向 杰， 李清海， 張衍國， 蒙愛紅

（清華大學 熱能工程系，熱科學與動力工程教育部重點實驗室，北京100084）

工業(yè)鍋爐是重要的熱能動力設(shè)備，也是高能耗、高污染的設(shè)備.在中國，工業(yè)鍋爐單機容量小、數(shù)量多且平均運行效率較低［1］.循環(huán)流化床由于傳熱、傳質(zhì)速率高等優(yōu)點在眾多領(lǐng)域中得以應(yīng)用［2－4］，其中循環(huán)流化床鍋爐以其燃料適應(yīng)性廣、燃燒效率高和污染物控制成本低等優(yōu)勢在燃煤電廠［3－4］、燃生物質(zhì)和垃圾等［5］劣質(zhì)燃料電廠得到廣泛應(yīng)用.為了改造現(xiàn)有工業(yè)鍋爐，將傳統(tǒng)的循環(huán)流化床技術(shù)直接用于工業(yè)鍋爐會因鍋爐高度較高而使鍋爐制造和安裝成本大幅增加.因此，為了將循環(huán)流化床技術(shù)的優(yōu)勢應(yīng)用于小型工業(yè)鍋爐，張衍國等［6］開發(fā)了臥式循環(huán)流化床燃燒技術(shù)，降低了鍋爐高度，并將之應(yīng)用于實際工業(yè)過程，可用于供熱和發(fā)電等，對某7MW臥式循環(huán)流化床鍋爐的測試結(jié)果顯示，鍋爐熱效率高達82.8%，遠高于一般的層燃爐［7］.臥式循環(huán)流化床技術(shù)在燃用劣質(zhì)燃料供熱及燃用生物質(zhì)、廢料、廢渣和煤矸石等小型發(fā)電領(lǐng)域（如3MW、6MW和12.5 MW等）有著廣闊的應(yīng)用前景.

針對臥式循環(huán)流化床的研究工作也相繼展開.李清海等［8］介紹了臥式循環(huán)流化床的基本原理及其設(shè)計和運行經(jīng)驗，采用數(shù)值模擬方法研究了7MW臥式循環(huán)流化床爐內(nèi)的流動與燃燒特性［9］.吳榮和Long等根據(jù)Glicksman?；瘻蕜t對實際運行鍋爐進行?；?，建立冷態(tài)試驗臺，研究了以鐵粉為物料的臥式循環(huán)流化床內(nèi)的壓降和顆粒體積分數(shù)的分布特性［10－12］.

與傳統(tǒng)的循環(huán)流化床鍋爐不同，臥式循環(huán)流化床鍋爐的爐膛分3段水平布置，依次為主燃室、副燃室和燃盡室，大大降低了爐膛高度，但也使爐內(nèi)氣固流動呈上升、下降、再上升的復雜流動，不同于傳統(tǒng)的上行床和下行床.傳統(tǒng)循環(huán)流化床內(nèi)的顆粒體積分數(shù)在軸向上一般呈上稀下濃的指數(shù)分布，當顆粒循環(huán)速率大于氣體飽和夾帶速率時，顆粒體積分數(shù)呈 S形分布［13］.

研究發(fā)現(xiàn)［11－12］，臥式循環(huán)流化床主燃室的軸向顆粒體積分數(shù)與傳統(tǒng)循環(huán)流化床類似，呈上稀下濃的指數(shù)分布；而副燃室的顆粒體積分數(shù)受主燃室出口結(jié)構(gòu)的影響，呈左稀右濃的偏向分布；由于副燃室到燃盡室的U形折轉(zhuǎn)處有較強的慣性分離作用，燃盡室的顆粒體積分數(shù)很低，使進入旋風分離器的顆粒較少，因此對分離器的分離效率要求并不高.為使鍋爐結(jié)構(gòu)簡單緊湊，提出了去掉外置旋風分離器而在燃盡室尾部內(nèi)置水平漩渦分離器的概念爐型［14］.為探究帶漩渦分離器的臥式循環(huán)流化床內(nèi)的氣固流動特性，筆者以玻璃珠為物料，在冷態(tài)試驗臺上研究了顆粒粒徑dp和表觀氣速ug對床內(nèi)壓降和顆粒體積分數(shù)分布的影響.

1 試驗裝置與方法

試驗臺如圖1所示，主要由布風板、主燃室、副燃室、燃盡室、漩渦分離器、二級回料裝置和一級回料裝置等組成.主燃室的物料在流化風的作用下呈流化狀態(tài)，部分物料被氣體攜帶進入副燃室，其中的絕大部分物料在副燃室底部由于慣性作用被分離下來，進入一級回料閥.剩余的物料隨氣流進入燃盡室，然后進入漩渦分離器進行氣固分離.被分離下來的顆粒進入二級回料閥，其余顆粒從分離器出口排出后被收集.2個回料閥均為U形閥，一級回料閥的物料直接返回到主燃室底部，二級回料閥的物料經(jīng)一級回料閥再返回到主燃室底部.主燃室的流化風是由羅茨風機提供的常溫空氣，流量由蝶閥控制.兩級回料閥的回料風均由空氣壓縮機提供，流量通過球閥進行調(diào)節(jié).流化風量和回料風量均采用玻璃轉(zhuǎn)子流量計進行測量.

圖1 試驗臺示意圖（單位：mm）Fig.1 Schematic diagram of the experimental setup（unit：mm）

圖1中的測孔分為測壓孔和體積分數(shù)測孔.測壓孔分布在試驗臺左側(cè)面，沿流動方向，編號依次為P1～P13.體積分數(shù)測孔分布在前面中心軸線上（A1）和右側(cè)面（從左到右，從上到下，編號依次為B1～B12）.沿程壓降采用2個量程不同的壓差傳感器進行測量，分別為Honeywell的DC001NDC4（量程為－125～125Pa，精度為±0.25%）和Freescale的 MPXV5004DP（量程為0～3.92kPa，精度為±2.5%）.爐膛沿程壓降以布風板上表面為零點，沿程距離L如圖1中虛線所示.O1、O2和O3分別為相應(yīng)爐膛的坐標原點.主燃室軸向顆粒體積分數(shù)根據(jù)壓差法計算，即忽略加速壓降和摩擦壓降［15］，壓降與截面平均顆粒體積分數(shù)存在近似關(guān)系Δp＝φρpgΔz，其中Δp為2個相距Δz的測壓孔的壓差，φ為截面平均顆粒體積分數(shù).主燃室的橫向顆粒體積分數(shù)和副燃室的顆粒體積分數(shù)均采用由中國科學院過程工程研究所制造的PC6B型顆粒體積分數(shù)光纖測量儀測量.試驗中，近似認為光纖測量儀的電壓信號與顆粒體積分數(shù)呈線性關(guān)系，采用空床和顆粒松散堆積2個狀態(tài)下的電壓值進行標定.

試驗物料為3種粒徑的玻璃珠，其物料屬性見表1，粒徑分布見圖2.每個工況的起始靜態(tài)床層厚度均為15cm.

表1 試驗物料屬性Tab.1 Properties of the test material

圖2 顆粒粒徑分布Fig.2 Particle size distribution

2 結(jié)果與分析

2.1 壓降分布

2.1.1 床內(nèi)總壓降分布

圖3為不同表觀氣速下床內(nèi)沿程壓降分布，其中虛線依次表示2個拐角的位置.由圖3可知，床內(nèi)壓力損失主要發(fā)生在主燃室、拐角1和拐角2，其中主燃室壓降占總壓降的絕大部分，多數(shù)情況下所占比例超過90%，且隨ug的增大而減小.在主燃室中，密相區(qū)的壓降包括重力壓降、加速壓降和摩擦壓降；稀相區(qū)的壓降主要為重力壓降，加速壓降和摩擦壓降可忽略不計.主燃室壓降隨爐膛高度的增加而增大，呈指數(shù)分布，而副燃室和燃盡室的壓降很小.主燃室壓降的變化對爐膛總壓降的變化起著決定性作用，在設(shè)計鍋爐時應(yīng)著重考慮，特別是一次風機的選型以及床存量的確定等.

圖3 不同表觀氣速下的沿程壓降分布Fig.3 Pressure drop along the path way under various superficial gas velocities

在圖3（a）中，爐膛總壓降隨ug的增大而減小，雖然2個拐角處的壓降均隨ug的增大而增大，但主燃室壓降隨ug增大而減小的幅度要大得多，因此總體上壓降呈逐漸減小趨勢.

與圖3（a）不同的是，隨ug的增大，圖3（b）和圖3（c）中的總壓降均先減小，而在ug較大時變化趨勢不明顯，圖3（b）是先增后減，圖3（c）則有所增大，且變化幅度都較小.原因是在ug較小時，主燃室密相區(qū)有較多物料，密相區(qū)壓降占主燃室壓降的很大部分，隨著ug增大，被帶出密相區(qū)進入副燃室的物料量增加，導致主燃室床存量減少，密相區(qū)壓降減小，從而使爐膛總壓降逐漸減小.在ug較大時，主燃室密相區(qū)與稀相區(qū)的分界面已經(jīng)消失，主燃室顆粒的體積分數(shù)沿軸向分布較為均勻，此時影響主燃室壓降分布的主要因素是一級回料閥的顆粒循環(huán)速率，顆粒循環(huán)速率越大，則壓降越大.在ug較小時，顆粒循環(huán)速率為對應(yīng)ug下的氣體飽和夾帶速率，而在ug較大時，顆粒循環(huán)速率由回料閥結(jié)構(gòu)和回料風量決定.

圖4為顆粒粒徑對沿程壓降分布的影響.由圖4可知，床層總壓降隨顆粒粒徑的增加而增大.因為在ug一定時，顆粒粒徑越大越不容易流化，留在主燃室密相區(qū)的物料量越多，因此壓降越大.從圖4（b）還可以看出，當ug＝1.75m／s時，玻璃珠1和玻璃珠2的總壓降很接近，由此可以預測，當ug進一步增大時，3種玻璃珠的總壓降也將很接近，因為ug較大時，壓降主要由顆粒循環(huán)速率決定，而顆粒粒徑的影響減弱.

圖4 顆粒粒徑對沿程壓降分布的影響Fig.4 Effects of particle size on pressure drop along the path way

2.1.2 表觀氣速對主燃室壓降的影響

由圖3可知，主燃室z＜140mm（其中z表示高度）區(qū)域的壓降占主燃室總壓降的一半以上，該區(qū)域壓降隨ug增大而減小，但在ug較大時減小趨勢不明顯.主燃室z＞300mm區(qū)域的壓降曲線在各種ug下都比較平緩.由此可推測主燃室密相區(qū)和稀相區(qū)的分界面在140mm＜z＜300mm之間，且與ug有關(guān).

圖5為主燃室單位高度壓降隨ug的變化曲線.由圖5（a）可知，z＜140mm區(qū)域的單位高度壓降隨ug的增大先減小后趨于穩(wěn)定，而z＞300mm區(qū)域的單位高度壓降隨ug的增大出現(xiàn)2個峰值，在ug＝1.50m／s時達到最大.文獻［16］表明，流化床從湍動流態(tài)化轉(zhuǎn)向快速流態(tài)化的過程中，在顆粒循環(huán)速率不變時，爐膛上部單位高度壓降隨ug的增大先增大后減小，極值點對應(yīng)的氣速即為轉(zhuǎn)變氣速.雖然本次試驗的顆粒循環(huán)速率是變化的，但仍然可以據(jù)此近似判斷轉(zhuǎn)變氣速.由圖5（b）可知，3種玻璃珠從細到粗對應(yīng)的大致轉(zhuǎn)變氣速分別為1.25m／s、1.50 m／s和2.00m／s，而且轉(zhuǎn)變氣速隨顆粒粒徑的增加而增大.為獲得循環(huán)流態(tài)化狀態(tài)，ug應(yīng)大于轉(zhuǎn)變氣速.

圖5 不同表觀氣速下主燃室單位高度壓降Fig.5 Pressure drop per unit height under various superficial gas velocities in the primary chamber

2.1.3 副燃室和燃盡室的壓降特性

圖6（a）為以副燃室入口處的測壓孔（P8）為基準，其他測壓孔（P9、P10、P11）相對于P8的壓降分布，其中副燃室沿程距離是指其他測壓孔與P8之間的距離.燃盡室只布置了2個測壓孔（P12和P13），P13相對于P12的壓降隨ug的變化見圖6（b）.

由圖6（a）可知，整個副燃室的壓降很小，不超過10Pa；當ug一定時，沿流動方向，副燃室壓力先降低（P8到P9）后升高（P9到P11）；隨ug增大，副燃室壓降逐漸增大，但壓降增大主要是P8到P9壓降的增大，而P9到P11的壓降變化較小.副燃室入口處壓力降低主要是因為拐角1處流動方向180°改變導致的局部壓力損失和下行床中氣體加速顆粒導致的壓頭損失，而之后壓力升高是因為當顆粒速度超過氣體速度后，顆粒勢能除了用于克服摩擦阻力外，其余轉(zhuǎn)化為氣體靜壓頭使其壓力升高，這與Zhang等［17］的結(jié)果一致.

圖6 副燃室和燃盡室中的壓降變化Fig.6 Pressure drop change in the secondary and burnout chamber

由圖6（b）可知，P13的壓力始終高于P12的壓力，而且壓降隨ug的增大有增大的趨勢，但壓降的絕對值小于3Pa.從直觀上看，燃盡室是上行床，沿流動方向壓力應(yīng)該逐漸降低，但圖中壓力反而升高.原因是受燃盡室入口結(jié)構(gòu)的影響，在P12附近產(chǎn)生低壓回流區(qū)，使其壓力低于P13處的壓力.在回流區(qū)內(nèi)的壁面附近，氣流向下流動，與主流速度方向相反，增強了氣固返混，有利于傳熱.

2.1.4 拐角處的壓降特性

拐角1處的壓降是指P6到P9的壓降，拐角2處的壓降是指P11到P12的壓降.ug和顆粒體積分數(shù)對拐角處壓降的影響見圖7.由圖7（a）可知，隨ug增大，拐角1和拐角2處的壓降均增大，但是并沒有明顯的壓降隨ug呈二次方關(guān)系變化的趨勢，不同于Long等［13］的結(jié)果，原因是隨ug變化的顆粒體積分數(shù)對拐角處的壓降也有影響.拐角2處的壓降比拐角1處的壓降大得多，原因有3點：（1）拐角2處的流通面積小，氣體速度大；（2）拐角1處的顆粒速度小于氣體速度，而在拐角2處的顆粒經(jīng)加速后其速度可能超過氣體速度；（3）拐角2處流向的改變比拐角1處劇烈.

在ug一定時，顆粒粒徑的不同導致拐角處顆粒體積分數(shù)不同，因此顆粒粒徑對拐角處壓降的影響可看做是顆粒體積分數(shù)對拐角處壓降的影響.由圖7（b）可知，拐角處壓降隨顆粒體積分數(shù)升高近似呈線性增大，此處的顆粒體積分數(shù)是指主燃室出口的平均顆粒體積分數(shù)（根據(jù)P6和P7的壓差計算）.

圖7 表觀氣速和顆粒體積分數(shù)對拐角處壓降的影響Fig.7 Effects of superficial gas velocity and particle concentration on pressure drop at corners

2.2 顆粒體積分數(shù)分布

2.2.1 主燃室軸向顆粒體積分數(shù)分布

以玻璃珠3為例，ug對主燃室軸向顆粒體積分數(shù)分布的影響見圖8（a）.由圖8（a）可知，主燃室z＞140mm區(qū)域的顆粒體積分數(shù)沿主燃室高度增加呈指數(shù)遞減趨勢.在z＝220mm處，ug從1.50m／s增大到2.25m／s時，顆粒體積分數(shù)大幅度降低，說明此處仍處于主燃室的密相區(qū)，隨ug的增大，更多顆粒被吹到主燃室上部，導致下部顆粒體積分數(shù)降低，而在ug＝2.50m／s時，顆粒體積分數(shù)略有升高，這可能是由于此時的顆粒循環(huán)速率較大造成的.在z＞400mm區(qū)域，ug從1.50m／s增大到2.00m／s時，顆粒體積分數(shù)整體逐漸升高，當ug增大到2.25m／s時，顆粒體積分數(shù)整體有所下降，這是因為此時床內(nèi)流化狀態(tài)已轉(zhuǎn)變?yōu)榭焖倭鲬B(tài)化，顆粒循環(huán)速率相對較小.當ug達到2.50m／s時，顆粒體積分數(shù)又略有升高，這是因為此時的顆粒循環(huán)速率較大.

圖8 主燃室軸向顆粒體積分數(shù)分布Fig.8 Axial particle concentration distribution in the primary chamber

顆粒粒徑對主燃室軸向顆粒體積分數(shù)分布的影響見圖8（b）.由圖8（b）可知，在相同ug下，顆粒粒徑越小，主燃室軸向顆粒體積分數(shù)分布越均勻.與玻璃珠2相比，玻璃珠3在主燃室下部的顆粒體積分數(shù)較高，而在主燃室上部較低，這是因為玻璃珠2的顆粒粒徑小，更容易流化，有更多顆粒被帶到主燃室上部.玻璃珠1的軸向顆粒體積分數(shù)分布最均勻，但整體顆粒體積分數(shù)較低，這是由于玻璃珠1的顆粒粒徑最小，容易流化，而顆粒循環(huán)速率又較小造成的.這反映出在ug更大時一級回料閥的回料能力將有所不足.若回料閥回料能力有限，在ug較大時，容易造成主燃室床存量快速下降，進而使床層壓降減小，而壓降的減小又會使ug增大，從而形成惡性循環(huán)，最終導致物料被吹空.因此，為保證鍋爐的穩(wěn)定運行，回料閥的回料能力要足夠大或者具有自適應(yīng)性.

2.2.2 主燃室密相區(qū)橫向顆粒體積分數(shù)分布

試驗所用的布風板均勻布置85個風帽，共680個小孔布風，布風均勻，除靠近出口的區(qū)域外，整個主燃室的時均顆粒體積分數(shù)近似呈中心對稱分布，因此只對x方向的一半進行分析.

圖9給出了玻璃珠3在主燃室密相區(qū)z＝140 mm處沿x負半軸的時均顆粒體積分數(shù)分布.由圖9可知，顆粒體積分數(shù)在中心區(qū)域較低，且分布均勻，而在邊壁處較高，呈典型的“環(huán)－核”分布.ug從1.50m／s增大到2.00m／s時，中心區(qū)域的顆粒體積分數(shù)略有下降，下降幅度很小，而在邊壁處顆粒體積分數(shù)有所升高.ug達到2.25m／s后，中心區(qū)域的顆粒體積分數(shù)急劇下降，從30%下降到10%，而邊壁處的顆粒體積分數(shù)變化不大.這是因為ug大于2.00m／s后，氣固兩相流進入快速流態(tài)化，主燃室密相區(qū)的顆粒迅速減少，而邊壁處的顆粒體積分數(shù)由于邊壁效應(yīng)仍然較高.

圖9 主燃室密相區(qū)橫向顆粒體積分數(shù)分布Fig.9 Lateral particle concentration distribution in the dense region of primary chamber

2.2.3 副燃室顆粒體積分數(shù)分布

從宏觀觀察來看，副燃室的顆粒體積分數(shù)分布存在嚴重的偏向性，且隨ug增大而趨于嚴重，氣體和顆粒都主要靠近右側(cè)壁面向下流動，而在左側(cè)回流區(qū)的顆粒極少，這將導致副燃室右側(cè)壁面?zhèn)鳠嵯禂?shù)較大，磨損嚴重.下面對副燃室顆粒體積分數(shù)分布進行定量分析.

圖10（a）和圖10（b）分別為副燃室中上部和中下部截面中心處（Y／y＝0）沿x方向的顆粒體積分數(shù)分布隨ug變化的曲線，其中物料為玻璃珠2，測孔編號分別為B1～B5和B7～B12.由圖10（a）可知，總體上顆粒體積分數(shù)隨相對橫向位置的增加而升高，即越靠近右側(cè)壁面，顆粒體積分數(shù)越高，這是由于副燃室入口流向變化導致的流動不均勻造成的.ug從1.25m／s增大到1.75m／s時，顆粒體積分數(shù)逐漸升高，ug增大到2.00m／s時，顆粒體積分數(shù)下降，這可能是由于高ug下顆粒循環(huán)速率相對較小導致的.

圖10 副燃室橫向顆粒體積分數(shù)分布Fig.10 Lateral particle concentration distribution in the secondary chamber

由圖10（b）可知，顆粒體積分數(shù)隨相對橫向位置的增加先緩慢升高，在壁面附近快速升高，并在右側(cè)壁面處達到最大，而副燃室左側(cè)（如X／x＝－0.5）的顆粒體積分數(shù)幾乎為0，說明副燃室顆粒體積分數(shù)存在嚴重的左稀右濃的偏向分布.圖10（b）中顆粒體積分數(shù)隨ug的變化趨勢與圖10（a）是一致的，不過在靠近壁面處，中下部截面的顆粒體積分數(shù)比中上部截面的高，說明顆粒在向下運動過程中也在向右側(cè)移動.另外，右側(cè)壁面附近的顆粒體積分數(shù)隨ug增大而升高，表明ug越大，顆粒越靠近右側(cè)壁面運動，其偏向性越大.

圖11為副燃室軸向顆粒體積分數(shù)隨ug的變化曲線，其中物料為玻璃珠2，測孔編號從上到下依次為B4、B6、B11，相對橫向位置均為X／x＝0.73.由圖11可知，顆粒體積分數(shù)隨ug增大先升后降，這是因為在達到快速流態(tài)化后顆粒循環(huán)速率相對較小.沿軸向方向，相比于主燃室，副燃室的顆粒體積分數(shù)分布較為均勻.當ug達到1.75m／s和2.00m／s時，沿流動方向，顆粒體積分數(shù)逐漸降低，這是因為在高ug下更多顆粒逐漸右移貼著壁面運動.

圖11 副燃室軸向顆粒體積分數(shù)分布Fig.11 Axial particle concentration distribution in the secondary chamber

3 結(jié) 論

（1）為獲得循環(huán)流態(tài)化狀態(tài)，對于粒徑為87 μm、170μm和211μm的玻璃珠，表觀氣速需分別至少達到1.25m／s、1.50m／s和2.00m／s，且回料閥要有足夠的回料能力.

（2）主燃室和拐角處是壓降的主要地方，其中多數(shù)情況下主燃室壓降超過總壓降的90%，對爐膛總壓降起著決定性作用，而副燃室和燃盡室的壓降很小.

（3）與傳統(tǒng)循環(huán)流化床類似，臥式循環(huán)流化床主燃室的沿程壓降和軸向顆粒體積分數(shù)呈指數(shù)分布，橫向顆粒體積分數(shù)呈“環(huán)－核”結(jié)構(gòu)分布.副燃室x方向的顆粒體積分數(shù)分布因慣性作用嚴重偏向，顆粒體積分數(shù)呈左稀右濃分布，氣體和顆粒對副燃室右側(cè)壁面沖刷嚴重，而軸向顆粒體積分數(shù)分布較為均勻.燃盡室顆粒體積分數(shù)始終很低，顆粒主要貼著右側(cè)壁面運動.

［1］趙欽新，王善武.我國工業(yè)鍋爐未來發(fā)展分析［J］.工業(yè)鍋爐，2007（1）：1－9.ZHAO Qinxin，WANG Shanwu.Developing analysis for China＇s industrial boiler future［J］.Industrial Boiler，2007 （1）：1－9.

［2］QI M Z，BARGHI S，ZHU J.Detailed hydrodynamics of high flux gas－solid flow in a circulating turbulent fluidized bed［J］.Chemical Engineering Journal，2012，209：633－644.

［3］程樂鳴，周星龍，鄭成航，等.大型循環(huán)流化床鍋爐的發(fā)展［J］.動力工程，2008，28（6）：817－826.CHENG Leming，ZHOU Xinglong，ZHEN Chenghang，et al.Development of large－scale CFB boiler［J］.Journal of Power Engineering，2008，28（6）：817－826.

［4］YUE G X，YANG H R，LU J F，et al.Latest development of CFB boilers in China［C］／／Proceedings of the 20th International Conference on Fluidized Bed Combustion.Xi＇an：Springer Berlin Heidelberg，2009：3－12.

［5］吳海龍，肖惠平，王武忠，等.典型生活垃圾流化床焚燒爐PCDD／Fs的生成與排放控制［J］.動力工程學報，2012，32（8）：654－660.WU Hailong，XIAO Huiping，WANG Wuzhong，et al.Formation and emission control of PCDD／Fs from typical fluidized bed MSW incinerators［J］.Journal of Chinese Society of Power Engineering，2012，32（8）：654－660.

［6］張衍國，姚忠建，李清海，等.一種臥式循環(huán)流化床燃燒設(shè)備及其循環(huán)燃燒方法：中國，CN200510126362.6［P］.2006－06－14.

［7］張衍國，勾宏圖.臥式循環(huán)流化床鍋爐技術(shù)簡介及應(yīng)用［J］.鍋爐制造，2008（1）：5－7.ZHANG Yanguo，GOU Hongtu.Brief introduction and application for technique of horizontal CFB boiler［J］.Boiler Manufacturing，2008（1）：5－7.

［8］LI Q H，ZHANG Y G，MENG A H.Design and application of novel horizontal circulating fluidized bed boiler［C］／／Proceedings of the 20th International Conference on Fluidized Bed Combustion.Xi＇an：Springer Berlin Heidelberg，2009：206－211.

［9］李清海，周曉彬，陳庚，等.臥式循環(huán)流化床鍋爐燃燒的數(shù)值模擬［J］.清華大學學報：自然科學版，2013，53（3）：353－357.LI Qinghai，ZHOU Xiaobin，CHEN Geng，et al.Numerical investigation of the flow and combustion in a horizontal circulating fluidized bed boiler［J］.Journal of Tsinghua University：Science ＆ Technology，2013，53（3）：353－357.

［10］GLICKSMAN L R，HYRE M，WOLOSHUN K.Simplified scaling relationships for fluidized beds［J］.Powder Technology，1993，77（2）：177－199.

［11］吳榮.臥式循環(huán)流化床內(nèi)部顆粒濃度分布研究［D］.北京：清華大學，2009.

［12］LONG Y Q，LI Q H，MENG A H，et al.Study on pressure and voidage distribution in a horizontal circulating bed boiler［C］／／21st International Conference on Fluidized Bed Combustion.Naples，Italy：［s.n.］，2012.

［13］BAI D，KATO K.Saturation carrying capacity of gas and flow regimes in CFB［J］.Journal of Chemical Engineering of Japan，1995，28（2）：179－185.

［14］李清海，張衍國，康建斌，等.一種帶有水平旋風分離器的臥式循環(huán)流化床鍋爐：中國，CN201210014929.0［P］.2012－07－04.

［15］HU Nan，ZHANG Hai，YANG Hairui，et al.Effects of riser height and total solids inventory on the gassolids in an ultra－tall CFB riser［J］.Powder Technology，2009，196（1）：8－13.

［16］金涌，祝京旭，汪展文，等.流態(tài)化工程原理［M］.北京：清華大學出版社，2001：40－42.

［17］ZHANG H，ZHU J X，BERGOUGNOU M A.Hydrodynamics in downflow fluidized beds（1）：particle concentration profiles and pressure gradient distributions［J］.Chemical Engineering Science，1999，54（22）：5461－5470.