210T每小时循环流化床锅炉

目录摘要1概述1.1 循环流化床锅炉的概念1.1.1 流态化 831.1.2 临界流速 841.2 循环流化床锅炉的优点2燃料与脱硫剂2.1 燃料2.2 脱硫剂3脱硫与排烟有害物质的形成3.1 影响循环流化床脱硫效率的各种因素:3.1.1 Ca/S摩尔比的影响 873.1.2 床温的影响 873.1.3 粒度的影响 873.1.4 氧浓度的影响 883.1.5 床内风速的影响 883.1.6 循环倍率的影响 883.1.7SO2在炉膛停留时间的影响 883.1.8 负荷变化的影响 883.1.9 给料方式的影响 883.1.10 其它因素的影响 883.2 NOx的排放3.3 无脱硫工况燃烧计算3.3.1 无脱硫工况下燃烧计算 893.3.2 无脱硫工况下烟气体积计算 891.1 物料循环对锅炉燃烧特性的影响1.1.1 物料循环对炉内燃烧的影响 911.1.2 物料循环对热量分配的影响 911.1.3 物料循环与变负荷的关系 911.1.4 物料循环对脱硫、脱硝的影响 911.2 物料循环倍率的选择1.2.1 燃料特性对循环倍率的影响 921.2.2 热风温度及回送物料温度对循环倍率的影响 921.2.3 最佳循环倍率确定 925 脱硫工况计算5.1 燃烧和脱硫化学反应式5.2 脱硫计算6 . 燃烧产物热平衡6.1 炉膛燃烧产物热平衡方程式6.2 燃烧产物热平衡计算6.2.1 脱硫对循环流化床锅炉热效率的影响 986.2.2 锅炉热平衡计算 997 传热系数计算7.1 影响循环流化床传热的各种因素7.1.1 气体物理性质的影响 1027.1.2 固体颗粒物理特性的影响 1027.1.3 流化风速的影响 1027.1.4 床温对传热系数的影响 1027.1.5 管壁温度的影响 1027.1.6 固体颗粒浓度的影响 1027.1.7 床层压力的影响 1037.2 炉膛传热系数7.3 汽冷屏传热系数8 炉膛8.1 炉膛结构设计8.2 炉膛热力计算9 汽冷旋风分离器9.1 旋风分离器的种类9.1.1 汽冷式旋风分离器相比较其它形式的分离器的优点： 1099.1.2 分离器结构设计9.2 汽冷旋风分离器热力计算10风烟系统10.1 风烟系统烟气阻力计算10.1.1 旋风分离器本体阻力计算 11310.1.2 炉膛风室压力 11610.1.3 炉膛配风装置阻力计算 11711 回料装置11.1 回料装置用途及分类11.1.1 回料装置要求及用途 11911.1.2 回料装置分类 11911.2 回料器结构计算11.3 回料器压力计算12布风装置12.1 风帽12.2 布风板13 计算结果汇总13.1 基本数据13.1.1 设计煤种 12313.1.2 石灰石 12313.2 燃烧脱硫计算13.2.1 无脱硫计算时的燃烧计算 12413.2.2 无脱硫工况时的烟气体积计算 12413.2.3 脱硫计算 12513.2.4 脱硫工况时受热面中燃烧产物的平均特性 12613.2.5 脱硫工况时燃烧产物燃温表 12713.3 CFB锅炉热力计算 12813.3.1 锅炉设计参数 128循环硫化床燃烧 12913.3.2 锅炉热平衡及燃料燃烧方式和石灰石消耗量 12913.3.3 炉膛膜式水冷壁传热系数 13013.3.4 炉膛汽冷屏传热系数计算 13213.4 结构计算13.4.1 炉膛膜式水冷壁计算受热面积： 13513.4.2 炉膛汽冷屏计算受热面积 13613.4.3 炉膛汽冷旋风分离器计算受热面积 13713.5 热力计算13.5.1 炉膛热力计算 13713.5.2 汽冷旋风分离器热力计算 14113.6 旋风分离器烟气阻力计算 14313.7 炉膛风室压力计算13.7.2炉膛配风装置阻力 即P计算 15013.8 回料器设计计算13.8.1 结构尺寸计算 15213.8.2 回料器风室压力 P5计算 15313.8.3 回料器配风装置阻力 即p计算 15314总结致谢主要参考文献外文文献及翻译华北水利水电学院本科生毕业设计（论文）开题报告主要参考文献摘要The circulating fluidized bed (CFB) burning technology is a kind of clean coal burning technology which started from 1980s.For its high efficient, the low pollution and strong suitability for many coals , many countries have paid attention to the development of CFBB.Our country started the study of CFBB since 1980s .Now, the technology is mature.thermodynamic calculation, strength calculation, the smoke and wind resistance calculation. In the thermodynamic calculation, The efficiency of the boiler is 90.64% and the sectional area is 52.878m2. It can be seen from the calculating result that the entire design is rational and efficient, which indicates that the design can be provided as reference of actual engineering design. Drawings of the boiler ,cyclone and the flow process of refrigerant are attached in the end of the essay.Key wordscirculating fluidized bed; design of boiler; high temperature cyclone separator1概述我国的一次能源的供应主要以煤炭为主，由于燃煤发电的直接污染较大，特别是 SO、 NO的排放。SO的排放是造成酸雨的主要原因。循环流行化床锅炉技术是一项高效低污染清洁燃烧枝术。国际上这项技术在电站锅 炉、工业锅炉和废弃物处理利用等领域已得到广泛的商业应用，并向几十万千瓦级规模的 大型循环流化床锅炉发展；国内在这方面的研究、开发和应用也逐渐兴起，已有上百台循 环流化床锅炉投入运行或正在制造之中。1.1 循环流化床锅炉的概念循环流化床锅炉是从鼓泡床锅炉的基础上发展起来的，早期循环流化床锅炉的流化速 度比较高，因此称作快速循环流化床锅炉。鼓泡床和快速床的基本理论可以用于循环流化 床锅炉。鼓泡床和快速床的基本理论已经研究了很长时间，形成了一定的理论。要了解循 环流化床锅炉的原理，必须要了解鼓泡床和快速床的理论以及物料从鼓泡床到湍流床到快 速床各种状态下的动力特性，燃烧特性以及传热特性。1.1.1 流态化当固体颗粒中有流体通过时，随着流体速度的逐渐增大，固体颗粒开始运动，且固体 颗粒之间的摩擦力也越来越大，当流速达到一定值时，固体颗粒之间的摩擦力与它们的重 力相等，每个颗粒可以自由运动，所有固体颗粒表现出类似流体状态的现象，这种现象称 为流态化。对于液固流态化的固体颗粒来说，颗粒均匀地分布于床层中，称为“散式”流态化。 而对于气固流态化的固体颗粒来说，气体并不均匀地流过床层，固体颗粒分成群体作紊流 运动，床层中的空隙率随位置和时间的不同而变化，这种流态化称为“聚式”流态化。循 环流化床锅炉属于“聚式”流态化。固体颗粒（床料）、流体（流化风）以及完成流态化过程的设备称为流化床。1.1.2 临界流速对于由均匀粒度的颗粒组成的床层中，在固定床通过的气体流速很低时，随着风速的 增加，床层压降成正比例增加，并且当风速达到一定值时，床层压降达到最大值，该值略 大于床层静压，如果继续增加风速，固定床会突然解锁，床层压降降至床层的静压。如果 床层是由宽筛分颗粒组成的话，其特性为：在大颗粒尚未运动前，床内的小颗粒已经部分 流化，床层从固定床转变为流化床的解锁现象并不明显，而往往会出现分层流化的现象。 颗粒床层从静止状态转变为流态化进所需的最低速度，称为临界流化速度。随着风速的进 一步增大，床层压降几乎不变。循环流化床锅炉一般的流化风速是2-3倍的临界流化速度。影响临界流化速度的因素：（1）料层厚度对临界流速影响不大。（2）料层的当量平均 料径增大则临界流速增加。（3）固体颗粒密度增加时临界流速增加。（3）流体的运动粘度 增大时临界流速减小：如床温增高时，临界流速减小。1.2 循环流化床锅炉的优点（1）燃料适应性广这是循环流化床锅炉的主要优点之一。在循环流化床锅炉中按重量计，燃料仅占床料 的13%,其余是不可燃的固体颗粒，如脱硫剂、灰渣等。因此，加到床中的新鲜煤颗粒 被相当于一个 失蓄热池”的灼热灰渣颗粒所包围。由于床内混合剧烈，把煤料加热到着火 温度而开始燃烧。在这个加热过程中，所吸收的热量只占床层总热容量的千分之几，因而 对床层温度影响很小，而煤颗粒的燃烧，又释放出热量，从而能使床层保持一定的温度水 平，这也是流化床着火没有困难，并且煤种适应性很广的原因所在。（2）燃烧效率高循环流化床锅炉的燃烧效率要比鼓泡流化床锅炉高，通常在9599%范围内，可与煤粉锅炉相媲美。循环流化床锅炉燃烧效率高是因为有下述特点： 气固混合良好；燃烧速率高, 其次是飞灰的再循环燃烧。(3)脱硫效率高(4)氮氧化物排放低(5)燃烧强度高，炉膛截面积小(7)易于实现灰渣综合利用2燃料与脱硫剂2.1 燃料循环流化床锅炉的燃料适应性很强，可以燃烧各品质的煤，可以掺烧秸秆、垃圾等一 些低成本的燃料，这也是它受到追捧的主要原因之一。本次设计的燃料是烟煤，收到基挥发分 30.5%,收到基灰分30.92%。在循环流化床锅 炉中，灰分影响到燃料的着火与燃烧，但灰分使循环的传热增强、负荷调节范围扩大，这 是它有利的一面。2.2 脱硫剂脱硫剂一般指脱除燃料中游离的硫或硫化合物的药剂，各种碱性化合物都可以作为脱 硫剂。一般多采用廉价的石灰、石灰石和用石灰质药剂配制的碱性溶液。脱硫剂能吸收烟气中大部分的二氧化硫固定在燃料渣中。本次设计中煤的收到基硫含量是1.18%，可以通过脱硫效率，钙硫摩尔比等数据计算得出CaCO3 的消耗量。3 脱硫与排烟有害物质的形成SO2 是一种严重危害大气环境的污染物，SO2 与水蒸汽进行化学反应形成硫酸，和雨水一起降至地面即为酸雨。NOx包括NO、NO2、NO3三种，其中NO也是导致酸雨的主要原因之一，同时它还参加光化学作用，形成光化学烟雾，还造成了臭氧层的破坏。煤加热至400c时开始首先分解为H2S,然后逐渐氧化为SO2。其化学反方程式为FeS2 + 2H2 - 2H2s + FeH2S + 02 - H2 + SO2对 SO2 形成影响最大的因素是床温和过量空气系数，床温升高、过量空气系数降低则SO2越高。循环流床燃烧过程中最常用的脱硫剂就石灰石，当床温超过其煅烧温度时，发生煅烧分解反应：CaCO3 - CaO + CO2 183KJ/mol脱硫反应方程式为：CaO + SO2 + 1/2 O2 - CaSC43.1 影响循环流化床脱硫效率的各种因素：3.1.1 Ca/S摩尔比的影响Ca/S摩尔比是影响脱硫效率的首要因素，脱硫效率在Ca/S低于2.5时增加很快，而继续增大Ca/S比或脱硫剂量时，脱硫效率增加得较少。循环流化床运行时Ca/S摩尔比一般在1.5 2.5之间。3.1.2 床温的影响床温的影响主要在于改变了脱硫剂的反应速度、固体产物分布及孔隙堵塞特性，从而影响脱硫率和脱硫剂利用率。床温在900左右达到最高的脱硫效率。3.1.3 粒度的影响采用较小的脱硫剂粒度时，循环流化床脱硫效果较好。3.1.4 氧浓度的影响脱硫与氧浓度关系不大，而提高过量空气系数时脱硫效率总是提高的。3.1.5 床内风速的影响对一定的颗粒粒度，增加风速会使脱硫效率降低。3.1.6 循环倍率的影响循环倍率越高，脱硫效率越高。3.1.75 Q在炉膛停留时间的影响应该保证SO2在床内停留时间不少于2 4秒。3.1.76 荷变化的影响当循环流化床负荷变化在相当大的范围内时，脱硫效率基本恒定或略有升降。3.1.77 料方式的影响石灰石与煤同点给入时脱硫效率最高。3.1.78 其它因素的影响床压的影响：增加压力可以改善脱硫效率，并且能够提高硫酸盐化反应速度。煤种的影响：灰份对脱硫效率并无不利影响。虽然循环流化床的脱硫作用很强，但在床温达到850C,即脱硫效率最高的温度时,NOX的生成量却最大，对环境造成极大的破坏。这是我们所不愿看到的。所以一定要把床 温控制在850 900c之间，而且要采用较小的脱硫剂粒径。另外，实施分段燃烧也是非常 好的措施。3.2 NOx的排放燃煤循环流化床锅炉，氮来自助燃空气中的氮气和煤中所含的氮。会形成热力型氮氧 化物和燃料型氮氧化物。根据Zeldovich机理，高温下氧气与助燃空气中的 N2将按下述反应式进行反应：。用Lno+nN+O2=NO+O根据循环流化床锅炉的运行温度和氧的含量，热力型NOx的生产速率很低，即使不考虑各种分解还原过程，其平衡浓度也很低，一般可不予考虑。研究表明：?炉膛燃烧温度升高，将使排放的 NOx增力口，N20减少；?与低挥发分燃烧相比，高挥发分燃烧对 NOx的影响多半较小?过量空气系数a增加，NOx和N20都将增加，增加的程度与燃料特性相关就N20排放而言，循环流化床过量的炉膛温度不宜低于900t提高燃烧温度，不仅可以减少N20的排放，还可以减少CO的排放，增加燃料的燃烧效率。在燃烧贫煤、无烟煤 等反应性差的煤种时，可以把温度提高到 950t。本次设计中SO2的原始排放浓度为3301.727mg/m3而允许排放浓度为900mg/m3从而根 据钙硫摩尔比为1.349确定石灰石的消耗量，计算出实际脱硫效率为72.757%。接着我总结了在脱硫工况下受热面中燃烧产物的平均特性，并制作出它的始温表，为 后续计算做铺垫。3.3 无脱硫工况燃烧计算3.3.1 无脱硫工况下燃烧计算理论空气量V0=0.0889 乂(Car +0.375MSar)+0.265MHar 0.0333乂0翻(3-1)三原子气体体积Vr2o =1.866 (Car 0.375 0r)/100(3-2)理论氮气体积VN2 =0.79MV0 +0.8父 Nar/100(3-3)理论水蒸气体积VH02O =0.111MHar +0.012乂 Mar +0.016黑V0(3-4)3.3.2 无脱硫工况下烟气体积计算过量空气量：=(：pj -1) V0(3-5)H2Ofr积 Vh2oVh2o =V；2o+0.0161 Gpj-1) V0(3-6)烟气总体积VyVy =VN02+VRO2+3pj -1)mV+Vh2。(3-7)4物料循环倍率4.1 物料循环对锅炉燃烧特性的影响4.1.1 物料循环对炉内燃烧的影响物料循环对燃烧的影响表现在以下四个方面：物料循环量增加，由于循环物料温度较 低，物料的理论燃烧温度降低；物料循环增加，使得燃料在炉内的停留时间加大，燃烧效 率将增大，当然，在燃烧效率达到一定值后，循环物料增加使得燃烧效率增加的趋势减缓; 物料循环量增加，使得床内的物料浓度和温度趋于均匀；物料循环量增加，由于循环物料 的温度较低，床温会有所降低。4.1.2 物料循环对热量分配的影响物料循环量增大时，炉膛内燃烧区的高度增加，相应的对流区的高度减小，炉膛出口 烟温会升高，即炉膛下部的吸热量相对减小，炉膛上部的吸热量相对增大。4.1.3 物料循环与变负荷的关系循环流化床低负荷运行时，减小物料循环倍率，以使物料理论燃烧温度提高，同时水 冷壁换热系数减小，从而有可能保持炉膛出口温度不变，保证供汽压力和温度。4.1.4 物料循环对脱硫、脱硝的影响随着物料循环量的增加，物料中的CaO在炉内停留时间增大，脱硫效率随之增大， 之 后，继续增加物料循环量，脱硫效率的增大会趋于一定值，一般来说在 Ca/S较低时，增加 物料循环量的效果比Ca/S高时明显。4.2 物料循环倍率的选择循环流化床内的物料循环分内循环和外循环两种，物料内循环和外循环对床温的影响 不同，但对燃烧效率和脱硫效率的影响相同。这里我们所计算的物料循环指内循环。物料循环倍率公式为：(4-1)100-Cn f 100-Cf f1在最佳工况下，其可简化为anaf f(4-2)4.2.1 燃料特性对循环倍率的影响根据燃料特性，循环倍率的选择有以下原则：燃料的发热量较高，同样粒径的煤粒燃 尽就需要在炉膛内有较长的停留时间，物料循环倍率的选择就高；但燃烧的挥发分越大， 可以选择的循环倍率就越小。4.2.2 热风温度及回送物料温度对循环倍率的影响当热风温度及回送物料温度升高时，流化床的温度也会升高，这是为了保持床温不变, 就必须增加温度相对较低的循环物料的循环倍率；当热风温度和回送物料的温度不变，增 加物料的循环倍率时，要保持床温不变就要减小密相区的吸热量或增大该区有的燃烧份 额。4.2.3 最佳循环倍率确定循环倍率最理想的方法是，首先确定物料循环倍率对炉膛能量分配、传热、脱硫和磨 损的优化指标，各个因素对物料循环倍率优化区的交集就为综合考虑各个因素数学上的最 佳循环倍率。(5-2)(5-3)(5-4)CaCO35脱硫工况计算5.1 燃烧和脱硫化学反应式C + O2 = CO22H2 +O2= 2H2。S + O2 = SO2通常采用石灰石为脱硫剂，主要成分是 CaCO3,可能含有少量的MgCO3.而只有CaCO3 煨烧出来的CaO参加脱硫反应，MgCO3含量几人石灰石灰分，反应式为CaCO3=CaO+CO2 1781.5kj/kgCaCO3CaO+SO2+0.5O2=CaSO4+3673.5kj/kgCaCQ5.2 脱硫计算SO2原始排放浓度% =(1.998Sr M104)/Vy(5-1 )计算脱硫效率so2 j =(1 - 1 so2 / J0SC2)100%钙硫摩尔比m = -ln(100- so2)/A)/K与1kg燃料相配的入炉石灰石量Bd =3.122 m Sar/ CaCO3式中：Bd 与1kg燃料相配的入炉石灰石量，kg/kgCaCO3石灰石中CaCO3&量，%燃烧生成CaO寸吸热量QA =(1 CaCO3)M5561.8MmMSar/100 (5-5)式中：Qa 煨烧生成CaO的吸热量，kj/kgCaCO3 入炉的石灰石直接飞出分离器成为飞灰的份额，简称脱硫放热量Qt =15597.7k力SQ/100MSar/100 (5-6)式中：Qt 脱硫是生成 CaSO4的放热量，kj/kg可支配热量Qt =(Qnet.ar +Qt -QA(1 + Bd) (5-7)式中：QDr 可支配热量，kj/kg脱硫所需要的理论空气量Vd0 = 1.667”0/100 0/100 (5-8)燃烧和脱硫当量理论空气量V0 =(V+Vd0)/(1+Bd) (5-9)式中：V 当量理论空气量，Bd 石灰石脱硫所需要的理论空气量，Vd0与1kg燃料相配的入炉石灰石量，kg/kg脱硫所需空气的氮气体积V，= 0.79 Vd0(5-10)当量理论氮气体积vDn2 =0.8- Nar /100/(1 + Bd)+0.79 黑 V；(5-11)式中：vDn2 当量理论氮气体积，Nar 燃料中的氮，；V；当量理论空气量，Bd 石灰石脱硫所需要的理论空气量，煨烧石灰石生成的CO2的体积vCO2=0.699 m Sar/100(5-12)脱硫时SO2体积减少量VsO2 =0.699xnso2/100x Sar /100 (5-13)燃烧和脱硫时产生的RO2的当量体积vRO =(Vrq+vCo2 -Vsd2)/(1 Bd)(5-14)式中：VRO2 CO2和SO2的当量体积，Vo 三原子气体体积，VCO2 石灰石煨烧产生的CO2体积，VSO SO2体积减少量，Bd 石灰石脱硫所需要的理论空气量，当量理论水蒸气体积vDH2o =(0.0124M(Mar +MdM Bd)+0.111M Har)/(1+Bd)+0.0161MV；2 (5-15)式中：vDh2o 当量理论水蒸气体积，Mar 燃料中的水分，Md石灰石中的水分，Bd 石灰石脱硫所需要的理论空气量，Har 燃料中的氢，；V；当量理论空气量，入炉燃料灰量FG=Aar/100 (5-16)式中：Aar 燃料收到基灰分入炉的石灰石直接成为飞灰的量AfaCo3 =3.122 CaCQ/100 m Sar / CaCQ(5-17)入炉的石灰石分含量Ad =(100- CaCO3)/100 Bd (1- CaCO3/100 - M d/100) (5-18)式中：A 入炉石灰石灰分，kg/kgMd 石灰石的水分，。一般小于3%。未反应的CaO的量ACaO = 1.749 (100-CaCQ)/100M m父 S3r /100 -1.749 so2 /100父 Sar /100 (5-19脱硫产物CaSO4的量ACaSO4.246S02 /100 Sar /100 (5-20)灰分aDFGACaCO3 AACaO ACaSQAar = -Z (5-21)式中：AD 当量灰分，%；1 BdFg 入炉燃料灰量，kg/kg;AfaCO3 入炉石灰石直接变成飞灰的量,kg/kg ；A 入炉的石灰石灰分，kg/kg;Acho未反应的 CaO;量，kg/kg;ACasO 脱硫产物 CaSO4 的量，kg/kg ；Bd 石灰石脱硫所需要的理论空气量,脱硫工况时的底灰份额Dad(4/100 AdAcao Acaso4)ad -(1 Bd) Ar/100(5-22)未脱硫时的飞灰份额af = 1 - ad (5-23)脱硫工况时的飞灰份额D aAar/100屋叱af (1 Bd ) ADr/100 (5-24)灰循环倍率af fan =丁: (5-25)分离器前飞灰的份额 1 - fD , a = anaf (5-26)脱硫后so排放浓度1.998 Saraiso10000 (1 - so?)100(1 Bd) VyD(5-27)脱硫效率J D(5-28)SC2=(1-*) 100SO26.燃烧产物热平衡燃烧产生的烟气从炉膛的出口进入旋风分离器，其实大于切割粒径的灰粒被旋风分离 器捕捉进入回料器再次燃烧，小于切割粒径的颗粒将被送入尾部烟道。这就是循环流化床 锅炉与煤粉炉的不同点，很多的灰粒多次进入炉膛燃烧，这部分的灰粒被称为循环灰。循环灰是循环流化床锅炉的特有产物，它携带着大量的热量，对锅炉的热平衡有很大 的影响。6.1 炉膛燃烧产物热平衡方程式燃料和空气进入炉膛后着火，随着燃烧的继续，燃烧产物的温度会持续上升，但同时热量 又会被炉膛内的水冷壁等传热面吸收，所以温度又会沿着其上升的趋势下降，在这两种因 素的作用下，炉膛的温度会趋于一个温度的值。对炉膛而言，其输入热量为：_.0BQnet,ar Bj 二 m 鼠 BsJ B(： z = e)I/输出热量为BQ3 BQ4 BQ5 BQ6 BjIm BsImZ对1KG燃料来说，炉膛热平衡方程式为：QR=WXQim (lmz-l ZE)BS-imBj6.2 燃烧产物热平衡计算6.2.1 脱硫对循环流化床锅炉热效率的影响脱硫剂的加入对锅炉内热平衡的影响还是很大的，整个脱硫过程中，CaCOs的分解是吸热的，而生成CaSO4又会放热，所以加入的石灰石量对锅炉热平衡影响很大。同时，石灰石 还会引起当量灰量、排烟热损失、底灰物理热损失等的变化。未脱硫工况和脱硫工况对可燃气体未完全燃烧热损失q3和散热损失q5没有什么影响,尤其是q5,它是由锅炉总输出热量 Qi决定的，只要Qi不变，等也不变。总的来说，脱硫总是是循环流化床锅炉的热效率下降的。固体未完全燃烧热损失为:q4 -(a；Cd100-C；aDCD aff) 100-CD33727叱Q；(6-1)式中：q4 固体未完全燃烧热损失，Qar锅炉可支配热量，KJ / KgDad 底灰份额；CD 底灰含碳量，%;aD 飞灰份额，cd 飞灰含碳量；ADr 燃料收到基灰份，。式中：q2 排烟热损失，；排烟热损失为：q2=(Ipy-pyIlk)(100-q4)/QaT(6-2)Ipy 在相应的过量空气系数py和排烟温度SPY状况下的排烟始，KJ /kg ；0Ilk 冷空气始，kJ / kg 0底灰物理热损失为:q6 - ad I hAar / Qar(6-3)式中：q6 底灰物理热损失，;Dad 底灰份额;Ih 灰始，kJ/kg；Aar当量灰分，;QDr 入炉可支配热量，kJ / kg o6.2.2 锅炉热平衡计算锅炉的热平衡是值送入锅炉的可支配热量与总输出热量及各种热损失的总和应该是 相等的Qar=Q1 + Q2+Q3+Q4+Q5+Q5ka =100-9 q =100-0 % q5 q6)(6-4)式中：ka 锅炉机组热效率。%Cb排烟热损失，%Cb 可燃气体未完全燃烧热损失，%C4 固体未完全燃烧热损失，%4散热损失，%*灰渣物理热损失%保温系数(6-6)(6-5)=1 _q5ka - kq C5锅炉机组有效利用热量Qka = Dgq(igq igs) Dpw (ibh - iqs)脱硫工况当量燃烧消耗量BdDQka100%QaDka(6-7)脱硫工况计算燃料消耗量Bd=BDJ 100 B一Bd100 -q4(6-8)脱硫工况燃料消耗量,Bd 100 B： 100-q4(6-9)计算石灰石消耗量BC = B： Bd(6-10)石灰石消耗量CBj 100BC )100 - CaCO3(6-11)计算燃料当量消耗量(6-12)BjD = B：B：7 传热系数计算7.1 影响循环流化床传热的各种因素7.1.1 气体物理性质的影响气膜厚度及颗粒与表面的接触热阻对传热起到主要作用。气体的其他特性，如密度， 粘度，导热系数等也会对传热系数产生影响。气体密度增加，传热系数增大；气体粘度增大，传热系数减小；气体导热系数增大， 传热系数增大。7.1.2 固体颗粒物理特性的影响7.1.3 1）固体颗粒尺寸的影响：对于小颗粒床，随固体颗粒平均直径增大，传热系数减小；对于大颗粒床，随固体颗粒平均直径增大，传热系数增大。7.1.4 2）固体颗粒密度的影响：随着固体颗粒密度增大，传热系数增大。7.1.5 3）球形度及表面状态的影响：较光滑的颗粒，传热系数较高。7.1.6 4）固体颗粒粒度分布的影响：对于小颗粒床，粒径越小，传热系数越大；对于大颗粒床，粒径越大，传热系数越大。7.1.7 流化风速的影响对于循环流化床的密相区，流化风速增大，传热系数减小。对于循环流化床的稀相区，流化风速增大，传热系数增大。7.1.8 床温对传热系数的影响床温升高，传热系数增大。7.1.9 管壁温度的影响壁温升高，传热系数成线性规律地增大。7.1.10 固体颗粒浓度的影响床层颗粒浓度增加，传热系数显著增加。7.1.11 层压力的影响床层压力增大，传热系数增加。7.2 炉膛传热系数循环流化床炉膛结构一般采用膜式水冷壁。在炉膛，有时还布置水冷壁或汽冷屏，且 在密相区和稀相区中局部敷设耐火、耐磨层，以防床料直接冲刷受热面，发生磨损。密相区受热面传热优于稀相区受热面，未敷设耐火、耐磨层的受热面传热优于敷设耐 火层、耐磨层的受热面。理论上讲，炉膛传热系数在炉膛中不同的位置是不同的。在工程计算中，无需知道各 点的传热系数，只需要知道某一区域的平均传热系数，这样可提高准确度。循环流化床锅炉炉膛传热计算所采用的传热系数，以密相区受热面传热系数为准。 由于炉膛传热基本上是由对流换热和辐射换热组成，所以要计算传热系数，必须要知到 对流放热系数和辐射放热系数。在炉膛膜式水冷壁的计算中，我们要将水冷管和鳍片分开计算各自的传热系数，然后加权 平均。7.3 汽冷屏传热系数首先要先设计出汽冷屏的结构和尺寸，然后确定它的受热面，根据汽冷屏在炉膛中的 位置来确定折算系数，同样，汽冷屏要分为汽冷屏管和鳍片分别计算。在实际计算汽冷屏 管中，要先假设一个管外壁壁温，然后由这个假设的温度算出辐射放热系数和对流放热系 数，得出一个假定的传热系数，然后根据管内壁温度的计算，一步步反复迭代，得出一个 在误差范围内的管外温度，确定这个传热系数。以类似的方法计算出鳍片的传热系数，最后加权平均，得出汽冷屏的传热系数。 炉膛截面烟气流速(7-1)Bj Vy (273 %)3600 273 F内外壁平均温度tw 1.2 一 床辐射放热系数(7-2)(7-3)一 2 2、 一 、:,h =；二0 a (Tr Tw ) (Tr Tw)吸收率：=:k+： h(7-4)床密相区对水冷管的传热系数a x ( 0 tw I)&= 口 .(7-5)r f管子外壁的计算温度ln虫3Kdi 消(b)+tb (7鳍端温度2=一 cosh (mh)(7-8)床密相区对鳍片的传热系数a x(9 t )K、 R w)鳍一% - tb(7-9)炉膛膜式水冷壁的平均传热系数_ K管父S + K鳍父B鳍Km - LT LTS B鳍(7-10)8 炉膛8.1 炉膛结构设计炉膛可以说是整个循环流化床锅炉系统的心脏，循环流化床锅炉的炉膛结构主要包括以下几个方面：（ 1）炉膛的截面尺寸，炉膛高度等；（ 2）炉膛内受热面的布置；（ 3）循环流化床的布风装置等；燃烧室由水冷壁前墙、后墙、两侧墙构成，确定炉膛长、宽、深度时，主要考虑各受热面的布置及分离器的的位置，此外还必须注意当炉膛深度过大会影响二次风的穿透能力，二次风不能充分对稀相区燃烧进行扰动，保证燃烧应具备的足够的氧量。炉膛高度也是一个关键参数，合适的炉膛高度应能：（ 1）保证分离器不能捕集的细粉在炉膛内一次通过时全部燃烧尽；（ 2）炉膛高度应能够容纳全部或大部分蒸发受热面或过热受热面；（ 3）保证回料机构料腿一侧有足够的静压头，使返料能够连续均匀地进行；（ 4）保证锅炉在设计压力有足够的自然循环；（ 5）应能保证脱硫所需最短气体停留时间。整个炉膛从结构上分为上、下部分，下部纵向剖面由于前后墙水冷壁与水平面相交而成为梯形，燃烧主要在下燃烧室，即水冷壁下部组件，这里床料最密集、运动最激烈、燃烧所需的全部风和燃料都由该部分输送到燃烧室内，除了一次风由布风板进入燃烧室外，在炉膛的前后墙还布置有成排的二次风口，可灵活调节上、下层二次风风量。二次风口可将床层分为密相床层和稀相床层，二次风口的位置决定了密相区的高度。密相区的作用是使燃料部分燃烧及气化和裂解，同时作为偌热装置。密相区越高，床层燃烧的的稳定性越 好，但若密相区太高，则会增加一次风机的电耗。给煤口一般布置在敷设有耐火材料的下部还原区，并尽可能远离二次风入口点，从而使细煤颗粒被高速气流夹带前有尽可能长的停留时间。排渣口主要用于床层的最低部排放床料，它的主要作用有二个：一是维持床内固体颗粒存料量；二是维持颗粒尺寸，不使过大的颗粒聚集于床层低部而影响运行。排渣管布置在床层的最低点。在燃烧室内布置了一片双面受热的水冷分隔墙，从而增加了传热面，水离开锅筒，通过集中下降管到水冷分隔墙及前、后、两侧墙水冷壁下集箱，向上流经水冷壁及水冷分隔墙受热面，从水冷壁及水 冷分隔墙上集箱出来后通过汽水连接管回到锅筒。燃烧室的中部、上部由膜式水冷壁组成，在此，热量由烟气、床料传给水，使其部分 蒸发，这一区域也是主要的脱硫反应区，在这里，氧化钙CaO与燃烧生成的二氧化硫反应生成硫酸钙CaSO,在炉膛顶部、前墙回炉后弯曲形成炉顶。为了防止受热面管子磨损，在下部密相区的水冷壁，炉膛上部烟气出口附近的后墙， 两侧墙和顶棚以及炉膛开孔区域，炉膛内屏式受热面倾斜及转弯段，水冷分隔墙均敷设有 耐磨材料，耐磨材料均匀采用销钉固定，炉内屏式受热面敷设耐磨材料区域与受热面间交 界处，其上、下一定范围内受热面表面采用贴钢板堆焊结构。综合烤炉燃烧和脱硫要求,一般取炉膛温度为850c在MCR工况下，采用以下速度值确定炉膛截面积：炉膛上部轴向速度5-6米/秒配风装置上部的轴向速度为4.5-5米/秒炉膛中任何位置速度应避免大于 7米/秒在本次设计中，我在热力计算的反复校核后设计出炉膛宽5866.9mm,深9012.9mm截面积52.878m2,炉膛高度36.112m由于燃用的是挥发分较高的烟煤，故采用前后墙对冲燃 烧，故炉膛深度较大。8.2 炉膛热力计算炉膛出口空气过量空气系数 =：:匚(8-1)mmzE/炉膛有效放热量m ls100-q3 -q4 iqq4十口 x I m I rk00:z Ilk： EIlk (8-2)IfZ = IaF Tm(8-3)折算成1kg燃料的分离器循环灰始增FZ=Bs (IaZ 7；z)(8-4)Bi分离器循环灰始增份额XFZFm (8-5)Qls分离器烟气始增份额7_ I F /c Cxf m(8-6)Qls分离器放热份额I FI FZQmQmXfXfz (8-7)炉膛放热份额X -1 - X (8-8)m - tz (8-9)炉膛膜式水冷壁吸热量Qz =Km HjmBjDtZ (8-10)炉膛汽冷屏传热温差tq一 4(8-11)炉膛汽冷屏吸热量K Hq t-1(8-12)BjB ,ImZ s (ImZ -IZE)(8-13)Bj1kg燃料燃烧产物向炉膛受热面内工质和循环灰传递的热量qr = ；： (XQm-(Imz-Ize) Im)(8-i4)Bj炉膛受热面内工质的吸热量Qlm = QqQZ (8-15)误差二1QiR - QimQi1(8-16)汽冷屏工质始增平均比容Qq -B瓦D工(8-17)(v v)2 (8-18)蒸汽流通截面积Fn =84 二 0.024 0.024/4(8-19)工质流速DqVcp(8-20)3600 Fn ()蒸汽质量流速Dq3600 Fn(8-21)9 汽冷旋风分离器旋风分离器是循环流化床锅炉的核心部件之一。其主要作用是将大量的高温固体物料从炉膛出口的气流中分离出来。通过返料装置送回炉膛，以维持燃烧室快速流态化状态， 燃料剂和脱硫剂多次循环，反复燃烧和反应。9.1 旋风分离器的种类目前旋风分离器的种类比较多，按使用条件的不同，分离器可分为三大类：高温分离器、中温分离器、低温分离器。而高温旋风分离器又可分为绝热材料制成的高温旋风分离器，分离器内部有防磨层和绝热层。此类型的分离装置占了已运行的和正在建造的循环流化床分离装置的绝大部分。此类型的分离器在小型流化床锅炉中运用的较多，运行情况相对稳定，但此旋风分离器体积较大，受旋风分离器最大尺寸的限制，且旋风分离器工作温度较高，需用的耐火和保温材料较厚，启动时间长，而且相对而言散热损失也大，如果燃烧组织不良，还会在旋风分离器内产生二次燃烧。水冷、汽冷高温旋风分离器，整个分离器设置在一个水冷或汽冷腔室内，此类型的旋风分离器是由 Foster Wheeler 公司提出的，采用这种旋风分离器不需要很厚的隔热层。目前容量较大的流化床锅炉已广泛采用此类分离器。9.1.1 汽冷式旋风分离器相比较其它形式的分离器的优点：（ 1）耐火材料的用量大大减少，厚底由钢板式内斑纹形式旋风分离器的 300400mm 降至 25mm ，不仅能缩短启停时间和承担一定的热负荷，而且大大降低了耐火材料量，也 降低了维护检修的费用。（ 2）耐火材料用高密度销钉固定，不易脱落，运行安全可靠。（ 3）锅炉启动速度不受耐火材料升温速度的限制，负荷调节快捷，启动迅速，同时 旋风分离器的蓄热量也大为降低，锅炉启动时节省燃料。（ 4）旋风分离器中心筒采用耐高温、耐腐蚀的奥氏体钢，可靠性较高。（ 5）与炉膛之间温差小，结构简单，具有更可靠的密封性。（ 6）汽冷式旋风分离器外壁温度较低，锅炉散热损失减小，可提高锅炉效率，降低运行成本。其缺点是结构复杂，工艺要求高，成本高，价格贵。9.1.2 分离器结构设计旋风分离器主要由导涡管，筒体，椎体，和尾部竖管组成。导涡管直径是3036mm进口烟道直径是4867.2mm筒体长度6741.6mm,椎体长度是8210.02mm,尾部烟竖管直径是1404mm。分离器的分离效率队灰循环倍率影响很大， 本次设计的分离器分离效率达 99%,可见,分离器作为循环流化床锅炉的重要部件的作用O9.2 汽冷旋风分离器热力计算火焰辐射层有效厚度c 3.6 VS 二Fcf(9-1)分离器水冷程度HyxFcf - A (9-2)面积比AHyx(9-3)分离器理论烟始I aF 一 I mxFQs (9-4)分离器理论循环灰始I aZ - I mZxfzQmBDBs (9-5)火焰中三原子气体的分压力Pn =rnPf (9-6)原子气体减弱系数0.2505 0.501 皿。(1-0.38Tf1000) (9-7)不发光火焰辐射减弱系数K = Krn (9-8)不发光火焰黑度Qe = QEy Qez (9-18)10.2 K PfS-1 - e(9-9)发光火焰黑度10.2 K Pf S acb = 1 一 e(9-10)发光火焰辐射减弱系数一K = 1.6 10000.5(9-11)火焰黑度a = m acb(1 一 m) a (9-12)汽冷分离器黑度aF 二a (1- a) : F1-(1- F ) (1- ： F) (1-a ) (9-13)烟气平均热容量VCcpI aF - If.%-入(9-14)汽冷旋风分离器出口烟温,Tr* 二aF3-273zQ5.32 10 Hvx aF T；F 06(9-15)(yx F aF 0.6Bj)1VCcp n烟气放热量QEy = (I aF 一 I F ) (9-16)循环灰放热量Qez = (IaZ - IF)景(9-17)Bj总放热量蒸汽始增Dd(9-19)蒸汽出口燃i (9-20)平均比容Vcp.=(v v )/2(9-21)蒸汽流速DdVcp3600 Fn (9-22)10风烟系统从一次风机出来的空气分两路送入炉膛。第一路，经一次风空气预热器加热后的热风 进入炉膛底部的水冷风室，通过布置在风板上的风帽使其流化，并行向上通过炉膛的气固 两相流；第二路，热风经播煤增压风机后，用于炉前气力播煤；二次风机供风分为两路， 第一路经预热器后的二次风直接经炉膛上部的二次风箱分级进入炉膛。第二路，一部分未 经预热的冷二次风作为给煤皮带的密封用风。烟气及其携带的固体粒子离开炉膛通过布置在水冷壁后墙上的分离器进口烟道进入 旋风分离器，在分离器里绝大部分物料颗粒从烟气中分离出来，另一部分烟气则通过旋风 分离器中心筒引出，由分离器出口烟道引至尾部竖井烟道，从前包墙及中间包墙上部的烟 窗进入前后烟道并向下流动，冲刷其中的水平对流受热面管组，将热量传递给受热面，而 后烟气流经管式空气预热器进入除尘器，最后由引风机通过烟囱，排入大气。表101二1和飞信阻力系数3R0 至5M103Re3 2 7M 10，10.5I小孔水平1.95小孔下倾15201.6510.1 风烟系统烟气阻力计算10.1.1 旋风分离器本体阻力计算烟气密度Gg = 11001.306： V0(10-1)灰密度100Vy(10-2)烟气实际密度273*rG 二口 (10-3)炉膛上部出口面积A = HrBr (10-4)进口烟道入口截面积、A =hZb(10-5)烟气（进口烟道）入口速度BDVyD(273+)(i0-6)3600 273% A烟气（炉膛上部）出口速度HVyDCs3600 273A )压缩系数A k =0.5 -0.375(10-8)A修正系数np =1.375 -0.1561l (10-9)烟气加速突变损失PGd =0.51g( 2(1 k)- 2)np (10-10)灰粒急速突变损失，Ppd 一 L - ( p - p) (10-11)烟道出口截面积 A A =b3hz(10-12)烟气出口速度BV (273 %)二：(10-13)3600 273% A ()压缩系数,一 Ak = 0.5 -0.3751(10.14)_ _,2 .、2、 ，一 一、pGZ = 0.5rG( (1 k) - )nP (10-15)Ppz =L，( P - p) (10-16)筒体入口水力直径ds2hzb hT10-17)摩擦阻力系数1=d(10-18)(2lg K 1.14)2烟道截面积A =b3hz (10-19)烟气速度BDVyD(273 %)3600 273A(10-20)进口烟道沿程阻力2 LPGy = 05 丁(% l)(10-21) ds摩擦阻力系数1=D(10-22)ID2(2lg , 1.14)2烟气旋转圈数NS = 6.013(1 - e-0.06454 j) (10-23)筒体摩擦阻力二DCNS ，,Pc = (%np二l) (10-24)ds2Pgf =0.5G ；np (10-25)筒体截面积2AC =0.5兀 DC (10-26)烟气返程阻力1,二D1(10-27)(2lg DV) 1.14)2K烟气沿程阻力LVF .29p -0.5G vhp (10-28)DV弯头阻力损失Pgp =05 叱；品(10-29)出口烟道烟气扩张损失22、一一Pgd =0.5%门(- )np(10-30)旋风分离器阻力Pz = PGd + Ppd + PgZ + PpZ + PGy + Pc + PgF + PgV + PgVF + PGdy + PgP +PgD1 +PgD 2 (10 31)