循环流化床技术

循环流化床燃烧技术

循环流化床燃烧(CFBC）技术系指小颗粒的煤与空气在炉膛内处于沸腾状态下,即高速气流与所携

带的稠密悬浮煤颗粒充分接触燃烧的技术.

循环流化床锅炉脱硫是一种炉内燃烧脱硫工艺，以石灰石为脱硫吸收剂，燃煤和石灰石自锅炉燃

烧室下部送入，一次风从布风板下部送入，二次风从燃烧室中部送入.石灰石受热分解为氧化钙和二

氧化碳。气流使燃煤、石灰颗粒在燃烧室内强烈扰动形成流化床，燃煤烟气中的SO2与氧化钙接触发

生化学反应被脱除。为了提高吸收剂的利用率,将未反应的氧化钙、脱硫产物及飞灰送回燃烧室参与

循环利用.钙硫比达到２～２．５左右时，脱硫率可达９０％以上。流化床燃烧方式的特点是：１．清

洁燃烧，脱硫率可达８０％～９５％，NO x排放可减少５０%；２．燃料适应性强,特别适合中、低硫煤；３.燃烧效率高，可达９５％～９９%;４．负荷适应性好。负荷调节范围３０%～１００%.

循环流化床锅炉主要由燃烧系统、气固分离循环系统、对流烟道三部分组成。其中燃烧系统包括风室、布风板、燃烧室、炉膛、给煤系统等几部分;气固分离循环系统包括物料分离装置和返料装置两部分；对流烟道包括过热器、省煤器、空气预热器等几部分.

循环流化床锅炉属低温燃烧。燃料由炉前给煤系统送入炉膛，送风一般设有一次风和二次风，有的生产厂加设三次风，一次风由布风板下部送入燃烧室,主要保证料层流化；二次风沿燃烧室高度分级多点送入，主要是增加燃烧室的氧量保证燃料燃烬;三次风进一步强化燃烧. 燃烧室内的物料在一定的流化风速作用下,发生剧烈扰动，部分固体颗料在高速气流的携带下离开燃烧室进入炉膛,其中较大颗料因重力作用沿炉膛内壁向下流动，一些较小颗料随烟气飞出炉膛进入物料分离装置，炉膛内形成气固两相流，进入分离装置的烟气经过固气分离，被分离下来的颗料沿分离装置下部的返料装置送回到燃烧室,经过分离的烟气通过对流烟道内的受热面吸热后,离开锅炉。因为循环流化床锅炉设有高效率的分离装置,被分离下来的颗料经过返料器又被送回炉膛，使锅炉炉膛内有足够高的灰浓度,因此循环流化床锅炉不同于常规锅炉炉膛仅有的辐射传热方式,而且还有对流及热传等传热方式,大大提高了炉膛的传导热系数,确保锅炉达到额定出力.

循环流化床锅炉概述

循环流化床锅炉是一种高效、低污染的节能产品.自问世以来，在国内外得到了迅速的推广与发展.但由于循环流化床锅炉自身的特点，在运行操作时不同于层燃炉和煤粉炉，如果运行中不能满足其对热工参数的特殊要求，极易酿成事故。而目前有关循环流化床锅炉操作运行方面的资料还较少,笔者根据几年来锅炉设计及现场调试的经验，对循环流化床锅炉运行参数的控制与调整作了一下简述,希望能对锅炉运行人员有所启发。

1 循环流化床锅炉总体结构

循环流化床锅炉主要由燃烧系统、气固分离循环系统、对流烟道三部分组成。其中燃烧系统包括风室、布风板、燃烧室、炉膛、给煤系统等几部分；气固分离循环系统包括物料分离装置和返料装置两部分；对流烟道包括过热器、省煤器、空气预热器等几部分.

2 循环流化床锅炉燃烧及传热特性

循环流化床锅炉属低温燃烧。燃料由炉前给煤系统送入炉膛,送风一般设有一次风和二次风,有的生产厂加设三次风，一次风由布风板下部送入燃烧室，主要保证料层流化；二次风沿燃烧室高度分级多点送入，主要是增加燃烧室的氧量保证燃料燃烬;三次风进一步强化燃烧。燃烧室内的物料在一定的流化风速作用下，发生剧烈扰动，部分固体颗料在高速气流的携带下离开燃烧室进入炉膛,其中较大颗料因重力作用沿炉膛内壁向下流动，一些较小颗料随烟气飞出炉膛进入物料分离装置，炉膛内形成气固两相流,进入分离装置的烟气经过固气分离，被分离下来的颗料沿分离装置下部的返料装置送回到燃烧室，经过分离的烟气通过对流烟道内的受热面吸热后，离开锅炉。因为循环流化床锅炉设有高效率的分离装置,被分离下来的颗料经过返料器又被送回炉膛,使锅炉炉膛内有足够高的灰浓度，因此循环流化床锅炉不同于常规锅炉炉膛仅有的辐射传热方式，而且还有对流及热传等传热方式,大大提高了炉膛的传导热系数，确保锅炉达到额定出力。

3 循环流化床锅炉主要热工参数的控制与调整

3。1 料层温度

料层温度是指燃烧密相区内流化物料的温度.它是一个关系到锅炉安全稳定运行的关键参数.料层温度的测定一般采用不锈钢套管热电偶作一次元件，布置在距布风板200—500mm左右燃烧室密相层中，插入炉墙深度15—25mm，数量不得少于2只.在运行过程中要加强对料层温度监视，一般将料层温度控制在850℃—950℃之间,温度过高，容易使流化床体结焦造成停炉事故；温度太低易发生低温结焦及灭火。必须严格控制料层温度最高不能超过970℃，最低不应低于800℃。在锅炉运行中，当料层温度发生变化时，可通过调节给煤量、一次风量及送回燃烧室的返料量，调整料层温度在控制范围之内。如料层温度超过970℃时，应适当减少给煤量、相应增加一次风量并减少返料量，使料层温度降低；如料层温度低于80 0℃时,应首先检查是否有断煤现象，并适当增加给煤量，减少一次风量，加大返料量，使料层温度升高。一但料层温度低于700℃，应做压火处理，需待查明温度降低原因并排除后再启动。

3.2 返料温度

返料温度是指通过返料器送回到燃烧室中的循环灰的温度,它可以起到调节料层温度的作用.对于采用高温分离器的循环流化床锅炉，其返料温度较高，一般控制返料温度高出料层温度20-30℃,可以保证锅炉稳定燃烧，同时起到调整燃烧的作用。在锅炉运行中必须密切监视返料温度，温度过高有可能造成返料器内结焦,特别是在燃用较难燃的无烟煤时，因为存在燃料后燃的情况，温度控制不好极易发生结焦，运行时应控制返料温度最高不能超过1000℃。返料温度可以通过调整给煤量和返料风量来调节，如温度过高，可适当减少给煤量并加大返料风量,同时检查返料器有无堵塞，及时清除，保证返料器的通畅。

3。3 料层差压

料层差压是一个反映燃烧室料层厚度的参数。通常将所测得的风室与燃烧室上界面之间的压力差值作为料层差压的监测数值,在运行都是通过监视料层差压值来得到料层厚度大小的。料层厚度越大，测得的差压值亦越高.在锅炉运行中,料层厚度大小会直接影响锅炉的流化质量，如料层厚度过大，有可能引起流化不好造成炉膛结焦或灭火。一般来说,料层差压应控制在7000—9000Pa之间。料层的厚度（即料层差压）可以通过炉底放渣管排放底料的方法来调节。用户在使用过程中，应根据所燃用煤种设定一个料层差压的上限和下限作为排放底料开始和终止的基准点。

3.4 炉膛差压

炉膛差压是一个反映炉膛内固体物料浓度的参数。通常将所测得的燃烧室上界面与炉膛出口之间的压力差作为炉膛差压的监测数值。炉膛差压值越大，说明炉膛内的物料浓度越高，炉膛的传热系数越大，则锅炉负荷可以带得越高，因此在锅炉运行中应根据所带负荷的要求，来调节炉膛差压.而炉膛差压则通过锅炉分离装置下的放灰管排放的循环灰量的多少来控制，一般炉膛差压控制在500—2000Pa之间。用户根据燃用煤种的灰份和粒度设定一个炉膛差压的上限和下限作为开始和终止循环物料排放的基准点。

此外，炉膛差压还是监视返料器是否正常工作的一个参数.在锅炉运行中,如果物料循环停止，则炉膛差压会突然降低，因此在运行中需要特别注意。

4 需要特别说明的几个问题

4。1 返料量

控制返料量是循环流化床锅炉运行操作时不同于常规锅炉之处，根据前面提到的循环流化床锅炉燃烧及传热的特性,返料量对循环流化床锅炉的燃烧起着举足轻重的作用,因为在炉膛里，返料灰实质上是一种热载体,它将燃烧室里的热量带到炉膛上部,使炉膛内的温度场分布均匀,并通过多种传热方式与水冷壁进行换热，因此有较高的传热系数，(其传热效率约为煤粉炉的4—6倍）通过调整返料量可以控制料层温度和炉膛差压并进一步调节锅炉负荷。

另一方面,返料量的多少与锅炉分离装置的分离效率有着直接的关系，也就是说,分离器的分离效率越高,分离出的烟气中的灰量就越大，从而锅炉对负荷的调节富裕量就越大，操作运行相对就容易一些.

4。2 风量的调整

在锅炉运行过程中,许多用户往往只靠风门开度的大小来调节风量，但对于循环流化床锅炉来说，其对风量的控制就要求比较准确。

对风量的调整原则是在一次风量满足流化的前提下，相应地调整二次风和三次风量.因为一次风量的大小直接关系到流化质量的好坏，循环流化床锅炉在运行前都要进行冷态试验, 并作出在不同料层厚度（料层差压）下的临界流化风量曲线，在运行时以此作为风量调整的下限，如果风量低于此值，料层就可能流化不好，时间稍长就会发生结焦.对二次风量的调整主要是依据烟气中的含氧量多少,通常以过热器后的氧量为准,一般控制在3—5％左右，如含氧量过高,说明风量过大，会增加锅炉的排烟热损失q 2;如过小又会引起燃烧不完全,增加化学不完全燃烧损失q 3和机械不完全燃烧损失q 4。如果在运行中总风量不够，应逐渐加大鼓引风量，满足燃烧要求，并不断调节一二三次风量，使锅炉达到最佳的经济运行指标。

循环流化床锅炉基本讲述

循环流化床锅炉技术是近几十年来迅速发展起来的一项高效低污染清洁燃煤技术。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，并向几十万千瓦给规模的大型循环流化床锅炉发展。国内在这方面的研究、开发和应用也是方兴未艾,已有上百台循环流化床锅炉投入运行或正在制造之中,可以预见，未来的几年将是循环流化床飞速发展的一个重要时期.

现根据我国近几年来出版的关于循环流化床锅炉理论设计与运行中有关循环流化床锅炉的原理、特点、启动和运行等方面的情况介绍如下：

一、循环流化床锅炉的工作原理:

（一）流态化过程: 当流体向上流动流过颗粒床层时，其运行状态是变化的。流速较低时，颗粒静止不动，流体只在颗粒之间的缝隙中通过.当流速增加到某一速度之后,颗粒不再由分布板所支持，而全部由流体的摩擦力所承托。此时对于单个颗粒来讲，它不再依靠与其他邻近颗粒的接触面维持它的空间位置.相反地，在失去了以前的机械支承后，每个颗粒可在床层中自由运动；就整个床层面言，具有了许多类似流体的性质.这种状态就被称为流态化。颗粒床层从静止状态转变为流态化时的最低速度,称为临界流化速度。

流化床类似流体的性质主要有以下几点

（1)在任一高度的静止近似于在此高度以上单位床截面内固体颗粒的重量。

（2）无论床层如何倾斜,床表面总是保持水平，床层的形状也保持容器的形状；

（3)床内固体颗粒可以像流体一样从底部或侧面的孔口中排出；

（4）密度高于床层表观察的物体化床内会下沉，密度小的物体会浮在床面上；

(5）床内颗粒混合良好，颗粒均匀分散于床层中，称之为“散式"流态化.

因此，当加热床层时，整个床层的温度基本均匀.而一般的气、固体态化，气体并不均匀地流过颗粒床层。一部分气体形成气泡经床层短路逸出,颗粒则被分成群体作湍流运动，床层中的空隙率随位置和时间的不同而变化，因此这种流态化称之为“聚式”流态化。煤的燃烧过程是一个气、固流态化过程.

二、循环流化床的原理和特点:

循环流化床在不同气流速度下固体颗粒床层的流动状态也不同。随着气流速度的增加,固体颗粒分别呈现固体床、鼓泡流化床、湍流流化床和气力输送状态。循环流化床的上升阶段通常运行在快速流化床状态下，快速流化床流体动力特性的形成对循环流化床是至关重要的，此时，固体燃料被速度大于单颗燃料的终端速度的气流所流化，以颗粒团的形式上下运动,产生高度的返混.颗粒团向各个方向运动，而且不断形成和解体，在这种流体状态下气流还可携带一定数量的大颗粒，尽管其终端速度远大于截平均气速。这种气、固运行方式中,存在较大的气、固两相速度差，即相对速度，循环流化床由快速流化床（上升段)气、固燃料分离装置和固体燃料回送装置所组成。

循环流化床的特点可纳如下：

（1)不再有鼓泡流化床那样的界面,固体颗粒充满整个上升段空间。

（2）有强力的燃料返混，颗粒团不断形成和解体,并向各个方面运行。

（3)颗粒与气体之间的相对速度大,且与床层空隙率和颗粒循环流量有关。

（4）运行流化速度为鼓泡流化床的2—3倍。

（5）床层压降随流化速度和颗粒的质量流量而变化。

（6)颗粒横向混合良好。

（7）强烈的颗粒返混，颗粒的外部循环和良好的横向混合，使得整个上升段内温度分布均匀。

（8）通过改变上升段内的存料量,燃料在床内的停留时间可在几分钟到数子时范围内调节.

（9）流化气体的整体性状呈塞状流。

（10)流化气体根据需要可在反应器的不同高度加入。

三、流化床燃料设备的主要类型：

流化床操作起初主要用在化工领域,自60年代开始，流化床被用于煤的燃料，并且很快成为三种主要燃料方式之一，即固定床燃料（层燃），流化床燃料和悬浮燃烧（煤粉燃烧）流化床燃烧过程的理论和实践也大大推动了流态化学科的发展，目前流化床燃烧已成为流态化的主要应用领域之一，愈来愈得到人们的重视.

流化床燃烧设备按流体动力特性可分为鼓泡流化床锅炉，和循环流化床锅炉，按工作条件分又可分为常压和增压流化床锅炉，这样流化床燃烧锅炉可分为常压鼓泡流化床锅炉,常压循环流化床锅炉，增压鼓泡流化床锅炉和增压循环流化床锅炉正在工业示范阶段.

（四）循环流化床锅炉的特点：

（1）循环流化床锅炉的工作条件:项目数值项目数值温度（℃）850—950床层压降KPa11—12 流化速度（m/s）4—6炉内颗粒浓度kg/m3150-600炉膛底部床料粒度（μm）100—700 10—40炉膛上部床料密度（kg/m3）1800-2600Ca/s 摩尔比1。5-4 燃料粒度（mm）＜12壁面传210—250 脱硫剂粒度(mm）1左右

（2）循环流化床锅炉的特点：循环流化床锅炉可分为两个部份，第一部份由炉膛(块速流化床)气，固物料分离设备，固体物料再循环设备，（旋风份离器）等组成，上述部分形成了一个固体物料循环回路。第二部份为对流烟道，布置有过热器，再热器,省煤器和空气予热器等。典型循环流化床锅炉燃烧系统，燃烧所需的一、二次风分别从炉膛的底部和炉膛侧墙送入,燃料的燃烧主要在炉膛中完成，炉膛四周布置水冷壁,用于吸收燃料所产生的部分热量，由气流带出炉膛的固体物料在气、固体分离装置中被收集并通过返料装置返回炉膛再燃烧循环流化床燃烧锅炉的基本特点:可概括以下:

1、低温的动力控制燃烧:循环流化床燃烧是一种在炉内使高速运行的烟气与其所携带的湍流扰动极强的固体颗粒密切接触，并具有大量颗粒返混的流态化燃烧反应过程,同时，在炉外将绝大部分高温的固体颗粒捕集,将这部分颗粒送回炉内再次参予燃烧过程，反复循环地组织燃烧.显然，燃料在炉膛内燃烧的时间延长了，在这种燃烧方式下，炉内温度水平因受脱硫最佳温度限制，一般850℃左右,这样的温度远低于普通煤粉炉中的温度水平(一般1300—1400℃），并低于一般煤的灰烤点（1200—1400℃）,这就免去了灰熔化带来的种种烦恼.这种低温燃烧方式好处较多,炉内结渣,及碱金属，析出均比煤粉炉中要改善很多，对灰特性的敏感性减低，也无须用很大空间去使高温灰冷却下来，氮氧化合物生成量低.并可与炉内组织廉价而高效的脱硫工艺。

从燃烧反应动力学角度看,循环流化床锅炉内的燃烧反应控制在动力燃烧区(或过渡区）内。由于循环流化床锅炉内相对来说燃烧温度不高,并有大量固体颗粒的强烈混合，这种状况下的燃烧速率主要取决于化学反应速率，也就决定于燃烧温度水平，面燃烧物理因素不再是控制燃烧速率的主导因素,循环流化床锅炉内燃料燃尽度很高,通常，性能良好的循环流化床锅炉燃烧率可达98-99％以上。

2、高速度、高浓度、高通量的固体物料流态化循环过程：循环流化床锅炉内的固体物料(包括燃料残炭，脱硫剂和惰性床料等）经由炉膛,分离器和返料装置所组成的外循环。同时，循环流化床锅炉内的物料参于炉内、外两种循环运行。整个燃烧过程的及脱硫过程都是在这两种形式的循环运行的动态过程中逐步完成的。

3、高强度的热量、质量和运行传递过程：在循环流化床锅炉中,大量的固体物料化强烈湍流下通过炉膛，通过人为操作可改变物料循环量，并可改变炉内物料的分布规律，以适应不同的燃烧工况，在这种组织方式下,炉内的热量、质量和动量传递是十分强烈的,这就使整个炉膛高度的温度分布均匀，实践也充分证实际这一点.

4、循环流化床锅炉与其它炉型相比较：一般固体燃料的燃烧可分为:层燃、流化床燃烧和紧浮燃烧，流化床燃烧又可分为鼓泡流化床和循环流化床燃烧。为了解循环流化床锅炉的优点以及需要进一步研究解决的问题，有必要对循环流化床锅炉与其他炉型炉进行比较。

（1）燃烧过程的比较：特征层燃炉循环流化床悬物燃烧炉燃料颗粒平均直径（mm）＜3000。05—0.10。02—0。08 燃料室区域风速(m/s）1—33—1215—30 固体运行状态静止大部份向上,部分向下向上床层与受热面传热系数w.m2。k50-150100—25050-100 磨损小中较小

(2)脱硫过程的比较：煤粉炉的喷钙脱硫是将钙基脱硫剂（如石灰石、白方石或消石灰）直接喷入炉内，在高温下脱硫剂大段烧进行如瓜反应： 500℃—900℃ CaCO3 CaO(S）+ CO2（g) 500℃—900℃MgCO3·（OH2) CaO（S）+ MgO（S)+2 CO2（g） 500℃-900℃ Ca(OH2） Ca0(S)+ H2O(g） 1 在通常燃烧温度下，燃烧过程在不到200ms的时间内就基本完成了(脱硫剂粒径为10μm左右)，脱硫剂燃烧后形成多孔的氧化钙颗粒,一旦脱硫剂燃烧生成CaCO,它就和反应成硫酸钙 2 CaO(S）+ SO2(g)+ O2（g）CaSO4（S）据煤粉炉喷钙试验,最佳喷入温度为1100℃左右，石灰石料度在8—10μm之间脱硫效率较佳，脱硫剂的利用率一般为20％，脱硫效率为50%。而循环硫化床锅炉的燃烧脱硫过程是将脱硫剂(石灰或白方石）送入炉内，然后与燃烧生成的二氧化硫气体反应，达到脱硫目的。与煤粉炉一样,脱硫剂进入循环流化床锅炉后大段烧形成氧化钙，氧化钙再与二氧化硫气体反应。在循环流化床锅炉中,由于独特的设计和运行条件,整个循环流化床锅炉的主循环回路运行在脱硫的最佳温度范围内（850—900℃）。同时由于固体物料在炉内、外循环（通过分离装置和回送装置)脱硫剂在炉内的停留时间大大延长，通常平均停留时间可达数十分钟。此外，炉内强烈的湍流混合也十分有利于循环流化床锅炉燃烧脱硫过程在Ca/S为1。5—2。5时，脱硫效率通常可达90％，脱硫剂利用率可达50%，将比煤粉脱硫效果提高一倍.

(3）各种形式锅炉主要技术经济指标的比较：锅炉型号主要技术经济指标YG—35/39—M3 循环流化床炉BG-35/39-M 煤粉炉L—35/39—W/I 链条炉锅炉实际热效率（％）87。887。9650 燃料种类贫煤贫煤贫煤低位发热量(KJ/kg）217362********* 锅炉耗煤量（kg/h）495948838707 锅炉耗标煤(kg/h）368436776468 辅机耗电总容量(KW)470587。1362。3 辅机耗电总容量折标煤（kg)100235145 总耗标煤（kg/h）387242186613 每吨汽耗标煤（kg）110.69109.25188。94 燃烧效率（％）98—9998-9988.1 负荷调节范围较大小大对煤种变化的适应性适应了较单一煤种单一煤种操作维护水平一般高简单锅炉设备费（本体）(万元）82.689786。59 系统投资费（万元)245400200.7 锅炉钢材耗量(吨)157165186 二氧化硫排放量加石灰石可脱硫全部排放全部排放二氧化氮排放量生成少生成多生成较多飞灰排放量

较大大小

注：锅炉投资按90年代初估价循环硫化床锅炉与其他型式锅炉比较

锅炉特性链条炉煤粉炉循环硫化床炉床高或燃料燃烧区高度m0。215—4027-45 截面风速m/s1。24—84—6 过剩空气系数1.2—1。31。2—1。251.15—1。3 截面热负荷MW/M20.5—1。53—54—6 煤的粒度过mm6-326以下0。1以下负荷调节比4。1 3：4。1 燃烧效率%85-9095—9999 NO2排放PPM400—60050-200400—600 炉内脱硫效率低80—90 从上表可看出：循环硫化床锅炉明显优于其他型式的锅炉

五、循环硫化床锅炉的优点：

优点：由于循环硫化床锅炉独特的流体动力特性和结构，使其具备有许多独特的优点，以下分别加的简述。

1、燃料适应性：这是循环流化床锅炉主要特性优点之一。在循环流化床锅炉中按重量计，燃料仅点床料的1%—3％，其它是不可燃的固体颗粒，如脱硫剂、灰渣或砂。循环流化床锅炉的特殊流体动力特性使得气、固和固与固体燃料混合非常好，因此燃料进入炉膛后很快与大量床料混凝土合，燃料被此速加热至高于看火温度，而同时床层温度没有明显降低，只要燃料热值大于加热燃料本身和燃料所需的空气至着火温度所需的热量,循环流化床锅炉不需要辅助燃料而砂用任何原料。循环流化床锅炉既可用优质煤,也可烧用各种劣质煤，如高灰分煤、高硫煤、高灰高硫煤、煤矸石、泥煤、以及油页岩、石油焦、炉渣树皮、废木料、垃圾等。

2、燃烧效率高：循环流化床锅炉的燃烧效率要比链条炉高得可达97。5—99。5％,可与煤粉炉相媲美.循环流化床锅炉燃烧效率高是因为下述特点：气、固混合良好，燃烧速率高，特别是对粗粉燃料,绝大部分未燃尽的燃料被再循环至炉膛再燃烧，同时，循环流化床锅炉能在较宽的运行变化范围内保持较高的燃烧效率.甚至燃用细粉含量高的燃料时也是如此。

3、高效脱硫：循环流化床锅炉的脱硫比其它炉型更加有效，典型的循环流化床锅炉脱硫可达90％.与燃烧过程不同，脱流反应进行得较为缓慢，为了使氧化钙（燃烧石灰石）充分转化为硫酸钙，烟气中的二氧化硫气体必须与脱硫剂有充分长的接触时间和尽可能大的反应面积.当然,脱硫剂颗粒的内部并不能完全瓜，气体在燃烧区的平均停留时间为3—4秒钟，循环流化床锅炉中石灰石粒径通常为0。1—0.3mm，无论是脱硫剂的利用率还是二氧化硫的脱除率,循环流化床锅炉都比其他锅炉优越。

4、氮氧化物(NO2) 排放低：氮氧化物排放低是循环硫化床锅炉一个非常吸引人的一个特点。运行经验表明，循环流化床锅炉的二氧化氮排放范围为50—150PPM或40—120mg/mJ.NO2排放低的原因：一是低温燃烧，此时空气中的氮一般不会生成NO2,二是分段燃烧，抑制燃料中的氮转化NO2，并使部分已生成NO2得到还原.

5、其他污染物排放低：循环流化床锅炉的其他污染物如：CO、HC1、HF等排放也很低。

6、燃烧强度高、炉膛截面积小炉膛单位截面积的热负荷高是循环流化床锅炉的主要优点之一。循环流化床锅炉的截面热负荷约为3。5—4。5MW/m2接近或高于煤粉炉

7、给煤点少：循环流化床锅炉因炉膛截面积较大，同时良好的混合和燃烧区域的扩展使所需的给煤点数大大减少，只需一个给煤点，也简化了给煤系统.

8、燃料预处理系统简单：循环流化床锅炉的给煤粒度一般小于12mm,因此与煤粉炉相比，燃料的制粉

系统相比大为简化。此外，循环流化床锅炉能直接燃用高水分煤（水分可达30％以上）。当燃用高水分煤时，也不需要专门的处理系统。 9、易于实现灰渣综合利用：循环流化床锅炉因燃烧过程属于低温燃烧，同时炉内优良的燃尽条件，使得锅炉灰渣含碳量低，易于实现灰渣的综合利用。如灰渣作为水泥掺和料或做建筑材料，同时做温烧透也有利于稀有金属的提取。

10、负荷调节范围大，负荷调节快:当负荷变化时，当需调节给煤量、空气量和物料循环量、负荷调节比可达(3—4）：1，此外，由于截面风速高和吸热高和吸热控制容易,循环流化床锅炉的负荷调节速率也很快，一般可达每分钟4%。

11、循环床内不布埋受热面管：循环流化床锅炉的床内不布置埋管受热面，不存在磨损问题，此外，启动，停炉,结焦处理时向短、同时长时间压火之后可直接启动。

12、投资和运行费用适中：循环流化床锅炉的投资和运行费用略高于常规煤粉炉但比配制脱硫装置的煤粉炉低15—20%.

六、循环流化床锅炉尚待进一步研究的问题：为使循环流化床锅炉的设计和运行达到优化的目的，充分发挥循环流化床的优点，尚需对下列几个方面进行深入研究。

1、循环物料的分离循环流化床锅炉的分离装置接工作温度分为高温、中温和低温分离，接分离的作用形式又可分为旋风分离,惯性分离等。以目前循环流化床的运行情况来看,高温旋风分离器还是比较成熟的.但使用高灰燃料时的磨损问题尚未解决.而且分离的体积也十分庞大,基本上和炉膛直径相近.受旋风分离器最大尺寸的限制,大容量循环流化床锅炉必需配置多个分离器.由于旋风分离器内衬有较厚的防磨耐火材料，热惯性大，因此延长了锅炉启动时间。负荷变化动态特性变差,故采用惯性分离器是值得探讨的,因为惯性分离器设备经较简单，体积小，结构布置比较方便。流动阻力也相对较小。此外不应操付中，低温分离器。根据循环流化床锅炉的发展要求将设计、效率高、体积小、阻力低、磨损小和制造及运行方便的物料分离装置。

2、循环流化床的固体颗粒的浓度选取：循环流化床内固体颗粒浓度对燃烧过程，脱硫过程和传热过程都有很大影响。但合适的循环流化床内固体颗粒浓度的确定却十分困难.目前各循环流化床各制造厂家所采用的炉内颗粒浓度的一个重要参数是循环倍率。国内的一些循环流化床锅炉的循环倍率通常在10以下，而国外的循环倍率常达到50，甚至更高.在分析循环流化床锅炉的工作过程时，不仅要考虑物料的内部循环，亦要考虑炉外循环，在高风速运行时，物料内循环更为显著。因此，合理的循环床内固体颗粒的浓度的选取对燃烧脱硫，传热、磨损、能耗等一系列因素都有影响。

3、炉内受热面布置和温度控制为了保证循环流化床锅炉的炉内温度控制在一定范围内，在固体颗粒循环回路中必须吸一部分热量。目前炉内吸热主要有以下两种方法：一种是炉膛内布置水冷壁或隔墙；另一种是炉膛内布置部分受热面（如过热器等)在固体物料循环回路上再布置流化床换热器.这两种形式都可行的。但这两种方法，对床温控制方式是不同的，前者主要是靠调节返料量来调节床内固体颗粒浓度，以改变水冷壁的换热系数。从而改变炉内吸热量来控制床温，否者仅需调节进入流化床换热器和热接返回炉内固体物料量的比例，便可控制床温，相对比较灵活，特别适合于大容量循环流化床锅炉。

4、运行风速（或截面热负荷）的确定循环流化床锅炉的运行风速是一个重要的参数.一般运行风速为4—10m/s/。运行风速提高会使炉子更为紧凑.截面热负荷相应增大，此时为了保证燃料和石灰石颗粒

有足够的停留时间和布置足够的受热面，必须增加炉膛高度.这样不仅磨损增加,而且锅炉造价增加.

风机功率会增大,厂用电也会相应增加。但风速过低则发挥不了循环流化床的优点，因此对各种燃料都应具有最佳的运行风速.

5、返料机构：在循环流化床中,被分离下来的固体物料必须通过返料机构送回炉内.返料机构还应对返回的物料量进行灵活的调节,但由于返料机构中的温度很高，磨损较大，如采用一般机械阀门之类的调节装置，会很容易产生卡死，转动不灵等现象，目前循环流化床中一般采用非机械阀。（L阀)和流化床返料机构,一方面调节物料流量,另一方面防止燃料在燃烧室反串型分离器，造成短路.目前许多制造厂家对返料机构都是保密的.

6、循环流化床锅炉部件的磨损：由于循环流化床锅炉内的高颗粒浓度和高运行风速,锅炉部件的磨损是比较严重的。磨损主要与风速、颗粒度以及流场的不均匀性有关,磨损与风速及浓度成正比。在设计时，一般应防止烟气走廊突缩突扩的形式.目前研究比较落弱。

7、低污染燃料：循环流化床锅炉已获得迅速发展.一个重要的原因就是循环流化床的低污染燃料特性，在脱硫研究方面目前相对一致,但对于脱硫最佳温度，脱硫剂的高效利用方面尚有许多内容要研究。如降低NO2、床温、烟气再循环,注氨以及脱硫剂对NO2的影响等有待进一步研究.

8、请楼主补充，此处无第８条

9、尾部受热面的设计:目前在循环流化床锅炉中,尾部烟道受热面的设计一般比较忽视,如何更加合理布置尾部烟道受热面尚待进一步研究。

10、除尘：尾部烟道现在国内大部分采用电除尘.

七、循环流化床锅炉的发展：

国外：

60年代就开始研究，是芬兰奥期龙公司，第一台为热功率15MW由燃油炉改造而成的商用循环流化床锅炉,后由美国巴特利多固体循环流化床锅炉及德国,瑞典、加拿大、意大利等国分别制造出各种型式的循环流化床锅炉，最大的为发电功率165MW配套的循环流化床锅炉同加拿大1993年制造。

国内:

（1)主要有东北电力学院，于1986年7月与吉林锅炉厂研制的10t/h鼓泡式循环流化床锅炉，现已生产出4、6、10、15、20t/h系列产品,汽压为1.27—2。45Mpa温度为194—350℃，同时，清华大学热能系亦研制类似型式的循环流化床锅炉.

（2)中国科学院工程热物理研究所于1984年承国家科委“煤的流化床锅炉燃烧技术研究"1985年与开封锅炉厂联合开发的10t/h循环流化床锅炉.并获国家专利，后与济南锅炉厂联合开发35t/h，50、65、75、130t/h系列循环流化床锅炉,并采用一级万叶窗,二级旋风分离器的多级分离装置，在山乘果热电厂运行.

（3)清华大学在循环流化床技术虽比中科院晚，旦发展迅速.其基本构思是采用二级分离：柱板惯性分离器加S型分离器优点是阻力较低，已在中、日美分别申请专利。1989年与福期特惠勒公司和日本石川岛播磨重工业公司联合开发由江西锅炉厂制造了20t/h和与四川锅炉厂制造出四台35t/h，示范流化床锅炉和75t/h循环流化床锅炉已投产运行。

（4）由浙江大学自80年代对循环流化床燃烧技术进行研究开展了包括循环流化床特性、传热特性，

脱硫硫硝特性，磨损特性,分离器，返料机构,灰渣冷却装置、循环流化床汽、汽联产技术等方面的研究，并获“高温物料冷却装置"专利，目前与杭锅厂与加拿大有关大学，公司进行燃用高硫煤的220t/h 循环流化床锅炉的联合开发。此外，哈工大、电力部热工形容院，太锅、车锅、某单位都在研究和制造开发35、65、75、220t/h循环流化床锅炉。总之，90年代循环流化床锅炉应达到以下技术标准: (1）燃烧效率100% ;

（2)电厂效率大于40％；

(3)SO2排放小于10PPM；

(4）NO2排放小于30PPM。

浙江大学发展的煤水混合物高效低污染流化床燃烧技术的主要特点如下：

一、煤水混合物结团燃烧凝聚结团现象是煤水混合物在燃烧过程中的一个十分重要的现象。实验表明：对相当一部分煤而言,由细粒组成的煤水混合物被以较大体积的聚集状态送入高温流化床时，它们往往并不是在干燥后还原成细颗粒，而是迅速形成具有一定强度和耐磨性的较大块团。次外，煤水混合物还会通过反复或粘连床内的其他颗粒，而形成较大的块团。对于这种现象,我们称为凝聚结团现象。由凝聚结团作用生成的块团称为凝聚团。煤水混合物凝聚团的存在，对保证流化床的稳定运行造成很大影响.凝聚结团往往使流化床床料的粒度不断增加的趋势,形成大凝聚团极易在流化床内沉积，逐步破坏流化床质量,使流化床燃烧难以稳定地运行。

但凝聚结财现象的存在，对保证了燃料即使在较高的运行风速下也不会被扬析。所以强凝聚结团现象对煤水混合的流化床燃烧有着十分重要的积极意义。它不但为在流化床内组织正常燃烧提供了有利条件,而且为在较高的断面热负荷下降低流化床燃烧过程中燃料的扬析损失创造了有利条件。因可燃物扬析损失通常占流化床锅炉燃烧效率损失的绝大部分。这一损失值得注意。

二、异重流化床为了清除大粒凝聚团对稳定燃烧的感受，对于通常的流化床燃烧而言,由于所用燃料粒度分布较宽，流化床内往往要出现一定程度的偏析。即粒度大的较集中分布于炉底。在床内有凝聚团现象出现有时比煤水混合物粒度大10几倍。这样大凝聚团在形成后甚至还未干燥，就很快沉积到流化床底部的布风板区域.该区域的温度较低,使燃烧反应速率很低，连燃烧水份蒸发都很慢，这样就降低了流化风速和流化质量很差，又降低了该区域的传热。传热过程和颗粒运行以及相互的作用。使沉积于布风板附近的大凝聚团既没有机会燃尽,也没有机会被破碎和磨损.不断堆积,不断破坏了流化床底

部的流化质量，逐渐扩大由底部向上扩张到整个床层，从而导致整个流化床不能稳定连续运行。

那么，如何防止大凝聚团不沉就于流化床底部而能在床内正常地循环呢？可采用异重流化床技术，即指由定度差异较大的不同颗粒组成的流化床系统.密度大的颗粒将趋于在床层下部分布、而密度小的颗粒将趋于在床上部分布，在实用中可选择了密度大，耐磨性好,价谦效果的燃料价为流化床的基本床料，由这种床料组成的流化床具有较高的表观密度。使煤水混合物凝聚团会呈现一种“浮力效应”使得运行中出现的凝聚团不会在床底沉积.使凝聚团有机会通过燃尽,磨损，破碎等过程逐渐消失，从而对流化床的稳定燃烧不构成威胁。

三、大粒度给料：异重流化床的特点是可以保证各种粒度和各种凝聚团都能在床内正常地循环运行而不致沉积,这就可以基本不必顾及给料对流化床稳定运行的影响,而根据燃烧效率的要求,以尽可能用

简单的方式处理给料问题。为充分利用煤水混合物的凝聚团特性,使燃料从流化床内形成较大的粒度的

凝聚团从而减少可燃物的扬折损失，提高燃烧效率，可采用较大的给料粒度，使在燃烧过程中除极少数细颗粒燃料被气流带出流化床外,而大多数燃料都以凝聚团形成在床内逐步燃烧,从而保证很高的燃烧效率。

四、不连续排渣运行.在常规的流化床燃烧中，燃尽的灰渣除部分被气流带走外，相当部分在床内不断地积累。为了防止流化床层的无限增高，通常通过连续或定期排渣.对于异重流化床方案，采用连续排渣有一定缺点，

缺点之一:是采用的大密度床料将随灰渣排出流化床，如不能回收,则会使消耗太大，运行成本过高，如要回收会使工艺设备过分复杂。排渣另一个缺点：容易造成较大的可燃物损失，因燃料在流化床内平均停留的时间较短,另一方面多灰燃料在燃尽时间较长，大凝聚团燃尽时间长达几十分钟，甚至超过一小时,因此容易造凝聚团流化床来不及燃尽就被排出床层的情况。因此采用不排渣运行，能防止床料流失,保证床层性质的稳定外,另一个很大优点是能避免燃料流失，可采用大粒度给料，燃料的扬折量可大大减少，并可使燃料团有足够的时间停留在炉内逐步燃尽，从而保证燃烧效率的提高。

五、分级配风降低NO2的排放流化床燃烧方式采用低温燃烧,燃烧温度在900℃左右客观上燃烧脱硝创造了有利条件,使燃烧所生成的氮氧化物（NOx）主要来向燃料中所氮—-燃料NOx而空气中的氮气在高温下形成的氮氧化物通常小于5—10％。为进一步降低NOx 排放量，采用分级配风,可使流化床层的过量空气系数控制在1以下，形成还原区,燃料燃尽所需的另一部分空气在床层上部以二次风形成送入炉膛，这样在流化床层内由于处于还原区，可抑制了NOx的形成，并可增强NOx的多相反应（NOx与焦碳,NOx与H2CO。CHNH3等）的还原反应,进一步NOx排放量进一步降低。

六、高效脱硫对于相当一部分煤水混合物，其中的含硫量相当高，同时煤水混合物的发热量较低，因此煤水混合物流化床燃烧技术相适应的高效脱硫技术也非常重要。传统的流化床燃烧脱硫通常采用脱硫剂(石灰石)直接送入炉内经高温全段完后分解成氧化钙，氧化钙再与燃烧中生成的二氧化硫反应生成硫酸钙以固体灰渣排出炉外。由于脱硫反应使固体体积增加，如石灰石颗粒大,反应缓慢达不到脱留效果，如石灰石颗粒太细,又增加扬折率,

为解决上述矛盾：可利用煤水混合物的凝聚结团,将破碎的脱硫剂在入炉前均匀混合于煤水混合物中.这样燃料进入炉内后形成均匀颁脱硫剂的煤水混合凝聚团，可在炉内有很工的停留时间,采用此法后，可以将较小的脱硫粒度，以提高脱硫的得用率，同时又得到充分反应,从而达到高效脱硫的目的。综上所述，煤水混合物，高效低污染硫化床燃烧技术可采用大粒度高位给料和高温凝聚结团特性，以减少扬析提高燃烧效率的一种值得推广实用的好方式。

影响脱硫效果的各种因素：

一、含硫量的影响：二氧化硫排放与煤的含硫量成正比。燃烧时，燃料硫约有28。5的硫分残留于灰渣中，71。5％则以气体形式排放于烟气中，此时SO2排放浓度大致取决于无机硫的析出程度和燃料本身的脱硫性能。

二、床温的影响床温的影响主要在于改变脱硫剂的反应速度,固体产物分布及孔隙堵塞特性,从而影响脱硫效率和脱硫剂利用率。一般公认的脱硫床温为890℃脱硫效果最佳.

三、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,因为分离和返料系统保证了细颗粒的循环,故一般采用0-2mm平均1—1.5mm的石灰石粒度较理想。

四、氧浓度的影响床内氧浓度水平与过量空气系数,是否施用分段燃烧，给料方式，炉膛风压及给料点分布有关。循环流化床中一般处于氧化性气氛中，适当提高过量空气系数对脱硫效率有好处.如过量空气系数由1。0提高至2.0时,折系SO2排放浓度由345PPM降至315PPM。

五、分段燃烧的影响：分段燃烧给炉膛内氧浓度分布造风很大变化,对循环流化床脱硫可能有负面影响，而脱硫效率还决定于二次风的送入位置.

六、床内风速的影响对于循环硫化床锅炉来讲，从操作角度看改变风速即意味着改变负荷.一次风量或一、二次风配比，增加风速说明循环量的增加和脱硫剂停留时间的延长，并增加悬浮空间脱硫剂的浓度，因而对脱硫效率没能负面影响.

七、循环倍率的影响随着循环倍率的升高，脱硫效率达到80％时所需的石灰石投料量也下降，就是说，循环倍率越高，因为飞灰的再循环延长了石灰石在床内的停留时间，提高了脱硫剂的利用率，尤其是对较小颗粒，由于硫酸盐化反应速度相对较慢,当反应30秒钟后如不考虑磨损石灰石的利用率仅0。2—0。4，如延长至一小时,可以提高其利用率,所以提高循环倍率同是还提高了悬浮窨的颗粒浓度使脱硫效率提高。

八、二氧化硫在炉膛停留时间的影响。在循环硫化床锅炉中，悬浮空间内颗粒浓度较高，同时悬浮段的利用也增加了二氧化硫的反应时间,循环流化床由SO2停留时间是以炉膛高度，与表现气速之比来衡量的炉膛高度应保持SO2停留时间不少于3—4秒，但也不能过长。

九、给料方式的影响给料包括给料（煤和石灰石)两个方面,给料可分为二者同点给料或异点给料及床上给入或床下给入从给料方位和机构看，有前墙给入或前、后墙给入两则墙给入和回路密封器给入等方式，此外，给煤点数目也有不同,给料方式对燃烧和气体排放都有较大影响。美国电站循环流化床锅炉运行中得出这样经验：给煤的前、后墙1：1分配最佳，前墙和回路密封器2:1给煤欠之。只用回路密封器给煤时,SO2排放较高.而全部由前墙给入时NOx SO2都是最高.但CO最低，并指示，石灰石该与煤同时给入才能达到满意的脱硫效果。运行经验远表明:前后墙平衡给煤时，脱硫剂利用率最高，SOx 排放量适中。但CO排放量高。

十、负荷变化的影响一般认为,循环流化床锅炉的负荷变化在相当大的范围内变化时,脱硫效率是基本垣定的，不过有时在较为极端的情况下，如负荷突降情况下，由于床温、气速、流体动力因素及出相区中烟气中SO2析出浓度变化比较大,可能会造成脱硫效率明显下降。循环流化床锅炉内氮氧化物的排放及其影响。当会运行的循环流化床锅炉NOx及N2O排放水平分别为50—150PPM和25—100PPM 氮氧化物排放量最主要的特性是其对燃烧，床温和空气量的敏感性较强。

(一）温度的影响温度对氮氧化物的影响已取得共识：随着运行床温的提高,NOx排放将升高,而N2O将下降，如用降低床温来控制NOx会导致N2O排放上升。另一方面运行床温的控制还受负荷及燃烧效率的制约，床温速低则CO浓度增高，尽管有利于NOx的还原，都带来了不完全燃烧,因此最佳床温为850℃左右时，燃料氮回N2O转化率为最高，此时N2O可达200—250PPM。

(二）过量空气系数的影响如不实施分段燃烧，则总的过量空气系数对NOx和N2O有类似的影响。过量空气系数降低时，NOx和N2O排放都下降，过量空气系数增大时NOx和N2O排放影响大大降弱。因过量空气系数过小或过大，CO浓度都升高,这对NOx和N2O的还原和分解都有利，在O2小于1.5%或CO ≈的1%区域,低氧燃烧（炉膛出口O2〈2％时）可减少50—75％的NOx排放。如实施分段燃烧，对降

低氮氧化物排放亦有好处一般，二次风从床面上一这距离给入较好，二次风过低对NOx影响不大,如二次风率增大或一次风率减小，NOx生成量也随至下降，对SO2和CO排放也将下降。

（三)脱硫剂的影响加石灰石脱硫剂的目的是降低SO2排放,然而它都对NOx排放有明显影响，造成NO 上升。

（四）燃料氮的存在影响由于NO和N2O都来自燃料氮,燃料氮越高,则NO和N2O排放量越高.因燃料中氮主要以芳香环和胺两种形式存在，在挥发分析出及燃料时。芳香环结合氮→HCN→N2O 胺→NH2→NO (五）循环倍率的影响提高循环倍率对脱硫是很有益的，同时对NOx排放也有帮助，因为提高循环倍率可增加悬浮段的焦炭浓度。六、实施注氨的影响循环流化床则比较适用采取此法:最常用的还原剂是氨和尿素，对脱氮氧化物至关重要.在分离器处注氨NOx会下降很多，注氨浓度不应超过5—6％,这样可有效降低NOx的排放。

综上所述对循环流化床锅炉降低NOx和N2O的措施主要由：

（1)低过量空气系数

（2）空气分段给入

（3）选择催化还原(如注氨等)

（4）选择非催化还原（如注液氨、尿素等)

(5)烟气后燃（注入碳氢燃料造成分离器内局部高温以分解N2O）.

循环流化床锅炉运行、技改和调试经验

摘要:通过几年来对国产75t/h循环流化床锅炉运行、技改和调试，使锅炉出力、效率达到设计值：对流管束磨损大幅度下降,炉墙可靠性提高;环保先进.

关键词：循环流化床锅炉运行技改调试

前言

吴县市政府适应开发区建设的需要，于一九九二年明确建设供电、供热、节能、环保的热电厂工程。工程工期设计为3×75t/h循环流化床(CFBC）锅炉以及2×15MW抽凝式汽轮发电机级。考虑到当时国产CFBC锅炉尚处于开发阶段，初期供热用户还不足，确定先期两机两炉投产.一期工程土建于一九九三年五月开始动工，第一套机组于一九九四年十二月十一日投产，一九九五年四月三日投

入第二套机组。

1#、2＃锅炉是中科院热物理研究所设计,杭州锅炉厂制造的NG—75/5。3-MIA型CFBC锅炉，是当时首家通过鉴定的产品.电厂投产后影响正常运行的问题主要发生在“锅炉岛”设备上。如上煤系统堵塞,不能向锅炉连续供煤，锅炉的炉墙、对流受热面磨损，半年后省煤器即因磨损爆管，过热器管也有不同程度的磨损。收集循环灰的旋风分离器阻力达2400Pa，造成引风不足，出力仅65t/h，达不到75t/h额定出力。锅炉设计效率为88％，但实际运行时，1＃炉最高为84.43～86.11％，2#炉最高为83。4～84.7%，飞灰含碳量C fh=13～20%以上。

此外，水膜除尘器达不到设计分离效率，排烟粉尘浓度无法满足城市环保要求.

为摆脱上述被动局面，决定3＃炉先用北锅引进技术制造的Circifluid/型75t/hCFBC锅炉。3＃炉投产后,在可能的范围内对1＃、2＃炉进行技术改造，消除缺陷，做到安全经济运行。同时将

锅炉尾部水膜除尘器拆除,改用电气除尘.

1锅炉设备简介

表1 锅炉设备规范

名称规范

符

号

单位1号炉2号炉3号炉备注

型号N G—75/5。3—MI NG—75/5。3-MI BG-75/5。29—M

额定蒸发量0 t/h 75 75 75 最大蒸发量M CR t/h ——82。2 汽包工作压

力

P MPa 5。69 5。69 5.66 过热蒸汽压

力

P GR MPa 5.30 5。30 5。29 给水温度t gs℃ 150 150 150

室温t s ℃ 20 20 20

热风温度t R ℃202 202 185

排烟温度t pr℃ 150 150 142

锅炉热效率η ％ 88。0 88。0 90.55

一次风机 A A D

二次风机B B E

引风机C C F

罗茨风机G

其中:

A:G9-19—11NO150、Q 2.174—5。216×104m3/hH1。354—1.206×104Pa B:G5—29—11NO160、Q 3。077-6。155×104m3/hH10850—79004Pa

C:Y4—60-11NO190、Q 10.23-20.47×104m3/hH4600—2720Pa D:G9—19-11NO19D450KW1480r/min、Q 45040—108090m3/hH22187—19743Pa

E：G5-36-11NO14D132KW1480r/min、Q 33000—54000m3/hH8003—5405Pa F：Y5—48—11NO20。5D315KW985r/min、Q 100080-200520m3/hH5232—3855Pa

G：YCT250-4A18。5KW、Q11.02m3/hH＞8400Pa 2燃煤品位 2.1燃用淮南煤,其分析

基挥发份V f～25％，属于动力烟煤。

表2是燃煤的分析。

表2 煤质分析

名称符号单位设计95。798。798.1099.11

工业分析

应用基水份Mt％—6。398。407。106。21

应用基灰份Aar％-39.9926.7624。4829。76

分析基灰发

份

Vf％24。4924。4923.3123.6424。93

应用基地位发热量Qar

Kj/kg

Kcal/kg

16.52×104

3945

17.03×104

4075

21。

04×104

5032

22。

16×104

5032

20.49×104

4895

元素分析

炭（应用基）Car％8303 ★43.6454.0556.8153。17氢(应用基）Har％5。632。80 3.673。853。61

氧(应用基)Oar％7。89 4.48 5.19 5.465。05

氮(应用基）Nar％0。810.950.530。550。519硫（应用基）Sar% 2.551。24 1.66 1.75 1.63

灰熔点t11300℃t21420℃t31500℃

★——可燃基

淮南煤灰份的软化温度t1=1300℃,如果运行正常一般不易结焦.

2。2 燃煤破碎、筛分、输送系统。

淮南煤是用般从矿区运至电厂运河边专用码头的。途中用防雨帆布盖住船舱，但在年降水量达1000~2000mm的多雨的江南地区，稍不注意即在输煤系统（图1）的筛网、破碎机出口管、煤仓、绞龙给煤机入口或出口等处发生堵煤,不能正常向炉内输送燃料,为正常发电、供热、电厂采取以下措

施，彻底的解决了断续供煤的问题。

2。2。1 从船上卸煤时，迅速用皮带、吊车输入干煤棚堆放、风干。充分发挥干煤棚作用。

2。2。2 破碎机前置8×8mm筛网，原煤先行筛分，〉8mm块煤入破碎机。雨天时常检查、清扫破碎机出口网板。这一措施避免了破碎机经常堵塞的弊病。

2。2.3 原煤仓、落煤管的下倾角＞700，在原煤仓、落煤管（包括破碎机出口管)的内壁上镶贴δ=16mm的高分子聚乙稀板.避免了煤仓、落煤管的堵塞现象。

2。2。4 给煤绞龙进、出口的堵煤现象是最频繁的地区。原煤仓内衬高分子聚乙烯板之后，入口堵煤的问题大体上解决了。但出口堵煤仍然存在。后将给煤绞龙从原煤仓下口13M平台下移至7M运行层平台，直接输入炉膛入口落煤管，并在给煤绞龙出口出加装密封播煤风。堵塞炉内高温烟气反窜,消

除原煤干馏出的水汽云集在绞龙出口堵煤。

燃料筛分、破碎、输送系统经过上述改进、加强管理后消除了堵煤的问题。

3 磨损

CFDC锅炉入炉煤的粒径要求＜8mm，表3是经过筛分、破碎后的入炉煤颗粒情况。平均粒径大体上在2。9～3。4mm范围.远远大于煤粉炉的粒径,图2是流化床锅炉入炉粒径分布图.

图1燃煤系统图

表3 入炉煤颗粒分布

粒径mm

（96。7)10—14

10—4。

75

4.75—2。

5

2。

5—1.19

1。19-0。

60

0.60—0。

28

＜0。28

平均粒

径★

重量百分比% 7.94 12.65 7。14 25.42

23。

76

22.17 0.92 2.9

粒径mm

（99.10） 10-18 10—6 6-5.5

5。5—

4。5

4。

5—

2.5

2.5-

1 .5

1。5—

0.8

0。

8—

0.4

平均

粒径

重量百分比％ 6。98 9。3 2.33

4。

66

23.26

13。

96

11。63 27。90

3.41

★d p=∑i×xi[]100［SX）]

经过流化、燃烧后,床料粒径较小的入炉煤有所降低,表4是CFBC锅炉试验时床料粒径分布表。其平均粒径为1.7—1。8mm.对临界流化速度及临界风量的影响较大。

表4床料粒径分布〖BHDG18mm，K14mm。10〗床料粒径mm 10-14 10—4。75 4。75-2。5 2.5-1。18 1。18—0。6 0.6—0。28 0。28-0。12 5 ＜0。125 平均粒经d pmm〖BHDG8mm，K14mm。10〗重量百分比％ 1.6 6.4 7。1 24。1 21。2 28。8 10。0 0.7 1。71〖BG）〗

CFBC锅炉运行时,还有远大于入炉煤量的循环灰返回炉内继续燃烧,炉内的烟气浓度是很高的,图3是沿炉膛高度烟气浓度分布图。对提高传热固然是良好的举措,但同时带来了对炉墙、受热面的磨损问题。高浓度烟气对管束的磨损量可以用下式估算:

E=ad2pμρ

式中: E—管壁磨损量mm/10万小时d p—灰粒平均粒径 mm

μ-气流速度m/s

ρ-气流含灰浓度kg/m3

α—~10 3

图2入炉煤粒径分布曲线

图3CFBC锅炉烟炉膛高度烟气浓度据资料介绍和本厂实测，尾部烟道飞灰浓度ρ＞2kg/m平均粒径dp=0。2～0.3mm,而且过热器省煤器入口的气流速度达到8～9m/s。在现有的设备条件下减少磨损可采取的切实措施是提高循环灰的捕集量和降低烟速。经同中科院热物理所、制造厂共同商定，技改防磨措施从以下几项入手.

3.1炉墙以及烟道

3.1。1 炉堂底部四周炉墙是耐磨性良好的磷酸盐耐火砖，但结构不很合理，易位移，鼓凸。

技改时改用带止口和拉钩的磷酸盐耐火砖.

3.1。2 膨胀密封用的4＃砖块偏大，制作不易成功,施工密封也较困难.这次改为用耐高温的钢筋作骨架,用白钢玉浇注方法,较为成功.

3.1.3 防烟气短路、涡流引起受热面局部磨损.

炉堂出口8根Φ108导汽管表面，原设计敷涂防磨浇注料.但脱落处的管子裸露后易磨损。现改为镶嵌防磨金属护瓦。增加了受热面积,还使烟气流通截面增加0。16m 2.

·承载一级百叶窗惯性分离器的拉稀管,原挂钩不规则,予以纠正。并在靠两侧炉墙处予以密封,防止保护材料脱落后烟气短路引发局部磨损爆管.

·尾部烟道后墙顶部原为直角弯头，该处烟气流较浓，易发生涡流,增加气流不均匀分布。现将直角改成圆弧，使气流均匀分布。

3。1。4扩大烟气流通截面，降低烟气速度。表5是技改前后烟气流速的分布情况表 5烟道平均烟气流速m/s

部委名称

高温过热

器

低温过热

器

高温省煤器进口/平

均

低温省煤器备注

第一次换省煤器

后

6.2 8。34 7。997/

7.277.06/本次改造设计 5。19 6。41 6.26/6.047。66/

调试测算 5.29 6.956。81/6。267。41/6。24 略高于设计

对于浓度较高，颗粒较粗的CFBC锅炉而言，8-9m/s的流速显然偏高，所以运行半年后，“高省”即

发生因磨损而爆管故障。

技改时，在钢架许可范围内将高温过热器至尾部烟道(从Z1至Z4立柱)的炉顶抬高600mm 。过热器本身也相应加长约600mm，在受热面大体不变的前提下，过热器管排由60排减至55 排，管排中心距由90mm增加100mm.高温省煤器改用直鳍片管顺排布置,每排根数增加至16 根，管排中心距从90mm 扩大至105mm。

尾部烟道入口处原用砖砌，技改时改用浇注式护板,烟道深度从2400mm扩展到2700mm。

3。1.5技改工程中，旋风分离器改用直径为2000mm、入口管为锅壳式的，中心管下端为反向百叶窗筒心、阻力较低的高效旋风分离器。为减少低省磨损和改善分离器进、出口管处烟气分布不匀，将低温省煤器设置在分离器后部，两个旋风筒出口设一专用排烟道，然后分成左、中、右三股气流均匀进入低温省煤器入口烟道。

通过上述设备改进、如表5所述,烟气流速大为降低，局部短路、涡流有很大改善，烟道阻力有所降低，运行一年多以来，过热器、省煤器未再发生磨损、爆管事故。锅炉出力也有明显改善.技改后的1＃、2#炉如图4所示。

4启动试验 4。1风机试验以3＃炉为例，对4台风机进行冷态启动试验，除引风机因工质差别较大，难以预先下定论外，其余三台风机均满足锅炉厂要求的参数及铭牌规格（表6）

表63＃炉风机冷态试验结果

风机名

称

锅炉厂要求参数风机铭牌参数冷态试验实测数据

风量m3/h阻力pa风量m3/h全压pa风量m3/h风压pa

一次风机43560 16840

45040—

108090

22187-

19743

★(床料高700m

m)21335—60111

5400-20150

二次风机35640 4940

33000—

54000

8003—

5405

★★31170—66074642-6260

引风机122760 3308

100080—

200520

5232—

3855

※51334—11 5978※240-2780

罗茨风机////

★挡板0—45%★★挡板

10—70％※挡板

0—50%

冷态个风机在

此开度下已近

额定电流

4。2测风装置标定试验

1＃、2＃炉在一、二次热风道分别装有双文丘里测风装置，3＃炉则装置机翼形测风装置。以3# 炉为例，机翼所产生的差压△P j要比风道中气流的实际动压△P d放大5—8倍。所以在同一风道中用标准皮托管测得气流的平均实际动压△P d,同时记录几次机翼所产生的压差△ P j.机翼的流量

系数k j可以计算出：