660 MW高效超超臨界CFB鍋爐四循環回路氣固均勻性數值模擬

2022-01-14 11:41:40張東旺謝國威辛勝偉鄭偉佳顧從陽

潔凈煤技術 2021年6期

韓平，張東旺，謝國威，辛勝偉，鄭偉佳，顧從陽，張縵

(1.國家能源集團國源電力有限公司，北京 100033；2.清華大學能源與動力工程系，北京 100084；3.北京科技大學能源與環境工程學院，北京 100083)

0 引言

循環流化床(CFB)燃燒技術具有燃料適應性廣、污染控制成本低、適合深度調峰等特點[1-2]，是目前商業化最好的潔凈煤燃燒技術之一，在我國能源轉型中發揮著重要作用。提高蒸汽的初參數是提高發電效率的有效手段，我國自2000年初與世界同步開展了超臨界CFB鍋爐的研發，并于2013年投運了世界首臺600 MW超臨界CFB鍋爐[3]。截至目前，已經有48臺350 MW超臨界CFB鍋爐投入商業運行。“十三五”期間，國家批準了660 MW高效超超臨界CFB鍋爐示范項目[4]，國內科研單位及制造企業聯合開發了多種不同布置形式的鍋爐方案[5-6]。

隨著鍋爐容量的不斷放大，分離器個數增加，而多分離器并聯系統會出現氣固流動的偏流現象[7-8]，從而導致分離器效率降低、爐膛溫度分布不均、局部受熱面磨損以及水動力安全等諸多問題[9]。蔡晉[10]采用經驗公式和數值模擬方法，研究了分離器結構參數對氣固分布的影響，結果表明減小芯筒直徑和增大入口寬度，有利于提高分離器內的氣固均勻分布穩定性。張愛琴和王興東[11]采用試驗方法研究了不同芯管直徑的分離器并聯后的分離性能，結果表明，全左旋排列的旋風分離器分離效率與壓降均高于左右旋排列。STERN等[12]發現，在保持入口風速和顆粒濃度不變的情況下，與單個分離器相比，并聯多個分離器的系統分離效率更低，且隨著分離器個數的增加，整體分離效率下降幅度增加，KOFFMAN[13]也發現了這一現象，這可能與多分離器并聯系統的多值性特點有關。

偏流現象引起學術界和工業界的高度重視，被認為是制約鍋爐大型化的關鍵難題[14]。筆者針對4個分離器并聯的M型布置的660 MW高效超超臨界CFB鍋爐布置方案，采用歐拉雙流體模型開展熱循環回路內氣固流動特性數值模擬，獲得了系統的壓力分布、爐膛及分離器內氣固流動特性，得到了M型鍋爐多分離器并聯引起的氣固偏流現象的原因，為660 MW高效超超臨界CFB鍋爐設計提供技術參考。

1 鍋爐整體結構

鍋爐采用成熟、簡約、可靠的M型布置，爐膛采用單爐膛、單布風板結構，在爐膛上部布置有4個煙氣出口窗，煙氣及夾帶的固體顆粒經由出口窗進入旋風分離器進行氣固分離。爐膛出口處布置有4個旋風分離器，分離器直徑為10.5 m，每個旋風分離器料腿下端裝有1個返料裝置，將固體物料返送回爐膛[15]。鍋爐整體布置如圖1所示。

圖1 鍋爐整體布置

鍋爐主要結構參數見表1。

表1 鍋爐主要結構參數

鍋爐在爐膛后墻布置4個旋風分離器，如圖2所示，可以按照分離器和其返料位置依次將爐膛內劃分成為A、B、C、D四個回路，研究各回路在爐膛內的氣固流動特性。A、D分離器結構完全一致，B、C分離器結構完全一致，外側分離器與中間分離器在入口角度和煙道長度上略有差異，A、B分離器與C、D分離器的旋流方向相反。按照圖3的模型結構，給出了分離器結構的具體參數見表2。

圖2 爐膛上部俯視圖

圖3 分離器結構模型

表2 分離器結構參數

2 雙流體模型

2.1 控制方程

在不考慮爐內傳熱和化學反應情況下，控制方程主要由連續性方程和動量守恒方程構成。由于將顆粒相也看做流體相，因此分別對各相建立方程時，具有很大的相似性[16]。控制方程推導如下：

連續性方程表示為

(1)

(2)

式中，α、ρ、v分別為該相的體積分數、密度和速度矢量；S為源項；下標g和s分別為氣體相和固體相[17]。

動量守恒方程表示為

-αg?P+αgρgg+?·τg-β(vg-vs)+Sgvg，

(3)

-αs?P+αsρsg+?·τs-β(vs-vg)+Ssvs，

(4)

式中，P為該相壓力，Pa；g為重力加速度，m/s2；τ為應力張量，N；β為氣固兩相之間的相間曳力。

為使方程封閉，利用本構方程表述應力張量為

(5)

(6)

根據Gidaspow曳力模型，氣固兩相間的相間曳力可以表述為

β=

(7)

其中：

(8)

式中，ds為固相顆粒直徑，m；Re為雷諾數。

2.2 鍋爐幾何建模和網格劃分

爐膛上部稀相區及4個分離器采用結構化六面體網格，并在邊界處進行局部加密，爐膛下部密相區、回料閥及分離器的出口聯箱均采用四面體網格。分別采用201萬、304萬和410萬網格進行網格無關性驗證，對4個分離器的平均進口流率進行對比，發現隨著網格數量增加，平均進口流率呈降低趨勢，如圖4所示，網格數在超過304萬后，變化幅度降低，因此，本計算均采用304萬為基礎進行計算。鍋爐全回路的整體結構建模及相對應的網格劃分情況如圖5、6所示。

圖4 網格無關性驗證

圖5 鍋爐整體建模結構

圖6 網格劃分

2.3 計算模型設置

本文計算采用歐拉雙流體模型，將顆粒看作擬流體且均勻分布。湍流模型采用Realizablek-ε方程，氣固曳力模型采用Gidaspow模型[18]，由于已將氣相折合成熱態且固相無熱量交換，因此無能量方程。計算為非穩態、壓力基。時間步長取為0.005 s[19]。模型中采用的一些基本參數見表3。

表3 模型基本設置參數

3 計算結果分析

3.1 系統壓力分布

整體回路的壓力分布與顆粒分布相關，在爐膛和分離器內壓力逐步下降，而在料腿處由于顆粒堆積又會逐漸上升，隨著返料又逐漸下降至爐膛壓力，構成整體回路的壓力分布。不同循環回路由于實際流動情況不同，其顆粒與壓力分布也有很大差異。當分離器進口和返料閥出口的顆粒流率近似相等時(約40 s)，認為達到了穩定的循環過程。系統循環回路結構如圖7所示，在每一回路的相同位置處截取平面，求取穩定時刻該平面上的平均壓降，研究不同循環回路的壓力分布特性。

圖7 系統循環回路結構

4個循環外回路的整體壓力分布如圖8所示。可知循環回路整體壓力分布呈現斜“8”字分布，4個循環回路在爐膛內的壓力分布近似，基本保持一致，這說明床料在爐膛內分布較為均勻。由于各回路分離器的入口質量流率不一致且運行過程中存在波動性，各循環回路在料腿處的顆粒堆積狀況不同，所對應的最大壓力也不同。隨著顆粒被送回爐膛，回路壓力也逐漸降至爐膛壓力。通過立管底部7點處和返料閥底部8點處的壓力，可以估算出4個回路內返料時的橫段阻力，由于建模設置時橫段長度較小，所以該工況下各回路返料時的橫段阻力在1.2 kPa左右。立管內有物料堆積，按照6點和7點之間的平均壓差梯度估算，4個回路分別對應的堆積高度為8.9、8.6、9.2、9.0 m。總體而言，外側回路立管中顆粒堆積密度較中間回路更大，因而外側回路具有更多的物料堆積。

圖8 4個循環外回路的整體壓力分布

3.2 爐膛內氣固流動特性

3.2.1爐膛內顆粒的軸向分布

爐膛內顆粒的軸向分布曲線可以使用壓差法得到，不同高度處爐膛截面上的壓力之差滿足等式ΔP=ρsεsgh(其中εs為孔隙率；g為重力加速度，m/s2；h為高度，m)，通過此式可估計該高度空間內的平均顆粒濃度。每隔一定高度對爐膛截面上的壓力加權取平均，通過折算得到的顆粒軸向分布曲線如圖9所示。

圖9 爐膛內顆粒軸向分布

由圖9可知，爐膛密相區顆粒濃度大，并隨著爐膛高度增加而迅速減小，爐膛稀相區的顆粒分布較為均勻，顆粒濃度變化不大。由于初始堆積的物料量有限，且模擬采用單一粒徑，因此爐膛內整體顆粒濃度較低，爐膛中最密處的平均顆粒質量濃度僅為34 kg/m3，而稀相區中顆粒的平均質量濃度僅在8～10 kg/m3。

3.2.2爐膛出口氣固流動特性

爐膛出口煙窗高8.5 m，截取煙道出口中部(H=50 m處)的爐膛截面，可得到該截面上顆粒沿著徑向的速度分布。H=50 m處顆粒濃度和徑向速度分布如圖10所示。可知每個煙道都由2股顆粒流匯集而成，相鄰煙道相鄰一側的入口煙道具有相近的入口角度，因而煙道中間區域的顆粒進入該區域兩側煙道的概率比較接近。在后墻的2個角落有大量顆粒堆積，這是因為4個煙道出口均勻分布，距離后墻角落有一定距離，靠近左右墻的顆粒除了要在爐膛高度方向上發生偏轉外，也要在爐膛寬度方向上發生偏轉，從而在邊壁角落堆積。從爐膛內煙道的覆蓋范圍而言，兩側的煙道覆蓋面積更廣，因而可推測由爐膛進入兩側分離器的顆粒更多。

圖10 H=50 m處爐膛顆粒濃度和徑向速度分布

爐膛出口煙窗作為爐膛與分離器的交界面，也需重點考慮。爐膛內出口煙窗的近壁區顆粒速度和質量濃度分布如圖11所示。可知顆粒水平進入分離器的速度沿寬度方向呈對稱分布，最大速度為9 m/s，在4個出口上的速度分布比較一致。顆粒的質量濃度分布也沿寬度方向對稱，主要堆積在各出口煙窗中間區域及后墻邊緣兩側。雖然爐膛中間區域較窄，但顆粒質量濃度卻保持最大，而靠近左右墻區域的顆粒質量濃度相對較小。

圖11 爐膛出口煙窗近壁區顆粒分布

由此可知，4個煙窗出口的相對位置對出口處顆粒分布影響很大，進而影響進入外循環回路的顆粒質量流率，這也是改善爐膛出口均勻性的重要方法之一[20]。

3.3 分離器內氣固流動特性

對4個分離器入口的氣體流率和顆粒流率進行統計，由于數值模擬過程中各部分質量流率在一個穩定的數值附近波動很大，因此取穩定后40 s時長的平均值作為該處質量流率的穩定值。統計后4個分離器各入口處的氣體流率和顆粒流率如圖12所示，并在此基礎上，將4個分離器入口的氣體流率和顆粒流率按照總流率歸一化，4個分離器入口的氣體、固體分布情況如圖13所示。

圖12 4個分離器入口質量流率

圖13 4個分離器入口質量流率占比

由圖13可知，該算例中氣體流量分布較均勻，但進入分離器的固體呈中間低、兩邊高的分布狀態，這可能和4個出口煙窗的位置布置及分離器的入口煙道角度、長度等設計條件有關。從爐膛內煙道的覆蓋范圍而言，兩側的煙道覆蓋面積更廣，因而可能進入對應分離器的顆粒數目也會更多。結構對稱的分離器具有較接近的質量流率，故定義爐膛出口質量流率中，A、D回路的平均流量與B、C回路平均流量的差同4個回路流量平均值的比值為質量流率的最大偏差，該工況下，氣相流率的最大偏差為1.58%，顆粒流率的最大偏差為11.26%。4個分離器進口的氣相流率偏差不大，而顆粒流率差別較大。

以分離器進口截面的壓力平均值為進口壓力，以排氣管出口截面的壓力平均值為出口壓力，4個分離器的壓力數據見表4，可知結構對稱處的分離器具有相同的壓降，而中間2個分離器雖然質量流率略偏小，但壓降略高。中間分離器進口流量相對較少，各循環回路在爐膛內的壓力分布相差不大，因而相同爐膛高度對應的壓力損失更少，所以中間分離器的壓降略高。由于兩側分離器和中間兩分離器的結構不相同(兩側分離器具有更大的入口傾斜角度和更長的入口煙道)，因而也屬于正常現象。

表4 各分離器的進出口壓力

總體而言，處于結構對稱處的分離器有相同的氣相、固體顆粒流率和壓降，看似運行在同樣的工況條件下。但實際運行中，結構對稱的分離器組表現出很大的波動性。達到穩定后統計的某10 s內各分離器的流量分配情況如圖14所示。

圖14 某10 s內4個分離器入口質量流率占比

由圖14可知，處于結構對稱處的分離器運行在偏流工況下，其瞬時工況波動更為劇烈。中間的分離器擁有更高的氣體流率和更低的顆粒流率，而另一側則相反。這可以結合分離器的阻力特性曲線來分析，如圖15所示，分離器的壓降隨著顆粒濃度的增大呈先減后增的趨勢。計算算例應位于拐點右側，為了簡化分析，假設初始時兩側的分離器運行在相同工況下O點，具有相同的氣體流率和顆粒流率。此時由于某種擾動的發生，使得分離器運行工況發生偏離，其中一側的分離器具有更大的氣體流量，與其對應的顆粒流量變得更少，分離器運行工況從O點轉到A點，而另一側在氣體流量減少的同時，增加了顆粒流量，分離器的運行工況從O點轉到B點。