循環(huán)流化床鍋爐燃燒循環(huán)回路整體過(guò)程動(dòng)態(tài)模型

循環(huán)流化床鍋爐燃燒循環(huán)回路整體過(guò)程動(dòng)態(tài)模型

1鍋爐模型的建立對(duì)于循環(huán)流處理器來(lái)說(shuō)，燃燒循環(huán)控制系統(tǒng)是最重要的。在此回路系統(tǒng)中,具有寬篩分分布的給煤在爐膛底部送入燃燒室,其中較細(xì)顆粒被攜帶出爐膛進(jìn)入分離器。由分離器分離下來(lái)的固體顆粒經(jīng)返料裝置被送回燃燒室以實(shí)現(xiàn)循環(huán)燃燒。實(shí)際上,這是一個(gè)非常復(fù)雜且相互作用的過(guò)程,因?yàn)闋t內(nèi)的流動(dòng)狀態(tài)主要取決于空氣的流量、固體顆粒循環(huán)量和顆粒徑的分布,而煤的燃燒、脫硫、傳熱又將受到爐內(nèi)流動(dòng)狀態(tài)的影響。許多學(xué)者已提出了具有各自特點(diǎn)的循環(huán)流化床鍋爐的動(dòng)、靜態(tài)數(shù)學(xué)模型。但縱觀這些模型,很少有涉及當(dāng)循環(huán)流化床鍋爐運(yùn)行工況改變時(shí),再循環(huán)系統(tǒng)的固體顆粒循環(huán)量變化以及返料立管內(nèi)物料量變化的行為。本文主要貢獻(xiàn)是依據(jù)循環(huán)流化床鍋爐循環(huán)回路各段的運(yùn)行特點(diǎn)和流體動(dòng)力特性,結(jié)合循環(huán)回路壓力平衡特性,建立了適用于寬篩分床料粒徑分布的循環(huán)回路的整體過(guò)程動(dòng)態(tài)模型。2返料裝置模型典型的循環(huán)流化床鍋爐循環(huán)回路示于圖1。按照建立過(guò)程動(dòng)態(tài)模型的目的,把整個(gè)循環(huán)回路分成多個(gè)小室。其劃分方法為:爐膛分成密相區(qū)和稀相區(qū),密相區(qū)為一獨(dú)立小室,其高度依據(jù)是否存在二次風(fēng)的具體情況而定。沿稀相區(qū)高度均勻劃分成多個(gè)小室,每個(gè)小室內(nèi)又被分成邊壁區(qū)和核心區(qū)。分離器為一個(gè)獨(dú)立小室,返料立管和返料裝置合并成一個(gè)小室,立管下面的返料裝置只作為具有限流和控制的閥來(lái)處理。本文返料裝置采用LoopSeal,其返料行為和阻力特性已由試驗(yàn)得到。小室劃分參見(jiàn)圖1?？紤]到循環(huán)流化床鍋爐寬篩分燃料的特點(diǎn),在建模時(shí)把爐內(nèi)固體顆粒按顆粒粒徑分成N檔顆粒組,這樣,對(duì)于任意一個(gè)小室j,可以寫出固體顆粒動(dòng)態(tài)質(zhì)量平衡的通用關(guān)聯(lián)式dΜdτ=Win?j-Wout?j+?source?j-?sink?j(1)式中Win,j,Wout,j分別為進(jìn)入和流出j室的質(zhì)量率,kg/s;?source,j和?sink,j分別為經(jīng)物理或化學(xué)反應(yīng)在該室內(nèi)生成和消耗的質(zhì)量率,kg/s;dM/dτ為該室的質(zhì)量積累率,kg/s。將上述關(guān)系式寫成第i檔顆粒組的形式為dΜdτ=Win?i,j-Wout?i,j+?source?i,j-?sink?i,j(2)3密相區(qū)內(nèi)總質(zhì)量平衡方程的求解圖2為密相區(qū)固體顆粒質(zhì)量平衡關(guān)系。假設(shè)密相區(qū)內(nèi)固體顆粒均勻混合,其流動(dòng)形式為全混流,并且具有均一的固體顆粒濃度,把物料按粒度分布分成N個(gè)檔,各個(gè)檔粒度分布為Ρi(ˉR),則對(duì)在R和R+ΔR之間的顆粒作質(zhì)量衡算,同時(shí)不考慮因燃燒,磨損等原因造成的顆粒粒徑的變化,則密相區(qū)內(nèi)總質(zhì)量平衡方程為: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為密相區(qū)質(zhì)量,kg/s;Wf為給料量,kg/s;Wc為固體顆粒循環(huán)量,kg/s;Ws為床底部排渣量,kg/s;We為密相區(qū)進(jìn)入稀相區(qū)的固體顆粒量,kg/s;Wr為稀相區(qū)返回密相區(qū)的固體顆粒量,kg/s;Ρf(ˉR)、Ρc(ˉR)、Ρs(ˉR)、Ρe(ˉR)和Ρr(ˉR)分別代表給料顆粒、返料顆粒、底部排渣、密相區(qū)進(jìn)入稀相區(qū)的顆粒和稀相區(qū)返回密相區(qū)的顆粒在R與R+ΔR間的顆粒分布函數(shù),ˉR為顆粒R與R+ΔR間的平均顆粒徑,m;ΔP為顆粒徑步長(zhǎng),m。對(duì)于循環(huán)床密相區(qū)內(nèi)各檔顆粒的分布函數(shù)Ρi(ˉR),下列條件應(yīng)成立Ν∑i=1Ρi(ˉR)ΔR=1(4)3.1密相區(qū)高度計(jì)算密相區(qū)內(nèi)空隙率的確定可按下述模型計(jì)算εden=δb+(1-δb)εmf(5)式中δb為密相區(qū)內(nèi)氣泡所占的份額,即δb=0.3fbd0.5b(6)式中fb為氣泡頻率,可按下式計(jì)算fb=1.74(U0-Umf)0.725h-0.4341(7)氣泡直徑db按下式計(jì)算db+0.9Umfd0.5b-0.862(U0-Umf)0.275h0.4341=0(8)對(duì)于具有二次風(fēng)的循環(huán)流化床鍋爐,密相區(qū)高度按布風(fēng)板與二次風(fēng)口之間的距離確定,而對(duì)于沒(méi)有二次風(fēng)的循環(huán)流化床鍋爐,密相區(qū)高度可按下列關(guān)系式計(jì)算Hden=Rden·Ldj(9)式中Ldj為流化床靜止物料堆積高度,m;Rden為流化床膨脹比。3.2相區(qū)域密度的離散度E0=0.1ρp(1-εmf)(U0-Umf)(10)4爐硫內(nèi)氣固兩相流動(dòng)模型循環(huán)流化床稀相區(qū)內(nèi)氣固兩相流動(dòng)是一種高顆粒濃度和高湍動(dòng)程度的兩相流動(dòng)過(guò)程。本文采用一維兩區(qū)模型建立了稀相區(qū)過(guò)程動(dòng)態(tài)質(zhì)量平衡方程。因?yàn)橐痪S兩區(qū)模型比較接近于實(shí)際鍋爐運(yùn)行情況,對(duì)爐膛內(nèi)氣固兩相流動(dòng)的預(yù)測(cè)較為成功。圖3示出了稀相區(qū)內(nèi)核心區(qū)與邊壁區(qū)流動(dòng)機(jī)理。4.1計(jì)算模型的建立假設(shè)在核心區(qū)和邊壁區(qū)內(nèi),顆粒密度在軸向都呈上稀下濃分布,在徑向則分別看作為均一的。核心區(qū)內(nèi)固體顆粒向上流動(dòng),邊壁區(qū)內(nèi)固體顆粒向下運(yùn)動(dòng),且速度較低。氣體在兩相中均向上流動(dòng),處于柱塞流狀態(tài)。同時(shí)兩區(qū)之間存在著動(dòng)量和質(zhì)量的交換。在每個(gè)小室中,兩區(qū)內(nèi)的顆粒密度、顆粒速度、顆粒粒度分布以及氣體速度分別認(rèn)為是均一的。這樣,對(duì)于某檔顆粒i,下述質(zhì)量動(dòng)態(tài)方程成立:A?Ci?τ+??(AUiCi)=??(AD??Ci)+Si+Gi(11)式中Ci為i檔顆粒濃度,kg/m3;Ui為i檔顆粒流動(dòng)速度,m/s;D為擴(kuò)散系數(shù);Si為單位高度上i檔顆粒在兩區(qū)的凈交換速率,kg/(m·s);Gi為單位高度上i檔顆粒的生成速率,kg/(m·s)。假設(shè)在兩區(qū)內(nèi)不考慮因燃燒、磨損等因素對(duì)床層中顆粒徑分布的影響,則式(11)可改寫為核心區(qū):Aci?(ρcfci)?τ+?(UciρcfciAci)?z=??z(AciDci?(ρcfci)?z)+Sci(12)邊壁區(qū):Aai?(ρa(bǔ)fai)?τ+?(Uaiρa(bǔ)faiAai)?z=??z[AaiDai?(ρa(bǔ)fai)?z]+Sai(13)式中Aci,Aai分別為核心區(qū)和邊壁區(qū)截面積,m2;ρc和ρa(bǔ)分別為核心區(qū)和邊壁區(qū)內(nèi)固體顆粒密度,kg/m3;fci和fai分別為i檔顆粒質(zhì)量份額。核心區(qū):Sci=(DaciCai-DcaiCci)F(14)邊壁區(qū):Sai=(DcaiCci-DaciCai)F(15)式中Daci,Dcai分別為i檔顆粒在兩區(qū)間的擴(kuò)散速率,m/s;F為兩區(qū)之間的交界周長(zhǎng),m。4.2重要參數(shù)的確定(1)爐硫基鋼架邊界層厚度按下式計(jì)算S(Ζ)D=0.55Re[Ζtop-ΖgD]0.21[Ζtop-ΖΖtop-Ζg]0.73(16)式中D為爐膛當(dāng)量直徑,m;Ztop為爐膛出口高度,m;Zg為布風(fēng)板距地面高度,m。(2)固體顆粒軸向擴(kuò)散系數(shù)的計(jì)算本模型中的核心區(qū)向邊壁區(qū)的傳遞速率Dca和邊壁區(qū)向核心區(qū)的傳遞速率Dac采用文給出的關(guān)系式計(jì)算,而固體顆粒軸向擴(kuò)散系數(shù)用下式計(jì)算Ρe=U0LD=9.2D(Gs?D)0.33(17)式中Pe為Pelet數(shù)。式(17)適用于核心區(qū)內(nèi)軸向擴(kuò)散系數(shù)的確定,而邊壁區(qū)的軸向擴(kuò)散系數(shù)可以取較小值或忽略。(3)床層平均氣體速度根據(jù)核心區(qū)內(nèi)固體顆粒稀相流動(dòng)的特性,即核心區(qū)空隙率ε→1,則i檔顆粒在核心區(qū)內(nèi)固體顆粒速度Vci可按下式計(jì)算得到Vci=Ugc-Vti(18)式中Ugc為核心區(qū)氣體速度,m/s;Vti為i檔固體顆粒終端速度,m/s。假設(shè)邊壁區(qū)內(nèi)氣體速度為Uga,則床層平均氣體速度滿足下式Ug=a2Ugc+(1-a2)Uga(19)式中a為核心區(qū)半徑與床層半徑比,a=r/R。邊壁區(qū)內(nèi)氣體速度Uga的計(jì)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邊壁區(qū)內(nèi)固體顆粒流動(dòng)速度Uai較慢,且各檔顆粒流動(dòng)速度差別較小,其固體顆粒速度基本上在1～2m/s之間。(4)壓力和高度爐膛出口所起的作用象一個(gè)氣固分離器,根據(jù)對(duì)Lurgi-type循環(huán)流化床鍋爐的試驗(yàn)結(jié)果,即假設(shè)爐膛出口處i檔顆粒的上升流量為Qup,i,下降流量為Qdown,i,離開爐膛進(jìn)入分離器的固體顆粒流量為Qs,i,則Qs,i=Qup,i-Qdown,i(21)Qdown,iQup,i=0.2+0.73?(Ζcyc-Ζ)(Ζcyc-Ζg)(22)式中Zcyc為旋風(fēng)分離器入口底邊高度,m;Z為爐膛任一高度(Z=0時(shí)為地面),m。組合式(21)和式(22),當(dāng)Z=Zcyc時(shí),i檔顆粒出口分離效率ηi為ηi=Qdown,iQup,i=1-Qs,iQup,j=0.2(23)5計(jì)算中心儀效率的計(jì)算對(duì)分離器的處理與爐膛出口一樣,只考慮其分離效率和阻力特性。本文采用Leith和Licht的方法計(jì)算旋風(fēng)分離器的分離和分級(jí)效率。6u3000顆粒的過(guò)程動(dòng)態(tài)質(zhì)量平衡關(guān)系式本模型中將立管和返料裝置合并為一體進(jìn)行考慮。假設(shè)固體顆粒在立管內(nèi)呈柱塞流流動(dòng),忽略徑向濃度變化,且在立管和閥內(nèi)的固體顆粒的質(zhì)量份額和顆粒徑不再發(fā)生變化,這樣,返料行為中i檔顆粒的過(guò)程動(dòng)態(tài)質(zhì)量平衡關(guān)系式為dΜidτ=Gls?i-Gs?i-Rci(24)式中Gls?i為i檔顆粒流入立管的質(zhì)量率,kg/s;Gs,i為i檔顆粒返回爐內(nèi)的質(zhì)量率,kg/s;Rci為i檔顆粒從返料裝置放掉的質(zhì)量率,kg/s。一般返料器運(yùn)行時(shí)放料量很小,Rci可忽略不計(jì)。因此則返料行為過(guò)程動(dòng)態(tài)質(zhì)量平衡方程式(24)可表示為ρp(1-ε)?A0?dhdτ=Gls-Gs(25)式中Gls為進(jìn)入立管的總物料量,kg/s;Gs為返料裝置返回爐內(nèi)的固體顆粒循環(huán)量,kg/s;h為立管內(nèi)料位高度,m;A0為立管的截面積,m2。7循環(huán)電路壓力平衡本模型基于循環(huán)回路壓力平衡特性,建立了循環(huán)回路各段壓力平衡關(guān)系式。8風(fēng)煤同時(shí)階躍變化時(shí)壓力變化模型對(duì)一臺(tái)75t/h循環(huán)床鍋爐進(jìn)行了模擬計(jì)算。給煤篩分分布如表1。計(jì)算時(shí)整個(gè)回路系統(tǒng)劃分成32個(gè)小室,其中密相區(qū)占1個(gè),稀相區(qū)占29個(gè),分離器占1個(gè),立管和返料裝置占1個(gè)。圖4結(jié)果表明,鍋爐給煤量向上階躍變化時(shí),開始床高隨時(shí)間的增加而逐漸升高,經(jīng)過(guò)一段時(shí)間后上升趨緩,最后床高穩(wěn)定運(yùn)行在一個(gè)新的平衡點(diǎn)上。這說(shuō)明給煤量的增加,使得床內(nèi)固體顆粒量增加,導(dǎo)致密相床床層高度增加。另外,給煤階躍量不同時(shí),雖然床高變化趨勢(shì)相同,但最后的平衡高度是不同的,這是符合實(shí)際運(yùn)行的。從圖5中可以看到,給煤量不變,當(dāng)一次風(fēng)量向上階躍變化時(shí),對(duì)床高的影響更大。這是因?yàn)轱L(fēng)量瞬時(shí)增大時(shí),床內(nèi)操作風(fēng)速隨之瞬時(shí)增大,導(dǎo)致由密相區(qū)向稀相區(qū)的揚(yáng)析量突然增大,致使床層高度突然下降。之后,由于操作速度保持在階躍后的速度以及給煤量的不斷加入和返料量的增加等因素影響,使床高又開始逐漸上升,最后達(dá)到新的平衡。圖6為風(fēng)煤同時(shí)向上階躍變化時(shí)密相床高度隨時(shí)間的變化情況。鍋爐運(yùn)行時(shí),不論是給煤量的變化,還是操作風(fēng)速的變化,亦或是風(fēng)速煤量同時(shí)改變,都會(huì)影響到固體顆粒循環(huán)量的變化。圖7所示,當(dāng)鍋爐穩(wěn)態(tài)運(yùn)行時(shí)進(jìn)入立管內(nèi)的固體顆粒流量與從返料裝置出去的固體顆粒循環(huán)量是相同的。但當(dāng)鍋爐給煤量一旦開始發(fā)生變化,它們隨時(shí)間的變化將是不同的。給煤開始階躍時(shí),進(jìn)入立管的固體顆粒流量隨著時(shí)間的增加逐漸增大,因?yàn)榻o煤的增加,相應(yīng)地增加了爐膛出口的固體顆粒濃度和進(jìn)入立管的固體顆粒流量。而對(duì)返回爐內(nèi)的固體顆粒循環(huán)量來(lái)說(shuō),開始時(shí)突然下降到一個(gè)較低點(diǎn),之后隨著時(shí)間的變化又開始逐漸上升,最后和進(jìn)入立管的固體顆粒流量一起穩(wěn)定在一個(gè)新的水平上,使得鍋爐的運(yùn)行平衡在一個(gè)新的固體顆粒循環(huán)量下。這是因?yàn)榻o煤量的增多,會(huì)導(dǎo)致?lián)P析量、以致于爐膛出口固體顆粒量及返料裝置出口的返料量的增加。同時(shí)給煤量的突增,導(dǎo)致密相床內(nèi)壓力增大,所以造成固體顆粒循環(huán)量向下有個(gè)階躍的變化,構(gòu)成動(dòng)態(tài)反饋過(guò)程,最后必趨于一平衡狀態(tài)。和給煤量階躍變化相比,風(fēng)量單獨(dú)階躍變化時(shí)對(duì)立管進(jìn)料量與返料量的影響相對(duì)來(lái)說(shuō)是較為強(qiáng)烈的。根據(jù)圖8和圖9,風(fēng)煤同時(shí)階躍變化時(shí),立管的進(jìn)料量與從返料裝置返回爐內(nèi)的固體顆粒循環(huán)量隨時(shí)間的變化情況與風(fēng)速單獨(dú)階躍變化時(shí)其變化趨勢(shì)基本上是相同的,所不同的只是相應(yīng)工況下的平衡位置和平衡時(shí)間。這是因?yàn)殚_始時(shí)風(fēng)量階躍的影響占主導(dǎo)作用,隨后給煤量變化所造成的影響也體現(xiàn)了出來(lái)。以上模擬計(jì)算了變量向上階躍變化時(shí)一些參數(shù)隨時(shí)間的變化行為。當(dāng)變量向下階躍變化時(shí),其隨時(shí)間的變化趨勢(shì)正好相反。利用本模型還計(jì)算了當(dāng)風(fēng)速、給煤量