循环流化床锅炉原理

循环流化床锅炉基本原理

肖 平

西安热工研究院有限公司 循环流化床锅炉技术部

2008-9-21

第一章、概述

第一节 什么叫循环流化床

l 国外循环流化床锅炉

l 1979年,芬兰奥斯龙(Ahlsltrom)公司,世界首台20t/h CFB锅炉 l 1982年,德国Lurgi公司,世界首台用于产汽和供热的CFB锅炉 l 1995年,法国Stein公司,250MW CFB锅炉投运

l 2002年,美国Florida州JEA北方电站2×300MW CFB锅炉 l 波兰Lagisza电站正在建设的460MW超临界CFB锅炉机组

外置床换热器

FBHE

Lurgi型CFBB

Pyroflow型CFBB

INTREX

FW型CFBB

l 国内CFB锅炉

l 运行中的循环流化床锅炉3000余台，是世界上循环流化床锅炉投运台数最多和总蒸发量最大的国

家

l 自主研制的国产50MW CFB锅炉和100 MW CFB锅炉的设计制造技术较为成熟，具备了设计制

造中小型CFB锅炉的能力

l 自主研制的国产200MW CFB锅炉已经于2006年7月7日投入运行 l 自主研制330MW CFB锅炉的也于2006年11月18日奠基开工，正在调试 l 超临界600MW级 CFB锅炉自主研制的前期研究工作积极开展

l 在技术引进方面，2000年后，国内主要制造企业利用引进技术各自生产了一批100～150MW的

CFB锅炉，投运近200台

l 以技贸结合的方式由三大锅炉厂共同引进200~350MW CFB锅炉技术，投运10余台 l 三大锅炉厂自主技术300MW CFB锅炉，在建50余台

我国自主研制的首台国产210MW CFB锅炉

我国自主研制的首台国产330MW CFB锅炉

第二节 循环流化床一些基本名称术语

l 床料

锅炉运行过程中，在炉膛及循环系统（分离器，立管，回料系统等）内燃烧或载热的固体颗粒，称为物料。 l 堆积密度和颗粒密度

3

ρkg/md将固体颗粒不加约束的自然堆放时单位体积的质量称为颗粒的堆积密度，用来表示，单位为；单个

颗粒的质量与其体积的比值称为颗粒密度或真实密度，用

l 密相区

ρp

表示，单位为kg/m。

3

在流化床锅炉下部，颗粒浓度较大，这部分区域称为密相区，密相区内沿高度方向浓度逐渐降低。循环流化床锅炉中，一般定义密相区低于二次风喷口高度，密相区的空隙率为0.7左右。

l 稀相区

在流化床锅炉炉膛上部，气流中粒子浓度较低，空隙率为0.85~0.99，称为稀相区，稀相区内颗粒浓度比较均匀，沿炉膛高度颗粒浓度变化比较缓慢。循环流化床锅炉中，一般定义稀相区为锅炉下部锥段以上直段500mm

以上为稀相区。

l 过渡区

在流化床锅炉密相区和稀相区之间，颗粒浓度处于沿高度快速变化状态，存在比较大的扬析与夹带现象，称为过渡区。 l 流化速度

流化速度一般是指假设床内没有床料时空气通过炉膛的速度，因此也叫空塔速度或表观速度。用位为m/s，即：

Qu0A

32

式中，Q为空气或烟气体积流量，m/s。A为炉膛截面积，m。

u0表示，单

第三节 循环流化床技术的特点

l 燃烧特点

1）

2）

3）

l 优点

1）

2）

3）

4）

5）

6） 燃料适应性广 燃烧效率高 高效脱硫 NOx排放量低 调峰性能好 燃料制备、给煤系统简单 低温动力控制燃烧 高速度、高浓度、高通量的固体物料流态化循环过程 高强度的热量、质量和动量传递过程

此外，CFB锅炉还具有传热系数高、可以压火运行、不存在炉内和受热面结渣、不会灭火放炮等优点，其它污染物如CO、HCl、HF等的排放量也很低。

l 缺点

1）

2）

3） 烟风阻力大，厂用电率高 N2O排放较高 需大量敷设耐磨耐火浇筑料

l 一些新问题

1）

2）

3）

4）

5） 由于设计和施工工艺不当导致的磨损问题 飞灰含碳量高的问题 底渣冷却系统的问题 炉膛、分离器以及回料系统及其之间的膨胀和密封问题 炉膛温度偏高以及石灰石选择不合理导致的脱硫效率降低问题

第四节 CFB锅炉系统及其组成

图 循环流化床锅炉系统及其组成示意图

1、煤仓；2、炉膛；3、分离器尾部烟道；4、返料器；5、外置式热交换器；6、给煤机；7、冷渣器；8、石灰石仓；9、流化风室；10、汽包；11、对流过热器；12、省煤器；13、空气预热器；14、电除尘器；15、引风机；16、烟囱；17、一次风；18、下二次风；19、上二次风；20、石灰石风机

1）、炉膛

布风板、风帽

1—内管 2—外罩 3—环形底板

图 水冷布风板及钟罩式风帽

2）、分离器

3）、回料系统

图 不同结构的返料器型式

4）外置式换热器。

采用外置换热器的优点如下：①可解决大型循环流化床锅炉床内受热面布置不下的困难；②为过热蒸汽温度和再热蒸汽温度的调节提供了很好的手段；③增加循环流化床锅炉的负荷调节范围；④增加同一台锅炉对燃料的适应性；⑤节约锅炉受热面的金属消耗量。

紧凑式分流回灰换热器（ASHE）

5）、CFB锅炉辅助系统

包括煤与石灰石制备与输送系统、烟风系统、灰渣处理系统、锅炉控制系统、点火系统等

第二章、CFB锅炉基本原理

第一节 固体颗粒的特性

1．

颗粒平均粒径

¢

¢

1的平均值)与其重量份额乘积的总和，即： 重量平均直径dv：各档粒径di (所处相邻筛分孔径di和di+

n+1i=1

dv=åXidi

其中，Xi是某一筛上残留物料的重量份额；di是该残留物所在筛孔直径与上一级筛孔直径的算术平均值，

ddi=(di'+

di+1')/2或i，di是标准筛层数。

比表面积平均粒径dS：利用此比表面积平均粒径dS计算的颗粒群平均比表面积（Sv,av=6/Fpds）与具有相同数： 值直径与球形度的单颗粒比表面积相等（Sv=6/Fpds）

dSn1

i=1

1

i

åX

/di

中位径（d50）：假定有一筛网，颗粒利用其过筛时，筛上残留物与筛下物质量正好相等（即各占50％）的筛孔直径

2． 颗粒的分类

Geldart[1]将颗粒分为A、B、C、D四类 类别

对于ρp=2500 kg/m3的粒度 沟流 喷动

临界鼓泡速度umb 气泡形状 固体混合 气体返混 气栓流

粒度对流体动力特性的影响

C

扁平雨状气栓 未知

A

30～100mm 轻微 无 ＞umf 平底圆冠 高 高 轴对称 明显

B

100～500mm 可忽略 浅层度 = umf 圆形有凹陷 中等 中等 近似轴对称 微小的

D ＞500mm 可忽略 明显 = umf 圆形 低 低 近似贴壁 未知

粒度分布较宽的煤颗粒同时具有A颗粒和B颗粒的属性。气速较低时，它充分表现B颗粒的鼓泡特征；气速高时，煤颗粒中细粉特征占主导地位，它也可以是下部鼓泡流态化，而上部为湍流或快速流态化。

颗粒分类

第二节 流态化基本原理

1． 单颗粒在气流中的运动与终端沉降速度

无限静止的气体介质中在重力作用下作自由落体运动的固体颗粒，重力、浮力和气流曳力的作用：

mdup

1313πd2pρgu2p

pdτ6πdpρpg6πdpρgg-CD42

dup/dτ=0

：终端沉降速度ut为

u4dp(ρp-ρg)g

t

3ρgCD

将受到

2． 固定床

单位床层高度的压力损失

2

DP

与气流速度u： L

2ρuDP(1-ε)µu1-εg

=150+1.75332Lε(ϕsdp)ε(ϕsdp)2

3． 初始流态化

随着气流速度的增加，气流压力损失不断上升，直到气流速度达到一个临界值——最小流化速度umf时，颗粒的状况发生了质的变化，流态化出现。此时，可以观察到，固体颗粒层体积发生膨胀，被气流悬浮起来，并上下翻腾运动，如图所示。

无论床层如何倾斜，床表面保持水平，床层的形状也保持容器的形状； 密度高于床层密度的物体会下沉，密度小的物体会上浮；

床内颗粒混合良好，当加热床层局部时，整个床层内的温度基本均匀。

和浮力之和相等，床层压降等于床层重量，因DP

=(1-εmf)(ρp-ρg)g （4）

L

DP

式中，为单位床层高度的压力损失,Pa/m；εmf为初始流态化时的床层空隙率；ρp、ρg分别为固体颗粒和气

L

体的真实密度。

联立式（3）和（4）有：

1.75

1-εmf12

Re+150Remf=Ar （5） mf2323

ϕsεmfϕsεmf

ρpumfdpρg(ρp-ρg)gdp3

式中，无量纲数雷诺数Remf；阿基米德数Ar。dp采用比表面积平均粒径。左式第一项

µµ2

为动能损失，第二项为黏滞损失项。当气流速度较低时，也即雷诺数较低时，动能损失项可以忽略，黏滞损失项占主导；反之，当气流速度较高时，也即雷诺数较高时，黏滞损失项可以忽略，动能损失项占主导。

经简化，可解出：

Remf

-1650

49

由此，可得出最小流化速度。

4． 鼓泡流化床

当流化风速超过临界流化风速并继续上升，床内将出现越来越多的气泡，气泡不断上升、合并、破裂，对床层产生搅动，其现象恰似水的沸腾，因此将这样的床层称为鼓泡床（沸腾床）。气泡到达床层表面时，气泡发生破裂，一部分颗粒也被夹带到床层以上空间中。最简单的两项理论认为，可以将床层分为两相：

l 乳化项，由颗粒与气体均匀混合组成，该相中空隙率大致与初始流化时的空隙率εmf相等，气流速度近似等

于umf；

l 气泡相，多余的气体以气泡的形式流过床层，气泡相由许多上升气泡组成，不含固体颗粒，但其运动将对

固体颗粒产生影响。

同时，一个重要的现象是，当流化风速超过临界流化风速并继续上升时，床层总压降保持恒定，且与床内流化颗粒的重量大致相等，这种状况在整个鼓泡流化床及湍流床（统称系留床）状态下都将维持不变，如图 所示。

当然，由于床层内气泡数量随流化风速的上升逐渐增多，床层密度会随流化风速的升高而不断下降。

5． 节涌

床层由于气泡运行引起的流动和压力波动达到最大，气泡尺寸接近容器的截面尺寸，颗粒流动呈现断续流动的情况。这种不稳定现象对于流化床锅炉来说是不利的，在大尺寸的流化床锅炉总，这种现象一般很难发生。但在中小型循环流化床锅炉的返料器立管中，这种现象仍有可能发生。

节涌形成的一个必要条件是鼓泡床形成的最大稳定气泡尺寸dbm大于0.6倍的床层直径Db。节涌并非在任何床层都会发生。

6． 湍流床

随着气速的增加，气泡被打散、消失，整个床层重新成为一均匀相，颗粒的运动更加剧烈，但床层的整体波动大幅下降，呈湍流状，因此称为湍流床。

颗粒的夹带和扬析随气速的增加而逐步增加，与鼓泡床相比，湍流床的床层表面更加模糊，但仍然可以清楚地观察到。

通常由床层压力的波动幅度来判断床层是否由鼓泡床转变为湍流床。在鼓泡床状态下，当气流速度逐渐增大时，气泡平均尺寸增大，气泡运动加剧，由于气泡的合并、分离、破裂，可以观察到床层的压力波动幅度逐渐变大。当流速增加到uc时，床层压力波动幅度达到最大值，床层开始相湍流床转变。此后继续增加气流速度，床内湍流度

增加，压力波动幅度逐渐减小，直到气流速度达到uk时，压力波动幅度基本不再发生变化，床层完全转变为湍流床

状态。因此，将uc作为鼓泡床向湍流床转变的起始转变速度，将uk作为床层完全转变为湍流床的特征速度。

床层直径较小时，由于床层壁面的影响，会提高uc值。当床层直径大到一定程度后，uc值不再受床层直径增

大的影响。

7． 快速流化床

1） 快速流化床的形成

如果气流速度继续增加，颗粒夹带量急剧增加，当气流表观速度达到颗粒终端沉降速度时，颗粒会被带离床层容器。如果没有颗粒持续补充到床层中，则床中颗粒会迅速被吹空。当连续向床层补充吹出的床料（例如通过加料仓的连续给料或通过分离回送系统形成物料循环），根据加料量的大小，床层的流动状态会有所区别。当加料量少时，颗粒在空间内分布较为稀薄，颗粒之间相互作用很少，颗粒处于气力输送状态，床层沿高度的物料浓度分布均匀，单位床高的阻力也相等；当加料量大时，颗粒在空间分布很浓，颗粒之间的相互作用和影响越来越大，床层沿高度的浓度分布变得不均匀，靠近床下部的物料浓度会超过上部的浓度，浓度分布呈显下浓上稀的“S”型分布，靠近上部出口的颗粒因浓度较低其运动接近于气力输送状态，而床层中下部颗粒会因为团聚效应等与气流之间的滑移速度超过单颗粒的终端沉降速度，此时，床层即处于快速床状态。

因此，快速床的出现是颗粒群到达一定浓度后的整体效应行为，同时，快速床是否出现以及快速床的运行状态除了与气流速度、气体固体颗粒的物性等参数有关外，还与物料的补充或循环量有十分密切的关系。

快速床有如下特征：

（1)形成快速床的颗粒粒度需要很细，平均粒径通常在100µm以下，属于Geldart分类中的A类颗粒；

（2）快速床的操作气速高于颗粒终端沉降速度5～15倍，其流态介于湍流床与气力输送之间；

（3）快速床的颗粒粒度浓度整体较高，颗粒处于弥散状均匀分布状态，颗粒之间存在大量的颗粒团聚现象。 从本质上讲，快速床的出现是由于颗粒采取这样的流态可以比单纯的气力输送状态获得更低的阻力损失（或能耗）。其获得更低阻力损失的方式，是通过颗粒之间的相互作用来实现的，即颗粒团会向总阻力损失最小的形状发展。在细颗粒形成的快速床中，会观察到许多条状絮状物的存在于大量均匀弥散的细颗粒中，相邻絮状物会互相接近，形成V形絮状物，部分颗粒会从絮状物的尾部脱离，而周围拖尾之间的颗粒又会被吸入絮状物，使絮状物的体积有增加的趋势。

Fujima等提出了如下机理对条状絮状物的出现进行解释：在低浓度的气力输送状态中，颗粒均匀弥散在气流中，每一颗粒将独立运动，气固之间存在的相对速度（终端沉降速度）将在每个颗粒的后部形成一个尾迹。

在给定气速下，增加补充或循环物料量，颗粒浓度增加，颗粒之间相互接触进入另一颗粒尾迹中的几率增加。当一个颗粒进入另一个颗粒的尾迹后，此时作用在颗粒上的气流阻力会下降，颗粒之间会彼此靠近，由于颗粒团的有效表面积小于单个颗粒表面积之和，使两个颗粒所受的曳力小于两个单独颗粒的曳力之和，使颗粒团形成相对稳定的结合体。同样的道理，更多颗粒会进入颗粒团的尾迹，形成絮状颗粒团结构。当然，这些颗粒团的组合也是临时的，它们会受到周围气流的扰动，会不断地形成，不断被撕裂，最终形成一定长度和结构的絮状物。

同样的道理，也容易理解，当颗粒团形成V形絮状物时，由于尾迹效应，V形絮状物总阻力最小，从而驱使细颗粒组合形成V形絮状物的结构。

以上絮状物通常会在实验室细颗粒快速床中观察到。对于循环流态化中，所采用的颗粒粒径一般较粗，所形成的颗粒团不一定是絮状物，但颗粒团聚现象仍然大量存在，同样是快速床的重要特征。

2） 快速床的环核流动与床层空隙率的径向分布

从总体上讲，快速床的物料随气流向上流动通过床层高度。更进一步的研究表明，快速床中，在快速床中，尤其是上部稀相区径向颗粒分布并不均匀，在流动核心区（中心区），颗粒浓度低，颗粒团聚较少，总体来说气流夹带着颗粒向上运动；在四周近壁区，颗粒浓度高，形成包括大量颗粒团的贴壁向下回流，构成颗粒内循环。

正如前面提到的，固体颗粒在稀相区中随气流上行，会因遵循总阻力损失最小而形成絮状的颗粒团。由于床层四壁边界层效应的影响，在靠近壁面处的气速低于床层中心的气速。在床内核心区上行的固体颗粒会向边壁漂移，而一旦进入到边壁区域，会因为边壁气流速度较低，颗粒流会下落（有时颗粒也会先上升一段再下落）。边壁下降流中的一部分颗粒，也可能被中心区气流所卷吸，离开边壁进入中心上升气流中。因此，中心上升流和边壁下降流之间存在大量的颗粒质量传递，这部分物料交换构成了床层的内循环。

与此对应，离开床层的物料被分离器分离再送回床内，构成了物料的外循环。实际测量表明，内循环量可以

达到外循环的2～3倍以上。循环流化床内燃烧释热主要集中在炉膛中下部，受热面主要布置在中上部，而床层温度能够由下到上包括分离和循环系统均保持均匀，正是由于大量的内、外循环作用的结果。

快速床的环核流动情况如下图所示。

图 快速床颗粒环

核流动示意图

边壁层厚度（δw）定义为颗粒的上升流和下降流的净颗粒质量流速为零处到边壁的距离。国外的科技工作者对颗粒的边壁流现象在商业运行的循环流化床锅炉上做了大量实地测量工作，测量结果表明，虽然在锅炉的四周以及不同高度，边壁层的厚度并不相同，但是有一个共同的特点，边壁处颗粒的下降流普遍存在，边壁层厚度的变化范围为100－200mm。

不同炉膛高度处，边壁层内颗粒下降流的流速不同，越远离炉顶，边壁层内颗粒的下降流流速越大。在炉顶

处，边壁层内颗粒下降流速仅-2m/s，而在距离炉顶30m处，边壁层内颗粒的下降流速高达-8m/s。

8． 循环流化床的流态

在实际循环流化床锅炉中，炉膛内一般是宽筛分固体物料，对于物料中的大颗粒，气流速度低于该尺寸颗粒的终端沉降速度，而对物料中的细颗粒来说，气流速度已经达到该尺寸颗粒进入快速床所需要的气流速度条件，因此，循环流化床锅炉炉膛内，通常会形成下部密相床和上部的快速床这样的流动状态。同时，下部的密相床由于有大量的细循环物料通过而不同于普通的密相床，一般认为该区域处于湍流流化床状态；细颗粒穿过该区域向上运动，在炉膛中上部形成快速床状态，并通过炉膛出口的细颗粒分离及其下布置的回送装置，实现细颗粒的循环。

同时，在循环流化床锅炉的其它部分，由于气流操作速度、固体颗粒的浓度、粒度等均不相同，因此，对于循环流化床锅炉的不同部分，事实上处于不同的流态，例如：

位置 流态

炉膛下部（大约二次风口以下） 湍流床或鼓泡床

炉膛上部（大约二次风口以上） 快速床

旋风分离器

返料器立管（料腿） 漩涡流动 移动床或鼓泡床

返料器与外置热交换器

尾部烟道 鼓泡床 气力输送

因此，谈循环流化床时，往往更侧重于指一种带颗粒循环燃烧的流化床装置，而不太注重炉内具体所处的流态。上述循环流化床各个位置的流态表，也只是目前循环流化床锅炉通常运行的状态，它并不是绝对的，根据具体的运行工况有些位置的流态可能发生变化。例如，董气流速度下降（如锅炉负荷降低）时，循环流化床锅炉也会运行在鼓泡流化床锅炉的运行状态下，即此时的循环流化床锅炉相当于带有分离器的鼓泡流化床锅炉。

9． 循环流化床灰平衡

CFB锅炉存在灰渣进出的总体平衡：灰渣由给煤和石灰石带入炉内，一部分由底渣排出炉膛，进入旋风分离器的细灰，绝大部分由分离器收集并经返料器和物料循环系统送回炉膛循环燃烧，这一部分细灰构成循环流化床锅炉的循环灰。小部分细颗粒进入尾部烟道成为飞灰。其中，循环灰形成和保持对CFB锅炉的正常运行起着至关重要的作用。

l 燃尽：对于粒径较粗的颗粒（如>1mm的颗粒），由于气流不会将其带离炉膛，在炉内停留时间足够长，碳

粒将会得到充分燃尽；粒径较细颗粒的灰（

循环燃烧后才能燃尽。因此，配置高效率的分离器，将这样的颗粒分离下来并循环燃烧，是循环流化床锅炉维持高的燃烧效率的重要保证。

l 脱硫：添加到炉内作为脱硫剂的石灰石粉，其粒度也大部分处于循环灰粒径范围内，亦需要通过多次循环

保证其脱硫性能得到充分利用。

l 传热：循环灰大量存在于炉膛中，形成了炉膛内特别是炉膛中上部较高的灰浓度分布。灰浓度的大小对烟

气向受热面传热系数的大小有着十分重要的影响。

l 调节炉膛温度和热量分配：大量循环灰在炉膛内以及循环回路中的流动，会同时作为热量携带的介质，将

主要在炉膛下部燃烧释放的热量，携带到炉膛中上部和循环回路中，并被这些区域布置的受热面所吸收。因此，循环灰的存在对于CFB锅炉热量的分配和平衡、保持炉膛上、下以及循环回路中的温度基本均匀，起着至关重要的作用。

第三节 CFB锅炉传热特性

1． CFB锅炉传热机理

循环流化床锅炉内部的传热问题非常复杂，但是其准确计算对工程应用有极其重要意义。因此，已经开展了大量循环流化床锅炉内部传热问题的研究，基于试验观察得到了一些传热机理模型。包括单颗颗粒模型、颗粒团更新传热模型等。

以目前较为普通接受的一种CFB传热理论是颗粒团更新传热模型为例，该模型认为在较高气速的作用下，循环流化床床内物料在运行中聚合成许多絮状颗粒团，它们时而变形，时而分解，时而重新组合。同时，还有许多分散的固体颗粒存在。在快速床运行中，炉膛中心核心区是向上快速流动的低颗粒浓度的两相流体，而周围四壁是高浓度固体颗粒缓慢下流的近壁区，这些流动特性对传热均产生很大的影响。

颗粒团更新传热理论认为，循环流化床床内受热面由一层气膜覆盖，受热面与气膜直接进行热交换；同时，颗粒通过与气膜接触，其热量以传导—辐射两种方式传给受热面；气相与气膜接触时，其热量通过气膜以对流的方式传入受热面；与此同时，被气膜隔开的颗粒团也与受热面进行着辐射换热。

传热壁面

床层

颗粒团向下流动

颗粒团向壁面传热

移动的颗粒团 的份额

弥散相向上流动

弥散相向壁面传热

的份额

传热壁面

颗粒团放大

图 颗粒团更新传热理论物理模型

由此，将循环流化床内热介质与受热面之间的传热系数h分解为三部分：颗粒对流换热系数hp、气相对流换热系数hg以及辐射

h换热系数r，即：

h = fhp+(1-f)hg+hr (1)

这三个分量中，颗粒对流放热系数

热系数hp是主要部分，其值主要取决于床内悬浮颗粒的浓度(床层密度)和颗粒的粒度；气相对流换hg远小于颗粒对流放热系数hph，因此常常被处理或与单纯气体以表观速度流过受热面时的对流换热系数；辐射放热系数r依然服从四次方定律，但困难之处在于确定床内物料的黑度，它与颗粒团尺寸、空隙率等都有关系。

事实上，不同传热模型一般都认可总传热系数由颗粒对流换热系数

的理论，其差别主要在于对各传热分量

2、循环流化床锅炉炉内传热系数数值 hp、气相对流换热系数hgh以及辐射换热系数r等三部分叠加而成hp、hgh、r处理不同。

由于利用公式计算传热系数其准确性并不高，实际锅炉设计中，很多公司索性在其设计中将各部传热系数作为一定值来处理，例如CE公司分别对密相区和稀相区给定不同的传热系数，并规定密相区高度为二次风喷口以下、布风板以上的高度。在循环流化床

2W/(m×℃)范围内，锅炉通常的运行工况下，床内平均放热系数大约在110～170悬挂在稀相区的屏式受热面，通常由于颗粒浓度较低、

2W/(m×℃)左右。 床温也略低，其放热系数大致在90～110

3、影响传热系数的一些主要因素

l 床层密度（床层物料浓度）

在快速床中，壁面上时均悬浮物浓度对于床层与壁面之间的换热影响是最重要的，而壁面上悬浮物浓度与整个床层截面上的床层密度成正比。因此，随着床层密度的增加，传热系数增加。在循环流化床密相区中，由于颗粒浓度高，因此其总的传热系数也比稀相区高很多。

l 流化风速

流化风速对传热系数的影响，在快速床中主要通过对床层密度的影响从而产生间接影响。因此，当保持循环物料量一定时，随着流化风速的增加，床层密度下降，会导致传热系数的下降。在保持床层密度一定时，不同流化速度下，传热系数的变化很小。

l 床温

床温的增高一方面使颗粒团与受热面的辐射换热增强，另一方面温度升高导热系数也会升高，因此，循环流化床传热系数随床温的升高而上升。

第四节 燃烧特性

1、循环流化床中煤燃烧的各个阶段

给入流化床的煤颗粒将依次经历如下过程，煤干燥与加热，挥发分析出和燃烧，颗粒的膨胀和一次破碎，焦碳燃烧和二次破碎、磨损。

新鲜的煤粒加入流化床后，被加热与干燥的过程是很快的，这主要是由于循环流化床床层内强烈的掺混作用。在鼓泡床运行中，由于气泡的运行、破裂，引起颗粒横向掺混非常剧烈，而循环床随着床层流化速度的提高，这一掺混作用还将得到大大加强，在2~3秒时间内就可能达到几米宽度的床层面。同时，由于给煤一般由密相区加入，而密相区聚积着大量处于床温的燃烧着的颗粒及惰性床料，通常，给煤量只占床粒量的1-3%，这些灼热床料包围着新鲜的煤颗粒，使其被迅速加热干燥。此外，在很多设计中，给煤与循环灰一起给入，因此进到炉膛前煤颗粒就得到了加热。一般，煤颗粒在炉膛内的加热速率在100℃/s至大于1000℃/s的范围。

挥发分的析出主要有两个稳定析出阶段。第一个稳定析出阶段在500-600℃范围内，第二个稳定的析出阶段在800-1000℃/S的范围内。析出的挥发分由多种C-H化合物组成。煤种与挥发份的析出有很大的关系，煤的工业分析为挥发份的析出量提供了大致的范围，但挥发份的准确的析出量与成分受许多因素的影响，如：加热速率、初始温度和床温、停留时间、煤的粒度与种类、挥发份析出时的压力等。

根据煤种、粒度和环境条件运用模型的方法可以对挥发份的析出量、析出成分与析出时间作出估计。特别是流化床气化炉的研究中，对挥发份析出的研究是很重要的内容。

焦碳燃烧通常是挥发份析出完成后开始的，有时与上述过程也有重叠，在焦碳的燃烧中，氧气扩散到焦碳表面并反应生成CO与CO2，由于焦碳是多孔颗粒，这里的焦碳表面由确切地说并不是完全完全指焦碳的外表面，还包括其内孔面积，这些内孔面积要比焦碳表面积大好几个数量级。焦炭颗粒一次通过炉膛的时间为5－10s，具体时间取决于炉膛高度和炉膛内的烟气流速。随着循环流化床锅炉的内循环、外循环，排底渣和飞灰，焦炭在炉膛内部的停留时间存在较大的差别。

2、影响循环流化床锅炉燃烧效率的因素

l 床温

循环流化床床温的选取是从多方面考虑的。许多学者认为，850℃~900℃是最理想的循环流化床运行温度。这主要是出于下述原因的考虑：

Ø 在该温度下灰不会熔化，从而减少了结渣的危险性。

Ø 脱硫反应的最佳温度为850℃左右。

Ø 在该温度下碱金属不会升华，这样就可减低锅炉受热面上的结渣。

Ø 燃烧空气中的氮不能大量转化成NOX。

在兼顾NOx、SO2排放指标和燃烧效率的前提下，实际CFB锅炉的设计和运行床温范围也因煤种而异。一般，燃用褐煤时床温为840℃～880℃，燃用烟煤时为860℃～900℃，燃用贫煤时为870℃～920℃，燃用无烟煤时为890℃～940℃。大致规律是：煤种挥发份含量高，燃烧时可把床温控制在较低水平；挥发份低的煤，燃烧时床温水平应高一些。近年来，考虑到燃烧效率、传热以及N2O排放影响，实际运行CFB锅炉床温有提高趋势。应当看到，将床温控制较低的温度（如900℃左右）是其他燃烧方式（如煤粉炉）所无法办到的，，这也是循环流化床的一大优点。

选取燃烧温度的重要前提是保证煤的燃尽，循环流化床锅炉之所以可以选择比煤粉炉低得多的燃烧温度，一方面是因为循环流化床锅炉沿床高的温度甚至包括旋风分布器与返料装置的温度可以控制得非常均匀，煤在上述整个空间进行燃烧，这就保证了即使一次通过炉膛的细颗粒也能够很好的燃尽。另一方面，还因为循环流化床锅炉的床温能够比较容易地得到维持，不会因为较小温度波动造成灭火与停炉。

事实上，如果单从有利燃烧角度来讲，温度高是有其优点的。因为逃离分离器的细颗粒带来的未燃烧碳损失是由反应动力控制的，提高燃烧温度可缩短燃尽时间从而降低飞灰未安全燃烧损失。尤其是对于贫煤和无烟煤等难燃煤种，提高燃烧温度会显著改进燃尽效果。

l 总风量

锅炉负荷一定时，供入炉膛的总风量和排烟氧量基本成对应关系。CFB 锅炉送风既要保证床料的正常流化也要保证炉内燃料充分有效的燃烧。随着总风量的提高，气相氧气浓度相应提高，加快了氧气的传质速率和气固反应速度，在煤颗粒炉内相对固定的停留、反应时间内，其最终反应程度提高，具体体现为燃尽程度的提高，飞灰含碳量及CO排放降低降低。

l 一、二次风比例

与鼓泡床相比，循环流化床锅炉炉膛上部燃烧的分额增加，因此二次风比例升高。一次风量约为燃料所需化学当量值40%-80%。一次风主要起流化与下部密相区燃烧的作用。因为在炉膛下部区域燃料完全燃烧所需风量大于实际风量，因此该区域通常处于还原性气氛。二次风口通常位于炉膛下部密相区以上，作为燃尽风并控制炉膛的温度分布均匀，尤其在锅炉启动阶段。当锅炉负荷增加时，一次风比例增加，使得能够输送数量较大的高温物料到炉膛上部区域。

二次风另一重要作用是进行分级燃烧，即随着燃烧的进行逐步补充燃烧风，以控制燃烧区域的风量，使处于还原性状态，这对于

NOX排放的降低很有好处。

对于具体的CFB锅炉，煤种不同，锅炉结构设计和炉内受热面布置也不一样，一、二次风配比对燃烧、脱硫以及污染物的排放等特性的影响也不一样，因此，一般最佳一二次风比例通常需要通过具体的燃烧优化调整并综合对各种因素的影响来确定。

l 停留时间

停留时间是决定煤燃尽的一个重要参数。在炉膛上部区域，一方面挥发分已经析出，同时处于富氧状态，焦碳的燃烧主要发生在此。焦碳颗粒在炉膛截面中间向上运动，同时沿四壁往下回流，或者上下运动，这样焦碳颗粒在被夹带出炉膛的前已在炉膛高度循环了多次。因此对于多数颗粒而言，在炉膛的停留时间，远大于以气速穿过炉膛所需要的时间。

被夹带出炉膛的未燃尽焦碳颗粒进入旋风分离器并继续燃烧，粗颗粒被分离下来送回炉膛，细颗粒作为飞灰飞走。

循环流化床与其它燃烧方式不同，它不要求所有送入的燃料在一次通过炉膛就实现完全燃烧。送入炉内的煤颗粒有粗有细，处于一定的粒度范围。其中凡终端速度小于气流速度的细小煤粒都将被气流吹走，带往旋风分离器。这部分颗粒中粒径大于旋风分离器临界分离直径的煤粒被分离器捕获，经回料器送回炉内反复进行燃烧。因此只有粒径大于临界分离粒径和终端速度不大于气流速度的中间尺寸煤粒在炉内多次循环燃烧，而所有小于临界分离直径的煤粒则要求一次经过炉膛即能燃尽，否则就会形成飞灰未完全燃烧损失。至于一切终端速度大于气体速度的粗大煤粒不被烟气夹带而滞留炉内，有很长的停留时间，能够保证燃尽。粗大颗粒最终作为底渣排出炉外。当然，由前面提到的原因，粗颗粒在不断地变为细颗粒，但是，这部分细颗粒由于在床内已经停留较长时间，一般能保证燃尽。

第五节 循环流化床锅炉的脱硫和氮氧化物(NOX)排放特性

1、硫氧化物和氮氧化物的特性和危害

SO2和氮氧化物是当今人类面临的主要大气污染物之一，人为的污染由于量大、集中、浓度高，对环境造成危害尤为严重。火力发电厂是SO2和氮氧化物的最主要排放来源之一。

SO2和氮氧化物本身即具有相当的毒性，它的存在对自然生态环境、人类健康、工农业生产、建筑物及材料等方面都造成了一定程

度的危害。而SO2和氮氧化物给人类带来最严重问题是酸雨。

一般的说，天然降水都偏酸性，PH值约在6左右。这是由于大气中的CO2溶解在洁净的雨水中形成碳酸的缘故，降水的微弱酸性可以促进土壤里养分的溶解，便于植物吸收，因此是有益的。

释放到大气里的SO2，通过气相或液相反应而生成硫酸。NO排放到大气后，大部分变成NO2，被水吸收成硝酸和亚硝酸，这些酸性

物质使降水的酸度增大，PH小于5.6时，即形成酸雨。

酸雨的危害大致有以下几个方面：

l 对人体健康的直接危害，硫酸雾和硫酸盐雾的毒性比二氧化硫大得多，可以侵入肺的深部组织，引起肺水肿等疾病而使人死

亡。

l 进入江河、湖泊使水质酸化，导致鱼类死亡。一旦水体的PH小于5.5时，大部分鱼类很难生存。小于4.5时，一般鱼类及

某些全体水生生物都会死亡。

l 进入农田，影响土壤，溶解出土壤中的钙、镁、钾等营养元素而时它们流失。同时，又使土壤中可能存在的某些有毒金属元

素的化合物溶解造成植物死亡。我国农业因遭受酸雨而造成每年损失达数十亿多元。

l 腐蚀金属、油漆、皮革、纺织品及建筑材料等。一些世界上的著名文化遗产，如雅典的马特农神殿正在遭受酸性沉积物的侵

蚀，威尼斯的古建筑和部分艺术珍品严重受损，英国保罗教堂石料被蚀3cm。

l 渗入地下，可能引起地下水酸化，酸化的水中铝、铜、锌、镉的含量比中性地下水中高出很多倍。

针对这个问题，世界各国的立法者们都纷纷制订相应的越来越严格的法案，以限制SO2和NOX的排放。这些立法对于煤炭供应商及用户已经和即将产生非常广泛的影响。

2、循环流化床锅炉SO2的排放与控制

燃煤给入循环流化床锅炉后，其中的硫分(主要是黄铁矿硫和有机硫)首先被氧化生成二氧化硫。其反应为：

S+O2=SO2+296kJ/mol

其中一部分SO2，由于燃煤矿物质中含有CaO而具有自脱硫能力，能脱去部分的SO2：

1CaO+O2+SO2=CaSO4+486kJ/mol2

部分SO2还会反应生成SO3：

1SO2+O2=SO32

但是，由于SO3的生成在高温、高压下进行得更加活跃，一般情况下，在循环流化床中，由于反应温度控制很低(880℃左右)，SO3生成反应的反应速率很低，只有很少部分的SO2转化成SO3。SO2和SO3如果不经过处理直接排入大气，与空气中的水蒸气反应，就会

形成酸雨。

所谓二氧化硫的固定，是指将SO2由气态转入固态化合物中，从而能达到脱除SO2的目的。

循环流化床锅炉采用向炉内添加石灰石颗粒的方法来脱除SO2。之所以采用石灰石，很大的原因是因为石灰石是世界上分布极广、蕴藏量极为丰富且价格相对低廉的矿物。

石灰石加入炉内后，首先发生煅烧反应：

CaCO3=CaO+CO2-183kJ/mol

生成的CaO进一步与SO2反应，生成相对惰性和稳定的CaSO4固体：

CaO+SO2=CaSO3

CaSO3+1/2O2=CaSO4

SO2+1/2O2=SO3

CaO+SO3=CaSO4

反应的第二条途径，即经过SO3的反应，只是在有重金属盐作为催化剂时才发生反应。

一摩尔S反应需要一摩尔Ca，将实际使用的石灰石中Ca摩尔数与煤中需要脱除S的摩尔数之比，称为钙硫摩尔比，用Ca/S表示。钙硫摩尔比越高，石灰石的利用率越低。

影响石灰石有效利用的一个重要因素是由于CaSO4生成后形成一层外壳，阻止了CaO与SO2的进一步反应。在煅烧反应发生时，随着CO2的放出，吸收剂内部形成许多孔隙，SO2会通过这些孔隙进到吸收剂内部与CaO反应。我们知道，一摩尔CaCO3反应将生成一摩尔的CaSO4。由于一摩尔的CaCO3的体积为36.9cm3，而一摩尔CaSO4的体积为52.2cm3。因此，CaO反应生成CaSO4后体积会发

生膨胀。在吸收剂内部有机会与SO2完全反应之前，吸收剂的孔隙及孔隙入口已经由于产物体积增大而被堵塞，使吸收剂表面形成一层保护膜，阻止二氧化硫继续与氧化钙反应，吸收剂只有一部分得到了利用。

这也就是鼓泡床加入石灰石脱硫时难以取得满意脱硫效率的原因。例如，对含硫5%的高硫煤，鼓泡床要达到80%的脱硫效率，所需要的钙硫摩尔比将达到3以上。为了得到高的吸收剂利用率，可以增加吸收剂的反应接触表面，这通常通过将吸收剂磨得更细来实现。但是，在鼓泡床中，颗粒太细就会被直接吹出炉膛，吸收剂同样得不到有效利用。

在循环流化床锅炉中加入石灰石以后，由于旋风分离器的分离作用，吸收剂在床内反复循环利用，因此石灰石的粒度可以很细，从而有效地增加了吸收剂与二氧化硫的接触表面。同时生成的CaSO4保护膜也因为在床内不断磨损而可能剥离，使未反应的氧化钙继续与二氧化硫反应。因此在循环流化床锅炉中，加入石灰石作为脱硫剂时，石灰石的利用率大大提高了。比如在循环流化床中，要得到90%的脱硫效率，当采用高活性的石灰石时，所需要的钙硫摩尔比在1.5 至2.5范围内。

与其它燃煤锅炉采用的脱硫方式相比，比如煤粉炉FGD(尾部烟气脱硫)相比，循环流化床锅炉在脱硫方面具有投资省、方法简便而又能满足脱硫效率的要求的优点，因此这一技术尤其对于经济不发达资金比较紧张的发展中国家解决高硫煤燃烧的脱硫问题，具有特别重要的意义。

3、影响脱硫效率的一些主要因素

下面，简要介绍一下循环流化床锅炉中影响脱硫效率的一些主要因素。

l 吸收剂的反应活性

吸收剂的反应活性简单地讲，是指吸收剂与二氧化硫进行表面化学反应的难易程度。不同产地的石灰石在反应活性上又很大的差别。

因此，在选择脱硫剂时，应对其化学反应性能进行分析，尽可能选取高反应活性的石灰石，以降低Ca/S摩尔比。当然，选取循环流化床锅炉所需石灰石和适当的Ca/S摩尔比，目前最可靠和有效的方法是通过在大型热态试验台上试烧来实现。

l 床温

硫酸盐化的反应速度一开始随温度升高而升高，在800-850℃时达到最佳值。之后随温度升高，反应速度开始下降。这是因为氧化钙的孔隙被迅速生成CaSO4堵塞而阻止了吸收剂的进一步反应。在更高的床温下，CaSO4还会逆相分解放出SO2，进一步降低硫酸盐化的化学反应速度。设计循环流化床锅炉床温选择为850-900℃。

l 气相停留时间及炉膛高度

SO2 在炉内的停留时间越长，与吸收剂的接触时间越长，越有利于SO2的脱除，但硫酸盐化反应的速度取决于SO2的浓度。因此循环流化床增加炉膛高度以延长SO2停留时间对脱硫效果的促进作用是指数衰减的。一般循环流化床床内脱硫反应主要发生在炉膛内而次风以下的区域。为达到90%的脱硫效率，随气体停留时间的延长，Ca/S下降很快，但随着停留时间的延长，其促进作用就逐渐减慢了。在实际循环流化床炉膛内，气体停留时间已经相当长（2-5S），继续提高炉膛对脱硫效果的改善作用很小。

l 固体停留时间、石灰石粒度及旋风分离的效率

由于吸收剂的硫酸盐化速度较慢，固体构料在循环流化床 循环系统中停留时间对脱硫性能影响极大，停留时间越长转化为CaSO4的程度也越大，但存在一个最大硫酸盐化程度。固体颗粒的停留时间与固体颗粒的粒径及旋风分离器的工作性能密切相关。正如前面燃烧部分所谈到的，颗粒越细，则表面积越大，吸收剂的可利用率越高。但如果太细，以至超过了分离器的分离粒径，则吸收剂的利用会因停留时间太短而降低。因此吸收剂粒径的选择应在保证能被分离器分离的条件下尽可能细。循环流化床锅炉中，一般采用100-300um的吸收剂。