大型循环流化床锅炉旋风分离器中心筒改造分析
循环流化床锅炉布风系统的优化设计改造
循环流化床锅炉布风系统的优化设计改造文章根据一台150t/h循环流化床锅炉在运行中由于流化不均使锅炉出现结焦、风帽磨损严重、受热面磨损严重等情况，因此对其进行改造，即在锅炉南北风室内共3个位置增加不同尺寸、角度导流板，调整锅炉布风情况。
改造后以上情况均得到改善，并取得了较大的经济效益和社会效益，对循环流化床锅炉布风系统的设计与技术改造具有一定的参考价值。
标签：循环流化床锅炉；流化不均；导流板；布风系统我公司现一台150t/h循环流化床锅炉，由于1次风系统的4个风室静压不均衡、取消2次风、布风板压力不均等因素，锅炉在长周期运行过程中出现炉床流化差、风帽及受热面磨损严重等现象，从而影响锅炉机组的安全与经济运行，因此文章针对该情况对锅炉一次送风口进行优化设计改造。
1 CFB锅炉简介1.1 CFB锅炉的工作原理及结构CFB锅炉是从鼓泡床发展起来的一种新型燃烧技术[1]。
其工作原理是：将煤破碎成10mm以下的颗粒后送入炉膛，同时炉内存在大量床料，有炉膛出口安装旋风分离器，将分离下来的固体颗粒通过飞灰送回装置再次送入炉膛燃烧[2、3]。
文章所研究的锅炉整体呈左右对称布置，锅炉采用单汽包、自然循环、循环流化床燃烧方式，露天布置，炉顶布置有遮雨板。
该循环流化床锅炉主要由四部分组成：燃烧室、水冷旋风分离器、物料送回装置、尾部对流烟道。
1.2 布风系统存在问题的主要原因布风板特性与流态化质量密切相关，其设计是否合理是流化操作成败的关键因素之一。
流化床锅炉的布风装置必须具备以下特点：均匀分布来流气流，有助于产生均匀而平稳的流态化及阻力损失比较合理。
布风板阻力是指在无料层时燃烧空气通过布风板的压力损失。
要使空气按设计要求通过布风板形成稳定的流化床层，要求布风板具有一定阻力。
从节能角度考虑，布风板的阻力是个不利因素，应降的越低越好。
但它对布风的均匀化、稳定性又是个有益的因素[4]。
没有一定的阻力，布风均匀化难以维持，尤其当布风板在流化床系统中所占的比例过小时，床层一旦出现偏流，气流将更加趋向于阻力较小之处，以致出现勾流，其他地方形成死区。
循环流化床旋风分离器防变形及结构优化
循环流化床旋风分离器防变形及结构优化防止变形方法1.中心筒要短2.有加强筋3.悬吊方式4.有膨胀缝超临界循环流化床旋风分离器结构优化数值模拟某电厂根据当地拥有丰富煤矸石储量以及流化床锅炉具有污染物排放浓度低和劣质煤高效利用的特点,筹备新建660MW超临界循环流化床锅炉,使用劣质煤(煤矸石+煤混烧)｡旋风分离器是循环流化床锅炉核心部件,其工作过程是将从炉膛上部出去的飞灰,小的煤粉,石灰石经过分离后等重新送回炉膛,完成整个的循环过程｡它的工作性能与整个锅炉安全性,经济性有着直接的关系,对机组安全稳定运行起着重要作用｡660MW超临界流化床旋风分离器特点是大型化及大尺度｡结构尺寸的大型化及大尺度导致其内部气固流动比一般分离器更加复杂,湍流流动更加紊乱,分离器内向下外螺旋区和向上内螺旋区分界变得不规则,气固分离效率降低,而且湍流流动加剧会进一步加剧摩擦提高能耗,所以设计结构必须合理,达到完成气固分离并尽可能降低能耗的目的｡实验的方法得不到详细的流场分布,压力分布只能测量整体的压降和分离效率,而采用数值模拟的方法可以得到分离器内部详细的压力､速度分布,对问题全面分析提供帮助｡采用数值模拟的方法对660WM超临界循环流化床锅炉大型旋风分离器进行研究｡排气管是旋风分离器气体排出管道,直接影响向下外螺旋区与向上内螺旋区的分界,而向下外螺旋区是气固分离的主要区域,所以排气管结构对旋风分离器内气固分离有着重要意义｡排气管直径会直接影响向下的外螺旋区与向上的内螺旋区分界;排气管插入深度会影响径向速度分布,径向速度过大会产生“短路流”,降低分离效率;排气管偏斜,有助于减少涡旋区,改善流场,减少阻力,本文从排气管的直径､排气管插入深度､排气管偏斜选取这三个方面进行研究｡1旋风分离器数值模拟1.1 物理模型构造及模拟结构的选择统计旋风分离器各部分初设尺寸,确定旋风分离器结构,具体结构如图1所示,结构初设尺寸如表1所示｡为了方便研究排气管直径变化对旋风分离器的影响,引入相对直径比:式中:De———排气管管径,m;D———圆柱分离段直径,m｡排气管直径太大会使分离效率急剧降低,而太小会使总压差急剧上升,一般排气管相对直径比选取0.5,对于压差要求不大的可进一步缩小排气管直径来提高分离效率｡选取模拟直径范围2.55m~4.25m,模拟尺寸选取2.55m~4.25m范围内典型尺寸2.55m､2.975m､3.4m､3.825m､4.25m,分别对应相对直径比0.3､0.35､0.4､0.45､0.5,其中4.25m是初设值｡插入深度为3.6m,8.5m,10.1m分别对应排气管的底端在进气管底板以上,与进气管底板持平,在进气管底板以下这三种典型结构｡选取这三个典型插入深度进行模拟,其中插入深度3.6m为初设值｡排气管向涡旋区适量偏离,可以优化流场｡旋风分离器初设排气管不进行偏置布置,为提高分离效率,降低总压差,对初设排气管结构进行设计优化｡据文献,90°~180°方向紧靠排气管外壁会形成离体漩涡区｡在偏置0°~180°方向之间选取典型偏置方向0°,45°,90°,145°,180°进行研究｡模拟尺寸选取汇总表如表2所示｡1.2 网格划分使用网格划分软件对构建好的个体进行网格划分,将旋分分离器分成3个子区域,分别是进气管段,排气管段和其他区域｡分别对3个子区域进行网格划分｡经过网格无关性检验,最终选取201287个网格个体的模型｡具体网格划分如图2所示｡其中进气管段与圆柱分离段连接处含有尖端易产生质量较差网格｡先采用“撒种子”方法将进气管段上表面进行划分,然后采用cooper 方法对进气管段进行网格划分,剩下的圆柱体段,圆锥体段都是规则几何体,可以直接采用cooper方式进行划分,最终生成高质量网格｡图3为进气管段与圆柱体段连接处网格｡1.3 湍流模型的选取旋风分离器流体为强旋湍流,湍流模型有k-ε模型,RNG模型和RSM模型｡k-ε模型是基于同向性假设,这与旋风分离器的强旋性质不符,RNG模型虽然加入了时均应变率,但仍基于同向性假设,还是不能符合旋风分离器的强旋性质｡RSM模型抛弃了各向同性假设,在模拟各向异性湍流方面有显著优势,许多学者采用RSM模型对旋风分离器进行研究并得到了与实际情况相近的结果,所以采用RSM湍流模型来进行模拟｡表3为RSM模型控制方程组｡1.4 差分格式及算法选取常用的差分格式有一阶差分格式,二阶差分格式和QUICK差分格式｡一阶差分格式只有一阶精度的截差,优点在于易于收敛,但是扩散项大,误差较大;二阶差分格式在一阶差分格式基础上优化了精度截差,使模拟更加接近现实但是仍有一定的假扩散;QUICK差分格式不仅保留了稳定性而且具有更高的精度截差,假扩散被进一步减小,为提高模拟准确性采用QUICK差分格式｡PRESTO压力插补格式适用于高速旋转流动,符合旋风分离器内流体高旋流动的特点,所以采用PRESTO压力插补格式｡SIM-PLEC耦合方式是在SIMPLE 耦合方式基础上进行优化,对于许多问题SIMPLEC耦合方式可以快速得到收敛解,所以采用SIMPLEC压力速度耦合方式｡1.5 两相流模型选取择气相湍流流动会对颗粒相产生影响,同样,颗粒相反过来也会对气相产生影响,但是颗粒之间的相互作用可以忽略不计,所以采用相间耦合的随机轨道模型来模拟分离器颗粒运动｡颗粒在分离器中主要受重力作用和拽力作用,不考虑其他力｡颗粒相在拉格朗日坐标系下的运动方程如式(2)､式(3):1.6边界条件设置设旋风分离器内物质为空气,温度为900℃,气体密度为0.301kg/m3,黏度μ=4.67×10-3Pa·s,并对边界条件进行设置｡(1)进口:速度进口(velocityinlet),大小为20m/s;(2)出口:自由出流(outflow),流量为1;(3)颗粒捕集口:壁面(wall),在加入颗粒时设置为trap类型;(4)壁面:标准壁面函数,无滑移壁面｡分级效率是评价旋风分离器分离性能的一个重要指标之一｡分级效率是指某给定粒径颗粒的分离效率,与进气口颗粒粒径,浓度无关,因此可以看出,用分级效率评价旋风分离器性能更具有意义,不考虑操作条件,单独考虑旋风分离器总效率是无意义的｡因为旋风分离器对大颗粒几乎可以完全分离,关键在于对小颗粒的分离,所以主要对小颗粒进行模拟,颗粒直径服从Rosin-Rammler分布,颗粒粒径0.05mm~0.1mm,平均粒径0.075mm,从颗粒质量流中任意选取2000个颗粒来计算分级效率｡颗粒初始喷入位置是进气口平面,颗粒速度与进气口空气速度相同｡颗粒在分离器中随气流做高旋流动,大颗粒在离心力作用下被甩出,经多次碰撞壁面后落入排尘口平面,认为颗粒被捕集;小颗粒随气相流体流动,被携带从排气管排出,认为颗粒逃逸｡设进入旋风分离器颗粒数为n,被捕捉数为ni,分级效率通过式(5)计算:2数值模拟结果与分析2.1 排气管直径对旋风分离器的影响模拟排气管直径2.55m､2.975m､3.4m､3.825m､4.25m,分别对应相对直径比0.3､0.35､0.4､0.45､0.5这5种典型结构｡图4为不同直径x=0截面速度等值线分布图｡通过数值模拟得到各个直径下总压差变化曲线图5｡从图5可知｡排气管直径增大,总压差随之降低,直径从2.55m增加到2.975m,压差降低12.1%;从2.975m增加到3.4m,压差降低7.60%;从3.4m增加到3.825m,压差降低7.43%;从3.825m到4.25m,压差降低5.32%,变化幅度逐渐趋于平缓｡分析图4,图5可知,排气管直径增大,会导致分离器内高旋湍流速度降低,减弱了流体内部以及流体与排气管壁面和分离器内壁面的摩擦｡同时排气管直径的增大可以有效减弱排气管底端入口径缩效应｡最终使总压差降低,能耗减少｡通过模拟得到各个直径下分级效率变化曲线图6从图6中可以看出,排气管直径增大,分级效率先增后减,但是总体变化幅度不超过2.5%｡分析图4,图6发现旋风分离器分级效率最主要是受切向速度影响,排气管直径的增大会导致切向速度的降低｡直径在2.55m~3.4m之间变化时,向上内螺旋区域和向下外螺旋区域变化不大,不影响气固分离;但排气管直径增大,排气管底部区域轴向速度会减少,减弱“短路流”的影响,使分级效率得到提升｡排气管直径在3.4m~4.25m之间变化时,排气管直径的增大会压缩向下外螺旋区域｡向下外螺旋区域是气固分离的主要区域,分离区域被压缩导致分级效率降低｡虽然排气管直径增大会进一步降低轴向速度,这对减弱“短路流”是有利的,但是排气管直径的增加,也会加剧旋风分离器分离区域的“甩尾”现象,导致颗粒返混,降低分级效率并且加剧锥形壁面的磨损｡综合影响下,分级效率降低｡2.2 排气管插入深度对旋风分离器的影响对排气管插入深度为3.6m､8.5m和10.1m的情况进行模拟｡图7为不同插入深度的结构简图｡图8为不同插入深度x=0截面速度等值线分布图｡经模拟得到不同插入深度下的总压差变化折线图9｡从图9可以看出,随着插入深度的增加,压差快速地升高,插入深度8.5m比3.6m压差增加42.93%;插入深度10.1m比8.5m压差增加66.39%｡分析图8,图9可知这主要是因为排气管插入深度提高,加大了流体与排气管壁面的接触面积从而加大摩擦,流体能量损失增加,流速降低｡而总压=静压+动压｡流体流速的减小,总压中动压部分减小,使出口总压减小,在入口总压不变条件下,最终总压差增大｡通过模拟得到不同插入深度的旋风分离器分级效率变化折线图10｡从图10可以看出,插入深度越大,分级效率越大｡分析图8,图10可知,这是因为进入旋风分离器的部分气流会直接沿壁面向上流动,到达顶端后继续贴壁流动,汇聚到排气管底部四周后,紧贴排气管内壁而不经过旋风分离器圆柱体段和锥体段部分直接从排气管流出｡颗粒相中一些容易被气流携带的小颗粒就会直接从排气管排出,造成“短路流”,降低分级效率｡而插入深度增加,排气管贴壁速度减小,减弱“短路流”影响,提高分级效率｡2.3 排气管偏心对旋风分离器的影响模拟计算了排气管沿着0°､45°､90°､135°及180°五个偏置方向的总压差和分级效率｡为了便于分析,引入相对偏心距｡式中:Δx———排气管偏心的距离,mm;R———圆柱段的半径,mm;r———排气管的半径,mm｡相对偏心距设为定值10%(偏心距0.425m)｡图11为不偏置和偏于180°方向的示意图｡图12为不同偏置方向z=18截面的速度分布等值线图｡通过模拟得到不同偏置方向的总压差变化曲线图13｡从图13中可以看出,当偏置方向角度增加时,总压差先增后减,在偏置于90°方向时达到最大值,比初设结构增加了17.48%｡在偏置方向180°时压差最小,比初设结构减少了5.32%｡通过模拟得到不同偏置方向分级效率变化曲线图14｡从图14中可以看出,偏置于180°方向时分级效率最高,达到77.78%｡分析图12,图14可知这是由向心力导致的,因为排气管偏置于180°方向时,正好是速度进口切向方向,切向速度阻力小,可以一直保持较高速度｡流体切向速度对颗粒分离起到最主要作用,流体切向速度的高速性,保证了颗粒相可以被有效地分离｡3综合性评价及结构优化总压差(Δp)和分级效率(η)是评价旋风分离器重要指标,总压差Δp代表了旋风分离器能耗的多少,分级效率η代表了旋风分离器分离固体颗粒能力,评价旋风分离器的性能必须将两者都考虑进去｡而压降Δp与阻力系数ξ关系如式(7)所示:式中:ui———进口气流的速度,m/s; ρg———气体密度,kg/m｡阻力系数ξ可以用来表示能耗的相对大小｡引进综合性因素Y=η/ξ,因为旋风分离器分级效率越高越好,而能耗越少越好,所以Y最大结构最优｡使用综合性因素Y 对某电厂排气管结构进行设计优化｡表4为不同直径的综合性因素计算表｡从表4中可以看出,直径为4.25m时,Y=3.17最大｡表5为不同插入深度的综合性因素计算表｡从表5中可以看出,插入深度为3.6m 时,Y=3.17最大｡表6为不同偏置方向的综合性因素计算表｡从表6中可以看出,偏置方向为180°时,Y=3.38最大,为了进一步提高分离器效率,降低能量损失,某电厂旋风分离器排气管可以偏置方向为180°布置｡4结语通过数值模拟的方法对某电厂660MW超临界循环流化床旋风分离器排气管直径,插入深度,偏置方向进行研究并得到这三种结构变化对分离器压差和分级效率的影响规律｡引进分析综合因素Y=η/ξ,对某电厂分离器排气管结构进行了评价和设计优化｡得到了以下结论:(1)随着排气管直径的增大,总压差逐渐减小,但幅度越来越小,直径4.25m时,压差最小为1461.65Pa｡而分级效率是先增加后减小,直径为3.4m时最大,达到79.4%,但是整体变化幅度较小,不超过2.5%｡(2)插入深度越小,总压差越小,插入深度3.6m时,总压差最小为1461.65Pa｡而对于分级效率,插入深度越大,分级效率越高,插入深度10.1m时,分级效率最高为82.6%｡(3)偏置方向在0°~180°变化时,偏置方向的角度增加,压差先增后减,90°时最大,达到1717.09Pa｡对于分级效率,偏置方向的角度越大,效率越大,180°时,达到77.78%｡(4)通过引进综合因素Y=η/ξ来评价优化排气管初设结构｡某电厂旋风分离器排气管直径4.25m,插入深度3.6m的设计是合理的｡为进一步提高性能,排气管可以偏置于180°方向布置｡文献信息赵立正,原奇鑫,康志忠,郭永红,孙保民. 超临界循环流化床旋风分离器结构优化数值模拟[J]. 锅炉技术,2016,03:31-37+44.来源：循环流化床发电。
循环流化床锅炉中旋风分离器的设计与探讨
粒， 旋风分离器都可以完全捕集 ， 而后者对 ｄ。 ５ 的颗粒
粒径 刚好 有 ５ ％被 捕 集 ， 程上 常 采 用 ｄ 。 进 行 设 ０ 工 来
Ｖｏ ｜ Ｉ ３ Ｎｏ． ４
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循 环 流 化 床 锅 炉 中 旋 风 分 离 器 的 设 计 与 探 讨
黄新章 王永波 郑传 贵 徐 有宁 ， ， ，
（ ． 阳工程 学院 动力 工程 系 ， 阳 １ ０ ３ ； ． 宁科 林环保 工程 有限 责任公 司 ， 阳 １０ ３ ； １沈 沈 １１６ ２ 辽 沈 １０ ４
计ｌ． ２ 临界 分 离 粒 径 的 大 小 决 定 于 分 离 器 的结 构 尺 ］ 寸 ， 以应在满 足一 定分离 效率 的条件 下 ， 算临 界分 所 计
离粒 径 ， 临界分 离粒径 确定 后 ， 根据 经验公 式来确 定 再
是 用分离器 的效 率和 压 损来 衡 量 、 中分离 效 率 高 低 其
关键 词 ：旋 风 分 离 器 ； 离效 率 ； 分 临界 分 离粒 径 中 图分 类 号 ：ＴＯ ５ ０ 文 献 标 识 码 ：Ａ 文 章 编 号 ：１７ —１ ０ （０ ７ ０ ６ ３ ６ ３ ２ ０ ）４—０ ３ ３ ３—０ ２
旋 风分离 器是 结构 简 单 、 易 制造 和 安装 的 常见 容 的化工设 备 ， 在食 品 、 医药 、 日用化 工 以及 冶金 电力 等
为衡 量其好 坏 的最 主要 指标 ， 即旋 风 分 离 器处 理 后 的
基于空气深度分级燃烧的循环流化床旋风分离器改造数值模拟
[摘
要 ]基 于 空 气 深 度 分 级 NOパ咸排 原 理 ，将旋风分离器的中心筒改为套筒形式，在套筒内通入顶
部风作为补燃风，并模拟研究了顶部风通入后对旋风分离器分离效率的影响。结果表明：
顶部风通入之后，进出口压差上升：在最佳顶部风速下，对 于 粒 径 小 于 1.5 n m 的颗粒，旋
风分离器分离效率最多可上升1 0 % 左右；套 筒 插 入深度由10 m m 增 至 45 mm, 颗粒分离
效率先上升后下降，最佳顶部风速由3 0 m/s 降 低 至 10~20m/s ; 减小套筒尺寸至1 m m 可使进
第48卷 第 6 期 2019年 6 月
热力发电 THERMAL POWER GENERATION
Vol.48 No.6 Jun. 2019
基于全气深皮分级燃旄的循坏洗化糸
旋 见 分 禽 篇 L改 逄 教 值 模 拟
薛 现 恒 \ 于 英 利 2, 韩 义 2，高正平2, 孙 世 超 \ 段 伦 博 1
(1. Key Laboratory of Energy Thermal Conversion and Control, Ministry of Education, Southeast University, Nanjing 210096, China; 2. Inner Mongolia Electric Power Research Institute Branch, Inner Monglia Elrctric Power (Group) Co., Ltd., Huhhot 010020, China)
浅析循环流化床锅炉旋风分离器椎体组合就位技术
浅析循环流化床锅炉旋风分离器椎体组合就位技术摘要：旋风分离器是电厂循环流化床锅炉主要部件之一，旋风分离器由于因其体积大、质量重，为制造、运输方便，通常采用分片制造、供货的方式，旋风分离器运到现场后，通常采用组合和散掉相结合方式进行安装。
通过对旋风分离器锥体使用自制的组合胎具作地面组合、整体吊装的施工方案论述，进而确定了分离器锥体组合及整体吊装技术的可靠性。
关键词：循环流化床锅炉；旋风分离器；椎体组合；就位1前言循环流化床锅炉因为其燃料适用性广、负荷调节性强以及环保性能优良而得到了越来越多的重视。
在我国能源与环境的双重压力下，循环流化床锅炉在我国得到了快速发展。
大量循环流化床锅炉机组的装备对于优化我国电力结构、改善电力供应品质、提高我国整体资源利用效率以及降低污染物排放方面发挥出了积极的的作用。
2 旋风分离器锥体设备的特点每个旋风分离器锥体现场到货时10件。
如果不在地面进行组合或预组合，单片管屏直接吊装到锅炉上进行直接安装，会出现由于单片管排变形、弧度与设计不相符，使分离器的拼接、管子对口非常困难，造成分离器锥体的圆度和同心度不可能控制，容易造成安装后成为花瓣形，不满足现场要求。
因此将分离器锥体管排进行地面组合成2半进行吊装，吊装后再拼接两个半分离器椎体。
根据分离器锥体中心到椎体管屏内壁表面的距离尺寸，自行设计一个管屏拼接组合胎具，来保证分离器锥体组合后的圆度。
通过使用该管屏拼接组合胎具，减小组合成半圆拼接的间隙，在吊装安装前认真检查每片管屏的尺寸，保证每片管屏尺寸与图纸相近，从而保证旋风分离器圆锥体上下口同心度。
3旋风分离器椎体胎具的制作及设备组合3.1组合胎具的制作：首先核查图纸，计算出分离器锥体上下口半径尺寸，即到上、下口中心到管壁内径的半径尺寸，根据半径尺寸大小用卷板机卷制14槽钢半圆胎两件，两槽钢半圆胎使用槽钢进行连接，两槽钢半圆距离按照分离器椎体的上下口的距离尺寸进行定位，可见如图1分离器锥体组合架设图1分离器锥体组合架制作图计图，图中1是16槽钢，2是14槽钢，3是16槽钢，4是14槽钢。
循环流化床锅炉常见故障的分析和改进
循环流化床锅炉常见故障的分析和改进循环流化床锅炉的燃烧技术已经在我国工业领域得到了全面的推广和普及，但是由于我国对于这方面的技术水平有限，在流化床锅炉的运行过程中经常出现一些故障问题，所以，需要相关工作人员对日常出现的故障进行全面分析，并及时的改进，提升流化床锅炉的可靠性，促进流化床锅炉燃烧技术的不断发展。
关键词：流化床锅炉;常见故障;改进措施1循环流化床锅炉技术特点1.1可燃烧的燃料选择范围广泛循环流化床锅炉技术有一个非常显著的优势特点，其可供于燃烧的燃料样品选择范围十分宽广，对燃料的适用性很高。
在这项技术中，燃料仅仅只占床料的很少一部分，其余均是不能够进行燃烧反应的固体物质。
这些物质保证了床层温度的稳定，使得燃烧物能够更快速地达到着火点，而燃料通过燃烧反应而释放的热量又可以使得床层温度相对稳定，使得对燃料的适应性很广。
1.2燃烧效率高循环流化床锅炉中，由于分离器的存在，大量的颗粒在炉膛及循环回路中循环燃烧，只有较细的颗粒从分离器逃逸成为飞灰，保证了即使粒度很大的颗粒也能够在相对降低的燃烧温度下燃尽。
随烟气逃离分离器的细颗粒形成的锅炉飞灰，其平均粒径一般只有10-30μm左右，与煤粉炉飞灰粒径相当，甚至略低于煤粉炉，保证了循环流化床锅炉对细颗粒燃烧也可以获得与煤粉炉相当的燃烧效率。
其燃烧效率高的主要原因是气-固混合良好，停留时间长。
1.3 环保性能好循环流化床锅炉炉膛内燃烧区温度一般维持在850-920℃，远低于煤粉锅炉，这一温度范围正是脱硫反应效率最高的温度区间，加入1㎜以下的石灰石粉，在钙硫摩尔比为1.5-2.5以及适当的石灰石粒径分布下，就可以在炉内燃烧的同时，实现高达90%的脱硫效率;同时低于燃烧化学当量的一次风从炉膛底部加入，析出的燃料氮不能充分与氧反应生成氮氧化物;二次风从炉膛中部加入，这样使该处的过量空气系数达到20%，燃料氮已轉化为分子氮，在还原区以上形成的氮氧化物机会减少;氮氧化物生成较少，有利于炉内完成脱硫反应，是一种环保性能很好的燃烧技术。
300MW循环流化床锅炉技术改造分析
ｌ 水 冷 壁 让 管 改造
１ ． １ 水冷 壁让 管 改造 的必 要性 锅炉 水冷 壁 全部 采 用 膜 式 壁 结 构 ， 水 冷 壁 浇
预器 等部 分 组成 。采 用裤 衩腿 、 双布 风板 结构 ， 炉 膛 内蒸发 受 热 面采用 膜式 水 冷壁及 水 冷壁 延 伸墙 结构 。采 用 水 冷 布 风板 ， 大 直 径 钟 罩 式 风 帽 。具
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循环流化床锅炉的节能技改
循环流化床锅炉的节能技改张玉轩1 ,汤霞槐2 ,王冬2 ,彭锴2(1. 青岛科技大学,山东青岛266024; 2. 兖矿峄山化工有限公司,山东邹城273500)摘要: 介绍了循环流化床锅炉的使用状况以及生产运行中存在的问题,对一次风风道、钟罩式风帽和旋风分离器进行了改造,对比了改造前后主要运行参数和技术性能,总结了改造后运行效果。
结果表明,改造后循环流化床锅炉蒸汽产量由65 t/h提高到82 t/h,吨蒸汽煤耗比改造前的2006年下降13kg。
关键词: 循环流化床锅炉;风道;钟罩式风帽;旋风分离器;节能改造中图分类号: TQ229. 66文献标识码: B文章编号: 1004 - 8901 (2009) 06 - 0049 - 05Energy Con serva tion and Technology Reforma tion for C ircular Fluid ized Bed Bo ilerZHANG Yu2Xuan, TONG Xia2huai, WANG Dong, PENG Kai(1. Q ingdao Science & Technology University, Q ingdao Sandong 266024 China;2. Yukang Fongshan Chem ical Engineering Com pany L td. , Zoucheng Shandong273500China)Abstract:Author has described the utilization situation for the circular fluidized bed boiler and the existing p roblems in p roduction running, the refor2mation wasmade for the p rimary air duct, bell cover type air cap, and cyclone separator, comparison wasmade for the main running data and technicalperformance before / after reformation. Running effect after reformation was summarized. Result indicates that the steam p roduction of the circular fluidizedbed boiler is increased from 65 t /h to 82 t/h after reformation, steam and coal consump tion is lowered by 13 kg / t compared with before reformationin 2006.Key words: circular fluidized bed boiler; air duct; bell cover type air cap; cyclone separator; energy conservation and reformation循环流化床锅炉(CFB Circulating Fludized BedBoiler)采用近年来国际上新一代高效、低污染清洁燃烧技术,其主要特点是燃料和脱硫剂经多次循环,反复进行低温燃烧和脱硫反应,炉内湍流运动强烈,不仅能够达到低的Nox排放、90%的脱硫效率以及与煤粉炉相近的燃烧效率,而且具有燃料适应性广、燃烧效率高、负荷调节比大、负荷调节快和灰渣易于综合利用等优点。
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大型循环流化床锅炉旋风分离器中心筒改造分析郭宗林;温佳琪【摘要】文中针对300 MW机组循环流化床锅炉旋风分离器中心筒在实际运行过程中产生的各种问题进行了分析与说明,并从中心筒的型式、尺寸、吊挂等方面提出了相关的改造建议.【期刊名称】《应用能源技术》【年(卷),期】2019(000)006【总页数】3页(P14-16)【关键词】中心筒;膨胀;变形;改造【作者】郭宗林;温佳琪【作者单位】河北建投水务环境工程有限公司,石家庄050051;河北建投水务环境工程有限公司,石家庄050051【正文语种】中文【中图分类】TK229.40 引言河北南网某电厂锅炉是由东方锅炉(集团)股份有限公司制造的亚临界、一次中间再热、单汽包、单炉体、自然循环、平衡通风、旋风气固分离、固态排渣、半露天布置的循环流化床锅炉。
锅炉型号为：DG1100/17.4-Ⅱ3。
锅炉中心筒长度h=6343.5 mm，中心筒直筒外径Φ4149 mm，厚度δ=12，由R253MA板材卷制而成。
直筒与锥筒之间采用焊接方式固定，16个固定点，其中每个固定点有3道筋板，全部48道筋板连接起固定密封作用。
中心筒直筒段上部2 000 mm由16块扇形长板拼装而成，下部筒体为整圆。
中心筒入口烟道高1 020 mm，宽175 mm，高宽比5.8，旋风分离器直径Φ8 500 mm，中心筒直筒段上部2 000 mm置于分离器的耐火浇注料中，插入深度为4 320 mm，he/a≈0.45。
1 中心筒设备存在的问题(1)运行参数问题有相关研究表明单炉膛中心气流流速一定大于两侧靠近边界层的流速，且中间颗粒物浓度较小，从而造成中间区域B对应的分离器b入口流速及压降均大于A、C两侧的a、c分离器，而入口颗粒物浓度及返料量均小于A、C两分离器。
随着流速的增大，返料量偏差亦会增大。
在机组实际运行过程中，三个分离器再压降、返料量及入口烟道体积率均存在差异，中间回路B返料量比A、C侧返料量少10%左右，中间床温比两侧高70～100 ℃，造成床温偏差较大。
床温不平衡的问题只能通过调整给煤机的给煤量，调整二次风的大小，以及调整三个分离器返料风量等控制途径缓解。
(2)吊挂方式问题接口连接是指在旋风筒内安装接口，接口通过各种尺寸的钢板与中心筒焊接，最终将中心筒固定在旋风分离器内的连接方式。
该方式有较好的密封效果，但是由于中心筒与接口满焊，没有膨胀间隙，中心筒受热膨胀时发生挤压变形，并且这种变形还会沿中心筒向下延伸扩大，导致中心筒中段和下段严重变形，降低分离效率。
(3)变形问题直筒与锥筒之间的连接以拉筋板焊接固定，连接部位是死点，无膨胀间隙。
在机组多次启停过程中筒体热胀冷缩时被拉筋板固定，虽筒体上有切割的16道膨胀缝，但在挤拉应力的不断作用下，膨胀缝两侧膨胀不均。
同时，中心筒直筒上段膨胀烟气温度达890 ℃时，直径4 149 mm的筒体径向膨量计算值为50 mm，而锥筒大部分在保温层中使得其受热膨胀很少，几乎没有膨胀相对补偿量，极易造成整个筒体的变形。
中心筒筒体由耐热不锈钢板整体卷制成，其无膨胀间隙，在机组启停过程中，中心筒温度变化不均匀，迎烟气侧温度变化较背烟气侧大，使中心筒更容易发生形变，成为椭圆型。
筒体变形后，导致筒体周边浇注料裂纹、脱落，烟气短路，锅炉效率下降。
(4)密封问题在机组启停及负荷变化时，中心筒直段响应快、胀缩大，而在保温层中的锥筒反应慢、胀缩小，两者间产生多次胀缩变化时，中心筒直段不断受挤压及拉阻，胀缩作用力会使中心筒上部扇形板之间原有的拼接缝演变为宽达50～200 mm的裂隙，拉筋被拉断，筒体下沉，严重时会导致中心筒脱落，造成停炉事故。
中心筒上部裂隙导致原有规则的压力场被破坏，下部区域压力大幅降低，内外气流短路，含碳颗粒被裹挟进中心筒，降低了中心筒分离效率。
同时造成上部区域保温耐火层烧损，上部炉墙外凸，外护板烧红、散热损失大幅度增加进而锅炉效率下降的问题。
在机组实际运行过程中，中心筒锥筒下端与膜式受热面的焊接处多处被拉开，导致本体护板被烧红，烟气灰尘外窜，成为密封系统的一个重要隐患。
2 改造目的机组锅炉中心筒改造的目的是提高分离器效率，增大循环灰量，降低飞灰颗粒浓度及含碳量，间接降低床温，减少氮氧化物原始排放量，提高锅炉效率的同时保证机组的安全稳定运行。
3 改造方案针对机组锅炉旋风分离器中心筒存在的上述问题，现提出以下改进建议：(1)中心筒材质改进建议中心筒由钢板卷制改为铸造，由δ=12 mm变为δ=16 mm。
材料由R253MA变为ZG40Cr26-Ni14MoMnSiNRe，含碳量由0.1变为0.15～0.2，增加了Mo、Mn、N、Re微量元素。
筒体加厚4 mm，可以大大提高筒体强度，防止筒体变形。
材质的更换，提高了Cr、Ni含量增强了中心筒的耐高温、耐磨、耐腐蚀性能。
(2)中心筒吊挂改进建议原拉筋板连接的固定方式改为自由吊挂的支承方式。
自由吊挂是指中心筒通过上部大筋板安放在支架上的安装方式，大筋板与支架间为自由配合(无焊接等任何方式的固定)，可以相对滑动，因此中心筒在受热膨胀或冷却收缩时均不会受到较大的阻力而发生变形。
并且，大筋板、三角筋板和中心筒的一体铸造具有较高的强度，不会发生扭曲变形，具有良好的使用效果。
自由吊挂的中心筒大筋板埋于浇注料中，筒体上圈筋板为吊挂筋板，厚20 mm，宽度200 mm，与筒体一体铸造而成，强度较高。
筋板上部配有32个均布的三角筋板，连接筒体与上圈筋板以增加上圈吊挂筋板的强度。
上圈筋板的上平面上均布30个三角筋板，使上圈吊挂筋板的牢固度更佳，避免了上圈吊挂筋板走形弯曲等现象，以确保筒体不会发生偏斜等问题。
自由吊挂支承方式的直筒段与缩口段不焊接，承重点在缩口段，因此中心筒外径应小于缩口段最小内径。
实施过程中，中心筒外径预留膨胀间隙约70 mm，以便自由吊挂时筒体向外能有足够自由膨胀间隙以防止筒体受挤压，外径尺寸变为4 000 mm。
支架焊接在距离圆锥形接口上口平面320 mm处，此处圆锥形接口水平直径约为4 500 mm，支架上平面长为200 mm，宽为120 mm，中心筒外径为4 000 mm，大筋板宽度为200 mm，通过计算可知中心筒外壁与支架间间隙约为70 mm，支架与中心筒件为自由配合，单个支架承力面积为150 mm×120 mm。
(3)中心筒尺寸改进建议中心筒长度由6 320 mm改为6 000 mm，中心筒插入深度保持不变。
筒体上口外径由原来4 149 mm改为4 000 mm，A、C两侧中心筒下口外径为3850，中间B中心筒下口外径为4000 mm。
相关国内外权威机构推荐中心筒插入深度为0.3～0.7倍。
国内直筒插入深度一般在0.4～0.6倍之间，原中心筒插入深度为0.45倍较合理，此次设计筒体总长度为6 000 mm，比原中心筒缩短320 mm，中心筒吊挂点在锥筒中段下降320 mm，因此中心筒插入深度仍为0.45倍，即筒体下口位置与原筒体下口位置齐平。
(4)中心筒重量改进建议中心筒直段更换后，每个旋风分离器的重量为14 200 kg，较原来8 970 kg重量增加5 230 kg，其新增重量占原承重的比例为1.8%。
改造后每个旋风分离器由21根吊杆悬吊承重，每根吊杆设计承重载荷为43 000 kg，最大承重载荷为51 600 kg。
21跟吊杆总工作载荷可达903 000 kg，最大承重载荷1 083 600 kg，承重裕度达到200%以上，因此重量增加1.8%不会影响分离器吊杆承重。
(5)中心筒型式改进建议设计改造中心筒采用倒锥台的缩口式，即筒体在锥筒及耐火层中的吊挂段仍采用直段，以保证吊挂及膨胀密封较完善，在有效工作段采用锥台式。
锥台筒体与直筒相比，直筒体在分离器顶面附近会形成二次涡流，灰粒在此处徘徊旋转圈数容易形成顶灰环，对分离效率存在一定影响，而锥台筒体在分离器顶部不易形成顶灰环，从而有利于分离效率的提高。
(6)中心筒密封改进建议设计改造筒体上端密封浇注料底部加一圈密封环板，密封环板采用与中心筒相同材质制作而成，现场进行拼装。
用岩棉把筒体与浇注料缝隙塞满后，焊接一圈密封环板，一方面起到密封作用，另一方面防止烟气进入中心筒与锥形接口之间的缝隙冲刷其中的填充物，烟气进入会导致中心筒及锥形接口的损坏，烟气短路，影响锅炉正常运行。
(7)中心筒膨胀改进建议改造后中心筒周围留有一圈50 mm的膨胀间隙，经查表知此中心筒材质890 ℃时线膨胀系数约为0.013 05，即890 ℃时，中心筒径向膨胀量为4 000×0.01305=52.2 mm(半径方向单侧膨胀量为26.1 mm)，因此50 mm膨胀间隙完全可以保证中心筒正常膨胀，不会出现膨胀受阻的问题。
(7)加固改进建议中心筒顶端由于焊接强度及膨胀受阻挤压等原因，在使用一段时间后，顶端焊口易出现焊口局部开裂等问题。
在竖缝的相应位置采取内侧贴板满焊的方式进行加固可以保证安装质量。
(8)中心筒改造的相关参数中心筒改造前后相关参数对比见表1。
表1中心筒改造前后相关参数项目单位改造前改造后总烟气量Nm3 /h109.539万烟气体积系数4.368总通流面积m240.535.83流速m/s32.8237.09沿程阻力增加Pa/22.93分离器总阻力设计值为1 500～1 700 Pa，提高烟气流速后阻力增加22.93 Pa，约提高1.9%左右，不会对引风机出力造成影响。
4 结束语通过此次旋风分离器中心筒改造，提高了分离器入口烟气速度，机组大负荷运行时，平均床温降低了20 ℃左右，床温偏差降低，且一次风总风量降低5万左右，进一步减少氮氧化物的原始排放。
改造为同类型机组的实际运行及改造提供了宝贵的经验。