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基于CPFD方法的660 MW超臨界CFB鍋爐循環(huán)回路均勻性研究

2023-02-03 13:09陳鴻偉黑成浩王俊武宋楊凡趙俊驊賈建東王稀光
動力工程學報 2023年1期
關(guān)鍵詞:流率分離器爐膛

陳鴻偉, 黑成浩, 王俊武, 宋楊凡, 趙俊驊,賈建東, 王稀光

(1.華北電力大學 動力工程系,河北保定 071003;2.華北電力大學 河北省低碳高效發(fā)電技術(shù)重點實驗室,河北保定 071003;3.華北電力大學 保定市低碳高效發(fā)電技術(shù)重點實驗室,河北保定 071003;4.蘇晉朔州煤矸石發(fā)電有限公司,山西朔州 036006;5.保定市建筑設(shè)計院有限公司,河北保定 071000)

循環(huán)流化床鍋爐(CFB)可快速地實現(xiàn)對煤矸石和煤泥的消納,提高煤炭資源的利用價值,同時具有良好的污染物控制特性和燃料適應性[1-2]。CFB鍋爐技術(shù)朝著更大容量和參數(shù)發(fā)展的同時,對流化床鍋爐內(nèi)部的氣固流動均勻性及循環(huán)回路固體流率均勻性提出了更高要求,這對解決旋風分離器出口處的煙氣含氧量和溫度偏差、運行床溫偏差和屏式過熱器溫度偏差等問題有著重要的意義[3-4]。

許多學者在工程應用和實驗中發(fā)現(xiàn),大型CFB鍋爐的物料流動存在不均勻的現(xiàn)象。莫鑫等[5]利用600 MW循環(huán)流化床鍋爐不同返料閥內(nèi)的灰溫分布來表征氣固兩相在并聯(lián)分離器內(nèi)的分布,發(fā)現(xiàn)氣固流動不均勻集中在同側(cè)墻的3個分離器內(nèi)。Song等[6]測量并分析了600 MW超臨界CFB鍋爐旋風分離器的氣固流率和溫度分布,發(fā)現(xiàn)爐膛兩側(cè)的6個循環(huán)回路存在氣固流率不對稱現(xiàn)象。為解決大型CFB鍋爐的流動不均勻現(xiàn)象及燃燒不均勻現(xiàn)象,許多學者開展了相關(guān)研究。呂清剛等[7]提出了660 MW超超臨界環(huán)形爐膛理念,并在循環(huán)流化床鍋爐試驗臺上進行試驗,并結(jié)合數(shù)值模擬發(fā)現(xiàn)獲得的最優(yōu)化爐型各循環(huán)回路間物料質(zhì)量偏差不超過8%。莫鑫等[8]通過在300 MW循環(huán)流化床鍋爐上的實驗研究發(fā)現(xiàn),中間位置的分離器具有更大的壓降,更高的分離效率、煙氣流率,更明顯的煙氣溫升和更小的顆粒流率。Yan等[9]對超臨界流化床鍋爐進行了系統(tǒng)的現(xiàn)場試驗,展示了不同運行參數(shù)下外循環(huán)回路的非均勻性特征,并揭示了旋風分離器和外置床換熱器對不均勻分布的吸收能力和調(diào)節(jié)機制。

在數(shù)值模擬研究中,歐拉-歐拉模型得到了廣泛應用。王超等[10]利用Fluent雙流體模型對某600 MW超臨界六分離器循環(huán)流化床鍋爐爐膛的氣固流場進行數(shù)值模擬,發(fā)現(xiàn)顆粒濃度在軸向呈稀密兩相區(qū)分布;中間位置分離器固體流率高于左、右兩邊。趙曉山等[11]利用Fluent雙流體模型模擬了4種分離器布置方案,得到了不同時刻下的出口流量和顆粒濃度分布。李影平等[12]使用Fluent軟件研究了4分離器M型布置的660 MW高效超超臨界循環(huán)流化床鍋爐的物料均勻性,發(fā)現(xiàn)不同旋風分離器之間流率偏差最大值為7.9%。Xu等[13]開發(fā)了1個基于歐拉-歐拉模型的大型超臨界循環(huán)流化床鍋爐的計算模型,包含氣固流體力學、煤的燃燒、爐內(nèi)熱交換表面的傳熱,以及爐內(nèi)傳熱和工作介質(zhì)在受熱面中的傳熱,并成功將其應用于某350 MW超臨界CFB鍋爐的模擬。但歐拉-歐拉模型對固相運動的求解精度僅限于計算網(wǎng)格尺度,無法獲得豐富的顆粒尺度信息,難以模擬流態(tài)化設(shè)備內(nèi)顆粒的輸運特性、多分散性和縮核變化[14]。

在歐拉-拉格朗日模型的應用中,王帥[15]采用基于該模型的大渦模擬—離散單元法(LES-DEM)對600 MW循環(huán)流化床實驗臺的氣固流動特性進行了數(shù)值模擬,發(fā)現(xiàn)6個旋風分離器回路中均存在氣固分配不均勻現(xiàn)象。劉名碩等[16]采用歐拉-拉格朗日模型研究了600 MW超臨界循環(huán)流化床鍋爐在不同工況下的氣固流動規(guī)律,與試驗對比結(jié)果顯示實際工況下的非均勻二次風分布對6個分離器的進口顆粒流率有較大影響。鄭越等[17]也采用歐拉-拉格朗日模型對某300 MW亞臨界循環(huán)流化床鍋爐不同返料偏差下爐內(nèi)氣固流場進行數(shù)值模擬,發(fā)現(xiàn)密相區(qū)顆粒的橫向擴散明顯強于稀相區(qū),返料偏差對橫向擴散的影響主要集中在密相區(qū),實爐運行時的返料偏差不是造成分離器顆粒流率偏差的主要原因。Yan等[18]采用計算顆粒流體力學(CPFD)方法對600 MW超臨界CFB鍋爐進行燃燒模擬。通過實測數(shù)據(jù)驗證了所提出的2種邊界條件模擬得到的爐膛溫度、軸向固體濃度、爐膛出口氧氣濃度、氣/固循環(huán)流速和沿二次風射流的氧氣濃度分布,證明CPFD方法對大型CFB鍋爐的模擬是合理且有效的。陳鴻偉等[19]通過實驗與CPFD模擬結(jié)合的方式研究了三維流化床局部堵塞的問題,發(fā)現(xiàn)平均壓降模擬值與實驗值的變化趨勢一致。

CPFD方法基于歐拉-拉格朗日模型,使用計算顆粒(Parcel)概念,每個數(shù)值粒子包含了數(shù)個具有相同物理屬性的真實顆粒,更適用于工業(yè)級別尺度的模擬。CPFD中的顆粒單元體積數(shù)值模型算法(MP-PIC)能精確地模擬顆粒的組分、粒徑、運動軌跡和相互作用[19-20]。

綜上分析可知,在大容量循環(huán)流化床鍋爐中,存在循環(huán)回路固體流率不均、燃燒不均造成氧量變化和外置床吸熱不均的問題,與低容量的CFB鍋爐相比,600 MW循環(huán)流化床鍋爐增加了外置床結(jié)構(gòu),研究者[10-11,16-18]在使用歐拉-歐拉方法或歐拉-拉格朗日方法的模擬研究中均簡化了分離器的物理模型,僅通過設(shè)定爐膛出口邊界的壓力和分離效率進行氣固分離和顆粒循環(huán)。在顆粒的循環(huán)中,因其分布不均造成的燃燒可能發(fā)生在旋風分離器和外置床中,分離器將物料和未完全燃燒的煤顆粒與煙氣分離的過程十分重要,而未與鍋爐整體循環(huán)回路連接的單獨分離器實體以及所采用的歐拉-歐拉模型方法很難準確地反映大型流態(tài)化設(shè)備內(nèi)顆粒的特性。因此,筆者使用基于歐拉-拉格朗日模型的CPFD方法,以世界首個投入運行的660 MW CFB實爐為研究對象,加入分離器和下部料腿模型構(gòu)建比較完整的顆粒循環(huán)回路,并結(jié)合實際參數(shù)和設(shè)計參數(shù)進行分析,研究了鍋爐負荷、分離器出口壓力和一二次風配風對均勻性的影響。

1 模型及方法

1.1 計算模型

根據(jù)此660 MW超臨界CFB鍋爐爐膛及旋風分離器建立模型,如圖1所示。爐膛高為55.58 m,左右墻寬為16.47 m,前后墻深為31.41 m,為雙布風板布置。共有38個二次風口:外二次風口16個,內(nèi)上二次風口12個,內(nèi)下二次風口10個,布風板和二次風口以中心截面左右對稱。爐膛外接6個直徑8.5 m的汽冷式旋風分離器(A~F)。爐膛中部垂直于前后墻布置8片中隔墻水冷壁,在左、右兩側(cè)墻的上方各布置10片屏式過熱器,根據(jù)爐膛中心軸對稱布置。底部共12個回料口(6個返料腿回料口和6個外置床回料口),分離器A、B、C和D、E、F分別對應返料腿回料口1、2、3和4、5、6,以及外置床返料口I、II、III和IV、V、VI。

圖1 660 MW CFB鍋爐爐膛及分離器結(jié)構(gòu)

1.2 求解方法

CPFD數(shù)值模擬方法采用歐拉-拉格朗日方法雙向隱式耦合求解兩相流運動,其中流體使用三維時均Navier-Stokes方程描述,采用大渦模擬求解,顆粒的曳力模型選用Wen Yu-Ergun模型,該模型適用于循環(huán)流化床鍋爐中顆粒濃度差異較大的情況[20]。

1.3 假設(shè)條件及模擬參數(shù)

根據(jù)鍋爐設(shè)計參數(shù),將初始床料的高度設(shè)置為1.266 m,床料顆粒質(zhì)量約為365 t,模擬的床料粒徑分布以實際電廠循環(huán)灰為基礎(chǔ),寬篩分粒徑分布如圖2所示。床料顆粒平均密度為2 433.34 kg/m3,堆積空隙率為0.53,球形度取0.8。本次模擬氣固流動不考慮化學反應和傳熱過程,溫度場統(tǒng)一設(shè)置為890 ℃。但在實際過程中,332 ℃的二次風進入爐膛后因受熱在軸向和徑向膨脹加速,需對二次風口進行矯形處理[10],面積更改為初始面積的1.386倍。經(jīng)布風板流出的一次風膨脹后布滿整個爐膛底部截面,可認為一次風分布均勻,不需要進行面積矯形換算。在鍋爐實際燃燒過程中,氣體量會增加,總固體流率增加約14%,為探究各循環(huán)回路的顆粒流量分布差異,使用煙氣流量替換一、二次風流量進行模擬,使其更接近實際的固體流量。

經(jīng)網(wǎng)格無關(guān)性驗證后,獲得合理的網(wǎng)格數(shù)為101.4萬,計算得到顆粒數(shù)為1.038×106。

表1為鍋爐最大連續(xù)蒸發(fā)量(BMCR)工況的部分參數(shù),在此工況下,外置床返料量占整體回料量的份額較少。100%負荷下,過熱器外置床循環(huán)灰量約為103 kg/s,占分離器固體流率的8.4%;60%負荷時,循環(huán)灰量約為55 kg/s,占比為4.5%。100%負荷下,再熱器外置床循環(huán)灰量約為144 kg/s,占比為11.7%;60%負荷時,循環(huán)灰量約為90 kg/s,占比為7.4%。這與BMCR工況下單個分離器固體流率的設(shè)計值1 222 kg/s(設(shè)計工況4 400 t/h)相差較大。設(shè)置分離器分離的顆粒均由對應的返料腿返回,不經(jīng)過外置床返料口,如圖3所示,可簡化模擬過程,縮短計算時間。

圖2 循環(huán)灰粒徑分布

表1 鍋爐BMCR工況設(shè)計參數(shù)

(a) 循環(huán)返料

2 結(jié)果與分析

2.1 模擬結(jié)果穩(wěn)定性分析

在鍋爐BMCR工況下,在6個分離器下部出口設(shè)置模擬監(jiān)測面,以獲取各分離器的固體流率,并監(jiān)測氣固流動達到動態(tài)穩(wěn)定狀態(tài)的時間。在100 s時達到動態(tài)穩(wěn)定狀態(tài),如圖4所示,以穩(wěn)定時刻向后取60 s為模擬時間,分析各項數(shù)據(jù)的平均值。

圖4 BMCR工況各分離器固體流率隨時間的變化

各分離器固體流率時均最大值為1 420 kg/s,最小值為1 256 kg/s,平均值為1 338 kg/s,平均值與BMCR工況單個分離器物料固體流率設(shè)計值1 222 kg/s相差9.49%,考慮到使用煙氣量替換空氣量會導致固體流率增大,可認為計算正確,能較準確地模擬各分離器的固體流率。

取穩(wěn)定狀態(tài)的模擬數(shù)據(jù),得到沿爐膛高度的壓力分布,通過與電廠100%負荷的壓力數(shù)據(jù)對比,完成穩(wěn)定性驗證。模擬值與壓力測點數(shù)據(jù)分布趨勢相同,壓力隨高度的升高逐漸降低,在密相區(qū),壓力變化較大,如圖5所示。模擬值與壓力測量值的平均偏差為9.6%,最大偏差為13.4%。

圖5 BMCR工況下壓力隨爐膛高度的分布

通過引入極差R和相對極差Rrelat來表征某一工況下,不同分離器間固體流率的變化值和變化的相對大小,定義相對極差為所計算數(shù)據(jù)組中的極差與數(shù)據(jù)組平均值的比值:

R=max[Gs]-min[Gs]

(1)

(2)

2.2 不同負荷下分離器固體流率的變化

負荷的變化能夠明顯改變循環(huán)回路中顆粒流化狀態(tài),是十分重要的參數(shù)。根據(jù)表2進行鍋爐負荷變化的模擬,取穩(wěn)定狀態(tài)數(shù)據(jù)進行分析。

表2 鍋爐負荷變化工況

圖6為不同負荷下顆粒體積分數(shù)隨爐膛高度的變化,在爐膛寬度18.5 m處,除一次風入口區(qū)域,不同負荷下顆粒體積分數(shù)沿爐膛高度逐漸降低,呈稀密兩相區(qū)分布。0~4 m區(qū)域和爐膛頂部區(qū)域100%負荷工況的顆粒體積分數(shù)大于其他負荷工況,10~45 m區(qū)域60%負荷工況的顆粒體積分數(shù)大于其他負荷工況。

圖6 不同負荷下顆粒體積分數(shù)隨爐膛高度的變化

負荷減小時總風量減小,整體顆粒循環(huán)的總固體流率也減小。研究表明,一次風率增加而二次風率減小,導致密相區(qū)顆粒體積分數(shù)減小而稀相區(qū)顆粒體積分數(shù)增大[21]。0~4 m是返料口所在高度,返料量隨負荷增大而增加,100%負荷工況的顆粒體積分數(shù)最大,60%負荷工況的顆粒體積分數(shù)最小。在10~45 m區(qū)域,隨著負荷減小,二次風比例減小,更多的顆粒進入該區(qū)域,中部的顆粒體積分數(shù)增大。>45~53 m區(qū)域為分離器入口,部分顆粒進入分離器,顆粒體積分數(shù)明顯下降。分離器入口上部和爐膛頂部的顆粒體積分數(shù)分布與之前相反。在較高負荷下,更多顆粒被帶入爐膛頂部區(qū)域,而在負荷較低的爐膛頂部區(qū)域,顆粒較少。其中相較于其他負荷,100%負荷下爐膛中部的顆粒體積分數(shù)分布曲線更緩和、平滑,分布均勻性更好。

如圖7所示,在60%負荷時,6個分離器固體流率平均值為846.6 kg/s,相對極差為6.66%。左墻各分離器固體流率差距較小,固體流率極差僅為16.8 kg/s,相對極差為1.98%。右墻分離器F的固體流率略低于分離器D和E。75%負荷時,6個分離器固體流率平均值為1 064.1 kg/s,相對極差為8.36%。分離器A和B的固體流率增大,明顯高于分離器C。右墻分離器D、E及F的固體流率相差較小,相對極差僅為3.79%。 100%負荷時,6個分離器固體流率平均值為1 338.2 kg/s,分離器A的固體流率明顯增大。左墻分離器相對極差達到12.4%,而分離器D、E及F的固體流率分布較均勻,僅為3.14%。100%負荷下不同高度處的顆粒體積分數(shù)分布如圖8所示。

(a) 左墻

(a) 52 m

圖9為100%負荷下分離器入口處顆粒體積分數(shù)分布云圖,較多顆粒聚集于分隔屏水冷壁和屏式過熱器,且在爐膛46~49 m處,每組屏式過熱器中靠近邊界的過熱器顆粒聚集現(xiàn)象加劇。

圖9 100%負荷下分離器入口處顆粒體積分數(shù)分布

隨著鍋爐負荷的增加,各分離器固體流率整體增大。60%、75%和100%負荷下左墻分離器固體流率平均值和右墻分離器固體流率平均值的偏差分別為0.39%(6.6 kg/s)、1.30%(27.9 kg/s)和1.40%(36.0 kg/s),左右墻固體流率呈現(xiàn)均等分布,差異并不明顯,由此可知,回料口與中間分離器B和E的對應布置及非對應布置對左右墻固體流率的影響不大。

因為分離器B與回料口II在同一爐膛位置,導致在100%負荷下,左墻分離器固體流率分布規(guī)律出現(xiàn)了中間偏高的情況。由圖9可知,各分離器入口下部區(qū)域顆粒體積分數(shù)基本相同,中部區(qū)域顆粒體積分數(shù)逐漸下降,而上部區(qū)域顆粒體積分數(shù)的分布規(guī)律明顯不同,分離器B和E入口上部的顆粒體積分數(shù)高于其他分離器。由圖8(a)可知,分離器入口前的顆粒體積分數(shù)在入口中上部呈中間高于兩邊的趨勢,隨著高度降低,下部區(qū)域出現(xiàn)均勻分布,圖中在52 m處進入中間分離器內(nèi)的顆粒量明顯多于兩邊的分離器,這是因為爐膛的邊壁導致顆粒速度降低,從而使顆?;亓骱途奂?0%負荷下分離器入口處顆粒體積分數(shù)如圖10所示,左墻分離器A、B及C入口處的顆粒體積分數(shù)比右墻更均勻,分離器F入口處的顆粒體積分數(shù)較低。

圖10 60%負荷下分離器入口處顆粒體積分數(shù)分布

2.3 分離器出口壓力對固體流率的影響

在循環(huán)流化床鍋爐的實際運行過程中,左、右墻各3個分離器的煙氣出口串聯(lián)連接在分離器出口煙道上,導致各分離器中煙氣到尾部煙道的行程長短不同,因此各分離器出口煙氣壓力不同,越靠近尾部煙道,壓力越低,在實際運行過程中,同側(cè)的分離器中相鄰的2個分離器出口壓力差約為0.1 kPa。在設(shè)計鍋爐時,已確定分離器的結(jié)構(gòu)和爐膛結(jié)構(gòu),定義零壓力點為爐膛出口。但在實際過程中,引風機出力的改變可能造成實際零壓力點的變化,在負荷變化和燃料改變過程中,煙氣中未被分離的小固體顆粒可能增多,將進一步加劇零壓力點的變化。為研究壓力的不均勻分布對固體流率的影響,對各分離器出口壓力設(shè)定變化量Δp=0.2 kPa,分離器A、B、C和分離器D、E、F煙氣出口壓力依次減小,以爐膛出口零壓力點定義的分離器壓降依次增大,如表3所示進行3組工況的模擬。

表3 分離器出口壓力(表壓)變化工況

分離器固體流率隨分離器出口壓力的變化如圖11所示。由圖11可以看出,各工況與100%負荷工況相似,左墻3個分離器的總固體流率略大于右墻3個分離器。工況1中,分離器A、B、C和D、E、F的固體流率隨出口壓力的減小而增大,基本呈線性變化,未出現(xiàn)中間分離器固體流率大于兩邊的情況。左右墻分離器的平均固體流率差值為2.5%(33.6 kg/s),與100%負荷工況模擬的差值在同一水平。

圖11 固體流率隨分離器出口壓力的變化

工況1下分離器入口處顆粒體積分數(shù)如圖12所示,后墻分離器入口上部顆粒體積分數(shù)明顯高于前墻入口上部,且爐膛頂部的低顆粒體積分數(shù)區(qū)域明顯變小,在分離器A和B的入口之間出現(xiàn)顆粒聚集現(xiàn)象。

圖12 工況1下分離器入口處顆粒體積分數(shù)分布

同理,工況2下左墻分離器A的固體流率低于右墻對應的分離器D,工況1下左墻分離器的固體流率整體大于右墻分離器的固體流率,左、右墻分離器的平均固體流率差值為1.7%(22.3 kg/s)。工況2下左墻分離器B的固體流率超過分離器A和C,分離器E的固體流率略小于分離器F,中間分離器B的固體流率增大,且在流量折線圖上出現(xiàn)凸出部分。工況3下左、右墻分離器的固體流率均出現(xiàn)了明顯的中間高、兩邊低的分布特點,平均固體流率差值為2.2%(29.1 kg/s),分離器B和C的固體流率分別高于分離器D和E,分離器A的固體流率低于分離器B。

工況3下分離器入口處顆粒體積分數(shù)如圖13所示。對比圖12和圖13可知,在分離器出口壓力較低的情況下,爐膛頂部顆粒體積分數(shù)增大,各分離器固體流率差值變小,但因為分離器A的固體流率偏低,工況1~工況3的相對極差在同一水平,分別為14.1%、16.0%和14.2%。

圖13 工況3下分離器入口處顆粒體積分數(shù)分布

工況2和工況3下,分離器固體流率呈中間高、兩邊低的分布規(guī)律。出口壓力對各工況整體的固體流率影響不大,相對極差僅為0.81%。個別分離器出現(xiàn)固體流率偏低的情況,不利于分離器的正常運行。在出口壓力較高時,分離器固體流率受出口壓力影響較大,與出口壓力呈線性關(guān)系;在出口壓力較低時,分離器固體流率受出口壓力影響較小,固體流率分布趨勢逐漸回歸到類似于BMCR工況下的狀態(tài)。

2.4 一、二次風比例對分離器固體流率的影響

表4為一、二次風配比變化工況表。BMCR設(shè)計工況下,一、二次風的比例為44∶56時。工況4~工況7的相對極差分別為14.70%、14.80%、5.97%和10.70%。一、二次風比例為50∶50時,各分離器固體流率的均勻性較好,優(yōu)于設(shè)計工況下固體流率的均勻性。

表4 一、二次風配比變化工況

分離器顆粒的固體流率隨一、二次風比例的變化如圖14所示。在一次風比例遞增、二次風比例遞減的情況下,總體固體流率平均值呈先增大后減小的趨勢,設(shè)計工況下的固體流率最大,工況4和工況6之間的總固體流率相對極差最大,為16.5%。工況4~工況6和BMCR工況下固體流率分布均為中間分離器高于兩邊。配風比56∶44的分離器入口處固體體積分數(shù)如圖15所示,左半墻分離器的固體流率分布變得不規(guī)律,分離器A的固體流率變大,分離器C的固體流率變小,其入口爐頂顆粒體積分數(shù)較低。工況7與BMCR工況下不同鍋爐高度的顆粒體積分數(shù)如圖16所示。由圖16可知,56∶44配風比下爐膛10 m和20 m高度處的顆粒體積分數(shù)高于正常44∶56配風比。工況7下不同鍋爐深度截面的顆粒體積分數(shù)如圖17所示。由圖17可知,較低的二次風配比下,顆粒在爐膛中部的體積分數(shù)更大,且顆粒分布不均,這是因為較小的二次風比例無法抑制流化顆粒向上移動,導致不同回路固體流率不均。圖18中100%負荷工況的顆粒分布比圖17中更為均勻,各截面的顆粒分布不均勻現(xiàn)象隨著二次風比例的增加而減少,因為較大的二次風比例不僅會抑制顆粒向上移動,還會影響顆粒在水平方向的擴散。

圖14 分離器固體流率隨一、二次風比例的變化

圖15 56∶44配風比下分離器入口處顆粒體積分數(shù)分布

圖16 工況7與BMCR工況下不同鍋爐高度的顆粒體積分數(shù)分布

(a) 4 m

(a) 4 m

2.5 二次風非均勻布置對固體顆粒流率的影響

為改善各循環(huán)回路固體流率的分配不均,以表5中工況參數(shù)進行數(shù)值模擬。

表5 二次風量變化工況表

非均勻二次風布置各分離器固體流率如圖19所示。由圖19可知,隨著中部二次風量增加,整體的固體流率呈略下降趨勢,相對極差最小為工況8(8.45%),極差為109.5 kg/s。原工況與工況6和工況7的固體流率分布趨勢基本一致,呈中間高、兩邊低的趨勢。但工況7下右半墻分離器D固體流率接近中間分離器E,差值僅為3.19 kg/s,工況6和工況7的相對極差與100%負荷工況在同一水平,三者分別為12.3%、11.6%和12.0%。工況8的固體流率分布趨勢出現(xiàn)反轉(zhuǎn),兩邊分離器高于中間分離器,在右墻的趨勢尤為明顯,而極差和相對極差減小為109.5 kg/s和8.45%,分布較均勻。工況8下爐膛20 m處的顆粒和氣體沿爐膛鍋爐深度方向的速度分布如圖20所示。由圖20可知,在減小中部二次風量、增大兩側(cè)的二次風量后,中部的顆粒速度和氣體速度均減小,兩側(cè)的顆粒和氣流速度均增大,使得分離器固體流率分布趨勢發(fā)生變化。

圖19 非均勻二次風布置各分離器固體流率

圖20 工況8下爐膛20 m處顆粒和氣體沿鍋爐深度方向的速度分布

3 結(jié) 論

(1) 在3個不同負荷工況下,隨著二次風率的降低,100%負荷工況下顆粒體積分數(shù)在爐膛下部區(qū)域大于75%和60%負荷工況,中部區(qū)域小于75%和60%負荷工況,爐膛頂部區(qū)域大于75%和60%負荷工況。60%負荷時,各回路相對極差較小,75%和100%負荷下中間循環(huán)回路固體流率高于其他回路。100%負荷工況下,左墻中間分離器B與回料口Ⅱ在同一位置時固體流率偏大,但回料口與中間分離器B和E的對應布置及非對應布置對左右半墻總固體流率的影響不大。

(2) 各工況分離器出口壓力的變化對整體固體流率的影響不大,但個別循環(huán)回路出現(xiàn)固體流率偏低的情況。分離器出口壓力較高,對各回路固體流率的影響較大,出口壓力變低時影響變小,循環(huán)回路固體流率分布趨勢呈中間高、兩邊低的狀態(tài)。

(3) 一次風比例遞增時,總固體流率平均值呈先增后減的趨勢。一、二次風比例為50∶50時,分離器固體流率的相對極差為5.97%,均勻性最好。

(4) 隨著爐膛中部二次風量減少到24%,相對極差減小至8.45%,但邊緣顆粒和氣流速度的增大造成分離器A和D的固體流率增大。

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