循环流化床锅炉燃烧循环回路整体过程动态模型

循环流化床锅炉燃烧循环回路整体过程动态模型

1锅炉模型的建立对于循环流处理器来说，燃烧循环控制系统是最重要的。在此回路系统中,具有宽筛分分布的给煤在炉膛底部送入燃烧室,其中较细颗粒被携带出炉膛进入分离器。由分离器分离下来的固体颗粒经返料装置被送回燃烧室以实现循环燃烧。实际上,这是一个非常复杂且相互作用的过程,因为炉内的流动状态主要取决于空气的流量、固体颗粒循环量和颗粒径的分布,而煤的燃烧、脱硫、传热又将受到炉内流动状态的影响。许多学者已提出了具有各自特点的循环流化床锅炉的动、静态数学模型。但纵观这些模型,很少有涉及当循环流化床锅炉运行工况改变时,再循环系统的固体颗粒循环量变化以及返料立管内物料量变化的行为。本文主要贡献是依据循环流化床锅炉循环回路各段的运行特点和流体动力特性,结合循环回路压力平衡特性,建立了适用于宽筛分床料粒径分布的循环回路的整体过程动态模型。2返料装置模型典型的循环流化床锅炉循环回路示于图1。按照建立过程动态模型的目的,把整个循环回路分成多个小室。其划分方法为:炉膛分成密相区和稀相区,密相区为一独立小室,其高度依据是否存在二次风的具体情况而定。沿稀相区高度均匀划分成多个小室,每个小室内又被分成边壁区和核心区。分离器为一个独立小室,返料立管和返料装置合并成一个小室,立管下面的返料装置只作为具有限流和控制的阀来处理。本文返料装置采用LoopSeal,其返料行为和阻力特性已由试验得到。小室划分参见图1。考虑到循环流化床锅炉宽筛分燃料的特点,在建模时把炉内固体颗粒按颗粒粒径分成N档颗粒组,这样,对于任意一个小室j,可以写出固体颗粒动态质量平衡的通用关联式dΜdτ=Win‚j-Wout‚j+ϕsource‚j-ϕsink‚j(1)式中Win,j,Wout,j分别为进入和流出j室的质量率,kg/s;ϕsource,j和ϕsink,j分别为经物理或化学反应在该室内生成和消耗的质量率,kg/s;dM/dτ为该室的质量积累率,kg/s。将上述关系式写成第i档颗粒组的形式为dΜdτ=Win‚i,j-Wout‚i,j+ϕsource‚i,j-ϕsink‚i,j(2)3密相区内总质量平衡方程的求解图2为密相区固体颗粒质量平衡关系。假设密相区内固体颗粒均匀混合,其流动形式为全混流,并且具有均一的固体颗粒浓度,把物料按粒度分布分成N个档,各个档粒度分布为Ρi(ˉR),则对在R和R+ΔR之间的颗粒作质量衡算,同时不考虑因燃烧,磨损等原因造成的颗粒粒径的变化,则密相区内总质量平衡方程为:dΜd‚iˉRdτ=WfΡf‚i(ˉR)ΔR+WcΡc‚i(ˉR)ΔR-WsΡs‚i(ˉR)ΔR-We⋅Ρe‚i(ˉR)ΔR+Wr⋅Ρr‚i(ˉR)ΔR(3)式中Md为密相区质量,kg/s;Wf为给料量,kg/s;Wc为固体颗粒循环量,kg/s;Ws为床底部排渣量,kg/s;We为密相区进入稀相区的固体颗粒量,kg/s;Wr为稀相区返回密相区的固体颗粒量,kg/s;Ρf(ˉR)、Ρc(ˉR)、Ρs(ˉR)、Ρe(ˉR)和Ρr(ˉR)分别代表给料颗粒、返料颗粒、底部排渣、密相区进入稀相区的颗粒和稀相区返回密相区的颗粒在R与R+ΔR间的颗粒分布函数,ˉR为颗粒R与R+ΔR间的平均颗粒径,m;ΔP为颗粒径步长,m。对于循环床密相区内各档颗粒的分布函数Ρi(ˉR),下列条件应成立Ν∑i=1Ρi(ˉR)ΔR=1(4)3.1密相区高度计算密相区内空隙率的确定可按下述模型计算εden=δb+(1-δb)εmf(5)式中δb为密相区内气泡所占的份额,即δb=0.3fbd0.5b(6)式中fb为气泡频率,可按下式计算fb=1.74(U0-Umf)0.725h-0.4341(7)气泡直径db按下式计算db+0.9Umfd0.5b-0.862(U0-Umf)0.275h0.4341=0(8)对于具有二次风的循环流化床锅炉,密相区高度按布风板与二次风口之间的距离确定,而对于没有二次风的循环流化床锅炉,密相区高度可按下列关系式计算Hden=Rden·Ldj(9)式中Ldj为流化床静止物料堆积高度,m;Rden为流化床膨胀比。3.2相区域密度的离散度E0=0.1ρp(1-εmf)(U0-Umf)(10)4炉硫内气固两相流动模型循环流化床稀相区内气固两相流动是一种高颗粒浓度和高湍动程度的两相流动过程。本文采用一维两区模型建立了稀相区过程动态质量平衡方程。因为一维两区模型比较接近于实际锅炉运行情况,对炉膛内气固两相流动的预测较为成功。图3示出了稀相区内核心区与边壁区流动机理。4.1计算模型的建立假设在核心区和边壁区内,颗粒密度在轴向都呈上稀下浓分布,在径向则分别看作为均一的。核心区内固体颗粒向上流动,边壁区内固体颗粒向下运动,且速度较低。气体在两相中均向上流动,处于柱塞流状态。同时两区之间存在着动量和质量的交换。在每个小室中,两区内的颗粒密度、颗粒速度、颗粒粒度分布以及气体速度分别认为是均一的。这样,对于某档颗粒i,下述质量动态方程成立:A∂Ci∂τ+∇⋅(AUiCi)=∇⋅(AD∇⋅Ci)+Si+Gi(11)式中Ci为i档颗粒浓度,kg/m3;Ui为i档颗粒流动速度,m/s;D为扩散系数;Si为单位高度上i档颗粒在两区的净交换速率,kg/(m·s);Gi为单位高度上i档颗粒的生成速率,kg/(m·s)。假设在两区内不考虑因燃烧、磨损等因素对床层中颗粒径分布的影响,则式(11)可改写为核心区:Aci∂(ρcfci)∂τ+∂(UciρcfciAci)∂z=∂∂z(AciDci∂(ρcfci)∂z)+Sci(12)边壁区:Aai∂(ρafai)∂τ+∂(UaiρafaiAai)∂z=∂∂z[AaiDai∂(ρafai)∂z]+Sai(13)式中Aci,Aai分别为核心区和边壁区截面积,m2;ρc和ρa分别为核心区和边壁区内固体颗粒密度,kg/m3;fci和fai分别为i档颗粒质量份额。核心区:Sci=(DaciCai-DcaiCci)F(14)边壁区:Sai=(DcaiCci-DaciCai)F(15)式中Daci,Dcai分别为i档颗粒在两区间的扩散速率,m/s;F为两区之间的交界周长,m。4.2重要参数的确定(1)炉硫基钢架边界层厚度按下式计算S(Ζ)D=0.55Re[Ζtop-ΖgD]0.21[Ζtop-ΖΖtop-Ζg]0.73(16)式中D为炉膛当量直径,m;Ztop为炉膛出口高度,m;Zg为布风板距地面高度,m。(2)固体颗粒轴向扩散系数的计算本模型中的核心区向边壁区的传递速率Dca和边壁区向核心区的传递速率Dac采用文给出的关系式计算,而固体颗粒轴向扩散系数用下式计算Ρe=U0LD=9.2D(Gs⋅D)0.33(17)式中Pe为Pelet数。式(17)适用于核心区内轴向扩散系数的确定,而边壁区的轴向扩散系数可以取较小值或忽略。(3)床层平均气体速度根据核心区内固体颗粒稀相流动的特性,即核心区空隙率ε→1,则i档颗粒在核心区内固体颗粒速度Vci可按下式计算得到Vci=Ugc-Vti(18)式中Ugc为核心区气体速度,m/s;Vti为i档固体颗粒终端速度,m/s。假设边壁区内气体速度为Uga,则床层平均气体速度满足下式Ug=a2Ugc+(1-a2)Uga(19)式中a为核心区半径与床层半径比,a=r/R。边壁区内气体速度Uga的计算按下式求得Uga=Ug1-a2[1-a2(n+2n-2nan)](20)式中n={2.0Re≤2300-3.7644lnRe2300-10.73Re/2300+14.1634Re=2300∼60006.8Re>6000边壁区内固体颗粒流动速度Uai较慢,且各档颗粒流动速度差别较小,其固体颗粒速度基本上在1～2m/s之间。(4)压力和高度炉膛出口所起的作用象一个气固分离器,根据对Lurgi-type循环流化床锅炉的试验结果,即假设炉膛出口处i档颗粒的上升流量为Qup,i,下降流量为Qdown,i,离开炉膛进入分离器的固体颗粒流量为Qs,i,则Qs,i=Qup,i-Qdown,i(21)Qdown,iQup,i=0.2+0.73⋅(Ζcyc-Ζ)(Ζcyc-Ζg)(22)式中Zcyc为旋风分离器入口底边高度,m;Z为炉膛任一高度(Z=0时为地面),m。组合式(21)和式(22),当Z=Zcyc时,i档颗粒出口分离效率ηi为ηi=Qdown,iQup,i=1-Qs,iQup,j=0.2(23)5计算中心仪效率的计算对分离器的处理与炉膛出口一样,只考虑其分离效率和阻力特性。本文采用Leith和Licht的方法计算旋风分离器的分离和分级效率。6u3000颗粒的过程动态质量平衡关系式本模型中将立管和返料装置合并为一体进行考虑。假设固体颗粒在立管内呈柱塞流流动,忽略径向浓度变化,且在立管和阀内的固体颗粒的质量份额和颗粒径不再发生变化,这样,返料行为中i档颗粒的过程动态质量平衡关系式为dΜidτ=Gls‚i-Gs‚i-Rci(24)式中Gls‚i为i档颗粒流入立管的质量率,kg/s;Gs,i为i档颗粒返回炉内的质量率,kg/s;Rci为i档颗粒从返料装置放掉的质量率,kg/s。一般返料器运行时放料量很小,Rci可忽略不计。因此则返料行为过程动态质量平衡方程式(24)可表示为ρp(1-ε)⋅A0⋅dhdτ=Gls-Gs(25)式中Gls为进入立管的总物料量,kg/s;Gs为返料装置返回炉内的固体颗粒循环量,kg/s;h为立管内料位高度,m;A0为立管的截面积,m2。7循环电路压力平衡本模型基于循环回路压力平衡特性,建立了循环回路各段压力平衡关系式。8风煤同时阶跃变化时压力变化模型对一台75t/h循环床锅炉进行了模拟计算。给煤筛分分布如表1。计算时整个回路系统划分成32个小室,其中密相区占1个,稀相区占29个,分离器占1个,立管和返料装置占1个。图4结果表明,锅炉给煤量向上阶跃变化时,开始床高随时间的增加而逐渐升高,经过一段时间后上升趋缓,最后床高稳定运行在一个新的平衡点上。这说明给煤量的增加,使得床内固体颗粒量增加,导致密相床床层高度增加。另外,给煤阶跃量不同时,虽然床高变化趋势相同,但最后的平衡高度是不同的,这是符合实际运行的。从图5中可以看到,给煤量不变,当一次风量向上阶跃变化时,对床高的影响更大。这是因为风量瞬时增大时,床内操作风速随之瞬时增大,导致由密相区向稀相区的扬析量突然增大,致使床层高度突然下降。之后,由于操作速度保持在阶跃后的速度以及给煤量的不断加入和返料量的增加等因素影响,使床高又开始逐渐上升,最后达到新的平衡。图6为风煤同时向上阶跃变化时密相床高度随时间的变化情况。锅炉运行时,不论是给煤量的变化,还是操作风速的变化,亦或是风速煤量同时改变,都会影响到固体颗粒循环量的变化。图7所示,当锅炉稳态运行时进入立管内的固体颗粒流量与从返料装置出去的固体颗粒循环量是相同的。但当锅炉给煤量一旦开始发生变化,它们随时间的变化将是不同的。给煤开始阶跃时,进入立管的固体颗粒流量随着时间的增加逐渐增大,因为给煤的增加,相应地增加了炉膛出口的固体颗粒浓度和进入立管的固体颗粒流量。而对返回炉内的固体颗粒循环量来说,开始时突然下降到一个较低点,之后随着时间的变化又开始逐渐上升,最后和进入立管的固体颗粒流量一起稳定在一个新的水平上,使得锅炉的运行平衡在一个新的固体颗粒循环量下。这是因为给煤量的增多,会导致扬析量、以致于炉膛出口固体颗粒量及返料装置出口的返料量的增加。同时给煤量的突增,导致密相床内压力增大,所以造成固体颗粒循环量向下有个阶跃的变化,构成动态反馈过程,最后必趋于一平衡状态。和给煤量阶跃变化相比,风量单独阶跃变化时对立管进料量与返料量的影响相对来说是较为强烈的。根据图8和图9,风煤同时阶跃变化时,立管的进料量与从返料装置返回炉内的固体颗粒循环量随时间的变化情况与风速单独阶跃变化时其变化趋势基本上是相同的,所不同的只是相应工况下的平衡位置和平衡时间。这是因为开始时风量阶跃的影响占主导作用,随后给煤量变化所造成的影响也体现了出来。以上模拟计算了变量向上阶跃变化时一些参数随时间的变化行为。当变量向下阶跃变化时,其随时间的变化趋势正好相反。利用本模型还计算了当风速、给煤量