealedthatbubblefluidizationcouldnotberealizedthroughair129 adjustmentbecausetherewereexcessivesolidsof6mmparticlesize.ItalsoshowedthatitisnecessarywhentheFBACisused,tocontrolthefuelPSDtoguaranteeareasonableparticlesizeforthebottomashoftheCFBboiler.Furthermore,layerfluidizationappearedintheFBACifthePSDofthebottomashfromtheCFBboilerwaspoor,i.e.coarsersolidswereinthelowerpartandthefinersolidsintheupperpartoftheFBAC.FurtherworkwasneededtoestablishwhetheritwouldbepossibletorecovernormaloperationoftheFBACinsteadoftheboilertripping.First,coarsesolidswithawidePSDwereloadedintothefirstandsecondchamberssothattheirheightwashalfthatofthetotalbed.Thesurfaceofthebedwasthensmoothed.Afterthis,theotherbedmaterialswereputintotheFBACwithfinesolids,andthesurfaceofthebedwasflattened.Atthispoint,thethicknessofthecombinedsurfacewasapproximately20mm.Theheightoftheweirwas647mm.Thepressureprofileinthewindboxwasobtainedastheairvelocitywaschangedinthefirstchamber(Fig.9).Fig.9indicatestheformationofthebubblingbedaftertheairpassedthroughthelayerofcoarsesolids.Thebedmaterialinthesecondchambercouldnotbefluidizedevenwhentheairflowwasatamaximum;however,manyrandomcavitiesformedslowlybetweenthecoarsesolidslayerandthefinesolidslayerwhentheairwasclosetomaximum.Thedistributionofcavitiesstretchedtothefirstchamber,andthussomeairwascarriedtothefirstchamberviathecavities,whileotherairescapedfromthecrackingofthecombinedsurfaceofcoarseandfinesolids.Inthiscase,thesolidswerecarriedintothethirdchamberbytheair,buttheparticlesizewassmallandtheashflowwaslow.TheexperimentshowedthatthegoodfluidizationcouldnotberecoveredafterthelayerfluidizationappearedinFBAC.129 Fig.8.Experimentusingfurnaceslagandanairvelocityof3.6m/s.ThetrapeziformareaindicatesthepilingofbedmaterialTheexperimentdemonstratedthatmaterialintheFBACcanbefluidizedandthebottomashcanbeconveyedwell,whenthebottomashmeetstherequirementofd50<450μmanddmax<600μm.3.3.Airflowrate,airpressureandallocatedproportionsforeachchamberTheparticlesizeofsolidsisanimportantdesignparameterfortheairflowrateandairpressureofeachchamber[9].Inthecaseofareasonableparticlesizedistribution,thekeyissueforresearchersandengineersisthedesignoftheairflowandairpressure.TheoptimalairflowratesinFigs.4and5arewheretheslopesofthecurvesarezero.Theresultswereobtainedfromtheexperiment.Theoptimalairvelocity,airpressure,airflowandairdistributionforthefineparticlesarelistedinTable2.Fig.9.Effectofairvelocityonairpressureinthefirstchamber.Coarseandfinesandsareloadedasdifferentlayers3.4.Relationshipbetweentheinjectionairflowandconveyingashflow129 Thebedmaterialwascomposedoffinesands.TheinjectionairvalvewasswitchedfromopentooffunderdifferentexperimentalconditionstoanalyzetheeffectofinjectedaironashtransportationintheFBAC.TheresultsarepresentedinFigs.10and11.Theflowofsolidsincreasedwiththeinjectionofair,buttheeffectwasnotsignificant.Evenwhenthevelocityoftheinjectedairwashigh,thepenetrationforcewasstillnotstrong.Thepenetrationdepthwasapproximately120–180mm.ThedischargeofashfromthefurnacetotheFBACwasboostedbytheinjectedair;however,theflowrateofthebedmaterialatthedischargechuteoftheFBACdidnotincreasesignificantly.4.ExperimentalresearchintooptimizingthekeycomponentsoftheFBACThedimensionsoftheairnozzlesandtheheightoftheweirareveryimportantparameterstoensuretheFBACoperatesnormally,someexperimentswereconductedtoobtainproperdimensionsofthekeycomponentsoftheFBAC.4.1.DiameteroftheairnozzleholeThenumberofairnozzlesandtheirdimensionsareimportantparametersoftheairdistributor,toensuregoodfluidizationintheFBAC[10].ThepressuredropthroughtheairdistributorwasmeasuredforthedimensionsoftheairnozzleslistedinTable3.ThefinesandswereloadedintotheFBACexperimentassemblytoaheightof80mmtoexaminetheairdistributionuniformityoftheairdistributor.Theairvelocitywasincreasedgradually,andtheblowvalvewasshutimmediatelywhenthebedmaterialwasfullyfluidized.WhenAirDistributorIwasused,fluidizationdeadzoneswerefoundinallthreechambers,thefluidizationvelocitywaslower,theareaofthedeadzonewaslarger,andthesurfacesofthedeadzonesinthesecondandthirdchamberswerelargerthaninthefirstchamber.WhenAirDistributorIIwasused(theorientationairnozzlesweresothattheywerearrangedallaroundtheairgrid),thebedsurfacewasflatandnotconcave,indicatingthattheairdistributionwashomogeneousandthefluidizationwasgood.Fig.12showsthatthepressuredropcharacteristicsoftheairdistributorforthe129 differentchambersweresimilarandproper.Therefore,thearrangementandholedimensionsoftheairgridarereasonable,andtheairvelocityof60m/sattheoutletoftheairnozzleisappropriate.4.2.HeightoftheFBACweirWeirheightsof647,527and408mmwereusedtoinvestigatetheeffectontransportationofash.Tab.2.Optimalparametersofthefluidizationairforthedifferentchambers.ItemUnit1st2nd3rdAirvelocitym/s2.08-2.40.65-0.80.58-0.73AirflowNm3/h520-600460-570600-750AirpressuremmH2O1800-20001600-17001600-1800Proportionofairflow%313138Fig.10.Relationshipbetweentheairflowandashflowinthefirstandsecondchambers.TheFBACweirwasdesignedtoensurethebedmaterialinthechamberwiththeheatingsurfacewasofanadequateheight,andtoensureheattransferwasguaranteedfromtheimmersedheatingsurface.Forfinesands,itcanclearlybeseenfromtheexperimentbenchthataweirheightof647mmensuresaneffectivebedmateriallevel,similartotheweirheightinthefirstandsecondchambers.TheelevationoftheweirtopwasthesameasthelevelofthebottomoftheventductfromtheFBACtothefurnace.Theexperimentswerealsocarriedoutwithweirheightsof527and408mm.Fig.13129 showsthatashtransportationwasnotaffectedbythereducedweirheight.Thisbehaviorcanbeattributedtotherelationshipbetweenthebedheightandtheweirheight,whichisthesameasfornormalfluidization,andashflowisrealizedbytheoverflow.Inthecaseofreducedweirheightthebedlevelreducedsignificantly,someoftheheatingsurfacecouldnotbeimmersedinthebed,andtheashcouldnotbecooledadequately.FortheFBAC,goodbubblingfluidizationisimportantforgoodheattransferandthesuccessfulextractionofash.Tab.3.Dimensionsoftheairnozzle.UnitModel1:3PrototypereductionSameReCondition2Condition3Numberofholesineachofthenozzlesin1stchamber-8444Theholediametersinthe1stchambermm3.338.08.08.0Airvelocityofairnozzlesinthe1stchamberm/s49.558.262.586.2Numberofholesineachofthenozzlesinthe2ndchamber-8444Theholediametersinthe2ndchambermm3.33666Airvelocityofairnozzlesinthe2ndchamberm/s27.3061.6248.4753.49Numberofholesineachofthenozzlesinthe3rdchamber-8444Theholediametersinthe3rdchambermm3.338.08.08.0Airvelocityofairnozzlesinthe3rdchamberm/s34.957.227.330.1TheoptimumweirheightintheFBACwasobtainedbythefollowingexperiment:(1)TherequiredheatingsurfaceisdeterminedaccordingtotheboundaryconditionsattheinletandoutletoftheFBAC.Atthesametime,thedimensionsoftheFBACareconsideredtoaffecttheheightoftheheatingsurface.129 Fig.11.Relationshipbetweentheairflowandashflowinthethirdchamber.(2)Theelevationoftheweirtopshouldbeslightlyhigherthantheuppersurfaceoftheheatingsurface,andtheelevationoftheashinletoftheFBACshouldbehigherthantheweirtop.(3)Theelevationofthelowerboundaryoftheventairchuteshouldbethesameastheweirleveltomaintainanadequatebedmateriallevel.5.ApplicationTheaboveoptimizeddesignparametersobtainedfromtheexperiments,wereappliedtooptimizetheoriginalFBACdesign.TheoptimizedFBACswereusedina150MWCFBboiler.EachboilerhadtwoFBACsatthebottomofthefurnace.Theoperationwasexcellent.AsketchoftheFBACispresentedinFig.14.Anthraciteoflowvolatilitywasfiredintheboiler.ForproperfunctioningoftheFBAC,propercoalpreparationiscrucial.Iftoomuchcoarsecoalisfed,coarserockparticlesaccumulateinthefirstchamberandultimatelyblockit.Fig.16givesthePSDoftheboilerbottomash(i.e.,thebedmaterialparticlesizeintheFBAC).OperationdataanddesigndataforasingleFBACarepresentedinTable4,theairflowforeachchamberwascalculatedintermsofairvelocitylistedinTable2,andtheywerecorrectedbyFig.15.Tocoollargevolumesofbottomashwiththelimitedvolumeofcoldair,theFBAChasanadditionalwater-cooledheatexchanger,whichworksasanair-fluidizedhigh-densitybubblingbed.Theashcoolerrunscontinuously,meaningthatfillinganddischargeoccursimultaneously.Thelevelofthebediskeptconstantbythefixedheightoftheoverflowweir.Becauseofthehighbeddensity,thepressureatthebottomoftheashcoolerisgreaterthanthatinthefurnace.Ashflowneedstobecontrolledtoobtaina129 sufficientresidencetimeforcooling.Therefore,anadditionalbottomvalveforthecontrolofsolidsflow,isinstalledupstreamoftheashcooler,betweenthebottomofthefurnaceandtheFBAC.AventisinstalledatthebackendoftheFBAC,abovethecooledsolidsdischarge,tore-injectthefluidizationairandcarrysomefinesolidsintothefurnace.Fig.12.Pressuredropcharacteristiccurvefortheairdistributor.ThereisnobedmaterialintheFBAC,andthepressuredropoftheairthroughtheairdistributorwasmeasuredatdifferentvelocitiesforthedifferentchambers.Fig.13.Ashflowratesforvariousairflowsinthefirstandsecondchambers.Thefinesandsareusedforthebedmaterialandtheweirheightis647,527and408mm.1.Ashinlet.2.Venttothefurnace.3.Overflowdischargechute.4.Windbox.5.Coarsesolidsdischargechute.6.Thefirstchamber.7.Thesecondchamber.8.Thethirdchamber.9.Injectionair.Forbetterfluidizationairdistribution,theairisfedthroughwindboxes:onewindboxfortheemptyzone(firstchamber)andonewindboxforeachtubebundlezone(secondandthirdchambers).Theheightoftheincomingsolidsintheashcoolerandthe129 heightofthere-injectionventinthebottomofthefurnacearecriticaltoobtainingpropersolidsextraction.Tab.4.Comparisonofoperationdatawithdesigndata.ItemUnitDesignvalueOperationvalueAshflowratet/h2.22.8Ashtemperature(inlet)℃917923Ashtemperature(outlet)℃150143Airtemperature(inlet)℃6073Airtemperature(outlet)℃130133AirflowrateinfirstchamberNm3/h69307070AirflowrateinsecondchamberNm3/h69307070AirflowrateinthirdchamberNm3/h85008670ThepressureinwindboxmmH2O26002548Waterflowratet/h1720Watertemperature(inlet)℃3030Watertemperature(outlet)℃5047ThefluidizingvelocityisrelativetothePSDandthedensityofthesolids.Furthermore,thephysicalnatureofthefluidizingairisveryimportant,sincethefluidizingvelocityisdirectlyinfluencedbytheoperationalbedtemperature,Fig.16showshowthebedtemperatureaffectsthefluidizingvelocity[11].WecandeterminethefluidizingvelocityineachchamberoftheactualFBACaccordingtotheexperimentalresultsandcorrectioncurve.Thefluidizingvelocityinthefirstchamberis1.1m/s(maximumof2m/s).Inthechamberswithheatexchangerbundles,thefluidizingvelocityabovethenozzlegridissignificantlylowerat0.5m/s.ThechosenvelocitiesintheFBAChavetobewithinthetheoreticallimitsofafluidizedbed.Thedesignfluidizationvelocityiscalculatedusingthepressureabovethenozzlegridandtheaveragetemperatureinthechamber.Theairflowfortheeachchamberwascalculatedaccordingtotheabovemethods,andtheresultswerelistedinTable4.129 TheFBACisdividedintothreechambers.Thefirstchamberis800mmwide,sothatashfromthecombustormaydischargeintoanopenareawithoutdirectimpactonthetubes.TheashisfedfromthesidewalloftheFBACatanangleof45°.Topreventashbuildup,airinjectorsareinstalledat45°inthesurfacefromtheinletducttotheashcooler.Theupperedgeoftheashinletductis300mmabovethetopofthebundle.A100mmfreespacebetweenthetubebundleandtheweirorFBACwallisconsideredsuitable.ThebundledistancefromthehighestpointoftheinclinedFBACflooris300mm.TheweirheightisdecidedbytheheightoftheheatingsurfaceasinSection4.2.Theweiris100mmhigherthanthetubebundlestoavoidabypassofhotashoverthebundle,anditisaircooledandrefractory-linedwithasufficientnumberofstuds.Acoarse-ashdischargesystemisprovidedforbothchambers,andthereisamanuallyoperateddrainwithadiameterof160mmforthethirdchamberashwell.Fig.14.FBACfora150MWCFBboiler.Fig.15.Theeffectofthebedtemperatureonfluidizingvelocity.TheashoutletattheFBACoverflowisdesignedwithasolidmassflowdensityofapproximately10kg/m2s.TheheightoftheFBACoverflowoutletisthesameasthatof129 theweirbetweenthefirstandsecondchambers.Thefreeboardheightis1000mmandthegasvelocityinthefreeboardtowardstheoverflowdoesnotexceed3m/ssoastosuppresstheentrainmentoffineparticles.Typically,thegasreturnductlocatedattheFBACoverflowisdesignedwithagasvelocityofapproximately12m/s.Thereturnductentersthelowerfurnaceataheightof5mabovethenozzlegridandwithaninclinationofapproximately25°.Inthesectionofthereturnductthatleadsintothefurnace,thevelocityisincreasedto25m/stoimprovepenetrationintothefurnace.Theductcanbemadeofheatresistantsteelorberefractorylined.Theelbowislinedwithabrasiveresistantmaterial.ThepressuredropoftheFBACfluidizationnozzlesis400mmH2OunderthedesignconditionsasinSection4.1,andthepressuredropinthefluidizedbedisconsidered,thepressureinthewindboxshouldbe2600mmH2O.TomaintainanequalnozzlepressuredropovertheFBACarea,differentnozzlesforthedifferentfluidizationzonesarerequired,asfortheAirDistributorⅡ.Fig.16.BottomashPSD.6.Conclusions1)Withanincreaseinairflow,theconveyingashflowandairpressureineachwindboxincreases.However,aftertheairflowreachesacertainvalue,theconveyingashflowdecreasesiftheairflowisincreasedfurther.2)ThePSDofthebottomashfromtheCFBboilermustmeetd50<450μmanddmax≤600μmtoensuregoodoperationoftheFBAC.3)Forthesolidswithperfectparticlesizedistribution(d50<450μm,dmax≤600m),129 theoptimalfluidizingairvelocitiesare1.1m/s,0.5m/sand0.5m/srespectively.4)Theinjectedaircanimprovethetransportofashslightly,butdoesnotsignificantlydeterminetheoveralltransportofash.5)BetterfluidizationandconveyingofashintheFBACareensuredusingAirDistributorⅡ.6)Theconveyingofashisrealizedbyoverflowandairtransportation,andthecapacityofthetransportedashisnotaffectedbytheweirheight.7.ListofsymbolsAcross-sectionalareaoftheairduct,m2Kdcorrectioncoefficientforback-to-backtubesPdback-to-backtubekineticpressure,mmH2Oρqlairdensity,kg/m3ρqlnairdensityunderanormalcondition,kg/m3Palocalatmosphericpressure,PaPjstaticpressureinairduct,mmH2OρpsolidsdensityρgfluidizingairdensitydpsolidparticlesizeVairvelocityVDtheparticlesizeDρthedensityofairflowμthekinematicviscosityQtfairflowrateReferences[1]A.M.Squires,Thestoryoffluidcatalyticcracking,in:P.Basu(Ed.),CirculatingFluidizedBedTech,PergamonPress,Toronto,1986,pp.278–285.[2]YangWenbo,Theinfluencingfactorsonoperatingstabilityofair–waterashcooler,BoilerManufacture1(2009)27–29.[3]CuiKai,Analysisofslaggingphenomenonwithintheair–waterashcoolerforCFB129 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流化床冷渣器在CFB锅炉中的实验研究及应用ZhangMana,BieRushana,XueQingguiba哈尔滨工业大学，能源科学与工程学院，哈尔滨b哈尔滨大河电力工程有限公司，哈尔滨摘要：该文通过冷态试验对流化床冷渣器的性能进行了研究。固体颗粒的粒径和风分配器的类型被认为是流化床冷渣器（FBAC）运行的关键参数。结果表明流化风量直接影响灰的输送，并且它们之间具有一个二次性关系。可接受的固体粒度分布为d50<450um。此外，实验表明，流化床冷渣器堰的高度并不影响灰流的输送。而注入风对灰的输送影响并不显著。文中表述了最佳的风喷嘴尺寸。关键词：循环流化床冷渣器；流化风；灰流输送；流化风压力。1引言以矿物为燃料的循环流化床（CFB）燃烧具有优于常规燃烧系统的许多优点。使用劣质煤炭时，有效的控制NOx排放和高固硫效率是CFB的突出特点。随着全球对环境保护的思考，将对大气排放出台更严格的法规，CFB锅炉已经成为将煤转化为清洁能源最好的技术之一。而FBAC是CFB锅炉的关键组成部分。如果CFB锅炉要安全、经济的运行，FBAC运行的可靠性是必不可少的。一次风喷嘴格上方的压力是受到CFB锅炉的炉内排出的灰渣参数控制的。粗颗粒和附聚物从炉中排出，以避免进一步的附聚[1]。大量有用的热量随高温灰渣一起损失。对于具有中等或低热量的热值燃料，如果灰渣不经冷却排出，灰分含量通常是30％以上，而有用的热量损失大约为2％。然而，处理和运输热灰渣是非常困难的。通常，灰渣设备的操作温度可高达150℃。因此，灰渣必须冷却。此外，灰渣颗粒细度是有利于炉内传热的。为了提高燃烧和脱硫效率，一些细颗粒通过流化风从流化床灰冷却器（FBAC）[2,3]携带到炉内。FBAC具有以下功能：排出炉中灰渣冷却排出的灰渣循环利用灰渣的热量129 运送细微粒到炉内这项工作的目的是冷态试验下，研究FBAC的性能参数。通过改变流化气流率、风压力和灰流率之间的关系，同时改变固体颗粒大小，来研究流化气流对风压力和固体颗粒流量的影响。我们为每个腔口以及灰流量和喷射风流量之间的关系确定了最佳的流化气流速率。此外，我们研究了FBAC的关键组成部分，包括风喷嘴通孔的的直径和堰的高度。最后，通过实验结果在150兆瓦CFB锅炉中FBAC的应用，表明结果是令人满意的。2实验2.1实验设定我们组装了FBAC实验装置，它运动相似于原型。在这两种系统中，对应的物理参数是相同的。用于实验设备的相似标准是由三维分析确定的。FBAC中固体颗粒流量和每个腔室中的风速度V，粒径D，FBAC中气流密度ρ和运动粘度μ都是有关系的。该流动的函数关系通过π定理分析确定。该流动的四个因素，V，D，ρ和μ，为其设定大小由n至4。[L]，[M]和[T]是应用于以下国际单位制的基本尺寸。上面提到的四个因子表达式的基本尺寸的范围如下：[V]=[L][T-1][D]=[L][ρ]=[L-3][M][μ]=[L-1][M][T-1]计算时，m=r=3，其中r为基本尺寸的量，和V，D和ρ一起被选择用于计算。因此，对于无量纲合成，n-m=1。计算方程可写为：π1=VaDbρcμ=(LT-1)a(L)b(L-3M)c(L-1MT-1)=L0M0T0.下面的结果可以通过对方程式的两边指数进行比较来获得。a+b-3c-1=0-a-1=0c+1=0a=-1b=-1c=-1从公式π1=μρVD=1Re看出，该实验和雷诺数是相同的实验系统和原型。FBAC实验装置是几何相似于原型，但它缩减到四分之一的大小。图1是FBAC129 实验设备的示意图。装置宽度为530mm，第一、第二和第三腔室的深度分别为277、657和667mm。该装置的总高度为820mm。将固体颗粒从一个存储固体颗粒的锥形料斗送入垂直管道。通过一个L形阀进料系统送进FBAC。固体颗粒的流动是由一个阀门控制的，并且加压风注入到L型阀的底部。不需要固体流动时阀门是被完全关闭的。当固体颗粒被卡住时，通过L形阀门背后的一根铁杆使其松散开来。当实验装置正常运行时球阀是关闭的。FBAC实验装置中有3个透明腔室。加热表面不设置在第二和第三腔室，因为我们进行冷态实验时不需要热传递。固体通过第一、二腔室输送到在一个堰后第三腔室。各室有独立的风配送和风箱。气体通过钢制喷嘴分配。每个腔室的底部设置有灰渣排出斜槽，在作为主灰渣排出槽的第三室中，有一个溢流槽，溢流槽在FBAC的底部灰渣卸料槽正常运行期间不使用。主灰渣排料槽排出的灰渣通过风锁被收集和然后排入灰箱。流化风由一个速率为1.11m3/s、压力为23kPa的罗茨鼓风机供给。每个腔室使用一个球阀对气流进行更精细的调整。从罗茨鼓风机中喷射出的风被用来从L阀运送固体颗粒到FBAC。2.2实验测量2.2.1环境温度环境温度由位于风风扇入口一的个玻璃温度计测量。2.2.2大气压和湿度大气压力通过压力计测量，而大气湿度由干湿球计测量。2.2.3固体取样和分析固体从固体颗粒池采样。固体的取样每隔30min取样5kg。全部的固体取样随后混合在一起。使用标准筛分析和氦立体声比重计测定15kg混合样品，包括粒度分布，堆积密度和固体密度的属性。129 图1实验装置和测量点示意图2.2.4测量点的布置根据锅炉气体导管测试方法，测量点分别位于风导管入口和出口，如图1所示。2.2.5分析标准分析标准采用来自灰尘测试方法（GB/T16913.10-1997）和收缩煤采样方法（GB/T474-1996）的标准。2.2.6固体的颗粒尺寸分布在该实验中使用了一个YFJ离心粉尘分级装置和标准筛分析。取样一定重量的固体并将其筛分为3、4、10和20mm。2.2.7风流速和风流量的测量注射风流速和流量分别通过浮法计测量。其它风流通过公式（1）进行计算。压力通过背到背管测量，并使用标准皮托管矫正，如图1所示。风速：V=4.43KdPdρqL风流量：Qtf=3600×A×Vρql=ρqln×273×(Pa+9.807Pj)(273+t)×1013252.3边界条件2.3.1FBAC的配气实验通过进行一系列的气流分布试验来研究的灰渣流速率的影响。测量基于4129 个条件：1）实验装置中每个腔室的流体力学雷诺数和真正的FBAC是相同的；2）实验装置中每个腔室的气流速度和真正的FBAC是相同的；并且，关于速度条件的3）和4）是介于条件1）和2）之间的（即流化气流的速度值是介于条件1）和2）之间的，这是随机选择的）。2.3.2FBAC实验装置的堰高FBAC实验装置的堰的高度从647变到527至408毫米。2.3.3风分配器类型实验中使用两种风分配器2.3.3.1风分配器Ⅰ。风分配器在第一和第二腔室分别呈“V”型，粗固体颗粒的排出槽位于第一腔室和第二腔室之间，腔室的基准面向下倾斜连接至排出槽。第三腔室的风分配器是“”类型，粗固体颗粒的排出槽位置靠近堰，并且腔室的底部向下倾斜到排出斜槽。所有的风喷嘴孔洞均匀排列。风分配器Ⅰ如图2所示。图2风分配器Ⅰ示意图2.3.3.2风分配器Ⅱ。第一、二室的气体分配器布置使得腔室向堰倾斜，靠近一个粗固体颗粒排出槽。第三室的风分配器呈“/”型，且粗固体颗粒排出槽处于FBAC的末端。靠近FBAC墙排列的风喷嘴均已钻孔均匀。风分配器Ⅱ的示意图如图3所示。129 图3风分配器Ⅱ示意图2.3.4实验中使用的固体颗粒在实验中使用如细沙、粗砂、炉渣和砂等具有广泛粒度分布范围的粒子。具有广泛的粒度分布的沙子通过混合粗、细砂岩制成。用于试验中的固体的颗粒尺寸分布（PSD）如表1所示。3结论与讨论3.1风分配器性能3.1.1流化风、压头和流化固体颗粒之间的关系每个腔室的气流变化都影响灰的流动速率[4-6]。实验中通过用细沙和647mm高度的堰研究了流化气流、风压力和固体流量之间的关系。该实验在不同条件下进行，不注射风，并在不同类型的风分配器下进行实验。当风流速、风压力和灰流速在第一、二腔室之间的关系如图4、5列出的研究试验数据所示时，在第三室中的风速度是恒定的（0.5m/s）。如图6、7所示的第三腔室中灰流的气流流量和压力效果是基于第一、二室气流分别恒定在1.92、0.5m/s时获得的。表1固体颗粒PSDPSDmm<0.20.2-0.60.6-1.21.2-3.03.0-6.06.0-9.5>9.5容重(kg/m3)微细颗粒%19.256.411.65.62.81.431636PSDmm0-1.01.0-2.02.0-3.03.0-4.04.0-5.05.0-6.06.0-7.07.0-8.08.0-9.0>9.0容重(kg/m3)粗颗粒%01.47.315.210.525.11720.52.50.51519炉渣%13.81213.310.910.916.49.29.61.52.2900沙的粒度分布%42.18.26.78.58.312.166.40.90.81728结果发现床上气流流体力学的作用相当显著。在存在足够的风流的情况下，气泡在床上持续上升，并在床的顶部打破。固体颗粒随着气泡移动，因此向上、向下移动，并在床的表面波动，给人一种波浪翻涌的表现。气固二相流达到作为鼓泡流化床的标准。在这种状态下的流体，固体颗粒在FBAC实验装置的入口的流动速率保持恒定且固体颗粒流向溢流排出槽，并从它排出。与静态床相比，沸腾床的孔隙率，体积和高度更大。如果该床的上表面的高度高于堰，则固体颗粒溢出到第三腔室，在这种情况下，固体从第三室中排出。在这一点上，风流量连续增加。当观察到床表面波动增加时，该床上的风129 流量会有很灵敏的反应，并且床上波动是不连续的。流化改为成段澎湃，固体颗粒流量明显下降。固体颗粒的输送主要依靠床表面附近的溢流和气泡实现。图4、6所示随着从各腔室的底部引入风量的增加而固体颗粒流速增加。它们之间的关系是二次性的，因此有相应于最大固体颗粒流量的风流最佳范围，如果风流增加超出最佳范围，固体颗粒输送容量降低。实验对这种现象进行了研究并解释如下。风流量增加至一定值后，FBAC中沸腾床的流化状态改变为活塞式流动。即使风流量持续增加时，粗固体颗粒都不能流动，所以固体的浓度下降，从而固体的输送量减少。图4第3室风流量恒定时灰渣流量随第1、2腔室的不同风流量变化示意图每个腔室的风流速对每个风箱的压力的影响如图5、7所示。在风流动速率增加时，风分配器的压降增加。当风流动速率低于某一速率时，FBAC的流化状态是同沸腾床一样的，并且床上的压降变化不明显。因此，风箱中的压力随着风流速增加而增加，因为风分配器的压降增加。然而，当风速率超过一定值时，流化状态改变成段涌动的状态下，总固体流量减少，并且床上的压降减小。风分配器的阻力增加不能补偿床上压降的减少，因此，风箱中的压力显著降低。129 图5第3室风流量恒定时风箱压力与第1、2腔室风流量关系示意图图6第1、2室风流量恒定时灰渣流量随第3室风流量变化示意图图7第1、2室风流量恒定时风箱压力随第3室风流量变化示意图3.2风流速、气压、固体颗粒尺寸之间的关系锅炉灰渣的PSD对FBAC正常操作影响很大[7,8]。当锅炉运行时，这是由送入炉内的燃料特性和PSD决定。采用正确PSD的燃料，从而保证炉内和FBAC的操作传热，通过一系列的实验研究了的风流量、进气压力和固体颗粒PSD之间的关系。如上所述在具有相同雷诺数和第一室中0.92m/s的浅表性风流速下进行实验中使用的炉渣，-在注入风的情况下，第一室中的床料不能被流化，并有在床上没有观察到的变化如图8所示。即使当气流速度增大到3.6m/s，这是基于相同雷诺数的条件，但床料仍然不能流化。在相同条件下，床料从炉渣变为粗固体颗粒，这样实验重复，于是在床料仍然不能流化。所使用的炉渣和粗砂的床料在上述情况下，实验表明，气泡流化无法通过风129 调节来实现，因为有过度粒径6mm的固体颗粒存在。结果也表明，FBAC使用时，控制燃料的PSD以保证CFB锅炉的灰渣粒径合理是有必要的。此外，如果CFB锅炉的灰渣的PSD较差，FBAC中会出现层流化，即粗固体颗粒是在较低的部分和更精细的固体颗粒在FBAC的上部。需要进一步的工作来确定FBAC是否可能恢复正常操作，而不是出线锅炉跳闸。首先，具有宽泛的PSD粗固体颗粒被装载到第一和第二腔室，使得它们的高度为床的一半。然后对床表面进行平滑处理。在此之后，其它床料和精细固体颗粒放入FBAC，并且床表面保持平坦。在这一点上，合并的表面厚度约为20mm。而堰的高度为647mm。风箱中的压力变化是由第一腔室的风速度改变产生的（图9）。图9表示风通过粗固体颗粒层后的后形成的沸腾变化。即使当风流量处于一个最大值，但是第二室中的床料仍然不能流动;然而，当风流量处于最大时，许多处于粗固体颗粒层和微细固体颗粒物质层之间的随机空腔形成的速度很慢。空腔的分配延伸到了第一腔室，并且因此一些风经由空腔腔进入第一腔室，当其他风从粗、细固体颗粒组合的开裂表面逸出时。在这种情况下，固体颗粒被风带入第三室，但这样的固体颗粒粒径小并且灰流量很低。实验表明，当FBAC出现层流化后良好的流态化无法恢复。图8实验使用炉灰且保持3.6米/秒的风速，梯形区域表示床料打桩实验证明，当灰渣满足d50<450和dmax<600μm的要求时，FBAC床料可流化、灰渣传热良好。3.3每一个腔室中风流量、风压力和所分配的比例固体的颗粒大小是用于每个腔室的风流量和风压力的一个重要的设计参数129 [10]。在一个合理的粒度分布的情况下，研究人员和工程师的要解决的关键问题是风流量和风压力的设计。图4、5中曲线的斜率为零的区域是最佳风流速。从实验中的到的结果，最佳风流速、气压、风流量和微粒风分配列在表2中。图9第一腔室不同风速度下的风箱压力，粗颗粒和细砂粒装载在不同层3.4注射气流和灰流输送的关系床料是由细沙组成的，实验在喷射风阀从打开切换到关闭的不同的实验条件下，分析喷射风对FBAC灰渣运输的影响。结果如图10、11。固体的流量随喷射风增加，但效果并不显著。即使当喷射风的速度很高，贯穿力仍然不强。穿透深度大约是120-180mm。从锅炉到FBAC排灰有所随着注入的风有所增加；然而，该床料在FBAC排出溜槽的流量并没有显著增加。4FBAC关键部件优化的实验研究风喷嘴尺寸和堰的高度是确保FBAC正常工作的非常重要的参数，通过一些实验来获得FBAC关键部件的正确尺寸。4.1风喷嘴孔的直径风喷嘴的数量和它们的尺寸是风分配器的重要参数，以确保确保FABC中良好的流化[10]。通过风分配器的压降，测定出如表3中列出的风喷嘴的尺寸。在FBAC实验装置中加载细沙粒到80mm的高度来检查的风分配器的风分布是否均匀。风速度逐渐增加，并且当床料完全处于流化状态时，立即关闭排放阀。当风分配器Ⅰ开启时，三个腔室里发现流化盲区，流化速度越低，盲区的面积越大，而在第二、三腔室的盲区面积要比第一室的大。当风分配器Ⅱ开启后（定向风喷嘴的存在使风充满所有周围风格），床面是平坦的，没有凹陷，这表明风129 分布均匀、流化良好。图12表明不同腔室中的风分配器压降特性是类似的、合适的。因此，风网格的布置和喷嘴孔尺寸是合理的，风喷嘴的出口处的风速度为60m/s是适当的。4.2FBAC堰的高度实验使用647、527和408毫米高的堰来研究对灰渣运输的影响。表2不同腔室的流化风的最佳参数项目单位第一室第二室第三室风速度m/s2.08-2.40.65-0.80.58-0.73风流量Nm3/h520-600460-570600-750风压力mmH2O1800-20001600-17001600-1800风流动比例%313138图10第1、2腔室中风流量和灰渣流量之间的关系FBAC堰的目的是要确保在腔室中的床料与加热表面接触是一个合适的高度，并确保接触热表面的传热正常进行。对于细沙粒，可以清楚地从实验进行中发现647mm高的堰，确保有效床料的水平，类似于在第一、二室的堰的高度。堰顶的标高等于从锅炉FBAC到通气导管的底部的距离。实验还进行了527、408mm高度堰的测试。图13表示灰渣运输没有受到堰的高度减小的影响。这种行为可以归因于床的高度和堰的高度之间的关系，这同正常流化是一样的，并且灰分流动通过溢流得以实现。在降低堰的高度的情况下，床料水平明显降低，一些加热面不能浸入床料、灰渣不能充分地冷却。对于FBAC，良好的流化对于良好的传热和灰渣的运输是很重要的。通过以下实验得到FBAC最佳堰的高度：（1）所需的加热表面高度根据在FBAC入口和出口处的边界条件来决定。与此同时，FBAC的尺寸被认为影响加热表面的高度。129 图11第3室中的风流量和灰渣流量之间的关系表3风喷嘴尺寸单位型号1:3PrototypereductionSameRe条件2条件3第1腔室中每个喷嘴的孔的数目-8444第1腔室中的孔的直径mm3.338.08.08.0第1腔室中风喷嘴的风速度m/s49.558.262.586.2第2腔室中每个喷嘴的孔的数目-8444第2腔室中的孔的直径mm3.33666第2腔室中风喷嘴的风速度m/s27.3061.6248.4753.49第3腔室中每个喷嘴的孔的数目-8444第3腔室中的孔的直径mm3.338.08.08.0第3腔室中风喷嘴的风速度m/s34.957.227.330.1（2）堰顶的标高应比加热表面的上表面稍高，且FBAC的灰口的标高应比堰顶部稍高。（3）通风斜槽的下边界的标高应与堰的水平相同，以维持床料的水平。5应用把从上述实验获得的优化设计参数，用于优化原FBAC设计。优化过的FBAC均在150兆瓦CFB锅炉上使用。每个锅炉炉底有两个FBAC。运行的很出色。图14是一份FBAC的草图。锅炉燃烧低波动率的无烟煤。对于FBAC的正常运作来说，合适的煤粉细度是至关重要的。如果输送太多粗颗粒煤，粗岩石颗粒会积聚在第一室，并最终卡住。图16所示为锅炉灰渣的PSD（即FBAC床料粒径）。表4所示为单个FBAC的操作数据和设计数据。由表2中所列的风速度计算来的每个腔室的风流量，由图15进行校正。129 为了用有限的冷风体积冷却大量的炉灰，FBAC有一个附加的水冷换热器，它像风流化的高密度鼓泡床一样工作。冷渣器连续运行，这意味着填充和排放同时出现。床的水平通过高度固定的溢流堰保持恒定。因为较高的床料密度，冷渣器底部的压力大于炉中压力。需要控制灰流量，以获得足够的停留时间进行冷却。因此，安装在冷渣器上部的一个附加的底部阀门，用于控制固体流量，阀门处于炉子底部和FBAC之间。通风孔被安装在FBAC的后部，在冷却灰渣排出口之上，用来重新注入流化风，并输送一些细微的固体颗粒到炉内。图12风分配器的压降特性曲线，在FBAC没有床料情况下，以不同速度测定的不同腔室通过风分配器的风压降图13灰渣流量随第1、2腔室的总风流量变化图，床料使用细沙粒、堰高分别为647、527和408mm为了获得更好的流化风分布，风通过风箱供给：空区域（第一室）配备一个风箱；每个管束区域（第二和第三腔室）配备一个风箱。冷渣器进灰口高度和锅炉底部再注入通风口高度是在获得合适粒径的排出固体颗粒的关键。129 表4设计数据与操作数据比较。项目单位设计数据操作数据灰渣流速t/h2.22.8灰渣温度（入口）℃917923灰渣温度（出口）℃150143风温度（入口）℃6073风温度（出口）℃130133第一腔室风流量Nm3/h69307070第二腔室风流量Nm3/h69307070第三腔室风流量Nm3/h85008670风箱压力mmH2O26002548水流速t/h1720水温（入口）℃3030水温（出口）℃5047流化速度是相对于PSD和固体密度而言的。此外，流化风的物理性质是非常重要的，因为流化速度直接受操作床温影响，图16表示床上温度如何影响流化速度[11]。我们可以根据实验结果和校正曲线判断真正FBAC的每个室中的流化速度。在第一室中的流化速度为1.1m/s（最大为2m/s）。在具有热交换器束的腔室，喷嘴格上方的流化速度是明显较低为0.5m/s。FBAC所选择的速度必须在流化床的理论限度内。设计流化速度是使用喷嘴格上方的压力和腔室中的平均温度来计算的。每个腔室的风流量按照上述方法计算出来，结果列于表4中。FBAC被分成三个腔室。第一腔室800毫米宽，所以燃烧后的灰渣可排入一个开放区域而不会对管道造成直接影响。灰渣是从FBAC成45°角的侧壁输送而来。为灰渣堆积，风喷射器安装在从入口管道到冷渣器成45℃角的表面。灰渣入口管的上边缘距管束顶部300mm。管束和堰或FBAC壁之间留有100mm的自由空间是合适的。管束距离FBAC倾斜地板最高点300mm。堰的高度由加热面的高度决定（见4.2节）。堰比管束高100mm以避免热灰落进管束，它是风冷却，采用耐火材料并以足够数量的螺栓固定。有两个室提供粗颗粒排灰系统，并且第三室有一个手动操作的漏口，其直径为160mm。129 图14150兆瓦CFB锅炉FBAC图15床温对流化速度的影响FBAC溢流出灰口根据坚实的质量流量密度设计，大约10kg/m2s。FBAC溢流出口的高度和第一和第二室之间的堰高相同。干舷高度为1000mm，朝向溢流的干舷气体速度不超过3m/s，以便抑制细颗粒夹带。典型地，位于FBAC溢流处的气体返回管道设计有大约12m/s的气体速度。返回管在喷嘴格以上5m的高度、呈大约25°倾斜处进入炉中。在返回管道伸入炉内的部分，速度提高到25m/s，以改善炉内的输送。管道可以由耐热钢或是耐火材料制作，弯头内衬耐磨材料。FBAC流化喷嘴的压降在设计条件下是400mmH2O（见4.1节），并且在流化床中的压降也是这样，而在风箱中的压力应为2600mmH2O。在FBAC区域内保持相等的喷嘴的压降，不同流化区域需要不同的喷嘴，如同风分配器Ⅱ。129 图16灰渣PSD6结论1）灰渣输送流量和每个风箱风压力随风流量增加。但是，在风流量达到一定值时，如果风流量进一步增加，灰渣输送流量减小。2）为确保FBAC运行良好，CFB锅炉灰渣的PSD必须满足d50<450μm和dmax≤600μm。3）对于具有完美的粒度分布（d50<450μm、dmax≤600μm）的固体颗粒，最佳流化风的速度分别是1.1m/s、0.5m/s和0.5m/s。4）注射风能提高灰的输送能力，但并不显著决定灰渣的整体运输能力。5）FBAC中更好的流化和灰渣输送是确保使用风分配器Ⅱ的前提。6）灰渣输送是通过溢流和风输送实现，输送灰渣的容量不会受到堰的高度影响。7符号列表A风管道的横截面面积，m2Kd背到背管校正系数Pd背到背管动压，mmH2Oρql风密度，kg/m3ρqln正常情况下风密度，kg/m3Pa当地大气压，PaPj风管道静压，mmH2Oρp固体密度ρg流化风密度129 dp固体颗粒尺寸V风流速VD粒度Dρ风流密度μ运动粘度Qtf风流量参考文献[1]A.M.Squires,流化催化裂化的过程,in:P.Basu(Ed.),CFB技术,Pergamon出版社,多伦多,1986,pp.278–285.[2]YangWenbo,气-水冷渣器运行稳定的影响因素,锅炉制造1(2009)27–29.[3]CuiKai,CFB锅炉内气-水冷渣器结渣现象分析,锅炉制造3(2008)26–29.[4]ZhouYong,涡流风冷冷渣器结构的研究,工业锅炉1(2009)18–33.[5]HuiJianfei,300MWCFB锅炉运行的主要问题及解决方案,中国北方电力2(2009)5–7.[6]TanHouzhang,流化床冷渣器选择腔室灰渣传递行为的冷态试验研究,火力发电37(11)(2008).[7]GuoXiaoyuan,CFB锅炉风水联合冷渣器冷渣风和床料返回口的改造,火力发电36(6)(2008).[8]XuQisheng,440t/hCFB锅炉渣处理系统恢复和故障分析,电力1(2008)20–22.[9]LiShen,CFB锅炉冷渣器的故障防治方法和原因分析,电站系统工程32(6)(2008).[10]LiShen,流化床锅炉灰渣尺寸分类机制的试验研究,火力发电35(7)(2008).[11]CenKefa,CFB锅炉的学术设计与运行,电力出版社,北京,1998,pp.61–71.129 致谢光阴似箭，随着毕业论文的完成，四年的大学生活也即将结束。本论文的工作是在我的导师丁艳老师的悉心指导下完成的，**老师严谨的教学态度和负责任的工作方法给予了我很大的帮助和影响。除此以外**老师还在学习、生活和工作方面给予了很多的帮助和建议，在此衷心的感谢四年来**老师的关心和指导。感谢本学院**老师、矿大**老师和**老师在毕业设计中给予的支持和帮助。同时感谢部分工作在电厂一线工作人员的数据支持。感谢这篇论文中所涉及到的各位学者，学者们的研究文献给予了我启发和指导，是站在这些巨人的肩膀上，我才完成了这篇论文。感谢我的同学，在我毕业设计期间给予的资料和指导，同业感谢我的同窗在生活中给予的帮助。同样感谢本论文的批阅老师、答辩老师，感谢各位老师在百忙之中抽出时间作指导。由于本人的学术水平有限，论文中的难免有一定的错误和不足，请各位老师和同窗给予批评、指正，谢谢！129'