300 MW CFB鍋爐分離器中心筒優化模擬及對鍋爐效果影響

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(中國華能集團清潔能源技術研究院有限公司，北京 102209)

0 引 言

循環流化床(CFB)鍋爐是爐膛內氣固兩相流流態，主要為鼓泡床、湍流床和快速床等流化床狀態，并具有物料外循環流動特征的一種具體鍋爐形式。為獲得較高的分離效率，循環流化床鍋爐大多采用旋風分離器[1]。

典型的旋風分離器由進氣管道、分離器筒體、中心筒和上升管等部分組成[2]。主要作用是將較大高溫固體顆粒從煙氣中分離出來，送回燃燒室，以維持燃燒室的快速流化狀態，保證燃料多次循環，直至燃盡。因此，旋風分離器是循環流化床鍋爐的核心設備，是維持適宜顆粒循環倍率、脫硝脫硫效率和燃燒程度的關鍵因素，其運行狀態直接影響循環流化床鍋爐的運行性能和調節負荷能力[3]。

分離器分離效率下降，首先會導致細顆粒大量逃逸，整體顆粒粒徑變大，鍋爐床壓下降;造成鍋爐鼓泡床運行，爐膛整體差壓減小，下部熱量不易傳遞至爐膛上部;最終導致床溫過高、出口煙溫低、出力不足等。旋風分離器故障頻率最高的部件是中心筒，變形和脫落是常見問題[4]，原因一般為安裝和運行過程中，筒體各方向膨脹或收縮不一致。中心筒長度是入口管高度的0.3～0.5倍時，分離效率最高，隨長度增加分離效率略有下降。中心筒直徑與分離器筒體直徑之比越小，分離效率越高，阻力相應增加，但比值小于0.4后，分離效率增加不明顯。中心筒的形狀和尺寸主要取決于設計目標。稍短的中心筒，制造成本低、質量較小，檢查維修方便，旋風分離器頂部與中心筒連接的焊縫應力較小。但筒體過短，一部分氣固流體從入口直接進入中心筒逃逸，造成旋風分離器的分離性能大幅下降。中心筒筒體過長，對成本、質量、檢查維修的容易性、應力、壓降等都有影響。為了克服短中心筒的缺陷，可在中心筒入口處設置圓錐段，通過減小升氣管的有效直徑來改善分離性能。也可將中心筒偏心布置，并采用筒體加長、傾斜設置的分離器入口煙道導管，如法國Stein公司設計研發的旋風分離器[5]。除外，其他學者還對中心筒的筒徑、偏心程度、插入長度、筒體結構對分離效率的影響進行大量基礎研究，為分離器的高效化和大型化打下了堅實基礎[6-9]。

本文對某300 MW級循環流化床鍋爐旋風分離器中心筒尺寸和結構進行優化，并研究優化后中心筒結構對分離器效率及鍋爐整體運行狀態的影響。

1 中心筒改造方案

1.1 中心筒結構優化方案

某300 MW級循環流化床鍋爐分離效率降低，鍋爐帶負荷能力下降，飛灰含碳量上升，分離器內煙氣與脫硝還原劑混合停留時間縮短，造成脫硝效率下降，還原劑耗量和氨逃逸量增加。主要原因為吊掛式中心筒因受熱膨脹產生位移和變形。原筒體結構不能適應機組大型化需要，關鍵部位沒有加強，造成筒體發生整體位置偏移。

原中心筒原尺寸見表1。現計劃對原中心筒結構進行優化改造，提高分離器效率。當分離器中心筒插入深度超過入口煙道底端時，提高分離效率不明顯。而插入深度太短時，氣流易短路。研究表明，插入深度是入口煙道高度的0.3～0.5倍時，分離器分離效率較高，阻力較小[10-15]。此外，縮口直徑的降低在某種程度上會減少進入排氣管的顆粒總數，提高分離器分離效率。中心筒優化改造方案思路為:① 適當延長原中心筒插入深度;② 適當縮小原中心筒內徑;③ 優化后中心筒采用倒錐臺的縮口式，即筒體上部仍采用直段，以保證支撐和膨脹密封較完善，在下部有效工作段采用錐臺式和縮口結構。筒體支撐處每邊留出50 mm膨脹間隙，以便高溫筒體向外有足夠自由膨脹間隙以防止筒體受擠壓。

表1中心筒尺寸優化前后對比
Table1Comparisonofvortexfindersizebeforeandafteroptimization

項目優化前優化后中心筒內徑/mm3 8003 600直段中心筒插入深度/mm2 5002 800縮口端內徑/mm3 1502 950

除優化設計中心筒結構外，中心筒制造也由鋼板卷制改為鑄造，增加了Mo、Mn、N等合金，材料性能優化。提高筒體強度同時，防止筒體變形。更換后材質含有更高的Cr、Ni，進一步增強了中心筒的耐高溫耐磨性能，具有較好的耐高溫、耐腐蝕性能。分離器中心筒有加固措施，充分考慮因質量、吊掛及膨脹等引起的載荷變化。在核算載荷變化后進行頂部加固。吊掛方式更改為自由支撐，分離器中心筒膨脹不受限制，可自由膨脹。增加中心筒密封，確保不發生煙氣短路。

分離器總阻力設計值1 500～1 900 Pa，提高煙氣流速后阻力增加250 Pa，引風機出力基本滿足。

1.2 中心筒優化結構數值模擬

使用數值模擬的方法對改造前后的分離器內部流動及固體篩分過程進行計算比較。使用Solidworks完成改造前后分離器結構的3D建模，并用ICEM軟件對該模型劃分生成網格。

對于旋風分離器內部流動模擬，湍流模型使用Realizablek-ε模型。由于網格是結構化六面體網格，選用QUICK差分格式進行動量方程的離散處理，預期具有三階精度。對于旋風分離器內高渦流、高速旋流和扭曲區流動，采用Pressure Staggering Option作為壓力插補格式;對于壓力與速度的耦合，采用SIMPLE基礎上發展的SIMPLEC方法，SIMPLEC方法能有效解決因壓力速度耦合限制而導致的收斂問題。為便于求解旋風分離器內的多相流動，氣相做如下簡化:① 分離器內氣流為穩態流動;② 分離器內氣流速度較低，氣體不可壓;③ 入口煙道氣體流速均勻分布，且充分發展;④ 分離器內無溫度變化;⑤ 分離器底部的排灰口無氣體進出。

邊界條件設置如下:煙道入口流體為煙氣，成分為CO2、O2、H2O與N2，假設過量空氣系數為1.21，體積分數分別為14.19%、3.44%、7.79%和74.58%。煙溫為900 ℃，密度為0.311 kg/m3，黏度為2.07×10-5N/(s·m2)，入口速度為24.2 m/s。入口湍流指定方法為指定湍流強度與水力直徑，二者分別為2.80%和3 255 mm。導氣管出口邊界流動為充分發展，設置為Outflow。假設分離器底部無氣體進出，將其設置為Wall。采用標準壁面函數，壁面采用無滑移邊界，壁面粗糙度參數為0.8，高度為1 mm。

1.2.1 速度分布

氣流水平進入分離器后，由于壁面的約束作用，氣流向下流動，同時形成外層旋流，到達下部后，由于出口對氣流的封閉性，氣流轉而向上運動，形成內部向上的渦旋運動，在分離器內部形成雙層旋流，且旋轉方向相同。切向速度對于飛灰顆粒的分離與捕集起主導作用，顆粒在其作用下做高速旋轉，依靠離心作用實現顆粒分離，切向速度大小不僅決定分離效率，還反映旋轉動能的損失程度。

中心筒改造前后內部煙氣流線如圖1所示。由圖1可知，本計算使用模型與相關設置合理，能夠用于計算后續的壓降與氣固分離。

圖1 中心筒改造前后內部煙氣流線Fig.1 Internal flue gas flow of vortex finder before and after optimization

1.2.2 壓降

壓力損失是考核分離器性能的一個重要標準，從用途可細分為2部分:入口到旋流界面的壓力損失和旋流界面到中心筒上部出口的壓力損失。前者轉化為旋流分離大顆粒，后者主要用于克服排氣過程中的各種阻力。分離器內壓力損失主要包括摩擦損失、流道變徑造成的能量損失、氣體因旋轉產生的能量耗散等。改造前后的分離器過中心軸z=0截面的靜壓分布如圖2所示。

圖2 中心筒改造前后靜壓分布Fig.2 Static pressure of vortex finder before and after ptimization

由圖2可知，靜壓分布在徑向上呈現有較好的對稱性，隨半徑減小而降低，中心渦核處靜壓遠低于入口處，而出口處附近靜壓較低，為負值。動壓分布與速度分布趨勢較為接近，主要因為動壓與速度的平方關系所致，而速度大小主要取決于切向速度。改造后分離器整體阻力有所提升，分離器壓降由1 308 Pa增至1 678 Pa，增加370 Pa[16]。

1.2.3 顆粒相計算

對于分離器內氣固兩相分離計算，將氣流與飛灰顆粒分別當作連續相與離散相，分別采用歐拉和拉格朗日法計算，首先完成連續相輸運方程求解，然后在拉格朗日坐標下進行離散相計算。本次計算中，采用隨機軌道模型研究飛灰的運動軌跡和分離效率。首先研究旋風分離器中顆粒的運動軌跡，而后研究其分離過程。煙氣中，灰顆粒密度設為2 400 kg/m3，假設為球形顆粒，直徑分布滿足Rosin-Rammler分布，計算時，可初定灰顆粒直徑為0.03～0.40 mm，其中位徑d50=0.1 mm。顆粒運動過程中，遇到分離器底部平面時，認為顆粒被捕集，屬于分離器可分離的部分;遇到中心筒上部出口時，認為顆粒離開分離器，屬于分離器無法捕集的部分。煙道入口，顆粒速度24.2 m/s，流量為107.4 kg/s。分離器底部設置為Wall，DPM條件設置為Trap。中心筒上部出口設置為Outflow，DPM條件設置為Escape。壁面設置為固定壁面，壁面粗糙度為0.8，DPM設置為Reflection，縱向反射系數為0.68，切向反射系數為0.89。

直徑大于100 μm的顆粒，進入旋風分離器后，由于顆粒質量較大，所受重力與離心力作用明顯，使得顆粒沿壁面向下運動，最終進入分離器底部被捕集。對于小粒徑顆粒，進入分離器后，運動軌跡較復雜，運動模式分為以下情況;① 顆粒受中心筒氣流影響，直接被帶入逃逸;② 顆粒未與分離器壁面碰撞，隨氣流向下做螺旋運動，后受到氣流脈動影響，隨內旋渦向上做螺旋運動并由中心筒逃逸;③ 顆粒與分離器壁面發生碰撞，卻仍進入中心筒逃逸;④ 與大顆粒相同，與分離器壁面碰撞后向下運動，最終進入分離器底部捕集。根據被捕集的顆粒數目以及進入分離器的入射顆粒數目，得到分離器分級分離效率η(di)與總分離效率ηtotal為

(1)

(2)

式中，ni_trap、ni_flue分別為被分離器底部捕集、進入水平煙道的直徑為di的顆粒數量。

中心筒改造后，氣流切向速度相應增大，氣流更傾向于進入分離器內旋轉運動，發生逃逸的概率減小，被氣流攜帶進入排氣管的顆粒越少，而進入分離器內的小粒徑顆粒更傾向于被分離捕集，提高了分離器分離效率。氣流從分離器底部上升過程中，由于中心筒內徑縮小，上升氣流通流面積變小，為克服阻力，流速稍有增加。對于小粒徑顆粒，中心筒偏置程度的變化提高了其分離效率。這是由于偏心結構使得偏向處的流通截面減小，氣流在此處的流動先加速后減速，更多固體顆粒被甩向壁面而幫助分離。在結構相似的情況下，提高分離效率需克服更高的阻力，中心筒偏心位置的增大使分離器阻力變大，與分離效率的變化趨勢一致。對于總分離效率，因為小粒徑顆粒在飛灰中所占比例較低，模擬計算的分離效率差別對分離器分離總效率的影響較小(圖3)。中心筒改造后，分離器總分離效率提高了0.54%，達到99.45%。因此，優化后的中心筒尺寸可用于現有設備改造。

圖3 中心筒改造前后的分級分離效率Fig.3 Classified separation efficiency of vortex finder before and after optimization

2 試驗結果與分析

2.1 分離器效率

分離器效率可從以下方面判斷:① 提高分離器效率后，爐內床料增加，床溫有所降低;② 爐膛上部差壓越高，代表稀相區濃度越高，返料量越多，分離器效率越高;③ 煙氣通過分離器后壓降越高，氣流在分離器內阻力越大，則顆粒在分離器環流區和上升管內的阻力越大，分離效率越高;④ 分離器飛灰樣品粒徑分析。

300 MW級CFB鍋爐中心筒優化改造參數選取表1數據，改造于2017年上半年完成，優化改造設計方案已陸續應用于內蒙古、江西以及湖北等。中心筒改造前后試驗結果見表2。

由表2可知，中心筒改造后，300 MW負荷下，密相區溫度平均降低20 ℃左右，爐膛上部差壓增加0.3 kPa，說明分離器效率提高，爐膛返料量增加。相同運行條件下，分離效率提高后，分離器阻力變大，理論上壓降應變大，但2017-05-25的300 MW工況下一次風量較小，進入分離器顆粒量較少，導致壓降變小;引風機功率降低，出口壓力變大，流速降低，分離器壓降進一步變小。因此，由于運行參數變化，本文未進一步對比實際運行中的壓降變化。

表2中心筒改造前后床溫及差壓試驗結果
Table2Bedtemperatureandpressuredifferenceofvortexfinderbeforeandafteroptimization

項目時間工況負荷/MW密相區平均床溫/℃爐膛上部平均壓差/kPa改造前2016-08-24300885.50.3852017-05-25300867.00.660改造后2017-05-26330886.00.8752017-05-26330891.50.925

為了驗證中心筒改造前后的分離效率，測試改造前后飛灰粒徑分布，結果見表3。改造前后均在除塵器前煙道排灰口處采用泵抽方式取飛灰。累計分布10%的飛灰顆粒粒徑(D10v)由1.92 μm降至1.51 μm;累計分布50%的飛灰顆粒粒徑(D50v)由23.45 μm降至12.57 μm;累計分布90%的飛灰顆粒粒徑(D90v)由116 μm降至61.67 μm;累計分布95%的飛灰顆粒粒徑(D95v)由149.5 μm降至78.3 μm，分離器效率顯著提高。然而飛灰中大顆粒體積較少，真正能反映分離器分離效率主要為細顆粒所占比例，改造前中心筒<23.45 μm顆粒占飛灰顆粒總數的50%，而改造后<12.57 μm顆粒即占總飛灰顆粒的50%，占體積分數50%以下為<10 μm細顆粒，可見飛灰中小顆粒比例顯著提高。優化改造后分離器的分離效率高，小顆粒比例較高。

表3不同工況下飛灰粒徑分布
Table3Particlesizedistributionofflyashindifferentconditions

項目樣品名稱粒度分析(濕法)/μmD10vD50vD90vD95v1號飛灰1.8920.90113148.0改造前2號飛灰1.9526.00119151.0平均1.9223.45116149.51號飛灰1.5412.6058.2073.40改造后2號飛灰1.5212.7062.2079.603號飛灰1.4712.4064.6081.90平均1.5112.5761.6778.30

2.2 鍋爐熱效率

由于部分數據缺失，采用鍋爐正平衡熱效率計算方法。輸入熱量采用每千克燃料的收到基低位發熱量計量，同時考慮燃料顯熱和風機所帶熱量。鍋爐的輸出熱量應根據汽水系統來確定熱量計算方法，主蒸汽系統涵蓋省煤器入口到末級過熱器出口，再熱器系統涵蓋再熱器入口至再熱器出口，明確各環節汽水相關參數(流量、壓力及溫度)，進而得到相應的汽水焓值并完成熱效率計算。

300 MW工況下，中心筒改造前后的鍋爐熱效率分別為89.7%和90.1%。中心筒改造并不影響鍋爐熱效率，由于循環效率提高，使鍋爐熱效率提升。

2.3 尿素用量

目前，NOx排放控制方法主要集中在2個環節:一是低NOx燃燒技術，即在煤粉燃燒過程中降低NOx生成;二是煙氣脫硝技術，即在煙氣中還原已經生成的NOx。低NOx燃燒技術以低NOx燃燒器、燃料分級、空氣分級為主。火電機組大規模應用的煙氣脫硝技術主要為選擇性非催化還原法(SNCR)、選擇性催化還原法(SCR)和SNCR/SCR聯合脫硝技術。對于CFB鍋爐，研究發現其正常運行的煙氣溫度等與SNCR高效脫硝條件較吻合，目前，CFB鍋爐脫硝95%以上采用SNCR技術。

圖4 不同工況下尿素和尿素溶液用量隨時間變化規律Fig.4 Variation of urea consumption and urea solution consumption with time under different conditions

該300 MW流化床機組采用結合空氣分級燃燒優化與SNCR煙氣聯合脫硝系統降低NOx排放技術。不同工況下尿素用量和尿素溶液流量隨時間變化規律如圖4所示。

隨著分離器分級效率下降，爐膛溫度升高，NOx生成量增加，由于流化床反應溫度下，絕大部分NOx為燃料型，會造成尿素溶液用量增加。但中心筒改造后，分離效率增加，分離器返料量增加，床溫降低，尿素用量進一步下降。由圖4可知，2017年改造后300 MW負荷下尿素溶液和尿素用量下降約70%。尿素溶液用量從每天26 t降至9 t，尿素用量則從每天9 t降至3 t左右。主要原因為，循環效率提高后，床溫降低，NOx原始生成量減少，返料增加，密相區混合效果提高，強化分級燃燒。與此同時，330 MW高負荷工況下，尿素溶液和尿素用量保持在較低水平，說明鍋爐運行狀況良好，優化設計合理可靠。

3 結 論

1)旋風分離器中心筒結構優化主要基于2方面:增加中心筒插入深度減少顆粒逃逸;縮小中心筒直徑并將縮口偏心布置，減少進入排氣管的顆粒。CFD理論計算和現場飛灰粒徑分布試驗表明，中心筒結構優化后分離器分離效率提高。

2)中心筒改造后，分離器壓降增加約370 Pa，總分離效率提高了0.54%，達到99.45%。

3)現場試驗表明，中心筒改造后，床溫平均降低20 ℃，爐膛上部差壓增加0.3 kPa。飛灰顆粒中位徑由23 μm降至12.6 μm，鍋爐效率提高。300 MW負荷下，分離器效率顯著提升，尿素溶液和尿素用量下降約70%。尿素溶液用量從每天26 t降至9 t，尿素用量則從每天9 t降低至3 t左右。在高負荷330 MW工況下，尿素溶液和尿素用量都能保持在較低水平，證明了優化設計合理可靠。