陳鴻偉， 黑成浩， 王俊武， 宋楊凡， 趙俊驊，賈建東, 王稀光

(1.華北電力大學(xué) 動(dòng)力工程系，河北保定 071003；2.華北電力大學(xué) 河北省低碳高效發(fā)電技術(shù)重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，河北保定 071003；3.華北電力大學(xué) 保定市低碳高效發(fā)電技術(shù)重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，河北保定 071003；4.蘇晉朔州煤矸石發(fā)電有限公司，山西朔州 036006;5.保定市建筑設(shè)計(jì)院有限公司,河北保定 071000)

循環(huán)流化床鍋爐(CFB)可快速地實(shí)現(xiàn)對(duì)煤矸石和煤泥的消納，提高煤炭資源的利用價(jià)值，同時(shí)具有良好的污染物控制特性和燃料適應(yīng)性[1-2]。CFB鍋爐技術(shù)朝著更大容量和參數(shù)發(fā)展的同時(shí),對(duì)流化床鍋爐內(nèi)部的氣固流動(dòng)均勻性及循環(huán)回路固體流率均勻性提出了更高要求，這對(duì)解決旋風(fēng)分離器出口處的煙氣含氧量和溫度偏差、運(yùn)行床溫偏差和屏式過(guò)熱器溫度偏差等問(wèn)題有著重要的意義[3-4]。

許多學(xué)者在工程應(yīng)用和實(shí)驗(yàn)中發(fā)現(xiàn)，大型CFB鍋爐的物料流動(dòng)存在不均勻的現(xiàn)象。莫鑫等[5]利用600 MW循環(huán)流化床鍋爐不同返料閥內(nèi)的灰溫分布來(lái)表征氣固兩相在并聯(lián)分離器內(nèi)的分布，發(fā)現(xiàn)氣固流動(dòng)不均勻集中在同側(cè)墻的3個(gè)分離器內(nèi)。Song等[6]測(cè)量并分析了600 MW超臨界CFB鍋爐旋風(fēng)分離器的氣固流率和溫度分布，發(fā)現(xiàn)爐膛兩側(cè)的6個(gè)循環(huán)回路存在氣固流率不對(duì)稱現(xiàn)象。為解決大型CFB鍋爐的流動(dòng)不均勻現(xiàn)象及燃燒不均勻現(xiàn)象，許多學(xué)者開展了相關(guān)研究。呂清剛等[7]提出了660 MW超超臨界環(huán)形爐膛理念,并在循環(huán)流化床鍋爐試驗(yàn)臺(tái)上進(jìn)行試驗(yàn)，并結(jié)合數(shù)值模擬發(fā)現(xiàn)獲得的最優(yōu)化爐型各循環(huán)回路間物料質(zhì)量偏差不超過(guò)8%。莫鑫等[8]通過(guò)在300 MW循環(huán)流化床鍋爐上的實(shí)驗(yàn)研究發(fā)現(xiàn)，中間位置的分離器具有更大的壓降，更高的分離效率、煙氣流率，更明顯的煙氣溫升和更小的顆粒流率。Yan等[9]對(duì)超臨界流化床鍋爐進(jìn)行了系統(tǒng)的現(xiàn)場(chǎng)試驗(yàn)，展示了不同運(yùn)行參數(shù)下外循環(huán)回路的非均勻性特征，并揭示了旋風(fēng)分離器和外置床換熱器對(duì)不均勻分布的吸收能力和調(diào)節(jié)機(jī)制。

在數(shù)值模擬研究中，歐拉-歐拉模型得到了廣泛應(yīng)用。王超等[10]利用Fluent雙流體模型對(duì)某600 MW超臨界六分離器循環(huán)流化床鍋爐爐膛的氣固流場(chǎng)進(jìn)行數(shù)值模擬，發(fā)現(xiàn)顆粒濃度在軸向呈稀密兩相區(qū)分布；中間位置分離器固體流率高于左、右兩邊。趙曉山等[11]利用Fluent雙流體模型模擬了4種分離器布置方案，得到了不同時(shí)刻下的出口流量和顆粒濃度分布。李影平等[12]使用Fluent軟件研究了4分離器M型布置的660 MW高效超超臨界循環(huán)流化床鍋爐的物料均勻性，發(fā)現(xiàn)不同旋風(fēng)分離器之間流率偏差最大值為7.9%。Xu等[13]開發(fā)了1個(gè)基于歐拉-歐拉模型的大型超臨界循環(huán)流化床鍋爐的計(jì)算模型，包含氣固流體力學(xué)、煤的燃燒、爐內(nèi)熱交換表面的傳熱，以及爐內(nèi)傳熱和工作介質(zhì)在受熱面中的傳熱，并成功將其應(yīng)用于某350 MW超臨界CFB鍋爐的模擬。但歐拉-歐拉模型對(duì)固相運(yùn)動(dòng)的求解精度僅限于計(jì)算網(wǎng)格尺度，無(wú)法獲得豐富的顆粒尺度信息，難以模擬流態(tài)化設(shè)備內(nèi)顆粒的輸運(yùn)特性、多分散性和縮核變化[14]。

在歐拉-拉格朗日模型的應(yīng)用中，王帥[15]采用基于該模型的大渦模擬—離散單元法(LES-DEM)對(duì)600 MW循環(huán)流化床實(shí)驗(yàn)臺(tái)的氣固流動(dòng)特性進(jìn)行了數(shù)值模擬,發(fā)現(xiàn)6個(gè)旋風(fēng)分離器回路中均存在氣固分配不均勻現(xiàn)象。劉名碩等[16]采用歐拉-拉格朗日模型研究了600 MW超臨界循環(huán)流化床鍋爐在不同工況下的氣固流動(dòng)規(guī)律，與試驗(yàn)對(duì)比結(jié)果顯示實(shí)際工況下的非均勻二次風(fēng)分布對(duì)6個(gè)分離器的進(jìn)口顆粒流率有較大影響。鄭越等[17]也采用歐拉-拉格朗日模型對(duì)某300 MW亞臨界循環(huán)流化床鍋爐不同返料偏差下爐內(nèi)氣固流場(chǎng)進(jìn)行數(shù)值模擬，發(fā)現(xiàn)密相區(qū)顆粒的橫向擴(kuò)散明顯強(qiáng)于稀相區(qū)，返料偏差對(duì)橫向擴(kuò)散的影響主要集中在密相區(qū)，實(shí)爐運(yùn)行時(shí)的返料偏差不是造成分離器顆粒流率偏差的主要原因。Yan等[18]采用計(jì)算顆粒流體力學(xué)(CPFD)方法對(duì)600 MW超臨界CFB鍋爐進(jìn)行燃燒模擬。通過(guò)實(shí)測(cè)數(shù)據(jù)驗(yàn)證了所提出的2種邊界條件模擬得到的爐膛溫度、軸向固體濃度、爐膛出口氧氣濃度、氣/固循環(huán)流速和沿二次風(fēng)射流的氧氣濃度分布，證明CPFD方法對(duì)大型CFB鍋爐的模擬是合理且有效的。陳鴻偉等[19]通過(guò)實(shí)驗(yàn)與CPFD模擬結(jié)合的方式研究了三維流化床局部堵塞的問(wèn)題，發(fā)現(xiàn)平均壓降模擬值與實(shí)驗(yàn)值的變化趨勢(shì)一致。

CPFD方法基于歐拉-拉格朗日模型，使用計(jì)算顆粒(Parcel)概念，每個(gè)數(shù)值粒子包含了數(shù)個(gè)具有相同物理屬性的真實(shí)顆粒，更適用于工業(yè)級(jí)別尺度的模擬。CPFD中的顆粒單元體積數(shù)值模型算法(MP-PIC)能精確地模擬顆粒的組分、粒徑、運(yùn)動(dòng)軌跡和相互作用[19-20]。

綜上分析可知，在大容量循環(huán)流化床鍋爐中，存在循環(huán)回路固體流率不均、燃燒不均造成氧量變化和外置床吸熱不均的問(wèn)題，與低容量的CFB鍋爐相比，600 MW循環(huán)流化床鍋爐增加了外置床結(jié)構(gòu)，研究者[10-11,16-18]在使用歐拉-歐拉方法或歐拉-拉格朗日方法的模擬研究中均簡(jiǎn)化了分離器的物理模型，僅通過(guò)設(shè)定爐膛出口邊界的壓力和分離效率進(jìn)行氣固分離和顆粒循環(huán)。在顆粒的循環(huán)中，因其分布不均造成的燃燒可能發(fā)生在旋風(fēng)分離器和外置床中，分離器將物料和未完全燃燒的煤顆粒與煙氣分離的過(guò)程十分重要，而未與鍋爐整體循環(huán)回路連接的單獨(dú)分離器實(shí)體以及所采用的歐拉-歐拉模型方法很難準(zhǔn)確地反映大型流態(tài)化設(shè)備內(nèi)顆粒的特性。因此，筆者使用基于歐拉-拉格朗日模型的CPFD方法，以世界首個(gè)投入運(yùn)行的660 MW CFB實(shí)爐為研究對(duì)象，加入分離器和下部料腿模型構(gòu)建比較完整的顆粒循環(huán)回路，并結(jié)合實(shí)際參數(shù)和設(shè)計(jì)參數(shù)進(jìn)行分析，研究了鍋爐負(fù)荷、分離器出口壓力和一二次風(fēng)配風(fēng)對(duì)均勻性的影響。

1 模型及方法

1.1 計(jì)算模型

根據(jù)此660 MW超臨界CFB鍋爐爐膛及旋風(fēng)分離器建立模型，如圖1所示。爐膛高為55.58 m，左右墻寬為16.47 m，前后墻深為31.41 m，為雙布風(fēng)板布置。共有38個(gè)二次風(fēng)口：外二次風(fēng)口16個(gè)，內(nèi)上二次風(fēng)口12個(gè)，內(nèi)下二次風(fēng)口10個(gè)，布風(fēng)板和二次風(fēng)口以中心截面左右對(duì)稱。爐膛外接6個(gè)直徑8.5 m的汽冷式旋風(fēng)分離器(A～F)。爐膛中部垂直于前后墻布置8片中隔墻水冷壁，在左、右兩側(cè)墻的上方各布置10片屏式過(guò)熱器，根據(jù)爐膛中心軸對(duì)稱布置。底部共12個(gè)回料口(6個(gè)返料腿回料口和6個(gè)外置床回料口)，分離器A、B、C和D、E、F分別對(duì)應(yīng)返料腿回料口1、2、3和4、5、6，以及外置床返料口I、II、III和IV、V、VI。

圖1 660 MW CFB鍋爐爐膛及分離器結(jié)構(gòu)

1.2 求解方法

CPFD數(shù)值模擬方法采用歐拉-拉格朗日方法雙向隱式耦合求解兩相流運(yùn)動(dòng)，其中流體使用三維時(shí)均Navier-Stokes方程描述，采用大渦模擬求解，顆粒的曳力模型選用Wen Yu-Ergun模型，該模型適用于循環(huán)流化床鍋爐中顆粒濃度差異較大的情況[20]。

1.3 假設(shè)條件及模擬參數(shù)

根據(jù)鍋爐設(shè)計(jì)參數(shù)，將初始床料的高度設(shè)置為1.266 m，床料顆粒質(zhì)量約為365 t，模擬的床料粒徑分布以實(shí)際電廠循環(huán)灰為基礎(chǔ)，寬篩分粒徑分布如圖2所示。床料顆粒平均密度為2 433.34 kg/m3，堆積空隙率為0.53，球形度取0.8。本次模擬氣固流動(dòng)不考慮化學(xué)反應(yīng)和傳熱過(guò)程，溫度場(chǎng)統(tǒng)一設(shè)置為890 ℃。但在實(shí)際過(guò)程中，332 ℃的二次風(fēng)進(jìn)入爐膛后因受熱在軸向和徑向膨脹加速，需對(duì)二次風(fēng)口進(jìn)行矯形處理[10]，面積更改為初始面積的1.386倍。經(jīng)布風(fēng)板流出的一次風(fēng)膨脹后布滿整個(gè)爐膛底部截面，可認(rèn)為一次風(fēng)分布均勻，不需要進(jìn)行面積矯形換算。在鍋爐實(shí)際燃燒過(guò)程中，氣體量會(huì)增加，總固體流率增加約14%，為探究各循環(huán)回路的顆粒流量分布差異，使用煙氣流量替換一、二次風(fēng)流量進(jìn)行模擬，使其更接近實(shí)際的固體流量。

經(jīng)網(wǎng)格無(wú)關(guān)性驗(yàn)證后，獲得合理的網(wǎng)格數(shù)為101.4萬(wàn)，計(jì)算得到顆粒數(shù)為1.038×106。

表1為鍋爐最大連續(xù)蒸發(fā)量(BMCR)工況的部分參數(shù)，在此工況下，外置床返料量占整體回料量的份額較少。100%負(fù)荷下，過(guò)熱器外置床循環(huán)灰量約為103 kg/s，占分離器固體流率的8.4%;60%負(fù)荷時(shí)，循環(huán)灰量約為55 kg/s，占比為4.5%。100%負(fù)荷下，再熱器外置床循環(huán)灰量約為144 kg/s，占比為11.7%;60%負(fù)荷時(shí)，循環(huán)灰量約為90 kg/s，占比為7.4%。這與BMCR工況下單個(gè)分離器固體流率的設(shè)計(jì)值1 222 kg/s(設(shè)計(jì)工況4 400 t/h)相差較大。設(shè)置分離器分離的顆粒均由對(duì)應(yīng)的返料腿返回，不經(jīng)過(guò)外置床返料口，如圖3所示，可簡(jiǎn)化模擬過(guò)程，縮短計(jì)算時(shí)間。

圖2 循環(huán)灰粒徑分布

表1 鍋爐BMCR工況設(shè)計(jì)參數(shù)

(a) 循環(huán)返料

2 結(jié)果與分析

2.1 模擬結(jié)果穩(wěn)定性分析

在鍋爐BMCR工況下，在6個(gè)分離器下部出口設(shè)置模擬監(jiān)測(cè)面，以獲取各分離器的固體流率，并監(jiān)測(cè)氣固流動(dòng)達(dá)到動(dòng)態(tài)穩(wěn)定狀態(tài)的時(shí)間。在100 s時(shí)達(dá)到動(dòng)態(tài)穩(wěn)定狀態(tài)，如圖4所示，以穩(wěn)定時(shí)刻向后取60 s為模擬時(shí)間，分析各項(xiàng)數(shù)據(jù)的平均值。

圖4 BMCR工況各分離器固體流率隨時(shí)間的變化

各分離器固體流率時(shí)均最大值為1 420 kg/s，最小值為1 256 kg/s，平均值為1 338 kg/s，平均值與BMCR工況單個(gè)分離器物料固體流率設(shè)計(jì)值1 222 kg/s相差9.49%，考慮到使用煙氣量替換空氣量會(huì)導(dǎo)致固體流率增大，可認(rèn)為計(jì)算正確，能較準(zhǔn)確地模擬各分離器的固體流率。

取穩(wěn)定狀態(tài)的模擬數(shù)據(jù)，得到沿爐膛高度的壓力分布，通過(guò)與電廠100%負(fù)荷的壓力數(shù)據(jù)對(duì)比，完成穩(wěn)定性驗(yàn)證。模擬值與壓力測(cè)點(diǎn)數(shù)據(jù)分布趨勢(shì)相同，壓力隨高度的升高逐漸降低，在密相區(qū)，壓力變化較大，如圖5所示。模擬值與壓力測(cè)量值的平均偏差為9.6%，最大偏差為13.4%。

圖5 BMCR工況下壓力隨爐膛高度的分布

通過(guò)引入極差R和相對(duì)極差Rrelat來(lái)表征某一工況下，不同分離器間固體流率的變化值和變化的相對(duì)大小，定義相對(duì)極差為所計(jì)算數(shù)據(jù)組中的極差與數(shù)據(jù)組平均值的比值：

R=max[Gs]-min[Gs]

(1)

(2)

2.2 不同負(fù)荷下分離器固體流率的變化

負(fù)荷的變化能夠明顯改變循環(huán)回路中顆粒流化狀態(tài)，是十分重要的參數(shù)。根據(jù)表2進(jìn)行鍋爐負(fù)荷變化的模擬，取穩(wěn)定狀態(tài)數(shù)據(jù)進(jìn)行分析。

表2 鍋爐負(fù)荷變化工況

圖6為不同負(fù)荷下顆粒體積分?jǐn)?shù)隨爐膛高度的變化，在爐膛寬度18.5 m處，除一次風(fēng)入口區(qū)域，不同負(fù)荷下顆粒體積分?jǐn)?shù)沿爐膛高度逐漸降低，呈稀密兩相區(qū)分布。0～4 m區(qū)域和爐膛頂部區(qū)域100%負(fù)荷工況的顆粒體積分?jǐn)?shù)大于其他負(fù)荷工況，10～45 m區(qū)域60%負(fù)荷工況的顆粒體積分?jǐn)?shù)大于其他負(fù)荷工況。

圖6 不同負(fù)荷下顆粒體積分?jǐn)?shù)隨爐膛高度的變化

負(fù)荷減小時(shí)總風(fēng)量減小，整體顆粒循環(huán)的總固體流率也減小。研究表明，一次風(fēng)率增加而二次風(fēng)率減小，導(dǎo)致密相區(qū)顆粒體積分?jǐn)?shù)減小而稀相區(qū)顆粒體積分?jǐn)?shù)增大[21]。0～4 m是返料口所在高度，返料量隨負(fù)荷增大而增加，100%負(fù)荷工況的顆粒體積分?jǐn)?shù)最大，60%負(fù)荷工況的顆粒體積分?jǐn)?shù)最小。在10～45 m區(qū)域，隨著負(fù)荷減小，二次風(fēng)比例減小，更多的顆粒進(jìn)入該區(qū)域，中部的顆粒體積分?jǐn)?shù)增大。>45～53 m區(qū)域?yàn)榉蛛x器入口，部分顆粒進(jìn)入分離器，顆粒體積分?jǐn)?shù)明顯下降。分離器入口上部和爐膛頂部的顆粒體積分?jǐn)?shù)分布與之前相反。在較高負(fù)荷下，更多顆粒被帶入爐膛頂部區(qū)域，而在負(fù)荷較低的爐膛頂部區(qū)域，顆粒較少。其中相較于其他負(fù)荷，100%負(fù)荷下爐膛中部的顆粒體積分?jǐn)?shù)分布曲線更緩和、平滑，分布均勻性更好。

如圖7所示，在60%負(fù)荷時(shí)，6個(gè)分離器固體流率平均值為846.6 kg/s，相對(duì)極差為6.66%。左墻各分離器固體流率差距較小，固體流率極差僅為16.8 kg/s，相對(duì)極差為1.98%。右墻分離器F的固體流率略低于分離器D和E。75%負(fù)荷時(shí)，6個(gè)分離器固體流率平均值為1 064.1 kg/s，相對(duì)極差為8.36%。分離器A和B的固體流率增大，明顯高于分離器C。右墻分離器D、E及F的固體流率相差較小，相對(duì)極差僅為3.79%。 100%負(fù)荷時(shí)，6個(gè)分離器固體流率平均值為1 338.2 kg/s，分離器A的固體流率明顯增大。左墻分離器相對(duì)極差達(dá)到12.4%，而分離器D、E及F的固體流率分布較均勻，僅為3.14%。100%負(fù)荷下不同高度處的顆粒體積分?jǐn)?shù)分布如圖8所示。

(a) 左墻

(a) 52 m

圖9為100%負(fù)荷下分離器入口處顆粒體積分?jǐn)?shù)分布云圖，較多顆粒聚集于分隔屏水冷壁和屏式過(guò)熱器，且在爐膛46～49 m處，每組屏式過(guò)熱器中靠近邊界的過(guò)熱器顆粒聚集現(xiàn)象加劇。

圖9 100%負(fù)荷下分離器入口處顆粒體積分?jǐn)?shù)分布

隨著鍋爐負(fù)荷的增加，各分離器固體流率整體增大。60%、75%和100%負(fù)荷下左墻分離器固體流率平均值和右墻分離器固體流率平均值的偏差分別為0.39%(6.6 kg/s)、1.30%(27.9 kg/s)和1.40%(36.0 kg/s)，左右墻固體流率呈現(xiàn)均等分布，差異并不明顯，由此可知，回料口與中間分離器B和E的對(duì)應(yīng)布置及非對(duì)應(yīng)布置對(duì)左右墻固體流率的影響不大。

因?yàn)榉蛛x器B與回料口II在同一爐膛位置，導(dǎo)致在100%負(fù)荷下，左墻分離器固體流率分布規(guī)律出現(xiàn)了中間偏高的情況。由圖9可知，各分離器入口下部區(qū)域顆粒體積分?jǐn)?shù)基本相同，中部區(qū)域顆粒體積分?jǐn)?shù)逐漸下降，而上部區(qū)域顆粒體積分?jǐn)?shù)的分布規(guī)律明顯不同，分離器B和E入口上部的顆粒體積分?jǐn)?shù)高于其他分離器。由圖8(a)可知，分離器入口前的顆粒體積分?jǐn)?shù)在入口中上部呈中間高于兩邊的趨勢(shì)，隨著高度降低，下部區(qū)域出現(xiàn)均勻分布，圖中在52 m處進(jìn)入中間分離器內(nèi)的顆粒量明顯多于兩邊的分離器，這是因?yàn)闋t膛的邊壁導(dǎo)致顆粒速度降低，從而使顆?；亓骱途奂?。60%負(fù)荷下分離器入口處顆粒體積分?jǐn)?shù)如圖10所示，左墻分離器A、B及C入口處的顆粒體積分?jǐn)?shù)比右墻更均勻，分離器F入口處的顆粒體積分?jǐn)?shù)較低。

圖10 60%負(fù)荷下分離器入口處顆粒體積分?jǐn)?shù)分布

2.3 分離器出口壓力對(duì)固體流率的影響

在循環(huán)流化床鍋爐的實(shí)際運(yùn)行過(guò)程中，左、右墻各3個(gè)分離器的煙氣出口串聯(lián)連接在分離器出口煙道上，導(dǎo)致各分離器中煙氣到尾部煙道的行程長(zhǎng)短不同，因此各分離器出口煙氣壓力不同，越靠近尾部煙道,壓力越低，在實(shí)際運(yùn)行過(guò)程中，同側(cè)的分離器中相鄰的2個(gè)分離器出口壓力差約為0.1 kPa。在設(shè)計(jì)鍋爐時(shí)，已確定分離器的結(jié)構(gòu)和爐膛結(jié)構(gòu)，定義零壓力點(diǎn)為爐膛出口。但在實(shí)際過(guò)程中，引風(fēng)機(jī)出力的改變可能造成實(shí)際零壓力點(diǎn)的變化，在負(fù)荷變化和燃料改變過(guò)程中，煙氣中未被分離的小固體顆?？赡茉龆?，將進(jìn)一步加劇零壓力點(diǎn)的變化。為研究壓力的不均勻分布對(duì)固體流率的影響，對(duì)各分離器出口壓力設(shè)定變化量Δp=0.2 kPa，分離器A、B、C和分離器D、E、F煙氣出口壓力依次減小，以爐膛出口零壓力點(diǎn)定義的分離器壓降依次增大，如表3所示進(jìn)行3組工況的模擬。

表3 分離器出口壓力(表壓)變化工況

分離器固體流率隨分離器出口壓力的變化如圖11所示。由圖11可以看出，各工況與100%負(fù)荷工況相似，左墻3個(gè)分離器的總固體流率略大于右墻3個(gè)分離器。工況1中，分離器A、B、C和D、E、F的固體流率隨出口壓力的減小而增大，基本呈線性變化，未出現(xiàn)中間分離器固體流率大于兩邊的情況。左右墻分離器的平均固體流率差值為2.5%(33.6 kg/s)，與100%負(fù)荷工況模擬的差值在同一水平。

圖11 固體流率隨分離器出口壓力的變化

工況1下分離器入口處顆粒體積分?jǐn)?shù)如圖12所示，后墻分離器入口上部顆粒體積分?jǐn)?shù)明顯高于前墻入口上部，且爐膛頂部的低顆粒體積分?jǐn)?shù)區(qū)域明顯變小，在分離器A和B的入口之間出現(xiàn)顆粒聚集現(xiàn)象。

圖12 工況1下分離器入口處顆粒體積分?jǐn)?shù)分布

同理,工況2下左墻分離器A的固體流率低于右墻對(duì)應(yīng)的分離器D，工況1下左墻分離器的固體流率整體大于右墻分離器的固體流率，左、右墻分離器的平均固體流率差值為1.7%(22.3 kg/s)。工況2下左墻分離器B的固體流率超過(guò)分離器A和C，分離器E的固體流率略小于分離器F，中間分離器B的固體流率增大，且在流量折線圖上出現(xiàn)凸出部分。工況3下左、右墻分離器的固體流率均出現(xiàn)了明顯的中間高、兩邊低的分布特點(diǎn)，平均固體流率差值為2.2%(29.1 kg/s)，分離器B和C的固體流率分別高于分離器D和E，分離器A的固體流率低于分離器B。

工況3下分離器入口處顆粒體積分?jǐn)?shù)如圖13所示。對(duì)比圖12和圖13可知，在分離器出口壓力較低的情況下，爐膛頂部顆粒體積分?jǐn)?shù)增大，各分離器固體流率差值變小，但因?yàn)榉蛛x器A的固體流率偏低，工況1～工況3的相對(duì)極差在同一水平，分別為14.1%、16.0%和14.2%。

圖13 工況3下分離器入口處顆粒體積分?jǐn)?shù)分布

工況2和工況3下，分離器固體流率呈中間高、兩邊低的分布規(guī)律。出口壓力對(duì)各工況整體的固體流率影響不大，相對(duì)極差僅為0.81%。個(gè)別分離器出現(xiàn)固體流率偏低的情況，不利于分離器的正常運(yùn)行。在出口壓力較高時(shí)，分離器固體流率受出口壓力影響較大，與出口壓力呈線性關(guān)系;在出口壓力較低時(shí)，分離器固體流率受出口壓力影響較小，固體流率分布趨勢(shì)逐漸回歸到類似于BMCR工況下的狀態(tài)。

2.4 一、二次風(fēng)比例對(duì)分離器固體流率的影響

表4為一、二次風(fēng)配比變化工況表。BMCR設(shè)計(jì)工況下，一、二次風(fēng)的比例為44∶56時(shí)。工況4～工況7的相對(duì)極差分別為14.70%、14.80%、5.97%和10.70%。一、二次風(fēng)比例為50∶50時(shí)，各分離器固體流率的均勻性較好，優(yōu)于設(shè)計(jì)工況下固體流率的均勻性。

表4 一、二次風(fēng)配比變化工況

分離器顆粒的固體流率隨一、二次風(fēng)比例的變化如圖14所示。在一次風(fēng)比例遞增、二次風(fēng)比例遞減的情況下，總體固體流率平均值呈先增大后減小的趨勢(shì)，設(shè)計(jì)工況下的固體流率最大，工況4和工況6之間的總固體流率相對(duì)極差最大，為16.5%。工況4～工況6和BMCR工況下固體流率分布均為中間分離器高于兩邊。配風(fēng)比56∶44的分離器入口處固體體積分?jǐn)?shù)如圖15所示，左半墻分離器的固體流率分布變得不規(guī)律，分離器A的固體流率變大，分離器C的固體流率變小，其入口爐頂顆粒體積分?jǐn)?shù)較低。工況7與BMCR工況下不同鍋爐高度的顆粒體積分?jǐn)?shù)如圖16所示。由圖16可知，56∶44配風(fēng)比下爐膛10 m和20 m高度處的顆粒體積分?jǐn)?shù)高于正常44∶56配風(fēng)比。工況7下不同鍋爐深度截面的顆粒體積分?jǐn)?shù)如圖17所示。由圖17可知，較低的二次風(fēng)配比下，顆粒在爐膛中部的體積分?jǐn)?shù)更大，且顆粒分布不均，這是因?yàn)檩^小的二次風(fēng)比例無(wú)法抑制流化顆粒向上移動(dòng)，導(dǎo)致不同回路固體流率不均。圖18中100%負(fù)荷工況的顆粒分布比圖17中更為均勻,各截面的顆粒分布不均勻現(xiàn)象隨著二次風(fēng)比例的增加而減少,因?yàn)檩^大的二次風(fēng)比例不僅會(huì)抑制顆粒向上移動(dòng),還會(huì)影響顆粒在水平方向的擴(kuò)散。

圖14 分離器固體流率隨一、二次風(fēng)比例的變化

圖15 56∶44配風(fēng)比下分離器入口處顆粒體積分?jǐn)?shù)分布

圖16 工況7與BMCR工況下不同鍋爐高度的顆粒體積分?jǐn)?shù)分布

(a) 4 m

(a) 4 m

2.5 二次風(fēng)非均勻布置對(duì)固體顆粒流率的影響

為改善各循環(huán)回路固體流率的分配不均，以表5中工況參數(shù)進(jìn)行數(shù)值模擬。

表5 二次風(fēng)量變化工況表

非均勻二次風(fēng)布置各分離器固體流率如圖19所示。由圖19可知，隨著中部二次風(fēng)量增加，整體的固體流率呈略下降趨勢(shì)，相對(duì)極差最小為工況8(8.45%)，極差為109.5 kg/s。原工況與工況6和工況7的固體流率分布趨勢(shì)基本一致，呈中間高、兩邊低的趨勢(shì)。但工況7下右半墻分離器D固體流率接近中間分離器E，差值僅為3.19 kg/s，工況6和工況7的相對(duì)極差與100%負(fù)荷工況在同一水平，三者分別為12.3%、11.6%和12.0%。工況8的固體流率分布趨勢(shì)出現(xiàn)反轉(zhuǎn)，兩邊分離器高于中間分離器，在右墻的趨勢(shì)尤為明顯，而極差和相對(duì)極差減小為109.5 kg/s和8.45%，分布較均勻。工況8下爐膛20 m處的顆粒和氣體沿爐膛鍋爐深度方向的速度分布如圖20所示。由圖20可知，在減小中部二次風(fēng)量、增大兩側(cè)的二次風(fēng)量后，中部的顆粒速度和氣體速度均減小,兩側(cè)的顆粒和氣流速度均增大，使得分離器固體流率分布趨勢(shì)發(fā)生變化。

圖19 非均勻二次風(fēng)布置各分離器固體流率

圖20 工況8下爐膛20 m處顆粒和氣體沿鍋爐深度方向的速度分布

3 結(jié) 論

(1) 在3個(gè)不同負(fù)荷工況下，隨著二次風(fēng)率的降低，100%負(fù)荷工況下顆粒體積分?jǐn)?shù)在爐膛下部區(qū)域大于75%和60%負(fù)荷工況，中部區(qū)域小于75%和60%負(fù)荷工況，爐膛頂部區(qū)域大于75%和60%負(fù)荷工況。60%負(fù)荷時(shí)，各回路相對(duì)極差較小，75%和100%負(fù)荷下中間循環(huán)回路固體流率高于其他回路。100%負(fù)荷工況下，左墻中間分離器B與回料口Ⅱ在同一位置時(shí)固體流率偏大，但回料口與中間分離器B和E的對(duì)應(yīng)布置及非對(duì)應(yīng)布置對(duì)左右半墻總固體流率的影響不大。

(2) 各工況分離器出口壓力的變化對(duì)整體固體流率的影響不大，但個(gè)別循環(huán)回路出現(xiàn)固體流率偏低的情況。分離器出口壓力較高，對(duì)各回路固體流率的影響較大，出口壓力變低時(shí)影響變小，循環(huán)回路固體流率分布趨勢(shì)呈中間高、兩邊低的狀態(tài)。

(3) 一次風(fēng)比例遞增時(shí)，總固體流率平均值呈先增后減的趨勢(shì)。一、二次風(fēng)比例為50∶50時(shí)，分離器固體流率的相對(duì)極差為5.97%，均勻性最好。

(4) 隨著爐膛中部二次風(fēng)量減少到24%，相對(duì)極差減小至8.45%，但邊緣顆粒和氣流速度的增大造成分離器A和D的固體流率增大。