高温气固分离器的性能及选择

1、第七章第七章 高温气固分离器的性能及选择高温气固分离器的性能及选择CFB 锅炉的高温气固分离装置是锅炉的关键部件之一，其主要作用是将大量高温固体物料从气流中分离出来，送回炉膛，以维持炉膛的快速流态化运行。保证燃料和脱硫剂多次循环，为焦炭颗粒和脱硫剂的停留时间的延长提供了条件。由前面的关于流态的分析可知，循环流化床锅炉的燃烧室虽属高速流态化范畴，底部仍然存在着类似于鼓泡床的密相区。颗粒浓度较高的密相区上部是一个颗粒浓度逐渐衰减的稀相区，稀相区下部与密相区之间颗粒浓度衰减得比较快的区域为过渡区。密相区基本上处于鼓泡流化床和湍流床状态，而在二次风口以上才逐步过渡到快速流化床状态。密相区的气固流动是不

2、均匀的，一般认为密相区由气泡相和乳化相所组成，当气体流速达到临界流化速度后，超过临界流化速度的那部分风量以气泡形式通过床层，而在乳化相中的颗粒维持临界流化状态。在循环流化床锅炉中，床内固体颗粒比较细，气体流速远高于临界流化速度，大部分气体以气泡方式通过床层，气泡相和乳化相之间的气体质量交换速率与气体流量相比相对较弱。上部稀相区是快速床，在一定条件下，稀相区的颗粒发生团聚，细颗粒聚集成大颗粒团后，颗粒团重量增加，体积增大，有较高的自由沉降速度。在一定的气流速度下，大颗粒团不是被吹上去而是逆着气流向下运动。在下降过程中，气固间产生较大的相对速度，然后被上升的气流打散成细颗粒，再被气流带动向上运动，

3、又再聚集成颗粒团，再沉降下来。这种颗粒团不断聚集、下沉、吹散、上升又聚集形成的物理过程，使循环流化床内气固两相间发生强烈的热量和质量交换。由于颗粒团的沉降和边壁效应，循环流化床内气固流动形成靠近炉壁处很浓的颗粒团以旋转状向下运动，炉膛中心则是相对较稀的气固两相向上运动，产生一个强烈的炉内循环运动，见图 7-1，大大强化了炉内的传热和传质过程，有效地延长了包括焦炭颗粒在内的固体物料的停留时间，并保证了整个炉膛内纵向及横向都具有十分均匀的温度场。当循环流化床锅炉采用宽筛分的燃料颗粒时，床内物料不是很均匀，就会出现这样的现象：相应于采用的流化速度，对于大尺寸的燃料颗粒，可能刚好超过输送速度，这时炉膛

4、内就会出现下部是粗颗粒鼓泡床或湍流床，上部为细颗粒组成的湍流床、快速床两者相叠加的工况。密相区表面气泡的破裂，导致大量的颗粒被扬析到稀相区。并非所有的颗粒都能进入稀图图 7-1 循环流化床物料内外循环流动循环流化床物料内外循环流动相区，其中的终端速度大于流化速度的大颗粒在上升到一定高度后沉降下来，形成过渡区的物料浓度；只有终端速度小于流化速度的小颗粒才可能夹带到稀相区。稀相区固体颗粒处于快速流化状态，颗粒携带率沿床高逐渐衰减。稀相区气体流动沿截面是不均匀分布的，一方面由于壁面的影响，靠近壁面区域处的气体流速低于床层中心的气体流速；另一方面密相床中气体主要以气泡方式通过床层，然后在密相床表面破裂

5、，气泡破裂的区域气体流速较高，其它区域气体流速较低。由于颗粒团沿着炉墙下沉和边壁效应，使在炉墙四壁所形成的很浓的颗粒团旋转向下运动，而在炉膛中心则是相对较稀的气固相的向上运动。在上述的流态中，主要特点之一是燃烧室是快速床，发生团聚的现象，是延长物料在燃烧时中的停留时间的手段，是焦炭燃烧效率较高和传热强度较高的物理基础，而团聚时需要的重要条件之一是在炉膛下部有细物料的源，这个源就是分离器分离下来并返送回炉膛的循环物料。因此，分离器的作用是非常重要的。7.1 高温分离器的型式高温分离器的型式 耐火材料制成的高温旋风分离器耐火材料制成的高温旋风分离器旋风分离器在化工、冶金等领域具有悠久的使用历史，是

6、比较成熟的气固分离装置，因此在 CFB 领域应用最多。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。德国 Lurgi 公司较早地开发出了采用保温、耐火及防磨材料砌装成筒身的高温绝热式旋风分离器的 CFB 锅炉。分离器入口烟温在 850左右。Lurgi 公司、Ahlstrom 公司、以及由其技术转移的Stein、ABB-CE、AEE、EVT 等设计制造的循环流化床锅炉均采用了此种形式。这种分离器具有相当好的分离性能，使用这种分离器的循环流化床锅炉具有较高的性能。据统计，目前除中国大陆外有78的 CFB 全部采用了高温绝热旋风分离器，但这种分离器也存在一些问题，主要是旋风筒

7、体积庞大，因而钢耗较高，锅炉造价高，占地较大，旋风筒内衬厚、耐火材料及砌筑要求高、用量大、费用高，见图 7-2，而且相对来讲散热损失也较大；启动时间长、运行中易出现故障；密封和膨胀系统复杂；如果燃烧组织不良，还会在旋风分离器内产生二次燃烧，尤其是在燃用挥发份较低或活性较差的强后燃性煤种时，旋风筒内的燃烧导致分离下的物料温度上升，引起旋风筒内或回料腿回料阀内的超温结焦。近年来，由于耐火材料的工艺水平不断提高，绝热旋风筒的可靠性得到很大改善。图图 7-2 高温绝热旋风分离器筒体结构高温绝热旋风分离器筒体结构Circofluid 的中温分离技术在一定程度上缓解了高温旋风筒的问题，炉膛上部布置较多数量

8、的受热面，降低了旋风筒入口烟气温度和体积，旋风筒的体积和重量有所减小，因此相当程度上克服了绝热旋风筒技术的缺陷，使其运行可靠性提高，但炉膛上部布置有过热器和高温省煤器等，需要采用塔式布置，炉膛比较高，钢耗量大，锅炉造价提高。同时，它的 CO排放及检修问题在一定程度上限制了该技术的发展。 水冷、汽冷高温旋风分离器水冷、汽冷高温旋风分离器为保持绝热旋风筒循环流化床锅炉的优点，同时有效地克服该炉型的缺陷，Foster Wheeler 公司设计出了堪称典范的水（汽）冷旋风分离器，其结构见图 7-3。整个分离器设置在一个水冷或汽冷腔室内，分离器外壳由水冷或汽冷管弯制、焊装而成，取消绝热旋风筒的高温绝热层

9、，代之以受热面制成的曲面及其内侧布满销钉涂一层较薄厚度的高温耐磨浇注料,壳外侧覆以一定厚度的保温层，见图 7-4。这样可以节省材料、降低热损失和缩短启停时间。水(汽)冷旋风筒可吸收一部分热量，分离器内物料温度不会上升，甚至略有下降，较好地解决了旋风筒内侧防磨问题。该公司投运的循环流化床锅炉从未发生回料系统结焦的问题，也未发生旋风筒内磨损问题，充分显了其优越性。这样，高温绝热型旋风分离循环流化床的优点得以继续发挥，缺点则基本被克服。当然，任何一种设计都难以尽善尽美，FW 式水（汽）冷旋风分离器的问题是制造工艺复杂，生产成本过高，缺乏市场竞争力，这使其商业竞争力下降，通用性和推广价值受到了限制。

10、水水(汽汽)冷方形分离器冷方形分离器大型旋风分离器不但本身制造、安装困难，还给锅炉的布置带来难题。用方形分离器较好地解决了圆旋风筒生产成本过高的问题。由于采用方形水(汽)冷管壁壳体结构，其加工难度大为降低，与锅炉共用邻侧水冷壁等措施可以减少钢材消耗，膨胀节的免省保证了良好的气密性能，与锅炉本体在结构上的匹配使系统更为紧凑顺畅，占地少，基础框架和安装配合的工作量也显著减轻。其次，方形分离器角度效应随其放大而削弱，放大效应不明显。这些优势在几处示范电厂和商业电站的运图图 7-3 水水(汽汽)冷旋风分离器筒体结构冷旋风分离器筒体结构图图 7-4 水水(汽汽)冷旋风分离器耐火材料示意图冷旋风分离器耐火

11、材料示意图行效果得到证明。图 7-5 是方形分离器与 Pyroflow Compact 型循环流化床锅炉结构简图。Pyroflow Compact 循环流化床锅炉采用其独特专利技术的方形分离器，分离器的分离机理与圆形旋风筒本质上无差别，壳体仍采用 FW 式水（汽）冷管壁式，但因筒体为平面结构而别具一格。这就是第三代循环流化床锅炉。它与常规循环流化床锅炉的最大区别是采用了方形的气固分离装置，分离器的壁面作为炉膛壁面水循环系统的一部分，因此与炉膛之间免除热膨胀节。同时方形分离器可紧贴炉膛布置从而使整个循环流化床锅炉的体积大为减少，布置显得十分紧凑。此外，为防止磨损，方形分离器水冷表面敷设了一层薄的

12、耐火层，这使得分离器起到传热表面的作用，并使锅炉启动和冷却速率加快。水冷或汽冷的方形旋风分离器与不冷却的钢板卷成的旋风筒制造成本基本相当，考虑到前者所节省的大量的保温和耐火材料，最终的实际成本有所下降。此外它还减少了散热损失，提高了锅炉效率。再则由于保温厚度的减少，可以提高启停速度，启停过程中床料的温升速率不再取决于耐火材料，而主要取决于水循环的安全性，使得启停时间大大缩短。 惯性分离器惯性分离器结构简单，维修方便，运行费用低，但分离效率低，可采用多级分离组合的方案。近年来，采用惯性分离器的循环流化床锅炉设计越来越少。7.2 旋风分离器的结构尺寸与性能旋风分离器的结构尺寸与性能典型的旋风分离器

13、结构尺寸如表 7-1 所示，符号意义见图 7-6，该图为普通切向进口旋风分离器。表 7-1 给出的是在除尘技术中常用的几种典型旋风除尘器以及循环流化床锅炉中几种典型旋风分离器的结构尺寸。从图 7-6 中可见，确定这类旋风分离器的结构，共需 8 个几何尺寸，一般D-筒体直径 a-进口高度 b-进口宽度 De-排气管直径 hc-排气管插入深度 h-筒体高度 H-总高度 d-排料口直径图图 7-6 旋风分离器结构尺寸旋风分离器结构尺寸 图图 7-5 矩形旋风分离器及紧凑型矩形旋风分离器及紧凑型 CFB 锅炉原理锅炉原理以筒体直径表示其相对大小。循环流化床锅炉旋风分离器主要特性参数如表 7-2。表 7

14、-3 给出了几台循环流化床锅炉旋风分离器的主要结构与特性参数。表表 7-1 几种典型旋风分离器的结构此尺寸几种典型旋风分离器的结构此尺寸除尘技术中旋风分离器DaDbDDeDhcDhDHDd推荐者1.高流量0.750.3750.750.8751.54.00.375Stairmand (1951)2.高流量0.80.350.750.851.73.70.4Swift (1969)3.通用型0.50.250.50.61.753.750.4Swift (1969)4.通用型0.50.250.50.6252.04.00.25Lapple (1951)5.高效率0.440.210.40.51.43.90.4

15、Swift (1969)6.高效率0.50.220.50.51.54.00.75Stairmand (1951)循环流化床旋风分离器DaDbDDeDhcDhDHDd标称尺寸 D(m)装置 A0.750.7250.47-1.753.90.1465.46装置 B0.830.330.45-1.081.80.527.7装置 C0.81-2.79-4.3装置 D1.84-1.012.37-5.9表表 7-2 循环流化床锅炉旋风分离器主要的特性参数循环流化床锅炉旋风分离器主要的特性参数入口浓度0.520 kg/m3气体粒径范围11000 m气体流量300000(标准)m3/hd50(50%效率)1030

16、m压 降9801960 Pa表表 7-3 一些典型的电站锅炉旋风分离器结构参数一些典型的电站锅炉旋风分离器结构参数电 厂 名 称B 电厂465t/h 炉A 电厂440t/h 炉C 电厂410t/h 炉D 电厂220t/h 炉名 称符号单位设计值设计值设计值设计值分离器型式，个数-，Gfl-，个绝热式，2 个绝热式，2 个汽冷，2 个方形水冷，2个入口烟气速度wwlm/s22.9252623.5入口烟气温度wl875883882889分离器内径rnm7.97.3665.045.04分离器外径Dm8.58.0846.39-分离器入口高宽a2b2m6.42.005.452.857.2181.2593

17、.045.04分离器旋风筒高度hm7.87.739.321.7分离器锥体高度hztm7.99.310.5810.85中心筒内径及插入深度De，Sm4.2，1.82.82，1.962.93,-2.3，2.0出口物料烟温wl875883866855阻力PflPa170017001400700分离器入口浓度Cnkg/m31.320.921.780.93由于循环流化床锅炉旋风分离器所处的运行条件不同，并受锅炉整体结构布置上的限制，与除尘技术中的旋风分离器相比，具有如下结构特点：(1) 筒体直径 D 大，最大可达 811 m；(2) 筒体高度 h 矮，通常 h(12)D；(3) 圆锥体高度 H-h 矮，

18、一般 H-h=(12)D；(4) 排气管插入深度 hc浅，一般 hc为进口高度 a 的 50%100%，即 hc=(0.51)a 。下面具体分析循环流化床锅炉旋风分离器各部分结构参数与设计。特别要指出的是，旋风分离器各部分互相是有联系的，不应孤立地看待它们对分离器性能的影响，应加以兼顾，综合考虑。 进气管进气管如图 7-7 所示，进气管以切向进口方式应用较多。切向进口方式中，普通切向进口(平顶盖)结构布置方便，因此大多采用这种方式。蜗壳式切向进口可以减小分离器的阻力，提高处理气流量。顶盖为下倾螺旋面切向进口方式，可以消除平顶盖方式中上涡流的不利影响，有利于提高分离效率，但机构复杂，可代之以分离

19、器入口烟道下倾方式。进气管的形式、形状和进口面积直接影响到气固两相流在分离器内的运动，是影响分离器的分离效率和阻力的主要因素。切向进口的高宽比要适当。一般切向进口的形状多采用扁高的矩形。扁高的进口可使导入的气流在径向减弱，减小颗粒径向分离的距离，有利于提高分离效率，一般 b (D-De)/2，以避免过高的压降。但过于高而窄的进口也不利，因进口高度增加，为保持一定的气流旋转圈数，必须加长筒体，否则分离效率也不能提高，一般 a/b=23，b=(0.20.25)D，a=(0.40.75)D 。(a) (b) (c)图图 7-7 旋风分离器主要进口形式旋风分离器主要进口形式(a) 普通切向进口 (b)

20、 蜗壳式切向进口 (c) 下倾螺旋面切向进口进口面积对分离器性能影响很大。进口面积相对于筒体截面积小时，进入分离器的气流切向速度大，有利于颗粒的分离。因此，常将作为衡量分离器性能的一个指标，24DKab称为相对截面比。按 K 值的大小，分离器可分为三类：(1) K=613.5，高效旋风分离器；(2) K=46，普通旋风分离器；(3) K3，大流量旋风分离器。一般来说，K 增加，在相同气流量下，分离器的体积增大，造价增高。但进口面积太小，即进口流速 Vi太高，反而会降低分离效率，并且阻力增加，能耗加大，磨损加剧。因此，对进口流速 Vi有一最高限制。超过此上限后进一步增大 Vi，由于粒子跳跃的影响

21、，粒子不沉降或重返气流，致使分离效率下降。根据 Kalen 和 Zenz 的研究，粒子产生跳跃的速度 us按如下经验关系式确定： (7-1)2/3i067. 03/14 . 03/12gpgs)/1 ()/(408. 5VDDbDbguKalen 和 Zenz 认为，旋风分离器效率最高时发生在 Vi/us=1.25 处，明显的返流发生在Vi/us=1.36 处。因此，由 Vi/us=1.25，按式(7-1)可求出 Vi的上限值： (7-2)201. 02 . 12gpgmaxi/1)/(9 .308DDbDbgV式中 g气体黏度，Pas；p颗粒的密度，kg/m3；g气体的密度，kg/m3；b分

22、离器进口宽度，m；D分离器筒体直径，m。 筒体筒体典型的旋风分离器由上部筒体和下部圆锥体组成。从理论上说，分离器高度愈大，气流在其中旋转圈数愈多，停留时间愈长，分离效率愈高。但分离器高度过大，分离效率增加很慢。筒体太高，旋转速度下降到圆锥体时离心力将全部消失，因此筒体高度 h 一般不超过 2D 。考虑到分离器的投资、炉膛高度的限制，以保证有足够的返料腿高度等因素，循环流化床锅炉中，一般可取 h=(12)D。圆筒体直径对分离效率有很大影响。筒体直径越小，离心力越大，分离效率越高。筒体直径一般应根据所处理的气流量而定。在循环流化床锅炉中，由于烟气量很大，圆筒体直径通常很大，最大达 89 m。圆筒体

23、直径大，进口流速要相应提高，以保证分离效率。但由于阻力正比于进口流速的平方，要控制阻力，进口流速也不能太高，因此限制了圆筒体直径的增加。这时应考虑几个分离器并联使用，以满足对分离效率和阻力的设计要求。同时，应当保证气流在并联的各分离器中的均匀分布，否则会使总分离效率降低。 排气管排气管进入旋风分离器的气流旋转到锥底后，折转向上成为内旋流，然后由排气管排出。排气管通常应插入到分离器内一定的深度，使它与圆筒体内壁形成环形通道。因此，该通道的大小及深度，即排气管的大小及深度都对分离效率和阻力有显著的影响。排气管直径 De与筒体直径 D 之比 De/D 越小，分离效率越高，阻力也相应增加。但当De/D

24、 小于 0.4 后，分离效率的增加并不显著。一般De/D=0.40.75，常取为 0.5。要求分离效率高时取较小值，要求阻力低时取较大值。排气管插入深度 hc越短，阻力越小，但太短易造成气流短路，使分离效率降低。通常认为排气管的下端要稍低于进气口的底部，以防气流短路影响分离效率。但插入深度也不宜太长，更不要接近圆锥部分的上沿，否则会造成气流的有效旋转圈数减小，也会造成二次夹带的增加，使分离效率降低，阻力增大。综合考虑上述因素，一般可取hc=(0.30.75)D 。由于旋流在中心管与壁面之间运动，因此中心管插入深度直接影响旋风分离器性能。Zenz 研究了中心管长度对分离效率的影响，结果见图 7-

25、8。从图上可以看出，随着中心管长度增加，分离效率提高，当中心管长度大约是入口管高度的 0.40.5 倍时，分离效率最高，随后分离效率随着中心管长度增加而降低。因此，中心管过短过长都不利于分离。图 7-9 为中心管长度对压力损失的影响。从图上可以看出，中心管过长、过短压力损失都增加，而当中心管长度为入口管高度的 0.40.5 倍时，压力损失最小。此时，分离效率也最高。在传统旋风分离器中，一般取中心管长度和入口管高度相等，而在循环流化床旋风分离器中，中心管长度一般取 图图 7-8 中心管长度对分离效率的影响中心管长度对分离效率的影响 图图 7-9 中心管长度对压降的影响中心管长度对压降的影响为入口

26、管高度的一半左右。 圆锥体圆锥体圆锥体虽然并不是旋风分离器必须具有的部件，但圆锥体对分离器的性能还是具有相当的作用的。采用圆锥体可使主气流易于由下向上变成向上流，由于其截面积向下不断缩小，颗粒在离心力作用下移向器壁的距离也不断缩短，切向速度可不断增大，对颗粒的分离有利，但相应的阻力要增加。同时，它也有利于将捕集的颗粒送到排料管。在循环流化床锅炉中，受炉膛高度的限制，通常圆锥体的高度为(1.52.5)D 。圆锥体锥顶直径，即排料口直径的大小对分离效率有直接的影响。研究表明，在旋风分离器中，内旋涡核心区的气流直径大约为排气管直径 De的 1/4，且该气流的轴线通常偏心De/4。从理论上讲，圆锥体的

27、锥顶直径 d 大于排气管直径 De即可。这样可以防止旋涡核心区与锥壁接触，减少二次夹带。过去通常采用 d(0.50.8)De，现在偏重于加大 d，取 d=(11.2)De。这样可以在圆锥体高度与圆筒体直径之比一定时，有较大的锥角，防止二次夹带。在循环流化床锅炉中，排料口直径 d 的最后确定还应考虑与返料机构的立管直径相一致，以确保返料量的要求，并适当留有余量。立管直径可按 Zenz 推荐的重力流动下的关联式计算，通过立管的固体颗粒流量 Qp为 (7-3)5 . 0bsp29. 2dQ式中 bs立管中固体颗粒的堆积密度，kg/m3。由于漏风对分离效率影响很大，因此在循环流化床锅炉中，立管中料腿的

28、高度除了保证物料的正常循环外，还需要有足够的料腿来密封。7.3 影响旋风分离器分离性能的运行参数影响旋风分离器分离性能的运行参数影响分离效率和压力损失的因素很多，除结构尺寸外，还有下列运行参数。 切向进口风速的影响切向进口风速的影响进口风速越高，分离效率越高，但运行阻力也越大，图 7-10、7-11 为切向进口风速对分离效率和阻力的影响。图图 7-10 不同进口风速时的分离效率不同进口风速时的分离效率 图图 7-11 风速与压力损失风速与压力损失进口气速过高，气流湍流度增加以及颗粒反弹加剧，二次夹带严重，使效率降低。另外，气速太高，粉尘微粒与器壁的摩擦加剧，粗颗粒(10 m)粉碎，使细粉尘含量

29、增加。过高的气速，对有凝聚性质的粉尘也有分散作用，这均对除尘不利。此外，气速过大，压力损失也大大增加，能量损耗太大，而且也会加速对分离器本体磨损，使运行寿命降低。因此，在设计旋风分离器时，应取一适宜的风速，既保证分离效率又考虑能量消耗。一般取进口气速为 1525 m/s，最高不应超过 35 m/s。 烟气温度的影响烟气温度的影响循环流化床中旋风分离器运行条件和工业过程中运行情况有所不同，在循环流化床旋风分离器中固体浓度和温度都很高。温度越高气体粘度越大，作用在颗粒上的曳力越大，颗粒惯性分离效率越低；但气体密度随着温度增加而减小，从而使曳力减小，但这一作用并不明显。所以原则上温度净效应将会减少旋

30、风分离器效率。 粒径的影响粒径的影响图 7-12 为循环流化床高温旋风分离器典型分级效率曲线。从图上可看出，对 dp50m颗粒，分离效率大于 90%；对 dp100m 颗粒，分离效率近 100%；而对 dp50m颗粒，分离效率不是很理想。 进口颗粒浓度的影响进口颗粒浓度的影响对于常规的旋风分离器，入口固体浓度一般小于 2.5 kg/m3(固气比小于 2kg/kg)，一般随着固体浓度增加，分离效率上升，压力损失下降，这是因为颗粒浓度增加，粉尘的凝聚与团聚性能提高，使较小尘粒凝聚在一起而被捕集，以及大颗粒对小颗粒的携带使一些原本无法分离的小颗粒得到分离，从而使分离效率提高。颗粒浓度增图图 7-12

31、 分级效率分级效率-含尘气体阻力系数 0-净气体阻力系数图图 7-13 颗粒浓度对分离器压降的影响颗粒浓度对分离器压降的影响加，使气体内摩擦力增加，分离到器壁的颗粒产生摩擦，使旋流强度降低，减小了离心力，因而压力损失减小。图 7-13 为相对压降和入口浓度的关系，在入口颗粒浓度 CiCcr时，随着颗粒浓度增加，分离器压降下降；在临界颗粒浓度 Ccr处，分离器压降最小，随着颗粒浓度再增加，相对压降反而增加。图中前一段曲线相当于低浓度情况，后一段曲线相当于高浓度情况。也即颗粒浓度对旋风分离器影响存在一临界点，这点为绝大多数研究者所证实，但各研究者得到的临界值不尽相同，有 0.2 kg/m3、0.3

32、 kg/m3等。该临界点与分离器结构参数和操作条件有关，目前只有通过试验得到。罗晓兰等人对 50 多种不同尺寸组合分离器结构进行了性能实验，同时应用相似理论，对入口颗粒浓度 Ci影响切向蜗壳入口式旋风分离器的压力损失作了回归分析，得出了下列回归公式： (7-4)22)(2ig045. 0ii0i2iigvCCvCp (7-5)1Re54. 80.036p161. 0-1.745e-0.833AiDDK式中 KA相对入口截面比，；abDK42A排气管直径与筒体直径比，；eDDDDee无因次筒体直径，；D0 . 1/DD Ci0初始浓度，Ci0=0.01 kg/m3；Rep雷诺数，。/ReigpD

33、v根据上式，令，即可得临界浓度值：0)(iCp (7-6)957. 0igcr)0365. 0(C按式(7-6)对 B 电厂 465 t/h 锅炉分离器阻力计算结果见表 7-4。表 7-4 的计算结果与国内几台 100MWe 级 CFB 锅炉分离器设计阻力接近，但对一台50MWe 级分离器来说似乎偏高。也可改用式(7-7)的阻力计算式： (7-7)22ggvP式中 Vg进口烟气速度，m/s；g烟气密度，kg/m3；阻力系数，。2eDabK对于通用 Lapple 型标准切向进口，K=16。7-4 B 电厂分离器阻力计算电厂分离器阻力计算烟气密度gkg/m30.31烟气粘度kg/m2s-14.95

34、E-05入口烟气速度Vim/s22旋风筒直径Dm/s7.9入口物料浓度Cikg/m31.15排气管内径Dem4.2入口高度am6.4入口宽度bm2Re 数Re-1173813相对入口截面比Ka-3.829439排气管直径与筒体直径比eD-0.531646无因次筒体直径D-7.9初始浓度Ci0kg/m30.01系数i-18.38738阻力损失PPa1467.526临界浓度Ccrkg/m30.222按上述公式 B 电厂 465 t/h 锅炉分离器压降：Pa87122231. 02 . 424 . 616216222gg2evDabP 通过炉膛压力等运行参数计算分离效率通过炉膛压力等运行参数计算分离

35、效率 (1) 分离器入口物料浓度的计算CFB 锅炉炉膛一般沿炉膛高度布置有一定的压力测点，通过这些测点可以计算出炉膛内的物料浓度分布。炉膛物料浓度沿炉膛高度呈指数规律衰减，当炉膛达到一定高度之后，炉膛物料浓度变化不大，只在炉膛出口处略有增加。可以简化认为分离器入口烟气携带的物料浓度与炉膛中上部的平均物料浓度相等，利用炉膛中下部与炉膛出口的压差可以计算出分离器入口烟气携带的物料浓度，即：aver,cyc= pxghx (7.7-1) 其中，px 压力测点X到炉膛出口（取分离器出口中心线）的压差, Pa ;g 重力加速度，9.81m/s2 ；h x 压力测点X到炉膛出口的距离，m;aver,cyc

36、 分离器入口烟气携带的物料浓度，/ Nm3。(2) 分离器出口物料浓度的计算分离器出口物料浓度为：fh=W/Qy (7.7-2)其中，fh 分离器出口物料浓度，/ Nm3 ; W 分离器出口的飞灰总流量， /s ; Qy 分离器出口的烟气流率，Nm3/s 。分离器出口的飞灰总流量为： W = fhBAar/ 100 (7.7-3 )其中，fh 飞灰份额，一； Aar 燃煤收到基灰份，% ; B 煤耗量，/s。分离器出口的烟气流率为：Qy = BVy ( l q4/100 ) (7.7-4) 其中， Vy 炉膛出口每 kg 煤的烟气体积， Nm3/ kg ; q4 固体未完全燃烧热损失， % ;

37、 将（3）（4）式带入（2）式得：fhfhAar/Vy （100 q4 ） (7.7-5)(3) 分离器分离效率的计算公式由（l）和（5）式可得相同烟气流量条件下的物料浓度，因此可计算分离器分离效率： cyc= (7.7-6)100(1 100)1 (1004.qVPhAgyxxarfhcycaverfh 从（6）式可看出，分离器分离效率与燃料特性、锅炉结构、运行参数等有关。飞灰份额和燃料灰份增加，分离效率降低。固体未完全燃烧损失降低，分离效率提高。当燃料投石灰石脱硫后，收到基灰份用折算灰份计算。（4）计算举例某电厂的分离器入口烟气携带的物料浓度aver,cyc = 4.4/ Nm3，飞灰份额

38、 fh =0.6， 燃煤收到基灰份 Aar =30 %, 炉膛出口每 kg 煤的烟气体积 Vy =8.23 Nm3/ kg, 固体未完全燃烧热损失q4 =2.97 %,则按公式(7.7-5)fhfhAar/Vy （100 q4 ）=（0.630）/8.23（100-2.97）=0.0225,按式(7.7-6)可得 cyc=100=99.48 %)4 . 40225. 01 ( 7.3.6 分离器效率提高后对运行性能的影响分离器效率提高后对运行性能的影响(1) 美国 Nucla 电厂 110MWe 循环流化床锅炉该电厂曾对已营运的分离器进行了改造，使分离效率提高，并对分离器改进前循环流化床锅炉的

39、运行性能进行了试验，结果表明，分离器效率变化对炉膛床料粒度、底渣粒度、燃料停留时间、飞灰和底渣排出比例及对整个锅炉的经济性产生影响。分离器改进后，对100m 颗粒，原分离效率为 99.82%，现分离效率为 99.98%。分离效率提高后，床料粒径变细，例如原床料 0200m 颗粒占 67%，改进后为 88%。这是因为对细颗粒分离效率提高，有更多的细颗粒被分离送回炉膛参加循环。同样，分离效率提高后，排出底灰渣粒度变细，原底灰 0200m 的颗粒占 32%，现为 57%。分离效率提高后，细颗粒(dp1000 m)停留时间增加，而大颗粒停留时间略有减少。例如对 300m 颗粒，原停留时间为 1.4h，

40、现提高到13h，提高了近 10 倍，而对大于 2500m 颗粒，停留时间从原来 70.6 h 降至 32.3 h。由于常规流化床中，细颗粒在炉内停留时间不够，造成较大细炭粒和未反应 CaO 不完全燃烧损失，而粗颗粒则停留时间过长，从而影响了炉膛容积的有效利用。因此，分离效率提高将有利于锅炉燃烧效率和 CaO 利用率的提高，降低 Ca/S 比，提高脱硫效率。分离器改造后 Ca/S 比可降低 18%，飞灰中可燃物从 0.7%降到 0.2%，灰中平均含碳量从 1.8%降到 1.6%。此外，分离效率提高后，有更多物料被送回炉内，炉内颗粒浓度增加，受热面传热系数增加。因此，分离器改进后，由于炉内热负荷增

41、加和传热系数增大，可减少锅炉受热面积和炉膛高度，从而降低整个锅炉结构的造价和运行费用。(2) 波兰 Zeran 电厂的 450t/h 循环流化床锅炉Zeran 电厂有二台 CFB 锅炉，Zeran-A,Zeran-B。两台炉的主要技术参数如下： 单位 Zeran-A Zeran-B 过热器蒸汽流量 t/h 450 450过热器蒸汽出口温度 510 510过热器蒸汽出口压力 Mpa 10 10给水温度 205 200不用支撑点火的负荷量 % 40100 40100炉膛出口烟温 850 860炉膛出口过量空气系数 % 20 20排烟温度 130 130两台炉都以波兰的无烟煤为燃料，它的热值在 18

42、MJ/到 240MJ/之间，含灰量为14%25%。由于煤中有水分，而且没有通过洗煤厂加工，煤中有一些很硬的岩石，此外，氯的含量也较高。Zeran-B 炉采用了下列措施来提高分离效率：改进从炉膛到分离器入口管道的布置；延长分离器入口管道；Zeran-A 的旋风分离器的入口管道为螺旋线型入口管道，在 Zeran-B 中改成了切线型入口管道，为了进一步改善分离效率，分离器入口管道向下倾斜；降低分离器中的垂直速度；中心筒偏心布置，见图 7-14。此外，还设法降低了旋风分离器中的垂直风速来提高分离效率。改进后，分离效率提高：d50从 180m 降到 80m；飞灰量由 70%降到 60%；在 Zeran-

43、B 中的固体循环颗粒更小，使炉膛和过热器屏的传热系数增加10%；一次风率由 55%降到了35%；由于传热性能改善，烟气再循环量减少 5%；由于传热系数的提高，Zeran-B 炉各部分烟道温度都比 Zeran-A 降低了 30左右；Zeran-B 炉炉温适合脱硫，Ca/S 比降低；在 Zeran-A 装了飞灰再循环条件下，两台炉飞灰含碳量为 9%；Zeran-B 的厂用电能耗降低 5%。 Zeran-A 的旋风分离器 Zeran-B 的旋风分离器图图 7-14 Zeran 电厂电厂 450t/h 循环流化床锅炉旋风分离器循环流化床锅炉旋风分离器7.4 旋风分离器的设计步骤旋风分离器的设计步骤通常

44、可按如下步骤设计 CFB 锅炉旋风分离器：(1) 参考表 7-3 选择合适的入口速度 ui，一般可取 2030 m/s。(2) 确定旋风分离器进口尺寸 a、b，由下式确定： (7-8)iguVab 式中 Vg烟气量，m3/s。(3) 根据表 7-1，由 a、b 返求 D。如 D 超过经验范围，调整旋风分离器个数和入口风速，直到旋风分离器的直径合理为止。(4) 利用典型的循环流化床旋风分离器标准尺寸(表 7-1)确定旋风分离器其他尺寸。(5) 计算旋风分离器下部圆锥角。若此角度大于固体的堆积角，则减小这一角度。这会改变旋风分离器下部比例，但对旋风分离器性能改变却不大。(6) 对旋风分离器返料腿(

45、立管)的直径进行校核以保证输送足够的返料量。返料腿圆管尺寸可按 Zenz 推荐的重力流动下关联式(7-3)计算。(7) 计算沉降速度，检查是否有再夹带。旋风分离器的沉降速度 vs由下式给定： (7-9)2/3i067. 03/14 . 0s)/1 ()/(991. 2vDDbDbwv (7-10)m/s(3/ )(43/12ggpgw旋风分离器的分离效率随着入口速度 vi的增加而增加，当 vi增加到超过 1.25vs(沉降速度)时，再夹带将使其效率降低。此外，vi增加也增加了碰撞表面和其他表面的磨损率。(8) 计算切割粒径 d50及临界粒径 d100当分级效率为 50%时的粒径称为切割粒径 d

46、50；当分级效率为 100%时的最小颗粒直径称为临界粒径 d100。临界粒径的大小是反映旋风分离器除尘效率高低的理论依据。临界粒径越小，旋风分离器分离性能越好，反之越差。从理论上说，小于临界粒径的尘粒是完全不能被捕集的。实际上，由于尘粒进入分离器内后，颗粒间相互碰撞，细小微粒的凝聚、夹带及静电和分子引力作用等因素，使一部分小于临界粒径细粉尘也被捕集。Lapple 和 Shepherd 假定速度分布指数 n=0.5，得到切割粒径 d50和临界粒径 d100的表达式： (7-11)ggpeg50/ )(29VNbd (7-12)ggpeeg100/ )(29VNDd式中 b分离器进口宽度，m，见图

47、 6-1；g烟气粘性系数，kgf/ms；g炉膛出口处烟气平均密度，kg/m3； (7-13)t273273ggg烟气平均密度，kg/Nm3；Ne有效分离螺旋数：Ne=1.68ln(1+0.5663Vg) (7-14)(9) 计算旋风分离器分级效率i旋风分离原理有三种理论：沉降分离、平衡分离和边界层分离理论。沉降分离理论往往与实际情况存在一定差异；平衡理论没有考虑湍流扩散等影响，而这种影响对于细颗粒是不容忽视的。因此，边界层分离理论有着优势，人们进行了不懈的改进。1972 年 Leith 及 Licht提出了横向渗混模型，认为在分离器的任一横截面上，颗粒浓度的分布是均匀的，但在近壁处的边界层内，

48、是层流流动，只要颗粒在离心效应下浮游进入此边界层内，就可以被捕集分离下来，这就是边界层分离理论。根据边界层分离理论的分级分离效率为： (7-15)ndd1150pi693. 0exp1切割粒径 d50可按下式计算： (7-16)2/1Avip)1(50) 1(5)465. 0(3KKvnDdn(7-17)1)(31)()2)(1(85 . 02e2ccc2e321vLDBBhLhhhahDDVVK (7-18)()(1 (1c2hHhLhDB式中 n速度分布指数；KA进口截面比，； (7-19)abDK42AKv无因次分离空间；V1在分离器入口高度一半以下的环形空间的体积，m3；V2分离器排气

49、管下口以下的分离空间体积减去内旋流的体积，m3；LDLL/L自然旋风长，由 Alexander 定义求得，若 LH-hc，则 Kv式3/12e3 . 2abDDL中应代之以 H- hc，同时应代之以 D2：LBD2分离器排灰管直径，m；在 L 处的锥体直径。B无因次尺寸：；。Daa DDDeeDDD22Dhh DHH Dhhcc按照边界层分离理论，可以得到另一种分级效率计算式： (7-20)nnhQKe13 . 03i)1(2i1式中 (7-21)22c8baKKKK (7-22)DaKa (7-23)DbKb (7-24)DVVKcnls(7-25)(m4134)(432e2c2c2nllD

50、DdDdhhlDhhDV其中： (7-26)3/12e3 . 2abDDl (7-27)(m)bDd (7-28)(m)(2432e2esDDahV (7-29)(s)18g2pipid (7-30)3 . 014. 0e5304928 . 15 . 2)37.39(11tDn (7-31)gg2GQ 式中 l分离器自然长度，m；h分离器筒体高度，m；d旋流体转向点的中心层的直径，m；p颗粒密度，kg/m3；dpii 级的颗粒直径，m；n速度分布指数；t烟气在分离器入口处温度，；Gg分离器入口处的烟气质量流量，kg/s；g烟气平均密度，kg/m3；Q烟气体积流量，m3/s。为了符合设计情况，有

51、人将式(7-20)中指数改为。n15 . 0n13 . 0文献5利用式（7-20）的计算结果与某电厂 220 t/h 锅炉实测的分级效率对照，符合趋势较好。（10） 旋风分离器入口处的粒径分布为求得，需要知道分级效率i和分离器入口处的粒度分布。粒度分布需要通过实际测量求得。文献7对 1 台 75 t/h CFB 旋风分离器（D=3 m，a=2.25 m，b=1 m，De=1.5 m，hc=a/2=1.125 m，H=10 m，h=4.5 m，d=0.4 m）测量所得粒度分布见图 7-15。图 7-15 旋风分离器进出口颗粒分布其粒径分布如表 7-5。表 7-5 1 台 75 /th CFB 锅

52、炉（文献4）粒径分布粒径粒径m10032070012002200质量份额质量份额%0.060.40.410.070.06文献3548 页表 9-9 给出了粒径分布，见表 7-6：表 7-6 参考文献3粒径分布粒径粒径m7.51217264772112170质量份额质量份额%0.020.060.050.100.100.050.50.12以上两例粒径分布差别很大，前者大颗粒所占份额偏高很多，而后者则小颗粒份额较大。杭州协联 220 t/h 炉分离器试验见参考文献10，测得分离器入口粒径分布见表 7-7：表 7-7 杭州协联 220 t/h 锅炉分离器入口粒径分布 图 7-16 颗粒浓度对分离效率的

53、影响规律粒径粒径m80120250360质量份额质量份额%2523887.5 典型典型 CFB 锅炉旋风分离器性能计算结果锅炉旋风分离器性能计算结果现对几台 100 MW 级 CFB 锅炉分离器分级效率、全效率及切割粒径 d50、临界粒径d100进行计算。为计算效率需给出以下结构尺寸：D，m；De，m；a，m；b，m；h，m；hc，m；dpi分级粒径，m；N分离器个数。还有以下性能参数：分离器入口处烟气质量流量 Gg：kg/s,/jrgNBGG式中 Gr每公斤煤产生的烟气量，kg/kg； ；kg/kgNmkgkgNm3g3rrVGVr温焓表计算所得，Nm3/kg；g烟气密度，kg/Nm3；kg

54、/kg,306. 110010argVAV0干空气理论空气量，Nm3/kg；过剩空气量；Aar收到基灰分，%；q烟气质量流量，m3/s，；/sm,/2732733gg GqBj计算煤耗量，kg/s；g烟气粘度，900 时烟气粘度=4.6810-69.81=4.59110-5 kg/ms。在计算切割粒径及临界粒径时，需给出以下数据：wg分离器入口烟气速度，m/s；Ne有效分离螺旋数，)5663. 01ln(68. 1geVNg烟气粘性系数，kg/ms；g炉膛出口处烟气平均密度，kg/m3；p颗粒密度，kg/m3。对几台 100 MW 级 CFB 锅炉旋风分离器按式（7-15）的计算结果见表 7-

55、8，按式（7-20）的计算结果见表 7-9。从计算结果看出，按式（7-15）文献3和按式（7-20）文献5的计算结果基本相近，分离器效率为 95.8%和 97.14%，但是均小于锅炉设计效率，主要原因可能是所选用的入口粒径分布大颗粒份额偏少所致。对上述同一台锅炉按同一公式按表 7-7 的粒径分布计算结果，其分离器效率由97.14（见表 7-9）提高到 99.5%（见表 7-10） 。如果按表 7-5 的粒径分布计算，则该炉分 离器效率可达 99.93%，可见粒径分布偏向大颗粒，则明显可提高分离器效率。另外，循环物料的颗粒密度对分离器效 率也有一定影响，如 表 7-11 中 B 厂 465 t/

56、h 锅炉原来物料颗粒密度为 2000 kg/m3，效率为 99.5%，如取用 1600 kg/m3，则效率降为 99.65%。遗憾的是以上计算式中未反映颗粒浓度对分离效率的影响。这一特性可参考图 7-16。按式（7-11）和式（7-12）计算出的切割粒径 d50和临界粒径 d100结果如下：B 厂厂 465 t/h 锅炉锅炉A 厂厂 440 t/h 锅炉锅炉C 厂厂 440 t/h 锅炉锅炉d5024 m24 m19 md10035 m30 m28 m而从表 7-10，7-11，7-12 可看出：d100均大于 360 m，而 d50均小于 24m，可见公式（7-11）和（7-12）是按沉降分

57、离理论推导出来的，误差较大。此问题有待进一步研究，我们再回过头来，检查一下按边界层分离理论计算切割粒径的公式（7-16） 。从表7-8 最后一列的计算中可以看出按（7-16）计算出的切割粒径为 3.3m，而分级粒径为3.3m 时其分级效率正好是 50%。不过按式（7-11）和式（7-12 ）计算出的粒径作为相对比较还是可以的。为了检验烟气进口速度对分离效率的影响，把表 7-9 中的煤耗量由 14.15kg/s 提高到18 kg/s，增加 25%，相当于把烟速由 22.9 m/s 提高到 28.6 m/s，则分离器效率由 97.14%提高到 97.48%。最后要说明的是上述效率计算是按典型分离器

58、结构尺寸进行的，而对于偏离典型结构，则需另作分析研究，例如 A 电厂 440 t/h CFB 锅炉在结构上有其独到之处：进口下倾 10，使烟气中固体颗粒向下运动，并减少颗粒短路直接进入中心筒排出的可能性，有助于气固两相分离；分离器顶部中心筒位于偏向进口处，离开分离器的烟气流中心与中心筒相吻合，既可减轻中心筒的磨损，又可改善中心筒周围的流场，减少气流脉动，提高分离效率；中心筒设计独特，呈倒锥形，进口外缘加帽檐，称为导涡器。该设计可有效控制上升气流速度，减小旋涡气流对颗粒的裹带，因此可提高分离效率。这台炉分离器的实际效率有待试验来确定。表表 7-8 按公式（按公式（7-15）分离器入口粒度为分离器

59、入口粒度为表表 7-6(文献文献 3) B 电厂电厂 465t/h 锅炉效率计算锅炉效率计算筒体直径筒体直径D0m7.97.97.97.97.97.97.97.97.9排气管直径排气管直径Dem4.24.24.24.24.24.24.24.24.2入口高度入口高度am6.46.46.46.46.46.46.46.46.4入口宽度入口宽度bm222222222筒体高度筒体高度hm7.87.87.87.87.87.87.87.87.8总高度总高度Hm5.75.75.75.75.75.75.75.75.7排气管高度排气管高度hcm222222222排料口直径排料口直径d2m1.441.441.441

60、.441.441.441.441.441.44a/D0a-0.810.810.810.810.810.810.810.810.81De/D0De-0.530.530.530.530.530.530.530.530.53d2/D0d2-0.180.180.180.180.180.180.180.180.18h/D0h-0.990.990.990.990.990.990.990.990.99H/D0H-0.720.720.720.720.720.720.720.720.72hc/D0hc-0.250.250.250.250.250.250.250.250.25L16.3816.3816.3816.