循环流化床锅炉污染物排放能力的研究
摘 要
能源利用中的化石燃料燃烧要排放出大量气体污染物,其中煤燃烧所产生的污染物占大多。我国能源消费以煤为主,燃煤产生的大气污染物占污染物排放总量的比例较大,其中二氧化硫占87%,氮氧化物占67%,一氧化碳占67%,烟尘占60%。循环流化床锅炉是一种清洁煤燃烧技术,其燃烧性,负荷调节性好,燃效率高,在燃烧过程中将煤燃烧所产生的污染物排放控制在很低的水平,所以具有良好的环保性能。现在,中国已有超过2000台各种容量的循环流化床锅炉在投入运行。但中国时实际情况是,真正采用正确的方法进行污染物排放控制的少之又少。很多工业用循环流化床锅炉在设计时就根本没有考虑要脱硫,脱氮及其飞灰的处理。因此本文将从循环流化床锅炉的脱硫,脱氮,以及飞灰处理方面的各项措施给以简单介绍。
【关键词】 循环流化床锅炉；脱硫；脱氮；飞灰
Circulating fluidized bed boiler research of pollutants discharge
capacity Abstract
Energy use in the combustion of fossil fuels to produce lots of gas pollutants, the pollutants produced by coal combustion accounts for most. China's coal~dominated energy consumption, air pollutants generated by coal accounts for a larger percentage of total emissions of pollutants, including sulfur dioxide, 87%, 67% of nitrogen oxides, carbon monoxide, 67%, 60% smoke. Circulating fluidized bed boiler is a clean coal combustion technology, its flammability, and good load regulation, high fuel efficiency, the combustion process will be generated by coal combustion emissions control in a very low level, and therefore have a good environmental performance. China now has more than 2,000 sets of various capacities of circulating fluidized bed boiler in operation. However, when the actual situation in China is really using the right method of minimal pollutant emission control. Many industrial circulating fluidized bed boiler has been designed with no consideration to desulfurization, denitrification and fly ash treatment.
This article from the circulating fluidized bed desulfurization, denitrification, and fly ash treatment give a brief introduction of the measures.
[Keywords] circulating fluidized bed boiler；desulfurization；removal；fly ash
引 言
煤炭是我国的主要能源,近年来,我国一次能源消费结构中煤炭所占的比例一直保持在74%以上,煤炭燃烧造成的环境污染,已成为国际上十分关注的问题.循环流化床燃烧技术是近几十年来发展起来的一种高效、低污染清洁燃烧技术,在国内外得到了迅速发展和商业推广.
循环流化床燃烧技术是近几十年来发展起来的通过调整循环流化床燃烧过程中的燃烧工况,实现清洁燃烧以减少污染物的排放,是治理锅炉燃烧污染大气的最廉价有效的方法,也是适应目前环保的要求.由于燃烧工况的差异影响着SOx和NOx的生成与排放,因此,对煤燃烧SOx和NOx的生成以及灰渣处理的基础研究仍然是指导锅炉高效、低污染设计和实际运行操作的重要手段.
本论文以此介绍一种洁净燃烧技术~循环硫化床燃烧技术.本书共分四章,第一章简单介绍循环硫化床,脱硫脱氮技术和输灰系统；第二章是对循环流化床锅炉脱硫特性的研究；第三章循环硫化床锅炉脱氮特性的研究；第四章循环硫化床飞灰特性的研究.
这是一篇内容丰富,知识系统理论结合实际的技术参考文章.由于我们水平有限,必然会有不少缺点,或不足之处,欢迎批评指正.
目 录
1绪 论 ........................................... 错误！未定义书签。 1.1课题研究的背景 .............................................. 1
1.1.1 循环流化床锅炉的应用特点 ............................................................................. 1 1.1.2 循环流化床锅炉应用中存在的问题 .................................................................. 2 1.1.3 循环流化床锅炉的应用前景 ............................................................................. 3
1.2 脱硫技术 ................................................... 5
1.2.1 石灰石的脱硫反应 ........................................................................................... 5 1.2.2 湿法脱硫工艺 .................................................................................................. 5 1.2.3 电子束法(EBA) ................................................................................................ 6 1.2.4 活性焦吸附法 .................................................................................................. 7 1.2.5 加氢热解技术的机理........................................................................................ 8
1.3 氮氧化物的处理 ............................................. 9
1.3.1 湿法脱氮技术 .................................................................................................. 9 1.3.2 吸附法 ........................................................................................................... 11 1.3.3 还原分解法 .................................................................................................... 11 1.3.4 电子束法(EBA) .............................................................................................. 11 1.3.5 排烟循环流化床 ............................................................................................. 12
1.3.6 微生物法脱氮技术 ......................................................................................... 12
1.4 输灰系统简介 .............................................. 13
1.4.1 电除尘器对干除灰输送系统的影响 ................................................................ 13 1.4.2 除渣系统 ....................................................................................................... 13 1.4.3 干式机械输送方案 ......................................................................................... 14 1.4.4 正气压力输渣方案 ......................................................................................... 14
1.5本章小结 ................................................... 15 2 循环流化床锅炉脱硫特性的研究 ............................... 16 2.1 循环流化床锅炉石灰石脱硫反应 ............................... 16
2.1.1 影响循环流化床锅炉脱硫效率的主要因素 ..................................................... 16
2.2 流化床锅炉湿法脱硫控制 ..................................... 18
2.2.1 湿法脱硫工艺简介 ......................................................................................... 18 2.2.2 石灰石湿法脱硫反应过程 .............................................................................. 18 2.2.3 石灰石湿法脱硫优点与缺点 ........................................................................... 19
2.3 半干半湿法烟气脱硫 ......................................... 19
2.3.1 半干半湿法烟气脱硫原理及工艺特点............................................................. 19 2.3.2 半干半湿法烟气脱硫原理 .............................................................................. 20 2.3.3 脱硫反应机理 ................................................................................................ 20
2.3.4 半干半湿法烟气脱硫技术的工艺特点............................................................. 21
2.4 本章小结 .................................................. 22 3 循环流化床脱氮特性的研究 ................................... 23 3.1 锅炉烟气中NOX的生成机理 ................................... 23 3.2 湿法脱氮技术 .............................................. 23
3.2.1 影响湿法脱氮的因素...................................................................................... 23 3.2.2 技术的应用前景 ............................................................................................. 24
3.3 干法脱氮的技术 ............................................ 24
3.3.1 吸附法 ........................................................................................................... 24 3.3.2 还原分解法 .................................................................................................... 24 3.3.3 电子束法 ....................................................................................................... 24
3.4 微生物法脱氮技术........................................... 25 3.5 本章小结 .................................................. 25 4 循环硫化床锅炉的飞灰特性的研究 ............................. 26 4.1 飞灰含碳量影响因素分析 ..................................... 26
4.1.1 燃料的性质对飞灰含碳量的影响 .................................................................... 26 4.1.2 煤粉细度对飞灰含碳量的影响 ....................................................................... 26 4.1.3 锅炉负荷对飞灰含碳量的影响 ....................................................................... 27
4.1.4 过量空气系数对飞灰含碳量的影响 ................................................................ 27 4.1.5 配风方式对飞灰含碳量的影响 ....................................................................... 27 4.1.6 炉内空气动力场对飞灰含碳量的影响............................................................. 28 4.1.7 热风温度对飞灰含碳量的影响 ....................................................................... 28 4.1.8 燃烧器摆角对飞灰含碳量的影响 .................................................................... 28 4.1.9 燃烧方式对飞灰含碳量的影响 ....................................................................... 28 4.1.10 三次风对飞灰含碳量的影响 ......................................................................... 29
4.2 飞灰含碳量超标的影响 ....................................... 29 4.3 输灰系统 .................................................. 29
4.3.1 干除灰输送系统的管道的布置 ....................................................................... 29 4.3.2 干除灰输送系统设计出力的问题 .................................................................... 30 4.3.3 系统设备的可靠性问题 .................................................................................. 31 4.3.4 锅炉对干除灰输送系统的影响 .......................................... 错误！未定义书签。 4.3.5 电除尘器对干除灰输送系统的影响 ................................... 错误！未定义书签。
4.4 本章小结 .................................................. 32 结 论 ........................................................ 33 致 谢 .......................................... 错误！未定义书签。 参考文献 ..................................................... 34
中文翻译 ..................................................... 35 外文原文 ..................................................... 46
1绪 论
1.1课题研究的背景
我国是世界上少数几个以煤为主要能源的国家之一，目前每年煤炭消费量约13亿吨，其中80％通过燃烧被利用。然而，燃烧设备陈旧、效率低下、排放无法控制造成了能源浪费和环境污染严重，节约能源与保护环境已成为现有燃烧技术所需解决的主要问题。因此，寻求一种高效、低污染燃烧技术，开发新的燃烧设备己成为当务之急。
经过三十多年的迅速发展，循环流化床锅炉的技术已趋于成熟。无论是锅炉本身的大型化还是各种配套技术和设备，都已经能适应用户的不同要求。但从环保角度来看，循环流化床锅炉还是存在一些问题，很多工业用循环流化床锅炉在设计时就根本没有考虑要脱硫，脱氮及其飞灰的处理。因此本文将从循环流化床锅炉的脱硫，脱氮，以及飞灰处理方面的各项措施给以简单介绍。 1.1.1 循环流化床锅炉的应用特点
循环流化床具有以下优点[1]：
(1)燃料适应性广。由于大量灰粒子的稳定循环，新加入循环流化床锅炉的燃料(煤)将只占床料的很小份额。由于循环流化床的特殊流体动力特性，使其中的质量和热量交换非常充分。这就为新加入燃料的预热、着火创造了十分有利的条件。而未燃尽的煤粒子通过多次循环既可增加其炉内停留时间又可多次参与床层中剧烈的质量和热量交换，十分有利于其燃尽。这就使循环流化床锅炉不仅可高效燃用烟煤、褐煤等易燃煤种，同样可高效燃用无烟煤等难燃煤种，还可高效燃用各种低热值、高灰分或高水分的矸石、固体垃圾等废弃物。
(2)截面热强度高。 同样由于流化床中剧烈的质量和热量交换，不仅使燃烧过程能在较小截面内完成，还使炉膛内床层和烟气流与水冷壁之间的传热效率也大大增加。 这就使循环流化床锅炉的炉膛截面和容积可小于同容量的链条炉，沸腾床锅炉甚至煤粉炉。 这一点对现有锅炉的改造尤其具有现实意义。
(3)污染物排放少。 可利用脱硫剂进行炉内高效脱硫是循环流化床锅的突出优点。 常用的脱硫剂是石灰石。 通常循环流化床锅炉的床温保持在800~1000oC之间，过高可能因床内产生焦、渣块而破坏正常流化工况，过低则难以保证必要的燃烧温度。 而这一区间正是脱硫反应效率最高的温度区间。 因而在适当的钙硫比和石灰石粒度下，可获得高达80%~90%的脱硫率。 同样由于较低的燃烧温度，加以分级送风，使循环流化床锅炉燃烧时产生的氮氧化物也远低于煤粉炉。 这样，燃煤循环流化床锅炉的二氧化硫和
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氮氧化物排放量都远低于不加烟气脱硫的煤粉炉，可轻易地控制到低于标准允许排放量的水平。
(4)锅炉负荷适应性好。 循环流化床锅炉中床料绝大部分是高温循环灰，这就为新加入燃料的迅速着火和燃烧提供了稳定的热源。 因而循环流化床锅炉的负荷可以很低，如额定负荷的30%左右，无需辅助的液体燃料，也不会发生煤粉炉难于保持正常燃烧甚至熄火的情况。 由于同样原因，循环流化床锅炉能够适应负荷的快速变化。
(5)燃料制备系统相对简单。 循环流化床锅炉无需煤粉炉的复杂的制粉系统，只需简单的干燥及破碎装置即可满足燃烧要求。 另一方面，与循环流化床锅炉相比，链条炉虽一般不需燃料制备装置，但其燃烧效率一般很低。 为保证燃料在链条炉排上的高效燃烧，燃料颗粒必须很均匀，这样的燃料制备装置同样会比循环流化床锅炉的复杂。
(6)灰渣能够综合利用。 低温燃烧以及良好的燃烧条件使灰渣低温烧透，活性好，可以用于生产水泥、建筑材料等，减少二次污染; 同时，低温烧透使得从灰渣中提取稀有金属成为可能。
(7)床内不布置埋管受热面。 循环流化床锅炉的床内不布置埋管受热面，因而不存在鼓泡流化床锅炉的埋管受热面易磨损的问题。 此外，由于床内没有埋管受热面，启动、停炉、结焦处理时间短，可以长时间压火等。
(8)给煤点数量少，简化给煤布置，适应大型化发展。 循环流化床锅炉流化速度更快，约为4~6m/s，所以循环流化床锅炉燃烧室下部粒子浓度比常规流化床锅炉低，粒子横向混合特性较好，给煤点数量比常规流化床锅炉要少。 130t/h的常规流化床锅炉有6个给煤点，而1025t/h的循环流化床锅炉即300MW循环流化床锅炉机组的锅炉只有4个给煤点。给煤点数量的减少简化了给煤装置的布置，为流化床锅炉的大型化创发展造了有利条件。
1.1.2 循环流化床锅炉应用中存在的问题
尽管循环流化床锅炉几乎可以消除鼓泡锅炉的所有缺点，但是它与常规煤粉炉相比还存在一些问题。
(1)大型化问题，尽管循环流化床锅炉发展很快，更大容量的锅炉正在研制中，由于受技术和辅助设备的，目前容量超过1000t/h的锅炉较难实现。
(2)烟风系统阻力较高，风机用电量大。 这是因为送风系统的布风板及床层远大于煤粉炉及莲条炉的送风阻力，而烟气系统中又增加了气固分离器的阻力。
(3)自动化水平要求高。 由于循环流化床锅炉风烟系统和灰渣系统比常规锅炉复杂，各炉型燃烧调整方式有所不同，控制点较多。 所以采用计算机自动控制比常规锅炉难得多。
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(4)磨损问题。 循环流化床锅炉的燃料粒径较大，并且炉膛内物料浓度是煤粉炉的十至几十倍。 虽然采用了许多防磨措施，但在实际运行中循环流化床锅炉受讯面的磨损速度仍比常规锅炉大得多，受热面磨损问题可能成为影响锅炉长期连续运行的重要原因。
(5)对辅助设备要求高。 某些辅助设备，如冷渣器或高压风机的性能或运行问题可能严重影响锅炉的正常安全运行。
(6)低污染燃烧问题。 循环流化床锅炉已在国内外获得了迅速的发展，一个重要的原因就是循环流化床的低污染燃烧特性。 在脱硫研究方面目前相对一致，但对于最佳脱硫温度，脱硫剂的高效利用方面尚有许多内容有待于进一步的研究。 1.1.3 循环流化床锅炉的应用前景
循环流化床锅炉CFBB(Circulating fluidized bed boiler)是近30年来发展起来的一种新型煤燃烧技术。在短短的30年间，流化床技术得到了飞速发展，由最初的鼓泡流化床发展到了循环流化床，其应用也由小型锅炉发展到容量与煤粉炉大体相当的大型电站锅炉。
循环流化床真正得到应用始于70年代束80年代初。 1979年，芬兰奥斯龙(Ahlstrom)公司开发的世界首台20 t/h商用循环流化锅炉投入运行。 此后，循环流化床锅炉技术
4，5]发展很快，已有许多不同的流派和形式[3，，从技术上可以分为三家：(1)德国鲁奇(Lurgi)、
法国Stein、美国ABB．CE型CFBB，采用鲁奇技术。1992年，德国Lurgi、Lentjes和Babcock公司三家公司联合成立了LLB公司。拥有Lurgi型和Circofluid型循环流化床锅炉。 (2)芬兰奥斯龙公司(1995年被美国FW收购)的Pyroflow型循环流化床锅炉。 (3)美国福斯特惠勒(Fw)公司自有型循环流化床锅炉。其中，带有外置式热交换器的循环流化床锅炉有：鲁奇循环流化床锅炉、ABB．CE型循环床锅炉和福斯特惠勃循环流化床锅炉：不带外置式热交换器的循环床锅炉主要有Pyroflow循环流化床锅炉和Circofluid型循环流化床锅炉。
目前，世界上发电容量为100MW~250MW的循环流化床电站锅炉已有数十台投入运行，其中容量最大的是采用鲁奇Lurgi技术，由法国Stein公司制造，安装在法国Gardanne电厂的250 MW(700t/h)循环流化床锅炉，于1995年5月投入运行。 美国ABB．CE公司，FW公司等主要循环流化床锅炉的制造商都在开发300~350MW等级的产品，可以说，目前国外大型化循环流化床技术日益成熟，逐渐达到与煤粉炉容量相当的水平。
国内中小型循环流化床技术也已相当成熟，但在大型化循环流化床锅炉的开发研究方面，与先进国家仍有相当大的差距。引进国外技术制造的220 t/h(50MW)和引进的410 t/h、450 t/h的CFBB已投运，四川白马300MW循环流化床机组已投入运行，但从运行
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实绩看，在燃烧效率、锅炉可靠性、价格和能耗等指标上，与传统煤粉炉相比，仍有一定的差距。
CFB锅炉的发展前景[2]：
在更为严格的环保条件下(即使是SO2最高允许排放浓度降低到400(mg/m3)，CFB锅炉仍将在如下几个方面继续得到应用和发展。
(1)用于中、低硫煤锅炉
对于中、低硫煤，采用CFB锅炉燃烧方式，通过炉内加入石灰石脱硫，适当控制床温，可以满足更严格的环保要求。对于煤中的含硫量大小，并不是采用收到基含硫量直接作为判据，而是以折算单位发热量的含硫量作为判据。 对于某一台实际锅炉来说，锅炉的总热负荷是基本确定的，因此决定排放量的是单位发热量下的含硫量，用折算硫分作为判断依据更为科学。
对一般煤种，各种研究表明，CFB锅炉中添加石灰石的Ca/S为2.2左右时，脱硫效率可以达到90%以上，如果需要控制SO2排放<400mg/m3则按90%脱硫效率反算，原始排放应小于4000mg/m3。 当然，对于不同的煤种与石灰石以及Ca/S，脱硫效率若大于90%，则相应的能够满足SO2排放<400mg/m3的折算硫分可以更高。
对于N0X的排放，可以看出，当床温为860~940oC时的NOX排放基本在350mg/m3以下，可以满足更严格的环保要求。
试验结果表明，从试验的炉膛温度来看，不同的煤种，不同石灰石的最佳脱硫温度不同，综合考虑燃煤的燃烧效率、SO2、NOX、以及N2O排放控制，将床温控制在880~930oC范围内较为合适。 总之，对于折算硫分<1.0 g/J的煤种，通过炉内加入石灰石脱硫，控制适当的床温，可以控制SO2和NOX排放在400mg/m3 以下。
(2)用于劣质燃料、兼顾脱硫
由于CFB锅炉中尤其是密相区聚积了大量处于床温的燃烧着的粒以及惰性床料，通常新加入的煤量只占上述床料量的1%~3%，因此，新加入的煤很快就会被周围床料加热燃烧，即使燃料热值很低，入炉煤也不会对床温造成大的冲击，因此CFB锅炉适合燃烧各种劣质燃料。 对于电力行业来说，CFB锅炉燃用煤矸石和低挥发分的极难燃煤种，有特别重要的意义。
对于燃用这些劣质燃料的CFB锅炉，在SO2和NOX的排放标准方面，应适当放宽。这样，对于含硫量较高的煤矸石，可以通过CFB锅炉燃烧变废为宝! 对于折算硫分<1.5g/J，控制SO2排放<800 mg/m3; 对于低挥发分的无烟煤，可以适当提高床温。 如床温提高到950oC左右，控制NOX的排放<600mg/m3，提高燃料的燃尽程度，从而提高锅炉效率。
(3)用于调峰机组
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CFB锅炉具有极佳的负荷调节性能，且很容易实现压火，使锅炉处于热备用状态，因此特别适用于调峰机组。
CFB锅炉用于调峰机组，可以经济实现一天内根据负荷变化情况多次起停的运行方式。 这一优点使CFB锅炉在更严格的排放标准下，也能得到应用。
同时，可以考虑采用炉膛高温运行的调峰机组，即将炉膛温度提高到950oC以上，这对于难燃煤种更为有意义。 对于难燃煤种，提高炉膛运行温度是降低飞灰可燃物含量的最直接和有效的手段。 试验表明，炉膛温度每升高10oC，飞灰可燃物含量可降低约0.7%，锅炉燃烧效率可提高约1.0%。 因此，对于贫煤和无烟煤等难燃煤种，将炉膛燃烧温度提高到约1000oC运行，可使飞灰可燃物含量降低5%左右，效果非常明显。 当然，应保证提高后的床温低于煤种的灰熔点一定的温度，以保证锅炉的安全运行。
除了上述主要应用领域外，FCB锅炉还将在燃烧特殊燃料，如石油焦、垃圾、油页岩等方面继续得到应用。
1.2 脱硫技术
随着经济的快速发展，我国因燃煤排放的二氧化硫急剧增加，二氧化硫是大气污染的主要物质。 据统计我国每年SO2排放量约为2400万吨，然而SO2是形成―酸雨‖的主要原因之一，SO2污染带来的后果严重危及人体健康，对自然环境造成严重损害。 我国每年因SO2形成酸雨造成损失达1100亿元其损失约占国民经济生产总值的7%~8%。
在我国SO2主要来自燃煤燃烧排放的烟气约占90%，其中火电厂燃煤排放占SO2总量的1/4左右，因此脱硫是中国治理燃煤污染改善大气环境的最主要目标。
对于电厂燃煤锅炉排放的SO2和NOx近年来各国相继开发了许多同时脱硫脱氮的方法，下面就几种方法进行技术，经济比较。 1.2.1 石灰石的脱硫反应
CFB锅炉炉内脱硫通过向炉内添加石灰石控制SO2排放。 石灰石的脱硫反应原理：是利用石灰石/石灰石在850oC左右发生煅烧反应生成氧化钙，再经过一系列化学反应，氧化钙、SO2 和氧气结合生成硫酸钙。 或石灰浆液吸收烟气中的SO2，生成亚硫酸钙，经分离的亚硫酸钙(CaO3S)可以抛弃，也可以氧化为硫酸钙(CaSO4)，以石膏形式回收。 是目前世界上技术最成熟、运行状况最稳定的脱硫工艺，脱硫效率达到90%以上。
反应方程式如下：
(1)石灰石在高温时分解： CaCO3(高温)=CaO+CO2； (2)生成氧化钙吸收硫燃烧生成的CaSO3： CaO+SO2=CaSO3 (3)CaSO3不稳定被氧气氧化成CaSO4： 2CaSO3+O2=2CaSO4 1.2.2 湿法脱硫工艺
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湿法脱硫工艺绝大多数采用碱性浆液或溶液作为吸收剂，技术比较成熟，是目前使用最广泛的脱硫技术。 根据吸收剂种类的不同又可分为石灰石一石膏法(钙法)、氨法、海水法等。
湿法脱硫工艺系统主要包括烟气系统、脱硫剂制备系统、SO2吸收系统、脱硫液再生和脱硫渣处理系统。
(1)烟气系统
锅炉烟气经过静电除尘器、引风机后进入吸收塔(即旋流板塔)，在吸收塔内，烟气与脱硫液在旋流板上进行脱硫反应脱去SO2而后经除雾装置除去液滴后，净烟气从吸收塔顶侧面流出，与部分高温原烟气混合后进入烟囱排空。
(2)脱硫剂制备系统
生石灰由运输罐车输送至石灰粉仓，经称重螺旋给料机至化灰罐、石灰浆液池，然后经石灰浆液泵至再生池; 钠碱液由罐车输送至钠碱液贮槽，由钠碱泵定期补充钠碱液至循环池。
(3) SO2吸收系统
从引风机出来的原烟气在吸收塔中得到洗涤和净化，净化后的烟气除去雾滴后流出吸收塔，脱硫后的溶液流入循环池，部分溶液送到再生系统进行再生，其余部分与流入循环池的其它溶液混合由循环泵输送到吸收塔循环使用。 在吸收塔进口处设置了短管喷淋泵。 采用循环池中的溶液在塔进口处进行啧淋，起降低烟气温度和预脱硫作用。
(4)脱硫液再生和脱硫渣处理系统
脱硫液再生和脱硫渣处理系统流程为: 部分循环液由再生泵输送至再生池，与加入的石灰浆液进行再生反应，然后溶液流入沉淀池进行沉降、上面清液返回循环池。 脱硫渣经渣浆泵打入沉灰池，达到循环使用目的。 1.2.3 电子束法(EBA)
国际上开发了许多同时脱硫脱氮的技术，电子束法既是属于同时脱硫脱氮的典型方法之一。 电子束法是利用电子加速器产生的高能粒子照射烟气，使其SO2和NOx氧化生成硫酸和，再与添加的氨反应生成硫酸氨和氨。
该技术首先是日本茬原制作所1970年着手研究，又经过与原子能研究所合作研究，1974 年进行了规模不同的气体试验，从而肯定了这种干法技术。 我国2000年由中国工程物理研究院在四川绵羊投资2000万元建造一套电子束辐射烟气脱硫脱氮工业试验装置，烟气处理量3000~ 12000Nm3 /h，脱硫率90%，脱氮率70%。
电子束照射法工艺流程和反应装置[6]:
该工艺由废气冷却、加氨、电子束照射以及粉体捕集这几道工序组成。粉体的捕集
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大都采用静电除尘器，电子束发生器由直流高压电源和电子束加速管组成，两者之间用高压电缆连结，在高真空下，由加速管端部的灯丝发射出来的热电子，在高压静电场作用下，使热电子加速到任意能级。 为了扩大高能电子束的有效照射空间，调节X、Y方向的磁场作用，并使电子速通过照射窗进入反应器内，使废气中的二氧化硫和氮氧化物强烈氧化。
电子束法处理烟气的优点：
(1) 用一个过程能同时脱硫脱氮，且去除效率高。
(2)能够生成硫酸氨和氨副产品作化肥用，没有废弃物。 (3)是干法过程，没有废水及其处理设施。
(4)因为不用催化剂，所以不存在催化剂中毒，影响使用寿命的问题。 (5)设备结构简单，对烟气条件变化适应性强，容易控制。 电子束处理法存在问题：
(1)该法耗电量大，由此占的运行费用很高。 (2)烟气辐射装置还不适合用于大规模应用系统。
(3)处理后的烟气仍然存在排放氮、硫酸和一氧化二氮的可能性。 1.2.4 活性焦吸附法
该法是用活性焦进行烟气的同时脱硫和脱氮。SO2是通过活性焦的微孔催化吸附作用，生成硫酸储存于焦碳微孔内，通过热再生，生成总量虽少，但含SO2浓度很高气体，根据需要再去转换成各种有价值的副产品。如高纯硫磺、液态SO2、浓硫酸、化肥等。NOx是在加氨的条件下，经活性焦的催化作用生成水和氮气再排入大气。该工程的主要设备是脱硫脱氮塔，活性焦在塔内由上往下移动，烟气横向交叉通过活性焦炭层，因此烟气中的尘也被除掉。
活性焦和活性炭是不同的两种炭质吸附材料。 活性炭的综合强度( 耐压、耐磨损、 耐冲击)低，而且表面积大，若用移动床，因吸附、再生往返使用损耗大，存在着经济性问题，因此人们研究出比活性炭比表面积小，但强度高的成型活性焦炭，具有更好的脱硫、脱氮性能用于烟气的同时脱硫脱氮。
活性焦吸附法是西德BF( Bergbau Forschung)公司在1967年开发的。日本的三井矿山公司根据日本的环境标准对其进行了改进，吸收了西德BF公司的成功经验，于1981年到1983 年进行了1000/Nm3 h-1 规模的试验，在此基础上又于1984 年10月在自家的燃煤电厂建立了处理能力3 万/Nm3 h-1的工业试验装置。经过改进和调整，达到长期、稳定、连续地运转，脱硫率几乎100%。脱氮率在80%以上，被日本通商产业省认定为第一号商品化装置。
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在我国1991年，由辽宁省环境保护科学研究所承担―同时脱硫脱氮综合利用一体化‖项目，并于2001年通过了辽宁省科技厅技术鉴定。 该成果主要在三井BF方法基础上进行改进，利用我国煤炭特点(灰分高>10%)研制出活性焦，其比表面积低，强度高，脱硫率90%，脱氮率80%，并且初期脱硫率、脱氮率均高于三井BF法，取得满意效果。
活性焦吸附法脱硫脱氮的优点: (1)具有很高的脱硫率(98%)。 (2)能除去湿法难以除去的S03。
(3)能除去废气中的HCI、HF、砷、硒、汞，是深度处理的技术。
(4)在低温下( 100~200oC)能得到高的脱氮率(80%)，因而不需要废气升温装置。 (5)具有除尘功能。
(6)过程中不用水，无需废水处理装置，没有二次污染问题。 (7)碱、盐类对活性焦炭没有影响，不存在吸附剂中毒问题。 (8)建设费用低，使用动力小则运行费用低。 (9)厂地面积小也可以建设。
(10)可以回收副产品，高纯硫磺(99.95%)或浓硫酸(98%)或高纯液态SO2，其中任选一副产品。
活性焦吸附法脱硫脱氮的主要问题:
(1) 固态的热吸收剂循环使用，是机械的方式，操作较复杂。 (2)吸附剂在运行中有磨损消耗，是成本的主要部分。 (3) 烟气通过吸附床有较大的压力降。
由于以上特点，因此在美国调查报告中，认为该技术是最先进的烟气脱硫脱氮技术。
1.2.5 加氢热解技术的机理
煤的快速加氢热解(Flash Hydro Pyrolysis简称FHP)是国外最近开发的一种新的煤转化技术，它是以10 000 oC/S以上极快的升温速率加热煤，在温度600~900oC 和压力3~10.0 MPa条件下，煤于氢气氛中热解，仅以数秒的短停留时间完成反应，由此最大程度从煤中获取苯、甲苯、二甲苯(BTX)和苯酚、甲酚和二甲酚(PCX)等液态轻质的芳烃(HCL)和轻质油等，同时得到富甲烷的高热值煤气，其气、液态生成物的总碳转化率可达50％左右，所以国际上称之谓介于气化和液化之间的第三种煤转化技术。
快速加氢热解目的是为了提高煤的转化率，即增加液态生成物、轻质芳烃的产率和气态甲烷的产率，同时控制反应历程，促进热解生成物的低分子化，提高选择性，诱导产物的分布。快速加氢热解同时又是脱除煤中硫的有效方法。在高速加热过程中，煤中
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的硫经过物理相变、热分解和加氢反应之后大部分进入气相和液相，达到了脱除硫的目的。
FHP与煤的气化和液化相比较，具有如下优点：
(1)FHP是放热反应，一般不耗氧，故不需要空分设备，FHP以总热效率高达74%~80%超过煤的气化和液化。
(2)氧耗低。煤在热解过程中本身会释放出一部分氢，故加氢反应过程所需外供氢不多，约为1%~2%。
(3)投资省。 FHP反应时间短，一般仅数秒，反应器处理能力大;不太高的氢压，较低的温度，远比气FE温度低(Texaco气化炉温度高达l250oC上)。可称之谓温和煤转化技术，故材料要求降低，设备投资节省。
中国有十分丰富的褐煤和高挥发分烟煤资源，以此为原料从煤中获取轻质芳烃化合物和富甲烷高热值煤气，而副产含硫、氮低的半焦又是合适的锅炉燃科、高炉的喷吹料或气化原料。 即以煤为原料的炼焦或制气过程与FHP技术相结台，是我国有效利用煤的重要途径。
1.3 氮氧化物的处理
燃煤锅炉的氮氧化物控制技术可分为两大类，即燃烧中和燃烧后控制技术。 其中燃烧中控制技术是根据氮氧化物的形成机理而产生的，主要有低氧燃烧法、二段燃烧法、烟气再循环法等；燃烧后脱氮技术可分为干法、湿法和干~湿结合法三大类，其中干法又可分为选择性还原法、吸附法、电子束法；湿法又可分为水吸收法、稀吸收法、氨吸收法、亚硫酸铵法、弱酸性尿素吸收法等。干~湿结合法是催化氧化和相应的湿法组合而成的一种脱氮方法。在这里，我们将重点讨论燃烧后脱氮技术。 1.3.1 湿法脱氮技术
从总体上讲，湿法对低浓度氮氧化物的吸收效率都不太高，但在需处理烟气量较小的条件下，湿法脱氮技术仍然是可取的。
(1)水吸收法
水吸收氮氧化物的化学反应式表示如下：
2NO + 02 → 2N02 2N02 + H20 → HN02 + HN02 2HN02 → NO + H2O + N02
由于反应时放热反应，而温度的升高会影响物理吸收和化学反应的进行，所以在采用水吸收时，应考虑反应热的转移。从上述反应式可看出，对NOx吸收效率的高低，主要取决于氮氧化物中NO2的含量，但是燃烧后的烟气中NO占有90%~95%的比例，因
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此水吸收法脱氮率很难达到50%以上，氮氧化物的出口浓度很难低于1000ppm以下。
为提高水对NOx的吸收能力，可采用增加压力、降低温度、补充氧气(空．气)的办法，通常采用的操作压力为0.7 ~1Mpa，温度为10~20oC，此法可使脱氮率提高到75%以上，但是运行成本较高。
酸吸收法
常用酸吸收剂为浓硫酸和稀，用浓硫酸吸收NOx时生成亚硝基硫酸，反应式如下：
N02 + NO + 2H2S04(浓) → 2NOHS04 + H20
采用稀吸收NOx是因为NO在稀中的溶解度比在水中的大得多。 随着浓度的增加，其吸收效率显著提高，考虑工业应用的需要，实际操作中所用的浓度一般控制在15%~20%的范围内。稀吸收NOx的效率除了与本身的浓度有关外，还与吸收温度和压力有关，低温高压有利于NOx的吸收。实际操作中温度一般控制在10~20oC，压力为常压。 但是由于吸收剂的强酸性对设备造成了强烈的腐蚀作用，因此设备必须采用耐腐蚀性的材料，成本较高。
碱性溶液吸收法
常用的碱性溶液吸收剂有NaOH、KOH、Na2C03、NH3·H20等，反应式如下：
2NaOH + 2N02→ NaN02 + NaN02 + H20 2NaOH + NO + N02→ 2NaN02 + H20 2NH3 + 2N02 → NH4N03 + N2↑+ H20 2NO + O2 + 2NH3 → NH4N02 + N2↑ + H20
上述各种吸收剂中，氨的吸收率最高。为进一步提高对NOx的吸收效率，采用氨~碱溶液两级吸收，NOx的脱除率可达80%以上，但是碱性吸收剂比较昂贵，因此运行成本较高。
亚硫酸铵法
亚硫酸铵具有较强的还原能力，可将NOx还原为无害的氮气，而亚硫酸盐则被氧化成硫酸铵，可作化肥使用。随着反应的继续进行，生成的亚硫酸氢铵逐渐增多，而亚硫酸氢铵对NOx无还原能力，因此应适时往亚硫酸铵溶液中通入氨以使得亚硫酸氢铵生成亚硫酸铵。
(5)弱酸性尿素溶液吸收法
NOx在水中溶解生成亚和，亚和尿素反应氮气、二氧化碳和水，它与亚硫酸铵法一样，尿素作为还原剂，为了NOx的溶解度，通常可加入硫酸、、盐酸或醋酸，循环吸收浆液的温度控制在30~90oC，吸收塔出口的NOx的浓度仍在1000ppm
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以上。 1.3.2 吸附法
活性炭(AC法)同时脱硫脱硝技术是由日本电源开发株式会社和住友重工株式会社共同开发的。该法是在利用活性炭干法脱硫技术的基础上，转向利用脱NOx性能高的活性炭，达到同时脱硫脱硝的目的。 SO2的脱除率可达到98%左右，NOx的脱除率在80%左右。
活性炭脱硫脱硝是一种再生法工艺。目前活性炭脱硫脱硝工艺已经成为一种较为成熟的工艺而得到普及。 该法能有效地回收烟气中的硫，避免了硫资源的浪费和二次污染，而且同时脱硫脱硝能降低烟气净化费用。
其工艺流程主要由吸收、解吸和硫回收3部分组成。烟气中SO2被氧化为SO3并溶解于水中，产生稀硫酸气溶胶，由活性炭吸附；接着向吸附塔中喷氨气，与NO在活性炭的催化还原作用下生成N2，实现脱硝的目的。吸附有SO2的活性炭进入吸附器加热再生，再生出的SO2气体可由回收系统进行硫回收，再生后的活性炭可以反复使用。SO2脱除反应一般优先于NOx的脱除反应，烟气中SO2浓度较高时，活性炭内进行的是SO：脱除反应；SO2浓度较低时，NOx脱除反应占主导地位。活性炭吸收H2SO4、NH4HSO4和(NH4)2SO4后送至解吸塔，在温度约400oC进行加热再生。在此过程中，SO2从解吸塔中释放出来，通过一定的工艺可转换为元素硫或硫酸，再生过的活性炭直接空气冷却后再循环至吸收塔。
但是，活性炭法同样存在着致命的缺点，包括：①富集的SO2气体需消耗大量的活性炭。②由于吸收塔与解吸塔间长距离的气力输送，容易造成活性炭的损坏。③喷射氨增加了活性炭的粘附力，造成吸收塔内气流分布的不均匀性。 1.3.3 还原分解法
还原分解法是利用NOx与还原气体(CO，NH3，H2)在催化剂的作用下反应转化为N2。这种方法主要应用于汽车的尾气治理，在工业生产中很少使用。 1.3.4 电子束法(EBA)
电子束照射法(简称EBA法)是利用电子束(电子能量为800keV~1MeV)照射烟气，将烟气中的SO2和NOx转化成硫酸铵和铵的一种烟气脱硫脱硝技术。EBA法处理烟气的研究工作在1970年始于日本。1982年，德国Karlsruhe核研究中心和Karlsruhe大学共同进行了电子束法脱硫脱硝工艺的研究。EBA法经过30多年的研究开发，已从小试、中试和工业示范逐步走向工业化14H。
电子束照射法利用电子加速器产生的高能等离子体氧化烟气中的SO2和NOx等气态污染物。经电子束照射，烟气中的SO2和NOx接受电子束而强烈氧化，在极短时间内被
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氧化成硫酸和，这些酸与加入的氨(其量由烟气中的SO2和NOx浓度确定)反应生成(NH4)2SO4和NIL，NO3的微细粉粒，粉粒经捕集器回收作化肥，净化气体经烟囱排气。电子束法可达到90%以上的脱硫率和80%以上的脱硝率，且不产生废物，被认为是一种最有应用前景的低成本烟气处理工艺。
其主要特点是：能同时脱硫脱硝，系统简单，操作方便，过程易于控制。对不同含硫量的烟气和烟气量的变化有较好的适应性和负荷跟踪性，副产品为硫氨和硝氨混合物，可用作化肥。脱硫成本低于常规方法。但是电子束法也存在着许多缺点，包括：①主要设备可靠性较低。电子束脱硫装置核心设备为高压直流电源和电子加速器，设备的可靠性还需进一步提高。②副产品的捕集存在问题。由于副产品的吸湿性和微小粒径使其容易从集尘器(无论是布袋还是电除尘器)上逃逸。③脱硫后烟气的排放问题。④氨系统中气氨压缩机多次出现曲轴带液问题，为氨蒸发器产生的氨蒸气进入氨压缩机后冷凝所致，且氨系统存在氨的泄漏问题。 1.3.5 排烟循环流化床
排烟循环流化床(FGD~CFBD)是80年代初由德国Lurgi公司开发的，该公司也是世界上第一台燃烧煤的循环流化床锅炉的开发者。后来又把循环流化床技术引入脱硫领域，取得了良好的效果。该技术在德国有三家公司进行开发研究，丹麦的FLS 正在做。该法脱硫脱氮属于燃烧中处理，脱硫采用循环流化床，脱氮采用低氮燃烧。2001 年我国在四川白马电厂300MW 机组建示范工程。
排烟循环流化床优点： (1)投资费用较低。
(2)脱硫装置不需要太大空间。 (3)固硫剂产物以固态排放。 排烟循环流化床问题：
(1)燃烧中采用低氮烧燃，脱氮效果不能保证。
(2)由于锅炉内喷射CaO吸收剂进行脱硫，产生CaCO3和煤灰一起排出，易造成二次污染。
(3)控制排烟温度在70oC，需要有排烟加热装置。 1.3.6 微生物法脱氮技术
利用微生物法处理废气的研究开始于20世纪80年代。目前，该方法已经成为世界各国净化工业废气研究的重点之一。
用微生物净化氮氧化物的原理是：适宜的脱氮菌在有外加碳源
的条件下，利用氮氧化物作为氮源，将NOx还原成无害的氮气，而脱氮菌本身获得
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生长繁殖。其中，容易溶于水的成分如NO2先溶于水中形成根离子或亚根离子，再被微生物还原成氮气，而对于不溶于水的成分如NO则是被微生物吸附在其表面后直接被微生物还原成氮气。
适用于净化废气中NOx的微生物有异养和自养两大类。异养脱氮菌有些是专性好氧菌，有些是兼性厌氧菌，他们利用有机基质分别在好氧厌氧和缺氧的条件下进行脱氮。另外还有少数专性和兼性自养菌也能利用不同基质(有机或者无机基质)进行脱氮。如硫杆菌属中的脱氮硫杆菌可以利用无机基质进行脱氮。
1.4 输灰系统简介
根据输送介质不同，电站输灰一般可分为水力和气力输灰两种。 根据输灰气压不同，气力输灰可分为压力式和真空式飞灰输送系统。
锅炉除灰系统由两台三电场除尘器、十二台电动锁气器、两台饲料机、两台斜槽风机、四台仓泵、三台空压机、一个灰库及连接管路组成。
火力发电厂输灰流程:电除尘器灰斗→锁气器→斜槽→饲料机→仓泵→灰库→灰场，从除尘器灰斗至灰库部分具体输灰程序为:首先在仓泵泵体内无压力的情况下，打开进料阀和放气阀、启动锁气器，把电除灰尘灰斗内的灰料经锁气器斜槽→饲料机→进料阀送入仓泵内，当泵内的灰料到达一定的程度时，停止锁气器运转，关闭进料、放气器两阀，打开出料阀，再开进风阀，利用压缩空气将泵内的灰料通过输灰管道至灰塔。然后再进行料放气，周而复始，完成将电除尘器分离出的灰送至灰库塔的任务。该系统在整个生产过程中具有重要的作用，正常运行时能确保锅炉燃煤烧后产生的输灰及时的输送出去。 1.4.1 电除尘器对干除灰输送系统的影响
电除尘器在正常运行情况下，对干除灰输送系统没有影响，但电除尘器其中某个电场尤其是第一电场故障停运，相应停运电场下部的灰斗内灰量和飞灰颗粒度发生变化，基本是沉积飞灰，飞灰量少并且颗粒大，造成飞灰输送困难。 由于前面电场退出运行，前面电场灰斗应收集飞灰移向后面的电场灰斗内，使后面的电场灰斗下部干除灰输送管道承担前面电场飞灰的输送，增加了输送负荷。一般前后电场输送设计出力不一样，后面电场灰斗内飞灰由于不能及时排空而逐渐沉积，当灰位至集尘极和放电极时会造成电场跳闸，依此类推，形成恶性循环。
因此如果发生这种情况，应迅速排灰、锅炉负荷或灰斗内飞灰外排。
有个别电厂发生由于电场集尘极和放电极之间长期积灰，电场电气控制保护没有起作用而跳闸，埋在飞灰中的集尘极和放电极之间形成半导通状态的电流，造成极线、极板放电处炭化及飞灰结焦、焦块落入干除灰系统管道内造成输灰管道堵塞。 1.4.2 除渣系统
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循环流化床锅炉的排渣方式可分为湿式排渣和干式排渣两种形式。 (1) 湿式排渣系统
湿式排渣系统是工业水循环系统、渣沟、冲渣水泵、沉渣池等设备组成水力除渣系统。是大型发电厂的典型排渣方式，虽然应用技术过关，但应用于CFB锅炉，水淬后的灰渣活性变差，不宜于灰渣的综合利用，且占地面积大，灰渣物理热损失较大。 同时还带来了水污染及水资源浪费，因此对于CFB锅炉应用湿式除渣不是一种合理排渣方式，不作推广使用。 (2) 干式排渣系统
干式排渣是CFB锅炉推广采用的主要排渣方式，一般干式排渣系统由冷渣设备、输渣设备、储渣仓、冷渣器进料阀和储渣仓放料阀等设备组成。 1.4.3 干式机械输送方案
干式机械输送方案的工艺流程和输渣特点如下:
工艺流程:锅炉的渣由埋刮板输送机连续排出，后经斗提机进入渣仓。 渣仓的渣经双轴搅拌机加水调湿后用自卸汽车运到灰场碾压堆存。
每台炉下布置2条埋刮板输送机，每条埋刮板输送2台冷渣器排出的渣，冷渣器的出口加锁气器。 每条埋刮板对应1台斗提机。 每台炉设置1个渣仓。
输渣特点:对底渣的颗粒度变化有较强的适应度，不会因为有较大粒径的底渣而影响正常输送。 整个系统安全可靠，国内有多处成功运行的经验。 设备站用空间较大，只能直线布置，炉底通道受到影响。 整个系统密闭的不怎么好，有漏灰现象的发生。 1.4.4 正气压力输渣方案
正气压力输渣方案的工艺流程和输渣特点如下:
工艺流程:正压气力输渣系统的输送器才哟感仓泵，通过仓泵将炉渣输送到渣库。 对应每1台冷渣器装3台仓泵。 同1台炉的每2台冷渣器共用1条输渣管，这样1台炉有2条输渣管，2台炉共用1座渣库。
渣库的灰经双轴搅拌机加水调湿后用自卸汽车运到灰场碾压堆存。
输渣特点:整个系统允许通过的渣的最大粒径通常是25mm，粒径超过25mm的大渣块会在缓冲渣斗的分离处被分离出来，需要人工定期清除，增加了劳动量与劳动强度。 管道的磨损比较厉害，磨穿管道后要想不停炉，只能就地排放后用人力运至户外，增加运行人员的劳动危险性和劳动强度。 由于渣的容度较大，布置比较灵活，输送距离相对较远，能够减少长区内的污染。
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1. 5本章小结
本章介绍了循环流化床锅炉几种主要的污染物的危害，如NOx、SO2是形成―酸雨‖和―酸雾‖的主要原因之一，氮氧化物与碳氢化合物结合形成光化学烟雾，所以NOx、SO2污染带来的后果严重危及人体健康，对自然环境造成严重损害。 又提及处理循环流化床锅炉污染物排放的方法。 如湿法脱硫脱氮、电子束法、吸附法等等，并简单的点明了各种方法的优势与弱势。
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2 循环流化床锅炉脱硫特性的研究
2. 1 循环流化床锅炉石灰石脱硫反应
一般循环流化床锅炉处在850~900oC的工作温度下，在此温度下石灰石可充分地发生焙烧反应，使碳酸钙分解为氧化钙，氧化钙与煤燃烧产生的二氧化硫进行盐化反应，生成硫酸钙，以固体形式排出达到脱硫的目的。
石灰石焙烧反应方程式: 2CaCO3=2CaO+CO2 脱硫反应方程式: 2CaO+2SO2+O2=2CaSO4+热量
在锅炉运行时，炉内的床料主要由煤中的灰、矸石、未反应的石灰石、石灰石脱硫反应产物等构成，这些床料在从布风板下送入的一次风和布风板上送入二次风的作用下处于流化状态，部分颗粒被烟气夹带在炉膛内向上运动，在炉膛的不同高度，一部分固体颗粒将沿着炉膛边壁下落，形成物料的内循环，其余固体颗粒被烟气夹带进入分离器，进行气固两项分离，绝大多数颗粒被分离下来，通过回料阀反送回炉膛形成物料的外循环。 这样燃料及石灰石可在炉内进行多次的往复循环燃烧和反应，所以循环流化床锅炉具有很高的燃烧效率。
2.1.1 影响循环流化床锅炉脱硫效率的主要因素
循环流化床的燃烧及脱硫过程十分复杂。 运行中影响脱硫效率的因素很多，主要包括运行床温、Ca与S物质的量、床料粒度、流化速度、SO2在炉膛停留时间等。 最关键的因素是锅炉运行床温、Ca与S物质的量比、脱硫剂的粒度与性质及锅炉的流化速度。 其他因素只是通过影响上述因素来达到对脱硫的影响。 下面就其因素进行分析:
(1)运行床温的影响
锅炉运行床温对脱硫效率影响很大。 这是由于床温的变化直接影响脱硫反应速度、固体产物的分布和孔隙堵塞特性，所以床温会影响脱硫反应的进行和脱硫剂的利用率。 脱硫的最佳温度并不是一个常数，它与脱硫剂的品种、粒径、锻烧条件和炉内压力水平有关。
Ca 与S 物质的量的影响
当Ca与S物质的量比低于2.5时，随着Ca与S物质的量比的增加，脱硫效率增加很快。 这是因为CaCO3一旦锻烧生成CaO，就很快变成CaSO4，CaSO4的体积大于CaCO4体积，从而CaO比表面的细孔很容易被CaSO4覆盖而阻塞，使CaO 失去与SO2反应所必需的多孔性表面。 因此应该投入较多的脱硫剂。 但是投入过多的脱硫剂时，脱硫效率增加的很少，不仅浪费了脱硫剂，而且多余的CaO 又可催化生成NOx，使NOx的排放量增加，另外也增加了灰渣的物理热损失。
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(3)床料粒度的影响
脱硫剂和燃料的粒度以及两者的粒径分布对脱硫效率也有较大影响。 采用较小粒径的石灰石，易使SO2扩散到脱硫剂核心。 其参与反应面积增加，有利于脱硫。 石灰石粒度太小或使用太易磨损的石灰石会增大其以飞灰形式的逃逸量，使脱硫效率下降; 故一般采用0~2mm，平均粒径在0.1~0.5mm之间。 同样，给煤粒度过大或过小也会使脱硫效率下降。 燃料粒径一般控制在0.5~13mm，无烟煤为0.5~8mm，烟煤为2~13mm。 对于1~5mm 的焦炭煤粒，最佳的脱硫温度为900~950oC; 较大粒径时，最佳脱硫温度也较高。
(4)流化速度的影响
循环流化床锅炉改变流化速度就是改变负荷、空气量或一次风率。 增加风量意味着循环量(即循环倍率)的增加和脱硫剂在床内的停留时间的延长。 由于硫酸盐化反应速度相对较慢，当反应30min后，如果不考虑磨损，石灰石的利用率仅有0.2~0.4，故延长石灰石停留时间(最好大于l h)可以提高其利用率。 提高循环倍率还能增加悬浮空间脱硫剂的浓度，有利于SO2的吸收。 提高了脱硫剂的利用率，可使达到相同脱硫效率所需的Ca与S物质的比下降，减少对NOx的刺激作用。
但是增加循环倍率要增加风机耗电量，一方面使循环床磨损加剧，另一方面当悬浮颗粒质量浓度大于30kg/m3 后，脱硫效率增加缓慢，还使细颗粒逃逸量增加，密相区颗粒质量浓度可能稍有减少。循环流化床锅炉存在一个最有利于脱硫的循环倍率。
(5)SO2在炉膛停留时间的影响
脱硫一般只发生在炉膛内。循环流化床锅炉内SO2停留时间是以炉膛高度和表观气速之比来衡量的。另外，悬浮空间物料的浓度高也有利于SO2停留时间的延长。延长脱硫时间对脱硫效率的增益与SO2停留时间成指数衰减趋势。循环流化床的高度应保证SO2停留时间不少于3~4 S，但也不能过长。
(6)其他因素对脱硫效率的影响
压力是影响脱硫的又一因素。实际运行表明，增加压力可以改善脱硫效率，提高脱硫反应速度。压力从常压增至0.5MPa时，脱硫效果明显改善，最佳脱硫温度也上升了。 目前增压循环流化床锅炉尚处于工业试验阶段，已生产安装运行的一般为常压循环流化床锅炉。
煤种的影响包括硫的含量和Ca和Mg等金属杂质的含量，因为含有这些金属的煤有自身脱硫能力。 燃烧硫含量比较高的煤更容易提高脱硫效率，因为高硫煤燃烧后产生的SO2浓度高，有利于脱硫反应。
提高过量空气系数会使SO2稀释，以降低的SO2排放浓度。 研究表明，过量空气
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系数单独对SO2并无多大影响，除非它很低或很高时导致床温下降而使石灰石利用率降低。 因此氧浓度的变化主要影响脱硫温度而间接地影响脱硫效率。 分段燃烧给炉膛内氧浓度分布造成很大变化。 但一些研究者发现，二次风与一次风体积比从0.522增到1.0时SO2排放变化不大。
给料方式对燃烧和气体排放都有较大影响。 运行经验表明，前后墙平衡给煤时，脱硫剂利用最高，原因是平衡给煤可使炉膛温度和燃煤产生的SO2分布均匀。
循环流化床锅炉的负荷在相当大的范围变化时，脱硫效率是基本恒定的，但在较为极端的情况下，如负荷率处于锅炉降负荷能力的极限时，由于床温、气速、流体动力因素及密相区烟气中析出SO2浓度变化较大，可能会造成脱硫效率的明显下降。
2.2 流化床锅炉湿法脱硫控制
湿法脱硫技术以石灰石或石灰浆液洗涤法为代表，是目前世界上应用最多，脱硫效率最高，技术最为成熟的脱硫方式。 但其投资和运行费用也最高，系统和设备结构复杂，设计和运行中受制约的因素多，还需设置大规模的烟气升温和排水处理装置。 2.2.1 湿法脱硫工艺简介
湿法脱硫工艺中，脱硫剂和脱硫生成物均为湿态，其脱硫过程是气液反应，反应速度快，脱硫效率高，脱硫剂利用率高，其中以湿法石灰石一石膏洗涤工艺最为成熟，应用也最为广泛。
湿法石灰石一石膏洗涤工艺的典型流程为:从除尘器出来的烟气经过一个换热器，然后进入吸收塔，在吸收塔内SO2直接和磨细的石灰悬浮液接触并被吸收。 新鲜的石灰浆液不断的加入到吸收塔底部的蓄液槽中，洗涤后的烟气通过除雾器、换热器和烟囱排气。
2.2.2 石灰石湿法脱硫反应过程
烟气脱硫过程包括气相中的SO2向液相(相界面)中的传质扩散、气~液相的化学反应，以及石灰石的溶解扩散等过程[3][4][5]。
由于SO2最先被吸收到水中并转化为SO3，所以脱硫率由液相中H2SO3与气相中SO2的平衡决定，SO2与水的连续反应:
SO2 + H2O = H2SO3 H2SO3 = H+ + HSO3- HSO3- = H+ + SO32- H2SO3 + 1/2 O2 = H2SO4
石灰石被液膜包围，在液相中的分解速率由表面反应机理控制，在液相中的连续反应为:
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CaCO3 =Ca2+ + CO32- CO32-+ H+ = HCO3- HCO3-+ H+ = CO2(aq) + H2O
CO2 (aq)= CO2(g)
在液膜中溶解的Ca2+、SO32-、部分氧化的SO24-离子之间发生复杂的化学反应:
CO2++SO2-3 + 1/2H2O = CaSO3·1/2H2O CaSO3 + H2SO4 + H2O = CaSO4·2H2O+CO2
这是一个复杂的涉及传质、反应及结晶的气液固多相体系。 对于这种气固液多相反应体系，传质过程往往是过程的控制步骤，在液相中的反应相对较快，并假定为瞬间反应。
2.2.3 石灰石湿法脱硫优点与缺点
优点:脱硫效率比较高，受煤种的含硫量波动较小，适用于不同种类的煤种。 脱硫吸收剂可以循环利用，经济型好。
缺点:初期投资费用高、运行费用高、占地面积大、系统管理操作复杂、磨损腐蚀现象较为严重、副产物一石膏很难处理。
2.3 半干半湿法烟气脱硫
半干半湿法烟气脱硫技术是由中国环境科学研究院和北京现代绿源环保技术有限公司共同研究开发的、具有中国自主知识产权的烟气净化技术，用于燃煤工业锅炉、电厂锅炉烟气脱硫以及垃圾焚烧炉烟气脱酸处理。 目前这种技术的工业化应用已经被列入国家―863‖计划。
半千半湿法烟气净化系统采用石灰作为脱硫剂，具有运行费用低、水耗少、脱硫效率高和副产物可制新型建材等优点，适合工业、电厂燃煤锅炉烟气脱硫或脱酸处理。 2.3.1 半干半湿法烟气脱硫原理及工艺特点
本项技术使用水蒸汽作为介质输送作为脱硫剂的石灰和作为辅助脱硫剂的循环飞灰，由反应塔底收集的脱硫灰在水蒸汽输送下直接喷入烟道内，并与烟气一起进入反应塔；石灰和由作为预除尘的旋风除尘器收集的烟尘在水蒸汽输送下进入脱硫反应塔。 水蒸汽在输送过程中激活飞灰中10％以上的碱性氧化物成分，使这些潜在的碱性物质变为活性碱性成分，并参与脱硫反应，这样在大大降低了石灰的使用量的情况下，同样能达到理想的脱硫效果。 石灰在输送过程中与水蒸汽反应如下:
CaO(s)+H2O(g)→Ca(OH)2(s)
飞灰的主要成分是A12O3和SiO2，碱性氧化物质以过烧形式存在，与Al2O3和SiO2结合，对脱硫反应影响不大。
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2.3.2 半干半湿法烟气脱硫原理
图2-1 半干半湿法烟气脱硫除尘系统示意图
如图2-1所示，由反应塔底收集的脱硫灰在水蒸气输送下直接喷入烟道内，最后进入反应塔；石灰和旋风除尘器收集的烟尘在水蒸气输送下进入脱硫反应塔。
石灰在输送过程中与水蒸气反应
CaO(s)+H2O(g)=Ca(OH2)(s) (2.1)
飞灰的主要成分是Al2O3和SiO2，通常含有10%以上的碱性氧化物。 这些碱性氧化物质与Al2O3和SiO2结合，直接应用对脱硫反应影响不大。 在水蒸气输送飞灰过程中一部分碱性氧化物变为活性金属氢氧化物，并参与脱硫反应，在大大降低了石灰的使用量的条件下，能达到理想的脱硫效果。 2.3.3 脱硫反应机理
半干半湿法烟气脱硫喷水雾主要成份是锅炉软化水下水和锅炉废水，是高盐废水．喷水的目的是降低反应塔内的温度，降低Ca(OH)2与SO2反应的自由能，提高SO2与脱硫剂反应的速率。 高盐液膜附着在脱硫剂的表面，有利于提高SO2向脱硫剂传质的速率，并提高SO2与脱硫剂的反应效率。 在潮湿环境里，烟气中的SO2、水雾以及脱硫用石灰和飞灰充分接触，发生以下反应:
(1) SO2的化学变化:
SO2(g)= SO2(aq) (2. 2) SO2(aq) + H2O = H2SO3 (2. 3) H2SO3=H+ +HSO3- =2H+SO32- (2. 4)
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(2) Ca(OH)2的变化:
Ca(OH)2(s)=Ca(OH)2(aq)=Ca2++2OH- (2. 5) (3) SO2与消石灰的反应:
SO2(aq)+Ca(OH)2(aq)=CaSO3。1/2H2O(s)+1/2H2O (2. 6) (4) CaSO3的氧化反应:
CaSO3。 1/2H2O(s)+1/2O2(g)+3/2H2O=CaSO4。2H2O (2. 7) 由式(2.2)-(2.7)可以看出，SO2与脱硫剂CaO的反应是通过离子反应实现的，反应速度远比SO2直接与CaO反应要快得多。SO2还与其它金属氢氧化物反应，原理与反应式(2. 5)-(2.7)相类似。
烟尘颗粒在脱硫反应塔内受雾滴的作用，使小的颗粒凝结起来，形成大颗粒并沉降到反应塔底；同时，大的烟尘颗粒也会在塔底沉降下来。由于这些颗粒中含有大量未参与脱硫反应的有效钙，为提高脱硫剂和飞灰利用率，这部分烟尘经蒸汽输送后进入脱硫反应塔回用。
式(2.7)所示的是CaSO3的氧化反应。脱硫反应塔内最初生成含水CaSO3，随着反应的进行，CaSO3被氧化成石膏。同时，在脱硫飞灰输送过程中，部分的CaSO3被氧化成CaSO4，有利于提高脱硫灰综合利用的质量。 2.3.4 半干半湿法烟气脱硫技术的工艺特点
(1)无废水排放
半干半湿法烟气脱硫技术利用排放的软化水下水和锅炉废水进行增湿降温，不但无废水排放，反而利用排污废水，达到以废治废的目的。
(2)脱硫效率高、负荷适应性强
半干半湿法应用预除尘器收集的脱硫灰循环应用，充分利用了未反应石灰中的有效钙成分。 蒸汽输送过程中激活的飞灰中碱性组分，有效地提高了脱硫剂和飞灰的利用率。 实验和工业研究结果证明，在Ca/S摩尔比 (3)输送能耗低 使用锅炉汽轮机排放的蒸汽，压力为0.8~1MPa，温度为200oC以上的干蒸汽。 CaO和水蒸汽反应时放出热量，因而在输送过程中没有冷凝水产生，避免了输送管道的堵塞。 输送设备简单，无动力源，大大降低输送过程的能量消耗。 21 (4)占地面积小，结构简单占地面积300m2，工艺及结构简单，便于实现自动控制。 (5)脱硫副产物可制新型建材通常烟气脱硫副产物中含有大量水合亚硫酸钙，而脱硫灰中若含有过多的亚硫酸钙时，会影响建材的质量，如果将脱硫副产物强制氧化，则影响脱硫的运行成本和发电厂的经济效益。 半干半湿法则不存在这方面的问题，绝大部分预除尘器收集的烟尘中的亚硫酸盐在脱硫灰输送过程中和脱硫反应塔内被氧化成硫酸盐，脱硫副产物可直接用于制新型建材。 2.4 本章小结 本章主要介绍了脱硫的影响因素对脱硫效果的影响以及石灰石脱硫，湿法脱硫以及半干半湿法脱硫工艺主要过程，原理以及特点等方面的信息。 湿法脱硫技术以石灰石或石灰石浆液洗涤法为代表，是目前世界上应用最多，脱硫效率最高，技术最为成熟的脱 硫方式。 这些都是当前应用比较广，比较成熟的工艺。 在脱硫方面具有一定的代表性。 22 3 循环流化床脱氮特性的研究 3.1 锅炉烟气中NOX的生成机理 煤燃烧过程中产生的氮氧化物(NOx)主要是一氧化氮(NO)和二氧化氮(NO2)，此外还有一氧化二氮(N2O)。 在产生的氮氧化物中NO占90%以上，NO2占8%左右，而NO2只占1%左右。 其中NOx可分为三种: (1)热力型NOx，它是由空气中的氮气在高温下氧化而生成的。 (2)燃料型NOx，它是由燃料中含有的氮化合物在燃烧过程中分解而接着氧化生成的。 (3)快速型NOx，它是燃烧时空气中的氮和燃料中的碳氢离子团反应生成的。 N2O和燃料型NOx一样，也是从燃料的氮化合物转化生成的，它的生成过程和燃料型NOx的生成和破坏密切相关。 温度、氧浓度、燃料含氮量和反应时间是燃烧过程中影响NOx生成的主要因素。在这些因素中，又以温度的影响最大。 3.2 湿法脱氮技术 由于锅炉排烟中的NOx主要是NO，而NO极难溶于水，所以，采用湿法脱除烟气中的NOx时，不能像脱除SO2一样采用简单的直接洗涤方法进行吸收。必须先将NO氧化为NO2，然后再用水或其他吸收剂进行吸收脱除，因此，湿法脱氮的工艺过程要比湿法脱硫复杂的多。 湿法脱氮的工艺过程包括氧化和吸收，并反应生成可以利用或无害的物质，因此，必须设置烟气氧化、洗涤和吸收装置，工艺系统比较复杂。湿法脱氮大多具有同时脱硫的效果。 湿法的主要特点是，脱氮反应的局部或全部过程在湿态下进行，需使烟气增湿、加湿，因此，一般需将脱氮后的烟气除湿和再热后经烟囱排放至大气。主要有气相氧化液相吸收法和液相氧化吸收法等。 3.2.1 影响湿法脱氮的因素 (1)温度的影响 随着运行床温的提高，NOx排放量升高，而N2O则下降。从NOx的生成机理看，床温升高将大大促进热力型NOx的生成，同时，燃料型NOx的生成速度也加剧，而在高温下，N2O 会发生分解反应:N2O→N2 + O 此反应速度十分迅速，因此，N2O 随温度的升 23 高而下降。 (2)空气系数的影响 循环流化床锅炉采用分段燃烧技术。 一次风从炉底风室送入，通过布风板上的风帽流化床料进入炉膛；二次风从炉膛布风板上部一定高度送入。 (3)脱硫剂的影响 为了降低SOx的排放，循环流化床锅炉通常采用炉内加入石灰石的方法。石灰石的加入，对氮氧化物的排放有明显影响，即造成NO上升，N2O下降或保持不变。 (4)循环倍率的影响 提高循环倍率对降低NOx的排放是有益的。 除此之外，燃料性质、负荷等可能都会影响NOx和N2O的排放量。 3.2.2 技术的应用前景 湿式脱氮在小规模的特定处理中具有一定实际意义。对于大气量处理，则由于经济原因难于采用。 燃煤锅炉尾部烟气温度高于150oC，如用湿法必须作降温处理，这将增加投资与运行费用。若用稀，浓硫酸和碱液等作吸收液，不但对设备要求很高，而且解决不好容易造成新的污染源。据了解湿式脱氮实际应用并不广泛，锅炉烟气基本没有应用的实例。 3.3 干法脱氮的技术 干法烟气脱氮技术主要包括非选择性催化还原法、选择性催化还原法、吸附法、电子束法等，是目前工业上应用较多、效率较高的脱氮技术。 3.3.1 吸附法 利用活性炭的吸附性，一般配合使用。优点是环保节能，无附加污染物。缺点是吸附率低，及适用于低浓度的NOx，成本高，故一般配合其他方法进行使用。 3.3.2 还原分解法 原理就是在脱销催化剂的作用下，还原剂氨气在温度很低的情况下将一氧化氮和二氧化氮还原成为氮气，在此种情况下几乎不会发生氨气的氧化反应。 这就使得氮气的选择性有了很大程度的提高，减少了氨气的消耗。 目前世界上流行的SCR工艺主要分为氨法SCR和尿素法SCR两种。 此两种法都是利用氨对NOx的还原功能，在催化剂的作用下将NOx(主要是NO)还原为对大气没有多少影响的N2和水，还原剂为NH3在SCR脱硝工艺中，影响脱硝效率的主要囚素为反应温度、反应时间、催化剂性能、NH，与NO的摩尔比等。 3.3.3 电子束法 24 反应机理：用电子射线对烟气进行照射，从而达到脱氮效果的一种方法。因为当烟气被照射以后，烟气中形成了极易发生化学反应的游离基，NOx也很容易和这些游离基发生化学反应，从而生成HNO3。 优点是: (1)是一种不需要水的脱硫方法，适用于水源比较短缺的地区 (2)脱硫脱硝能够同时进行 (3)副产品可以作为氮肥 缺点是:技术复杂，成本较高，可行性不确定。 3.4 微生物法脱氮技术 生物法处理的实质是利用微生物的生命活动将NOx转化为无害的无机物及微生物的细胞质。 由于该过程难以在气相中进行，所以气态的污染物先经过从气相转移到液相或固相表面的液膜的传质过程，可生物降解的可溶性污染物从气相进入滤塔填料表面的生物膜中，并经扩散进入其中的微生物组织，然后，污染物作为微生物代谢所需的营养物，在液相或固相被微生物吸附净化。 虽然微生物法处理烟气中NOx的成本低，设备投入少，但要实现工业应用还有许多的问题需要克服。 微生物的生长速度相对较慢，要处理大流量的烟气，还需要对菌种进行进一步的筛选。 (2) 微生物的生长需要适宜的生长环境，如何在工业应用中营造合适的培养条件将是必须克服的一个难题。 (3) 微生物的生长，会造成塔内填料的堵塞。 3.5 本章小结 本章主要的介绍了氮氧化物的污染危害，主要的介绍了几种常用的除氮氧化物的方法。 如湿法脱氮以及干法脱氮，虽然一些方法还处于研发阶段，没有大范围的应用到实践当中去，但应该相信随着技术的逐渐成熟这些方法都会很好的应用到实践中的，并能很好的解决氮氧化物的污染的问题。 25 4 循环硫化床锅炉的飞灰特性的研究 4. 1 飞灰含碳量影响因素分析 在锅炉燃烧过程中，影响飞灰含碳量的主要因素有:燃料的性质、煤粉细度、锅炉负荷、过量空气系数、配风方式、炉内空气动力场等。 循环流化床锅炉具有燃料适应性广，燃烧效率高，氮氧化物排放低，负荷调节比大和负荷调节快等突出优点，已成为一种很有竞争力的洁净煤技术，我国从20世纪80年始发展循环流化床锅炉，至今已有近千台循环流化床锅炉投入运行或正在建造之中，并取得良好的经济效益和环境效益。 由于我国的循环流化床锅炉燃用多变的煤种，造成锅炉燃烧效率达不到设计值，飞灰含碳量较高，造成这种现象的原因很多，床层温度和炉膛高度都会影响飞灰含碳量，这里不作讨论。 本文主要讨论煤种，燃料粒径，风量等因素对飞灰含碳量的影响，并结合某电厂循环流化床锅炉的生产实践，分析了影响飞灰含碳量的因素，从而在实际运行中降低锅炉飞灰含碳量，提高锅炉效率。 4.1.1 燃料的性质对飞灰含碳量的影响 循环流化床锅炉煤种适应性广，但对于已经设计成型的循环流化床锅炉，只有燃烧特定的煤种(即设计煤种)时才能达到较高的燃烧效率。 由于受煤的结构特性、挥发分含量、发热量、水分、灰分的影响，循环流化床锅炉的燃烧效率有很大差别。 我国主要按煤的挥发分含量对煤进行分类，按照挥发分含量由低到高的顺序将煤分成无烟煤、贫煤、烟煤和褐煤等。 挥发分含量的大小反映了煤形成过程中碳化程度的高低，与煤的年龄密切相关。 不同煤种本身的物理组成和化学特性决定了它们在燃烧后的飞灰具有不同的形态和特性。 无烟煤挥发分含量较低，只有4%左右，属典型难燃煤种，表现为着火延迟、燃尽困难。 虽然发热值高，燃烧时火焰温度可达1500oC以上，但燃尽率低，生成的球状煤胞中绝大多数为无孔或少孔，虽然也出现多孔薄壁球状煤胞，但数量极少。 无孔或少孔的球状煤胞表面很光滑，有熔融的玻璃体形态存在，对燃尽是极为不利的。 从煤粉锅炉中采取飞灰样，分析其含碳量在10%以上。 烟煤飞灰中虽然也发现有极少部分少孔的密实球状煤胞，但绝大部分为多孔的疏松空心煤胞和骨质状疏松结构煤胞，这两种煤胞的孔隙率很大，这样就形成了很大的反应表面积，对煤粉的燃尽十分有利，因而这种烟煤的飞灰含碳量很低。 4.1.2 煤粉细度对飞灰含碳量的影响 煤粉越细，单位质量的煤粉表面积越大，加热升温、挥发分的析出着火及燃烧反应速度越快，因而着火越迅速，燃烧所需时间越短，燃烧越充分，飞灰含碳量越低，如图 26 4所示。 但煤粉过细，又会使得制粉电耗增加，因此要综合考虑制粉电耗和不完全燃烧热损失，寻求最佳的煤粉细度，使这两项损失之和达到最小。 另外，煤粉颗粒比较均匀时，飞灰含碳量也会相对减少。 图 4~1 煤粉细度与飞灰含碳量的关系 4.1.3 锅炉负荷对飞灰含碳量的影响 锅炉运行负荷降低时，燃料消耗量减少，水冷壁的吸热量随之也要减少，但相对每千克燃料而言，水冷壁的吸热量反而有所增加，从而使得炉膛平均温度降低，影响煤粉的着火，造成飞灰含碳量上升；反之，同样的煤粉在高负荷时，则容易燃尽，有利于降低飞灰含碳量。但锅炉负荷也不是越高越好，因为过高的锅炉负荷容易引起炉膛结焦，所以应对锅炉负荷加以控制。 试验表明，负荷的这个影响与煤质也有关，挥发分高的煤，飞灰可燃物很低，负荷对其影响较小，对于Vdaf>40%的烟煤，负荷怎样调整，其飞灰含 【7】碳量也不会有很大的变化；对挥发分低的煤，负荷对其的影响就较大。 4.1.4 过量空气系数对飞灰含碳量的影响 一次风作用是保证锅炉密相区料层的流化与燃烧，二次风则是补充密相区出口和稀相区的氧浓度。调整好一、二次风的配比，有效地降低飞灰、灰渣含碳量，是保证锅炉经济燃烧的主要手段。运行中适当提高过量空气系数，增加燃烧区的氧浓度，有助于提高燃烧效率。 但炉膛出口过量空气系数超过一定数值，将造成床温下降，炉膛温度下降，总燃烧效率将下降，风机电耗增大。所以在负荷变化不大时，一次风量尽量稳定在一个较合适的数值上，少作调整，主要靠调整二次风比例来控制密相区出口和稀相区的氧浓度。 一、二次风的配比，与锅炉负荷、煤种等有关，通过进行燃烧调整试验可建立锅炉不同负荷与一、二次风量配比的经验曲线或表格，供运行调整时参考。 4. 1. 5 配风方式对飞灰含碳量的影响 一次风从密相区布风板进入，其风量首先满足床料的流化，其次是满足密相区燃料的欠氧燃烧，一次风量对锅炉的影响是显而易见的，它直接影响着炉膛密相区和稀相区 27 的燃烧份额，从而影响着飞灰含碳量的高低。 二次风补充炉内燃烧的氧量，使炉内呈富氧燃烧并强化气固两相物料的充分混合，让炉内的烟气获得较强烈的搅拌。 循环流化床锅炉在运行时有大量的固体物料从密相区扬析出来，因此燃烧空气与炉膛内固体颗粒的混合将受到影响。在炉膛中心区域固体浓度小，在近壁区域，存在颗粒的回落，固体浓度较高。研究表明，循环流化床锅炉中心区为贫氧区域造成这一区域颗粒不完全燃烧，从而使飞灰含碳量增加。 4.1.6 炉内空气动力场对飞灰含碳量的影响 组织合理的炉内空气动力场，不但可以加强高温烟气的回流，强化煤粉气流的加热，而且也可使煤粉和空气充分良好地混合。这不仅对着火后的燃烧阶段非常重要，而且对于燃尽阶段则显得更为重要。 因为在燃尽阶段，可燃质和氧气的数量已减少，而且煤粉表面可能包裹有一层灰渣，通过加强混合扰动，可增加煤粉和空气的接触机会，有利于煤粉的完全燃烧，降低飞灰含碳量。 对于四角切圆燃烧的锅炉，要切实保证一、二次风汇合成的假想切圆与设计值相符。 否则一旦切圆被破坏，势必造成煤粉与空气不能充分混合，局部煤粉可能因缺氧而不能完全燃烧，从而造成飞灰含碳量上升。[8] 4. 1. 7 热风温度对飞灰含碳量的影响 热风温度和煤粉气流的温度有着很直接的联系，若热风温度较高，则会减少煤粉着火所需的热量，有利于燃烧的进行; 当热风温度较低时，会增加煤粉燃烧的着火热，同时也会使炉膛的温度相应降低，这些都会影响煤粉的燃烧，使飞灰含碳量增加。 4.1.8 燃烧器摆角对飞灰含碳量的影响 当锅炉燃烧器上下摆动时，对炉膛火焰中心的位置产生影响。 当燃烧器向下摆动时，相应的炉膛火焰中心将向下移动，在其它运行参数一定的情况下，煤粉在炉膛中的燃烧时间将延长，从而使飞灰含碳量减少；相反的，若燃烧器向上摆动，炉膛火焰中心将上移，煤粉在炉膛中的燃烧时间将减少，从而飞灰含碳量升高。不同的燃烧器运行组合下对应的炉膛火焰中心位置不同，这一结果与以前的研究是一致的。实际上燃烧器摆角调整的主要目的是保证锅炉再热汽温。为了保证锅炉出口再热汽温，采用摆动燃烧器的方法，影响飞灰含碳量，这是这种调节手段的先天性不足。 因此在锅炉实际运行中，燃烧器摆角摆动原则为在能保证锅炉再热汽温的前提下尽量向下摆动。 4.1.9 燃烧方式对飞灰含碳量的影响 燃烧器的投运方式会影响煤粉在炉膛中的停留时间，从而影响其燃尽率。当投运下部燃烧器时，煤粉在炉膛中的停留时间延长，故燃烧较充分，飞灰含碳量就相应减少； 反之，飞灰含碳量就要增加。 28 4.1.10 三次风对飞灰含碳量的影响 二次和三次风主要是补充炉内燃烧的氧含量，使炉膛内燃烧成为富氧燃烧并强化气固两相物料的充分混合，让炉内烟气获得较强烈的混合和搅拌，调整整个炉膛内温度场的均匀分布，使燃料完全燃烧，防止局部烟气温度过高，并取得明显的燃烧效果。稀相区温度反映了二次燃烧的强度，其强度随稀相区温度的升高而加强。当二次和三次风量较高时，其风压越高，射流的穿透性深度越强，造成的炉内扰动越强，细颗粒和挥发物的横向扩散也越强烈，从而使煤粒在床内分布得越均匀，燃烧也越完全，进而飞灰含碳量越少。 当二、三次风量较高时，其射流的穿透深度越强，炉内扰动越剧烈，煤炭颗粒和挥发物的横向扩散也越强烈，从而使煤粒在床内分布得越均匀，燃烧也越完全，进而飞灰含碳量越少。[9] 4. 2 飞灰含碳量超标的影响 (1)降低锅炉的热效率 既然煤粉炉中影响机械不完全燃烧损失的原因主要是飞灰中的不完全燃烧热损失，那么飞灰含碳量的上升，势必造成锅炉的机械不完全燃烧损失的增大，而机械不完全燃烧热损失是锅炉热损失中仅次于排烟热损失的热损失，占锅炉热效率的1%〜5%。 因此，我厂飞灰含碳量的上升，极大的降低了锅炉的热效率。 ⑵增大锅炉对流受热面的磨损 (3)降低粉煤灰的质量 (4)加重了对环境的污染 锅炉燃烧烟气中的飞灰含碳量一上升，也增大了烟囱向大气的烟气排放量，如果电除尘捕捉下来的灰走湿排放，增加了外排污水的污染。 4.3 输灰系统 4.3.1 干除灰输送系统的管道的布置 现在电厂大部分干除灰系统的布置基本是电除尘器一电场布置一、二条输灰管道，二电场一条输灰管道，第三、四、五电场合并一条输灰管道。其输送方式的设计原则是粗细灰分排，这样管道布置主要考虑是粉煤灰综合利用。 但造成每条输送管道输灰出力不均，输送时间、输送间隔不一，这种布置的方式的干除灰系统出力基本就是第一电场的输送出力，如果第一电场的输灰出力不足或出现输送故障时，整套干除灰输送系统的出力将降低。所以本人认为在考虑飞灰综合利用的同时，也要考虑输灰管道走向布置，尽量使每条输灰管道飞灰输送出力基本平均。 如象中电国华公司三河发电厂干除灰输送 29 系统第二至五电场的输灰管道布置是沿着烟气流向，电除尘器通道方向布置一致，这样的布置可将各个输灰管道的出力分布平均。 每条输灰管道输送时间和耗气量也相对平均，由于输灰管道内飞灰粗细混合，飞灰比较容易输送。 4.3.2 干除灰输送系统设计出力的问题 由于干除灰输送设备不同的制造厂输送方式不同、设备及管道结构不同、输送原理不同、输送时间方式不同( 连续输灰、间接输灰) ，因此其计算出力的方法不同，没有统一的计算标准，因此确定出力大小也只能根据锅炉的飞灰量提供给厂家，由厂家自己根据输送距离确定选择其输送方式时间、管道直径、仓泵大小等。 无论选取何种输送形式的干除灰系统，设计出力及其裕度是考虑的主要问题。 在DL/T 5142—2002 《火电厂除灰设计规程》 中有关设计出力规定： 连续运行的干除灰输送系统应有不小于该系统燃用设计煤种时排灰量50%的裕量，同时应满足燃用校核煤种时的输送要求并留有20%裕度。对采用间接运行方式的干除灰输送系统应有不小于该系统燃用设计煤种时排灰量100%裕度。 从最近的干除灰输送系统运行情况分析，如果燃煤电厂燃用煤种没有较大的变化，如中电国华系统所属的电厂燃用煤种稳定，其燃煤的灰份基本保持不变，干除灰输送系统运行就基本输送正常。但大多数电厂由于燃用煤供应紧张，电厂基本是来什么煤就烧什么煤，没有选择的余地，因此对运行的干除灰输送系统造成很大的影响，引起干除灰输送系统出力不足。虽然干除灰输送系统原设计输送出力有一定裕度，但有些电厂锅炉产生的灰量大大超出其裕度范围，有些电厂燃煤灰份达到40%甚至50%，原有干除灰输送系统根本不能满足运行要求，并且由于煤质差，锅炉燃烧后飞灰的颗粒度相对较粗，气力输送困难，输灰管道容易堵塞，也相对影响干除灰输送系统出力。 从目前的电厂煤炭供应形式分析，将来的电厂燃用煤质不会有较大改观，这就给新建及改造干除灰输送系统设计出力的方案确定造成了较大难度，如大唐国际王滩电厂、大唐国际托克托电厂的600MW机组设计燃煤量280t/h 左右，但实际燃煤量可达350t/h 左右。现在这些电厂第一电场的设计输灰出力每h达到100t以上。因此在干除灰输送系统设计出力时要考虑煤质恶劣的情况，输灰系统的出力要有足够的裕度。 另外在确定电除尘器第一电场干除灰输送系统输灰出力的同时，也要考虑当电除尘器第一电场出现故障时电除尘器内飞灰移向其后面的电场，设计电除尘器二电场干除灰输送管道的出力时要考虑这种情况，二电场能够顶替一电场的输送出力。在确定干除灰输送系统设计出力时，对干除灰制造厂家提供灰气比要认真比对校核。通过对许多电厂的实际运行分析，干除灰输送系统实际运行的灰气比比设计的灰气比要小，即系统压缩输送空气量要多，由浓相输送变成稀相输送，使系统出力相对降低。 30 当然，我们也要考虑当机组低负荷运行或燃用煤种有很大改观的情况下，对干除灰输送系统的相关设备进行调节，以适合运行工况的要求，避免浪费大量的输送气量，降低能耗。[10] 4.3.3 系统设备的可靠性问题 在考虑干除灰输送系统出力的同时，除了煤种灰份变化，还要考虑干除灰输送系统的设备可靠性. 如果我们选取的干除灰输送系统的设备如输灰管道、阀门、仓泵等质量不好，需要经常性维修，在设备维修期间，由于耽误除灰系统的工作，相对影响了系统的出力，并且在维修后又要考虑在很短的时间内将积灰快速送走。 许多电厂因设备维修不及时或维修时间过长，造成灰斗积灰太多，即使干除灰系统运行后，存在灰斗中的积灰也长期输送不出去. 因此在干除灰系统设计出力时要考虑干除灰系统设备的可靠性，如果设备质量的可靠性差，就要适当增加干除灰系统的设计出力，即在设计输送时考虑设备一定的维修时间，并使电除尘器灰斗的积灰在短时间迅速输送出去. 4.3.4 锅炉对干除灰输送系统的影响 由于煤粉锅炉内部燃烧的烟气流场、空预器漏风及尾部烟道布置等原因，锅炉烟气进入电除尘器入口烟箱的飞灰的浓度场分布不均，造成收集到电除尘器第一电场每个灰斗的灰量不平均。 许多电厂均有这种情况，机组容量越大相应偏差也大。 如大唐国际托克托发电厂通过每台电除尘器第一电场的灰斗底部仓泵高料位显示，中间灰斗的仓泵高料位显示次数是两侧灰斗仓泵的3到5倍，每个仓泵输送出力偏差较大。或由于进入电除尘器的入口烟道阻力不一样，造成进入每个电除尘器烟气量也不一样，也使灰斗积灰有偏差。 由于输灰管上的个别仓泵经常显示高料位，整个输灰管道就要输灰，而其它仓泵未满灰，相对是降低了干除灰系统的设计出力。 而因此考虑干除灰系统出力时要考虑每个电除尘器通道的气流分配和粉尘浓度场的不均匀性，并需要对电除尘器入口烟道进行加装导流板使电除尘器烟气量偏差不大于±5%。 由于许多燃煤电厂煤质较差，锅炉烟气中飞灰的堆积密度比原设计值要大，飞灰颗粒中位径变大，不利于飞灰在输灰管道内气固混合，输送时间加长且输灰管易堵塞。 现在许多电厂干除灰系统设计时，将锅炉空预器和省煤器灰斗沉积的飞灰纳入干除灰输送系统中，从运行观察看，由于锅炉空预器和省煤器灰斗的飞灰量相对少并且飞灰颗粒大，气力输送时气固难以混合，输送时间长，耗气量大，经常性堵塞，并且由于输送时占用输灰管道而影响电除尘器底部飞灰输送，因此建议对锅炉空预器和省煤器灰斗的沉积灰尽量不采用气力输送方式。 31 4.3.5 电除尘器对干除灰输送系统的影响 电除尘器在正常运行情况下，对干除灰输送系统没有影响，但电除尘器其中某个电场尤其是第一电场故障停运，相应停运电场下部的灰斗内灰量和飞灰颗粒度发生变化，基本是沉积飞灰，飞灰量少并且颗粒大，造成飞灰输送困难。由于前面电场退出运行，前面电场灰斗应收集飞灰移向后面的电场灰斗内，使后面的电场灰斗下部干除灰输送管道承担前面电场飞灰的输送，增加了输送负荷。一般前后电场输送设计出力不一样，后面电场灰斗内飞灰由于不能及时排空而逐渐沉积，当灰位至集尘极和放电极时会造成电场跳闸，依此类推，形成恶性循环。 因此如果发生这种情况，应迅速排灰、锅炉降负荷或灰斗内飞灰外排。 有个别电厂发生由于电场集尘极和放电极之间长期积灰，电场电气控制保护没有起作用而跳闸，埋在飞灰中的集尘极和放电极之间形成半导通状态的电流，造成极线、极板放电处炭化及飞灰结焦，焦块落入干除灰系统管道内造成输灰管道堵塞。 4.4 本章小结 本章主要介绍了飞灰含碳量的影响因素，如燃料的性质、煤粉细度、锅炉负荷、过量空气系数、配风方式、炉内空气动力场、热风温度、燃烧器摆角等。还介绍了处理飞灰中的干除灰输送系统方面的知识，以及锅炉和电除尘器对干除灰输送系统的影响。 由于目前干除灰输送系统出现以上主要问题，集中表现为干除灰输送系统管道堵塞、设备动作频繁及输灰管道弯头严重磨损，最终造成干除灰输送系统原有出力降低，因此在电厂燃煤煤质没有很大改观的情况下，应进行干除灰输送系统的改造，加强干除灰输送系统运行、维护及管理，出现设备故障及管道堵塞等问题时应快速解决及时处理，避免出现干除灰输送系统恶性循环情况发生。 32 结 论 循环流化床锅炉技术是近年来在国际上发展起来的新一代高效、低污染清洁燃烧术，其主要特点在于燃料及脱硫剂经多次循环，反复地进行低温燃烧和脱硫反应，炉内湍流运动剧烈，不但能达到低NOx排放、90%的脱硫效率和与煤粉炉相近的燃烧效率，而且具有燃料适应广、负荷调节性能好、灰渣易于综合利用等优点，因此在国际上得到迅速的商业推广。 在我国目前环保要求日益严格，电厂负荷调节范围较大、煤种多变、原煤直接燃烧比例高、国民经济发展水平不平衡、燃煤与环保的矛盾日益突出的情况下，循环流化床锅炉已成为首选的高效低污染燃烧设备。 本论文在这种背景下，分析了循环流化床脱硫脱销除尘技术现状，介绍了循环流化床的应用特点及前景，阐述了循环流化床脱硫脱销技术原理，探讨了影响脱硫效果的各种影响因素，研究结果对于有效指导我国循环流化床锅炉脱硫脱销工作实际具有重要参考意义。 33 参考文献 【1】岑可法,倪明江,骆仲泱,等,循环流化床锅炉理论设计与运行,北京:中国电力出版社,1998 【2】最新火电厂烟气脱硫脱硝技术标准应用手册[M]. 北京:中国环境科学技术出版社,2007, 【3】P1audn a1. The provence250MUnit:The largest CFB boiler ready for operation[J]. 3Interational Symposium coal combustion Sept. 1995,Beijing. 【4】Lue Lafanechere Study of circulating fluidized bed furnace behavior in order to scale upto 600[J]. 3Interational Symposium coal combustion Sept. 1995,Beijing. 【5】P. Lucat et a1. Status of the provence/Gardanne 250MW CFB boiler[J] . 5International conference on circulating fluidized beds. May,1996. 【6】薛建明,纵宁生,电子束脱硫工艺后电除尘器二次电流为零的原因分析［Z］电力环境保护 【7】张立群,燃煤锅炉同时脱硫脱氮技术分析,科技情报开发与经济,2005,15(7) 【8】容銮恩. 燃煤锅炉机组[M] . 北京: 中国电力出版社，1998. 【9】齐立强. 燃煤飞炭化学成分随粒度分布规律的试验研究. 煤炭转化，2003，26( 2) : 88~ 【10】 赵俊伟. 孙正民. 张家浩干除灰系统节能和出力评估分析[期刊论文]~华北电力技术 2007(ZL) 34 中文原文 在循环流化床墙到床的传热 大明施,莱纳尼古拉,洛萨则热* 中国科学院过程工程研究所,瑞士联邦技术学院(ETH),CH~8092 Zu¨rich，Switzerland 收到1997年11月3日;修改稿1998年4月6日收到;接受1998年4月20日 摘要 一系列广泛的测量上墙到床的传热系数,固体含量和固体速度有在与各种固体组分在环境温度下运行的半工业规模流化床单元被执行. 实验已经表明的固体浓度和固体运动在传热附近的显著影响表面上的壁到床的传热系数. 模型被提出来描述墙到床的传热是适用在循环流化床系统中可能发生的局部颗粒浓度的整个范围. ©1998 Elsevier科学S. A. 公司所有版权. 关键词:循环流化床;粒子的运动;墙到床的传热系数 1. 引言 在过去的十年中高度膨胀循环流化床(CFB),发现有很多应用技术的不同领域[1]. 由于这一事实,即大多数反应需要的热量输入或热提取横跨气固反应器的系统边界的传热是一个重要的设计因素. 虽然许多作品曾在建模已经完成墙到床传热,的过程的理解在循环流化床的传热仍处于发展阶段[2] . 在一个循环流化床有一个高的固体在底部区域和低1中的体积分数上部区域. 流体动力条件可以变化广泛,使得在反应器中的固体浓度壁可覆盖整个可能范围:从最小流化浓度8 MF到的浓度接近单粒子流. 到现在还没有热传输模式存在适用于低压和高固体体积分数[3,4] . 为了克服这个间隙上墙到床的热量一系列广泛的实验传递系数,固体浓度和固体速度进行,以获得一个可靠一些墙到床传热模型的基础. 作为验装置运行在环境温度下由于辐射热传递无法实验研究. 2. 实验设备 测量结果,进行了半工业规模的流化床用提升管内 内径Di= 0. 411米和有效高度H 35 =8. 5米(图1) . 流化空气是由罗茨式鼓风机提供高达6600立方米/小时,相当于约UO = 13 m/s的气流速度[5,6]. 墙到床的传热系数,采用三热测定管(图2)安装在不同的沿着所述循环流化床提升管覆盖在循环流化床存在的固体浓度的整个范围内的高度. 通常工作在温度高达140oC,同时在床的温度被调节到40oC,传热系数的增加的热管观察不仅对低床膨胀[7] ,但对于高床膨胀减小探针大小以及[8]中的0. 74平方米每个热管在本调查大型热交换器表面确保了所测量的热传导系数是可比较的,以那些在工业条件下. 当地固体浓度和固体速度分别为同时新开发的光纤测量光学探针与一个明确的信号特征[9]. 在四个测量级别四个径向的沿两个正交轴的档案进行测定[10~12] . 调查粒度的影响,并且粒径和上壁到床的传热系数固体的各个级份用于颗粒尺寸分布的影响之间进行区分: 球面玻璃三个较窄的粒径分布分数珠质量平均D=40,130和300微米的颗粒直径,以及球形玻璃珠以质量较宽大小分布的级分的平均粒径D=125UM . 使用空气作为流化介质在40oC的工作温度下,这些级分,其特征在于,阿基米德~号码的Ar=5,160,2000和Ar=145,分别. 因此,阿基米德数字几乎整个范围内有用最佳循环流化床操作覆盖. 在另外一个具有窄粒度分布的FCC催化剂组分而d=60微米(AR '= 11)被用于验证不同的颗粒特性的影响. 更多细节有关的组分的颗粒尺寸分布在本测量中使用示于图3 . 总的循环流化床固体量是内变化范围为700~1200千克. 对墙到床的传热系数几千通关时间,局部颗粒浓度和当地固体广泛测量活动在半工业气固循环流化床的速度有被执行. 使用这样大量的各种固馏分可确保传热模型基于上的可靠的测量的足够数量. 所有的数据被存储在一个全面,方便的数据库进行离线分析. 36 37 3. 墙到床传热模型 在流化床墙到床的传热系数床微粒的比在高得多的单相气体流以及那些在固定的床. 因此,很明显,运动的粒子发挥在墙到床的热传递过程中的重要作用. 通过测量总的墙到床的传热系数不能粒子区分对流hp,气体对流hg和辐射hr [5,13]. 因此,这些部件仍假定为添加剂: h=hp+hg+hr (1) 在下面的章节中,所有三个单独的热 转移机制进行讨论. 3. 1粒子对流 hp 通过颗粒对流换热是指传热表面和内部区域之间的能量转移,由于连续质点运动流化床. 颗粒从流化床内移动床的传热表面附近,其中它们驻留在一定时间并在传热通过颗粒之间的气膜发生和传热表面. 同时颗粒与依赖的滞留时间的温度在近壁区和对温度的颗粒传热面之间差异的流化床移动从区域靠近墙壁成流化床的内部区域. 颗粒对流热通量,因此可以写成 。 qp ＝Np ·Vp ·ρp · cp · (Tp－Tb) (2) 38 。 其中Vp为一个颗粒的体积(假设颗粒是球形的和单分散性),并且是随机粒子数通量 Np＝·NV· c’ (3) 这里的因子(1:6)为似然与该 粒子随机地移动在垂直于壁和 NV是每单位体积的粒子数 NV= (4) 其中φw是在时间平均颗粒体积分数在传热表面(壁). 平均随机的颗粒Ç％速度被假定为相关的颗粒体积浓度的波动[5]. 此外粒子浓度的波动成比例的随机颗粒体积通量. 因此,下面的关系是假设 ζθw== (5) 根据颗粒浓度的测量结果的粒子浓度σφw的标准偏差可以通过以下方式计算 ζθw =θw· (6) 其示于图(4)在等式. (2)目标价,该交换粒子在墙的温度,可确定从用于在墙上的单个粒子的能量平衡 Tp=Tb+(Tw-Tb) ·[1-exp(-)] (7) 其中tr为粒子的在墙上平均滞留时间 τr= (8) 和Kt 是一个时间常数 Kt= (9) 与方程. (2)-(9),并引入一个拟合常数乙 (B'=0. 28外墙),我们得到的颗粒对流换热模型[9] Nup== Nupp·[1-exp(-B·fp·) (10) 39 fp=[· (11) Nupp=·· (12) = (13) [13] (14) )] (15) Nupi=4··[1+···] (16) 由式(10)可以看出,该颗粒对流 NuP取决于壁的一小部分 表面覆盖的颗粒Fp,粒子间的热 传输Nupp和壁与颗粒的热传递Nupp. 后者是依赖于壁到粒子传导 Nuwp0和传导粒子Nupp壁和颗粒之间的最小有效距离δg是依赖于壁的粗糙度 表面:平滑的墙壁价值dg= 1. 5 μm是假定. 特征温度为气体和模型中的粒子特性被假定为 Tbe=0. 5 · (Tw+Tb) (17) 3. 2气体对流hg 通过气体对流hg传热变得显著 在流化床在逃阿基米德数Ar 或低固体浓度θ[13]. 以单相类似流动传热由于气体对流依赖其特征在于,所述气体流量条件的雷诺数Re和可表示为一个和的层流和湍流术语. 对于循环流化床的 雷诺数Re可以使用颗粒来计算终端 40 速度ct: Nug==(0. 07·+0. 05·)· (18) Ret=16. 7 ·[]2 (19) 3. 3 辐射ħr 传热由于辐射变得显著 仅在流化床温度>800oC [7]以hr是成比例之间的温度差传热表面和流化床的功率. 然而,在热循环流化床之间的传输提升壁,床由辐射仅发生在在传热表面附近的颗粒的行为作为辐射屏蔽较低(较高)的温度比床的温度,如果床温高(低),比壁温度[4,14]. 这效果可以考虑使用的有效辐射温度TBE(等于特性流化床在计算床温) 传热系数的: hr=εrad ·ζ · (20) 4. 实验结果 如上所述,固体浓度在传热面θw是中的一个关键参数在墙到床的传热系数的计算流化床. 因此,时间之间的相关性和截面平均固体浓度 <θ>= (21) 41 并且在提升管墙壁θW中的固体浓度是 需要的. 基于超过4000本地测量 的固体浓度θ (r)和固体速度C (r)在循环流化床提升管参数函数来计算取的固体浓度θ (r)的径向分布一直 只计算取决于径向位置r和截面平均固含量θ[9]: θ(r)=f(r,<θ>) (22) 这种相关性的一个典型例子示于图. 5一固含量. 相比于相关提出的[15]我们的测量时间平均固形物浓度分布是平坦的向中心和近壁陡. 在固体浓度提升壁(传热面)θw现在可以被估计有关建议的功能. 都需要在固体循环流化床较大的单位浓度的测量验证这种关系,因为传热率之间床和墙壁是浓度分布非常敏感. 计算与实验的比较数据示于图. 6为固体的1级分在分析的固体浓度径向分布,观察到一个有趣的效果:在径向约R=165毫米(位置约46毫米从墙壁)的时间平均固体浓度的在统计上是相等的横截面平均固体浓度的θ所示图. 7,这意味着,径向动量交换具有最大值在冒口此径向位置[9]. 墙到床的传热系数是强烈依赖于粒径和固体浓度在提升壁,如图所示. 42 8,随着固体浓度在提升壁的增大,热传递系数增大,达到最大值随后通过减少对前面所述的原因[7]. 对于所研究的颗粒直径的传热系数增加而减小粒径. 广泛大小分布的传热系数固体组分较狭隘略高尺寸分布的固体组分(图9). 因此,粒度分布的宽度似乎有对传热系数的影响较小,如果所有的粒子都流化良好,无轴向偏析粒子发生在提升管. 43 图10示出为两个级分的测量墙到床的热传递系数的比较固体(玻璃珠和FCC),具有相同的均值的D=60粒径微米,但不同阿基米德数(AR= 16玻璃珠和 AR=11,FCC). 用于传热系数FCC颗粒比那些用于球形下部由于不同的颗粒性能的玻璃珠这样作为它们的密度,比热容和热导率. 此外表观气速没有直接影响,床上库存和在测量高度墙壁将要传热系数被发现. 其他相比,传热模型给出文献[3,4,13],该模型在这里提出的[9]覆盖 在发生局部颗粒浓度的全范围高度扩展的循环流化床系统,并考虑到的固体浓度的径向分布. 该模型是不仅适用于循环流化床立管与高床膨胀同时也为传统流化床低扩张. 5. 展望 未来的研究应澄清的有效性用于描述传热添加剂假设由于颗粒的对流,气体对流和辐射. 颗粒物性也以及影响对之间的热传递高操作温度床下和墙壁应以更进行调查细节. 颗粒大小,固体浓度和固体续期在传热壁已被确认为上述在实现高传热率的关键参数在床和墙壁之间. 然而,还更注意要内部运动固体在未来的研究循环流化床. 测量当地固体流量,如浓度,速度与同步一起调查床到墙的传热率应在执行墙上区大循环流化床机组. 这不仅会提高大型循环流化床流体动力学的知识而且将允许更详细地了解的传热机制. 44 对于未来的应用加压流化床燃烧系统具有高它变得至关重要床体积比热释放速率要能够可靠地预测床到墙的热工作条件下传输系数. 致谢 作者非常感谢的财政支持 由电力研究所(EPRI)帕洛阿尔托(美国)和瑞士联邦理工学院 技术学院(ETH),祖丰富. 附录A术语 A 立管截面积(m2) 2 Ap=· 颗粒投影面积(m) B 模型拟合参数固体速度(m/s) C 平均随机固体速度(m/s) C’ 平均随机固体速度(m/s) Cp 粒子的比热容(J/kg·K) Ct 颗粒终端速度(m/s) dp 粒径(m) d50,3 质量平均粒径(m) fp 壁表面覆盖的部分颗粒 g 重力加速度(m/s2) h 总墙到床的传热系数(W/m2k) hg 气体对流热传递系数 hp 粒子的对流热传递系数 hr 辐射传热系数 hwp 壁-粒子的传热系数 Kt 时间常数(s) Nv 每单位体积的粒子数 Np 随机粒子通量数 qp 颗粒对流热通量 r 立管的径向位置 Tb 床温 Tbe 床有效辐射温度 Tp 颗粒温度在墙上 Tw 墙温 45 Uo 气体表面流速 Tv 单颗粒体积 δ g 有效的最小的粒子墙距离 εrad 发射率 θ 时间平均为固体体积分数 θmf 在最小固体体积分数流化 θw 时间平均为固体体积分数在墙上 <θ> 时间和横截面的平均固体浓度 λg 气体的热导率 λp ρg ζ η 无量纲数 粒子的热导率 νg 运动粘度气 气体密度 玻尔兹曼常数 意味着粒子停留时间在壁 ρp 颗粒密度 ζΦw 粒子的标准偏差浓度在壁 Ar_= 阿基米德数 = 计算弗劳德数粒径和平均随机固体速度 = 雷诺数(端子波速度) Nu 由于努塞尔数与粒子对流 Nup 由于努塞尔数与粒子对流 Nupi 由于努塞尔数来传导里面的颗粒 Nupp 由于颗粒与颗粒努塞尔数传热 Nuwp 由于努塞尔数到墙上粒子传热 Nupo 由于努塞尔数到墙上粒子热传导 Pr 普朗特数 参考文献 [1] L. Reh,New and efficient high-temperature processes with circulating fluidized bed reactors,Chem. Eng. Technol. 18 (1995) 75–. [2] P. Basu,P.K. Nag,Heat transfer to wall of a circulating fluidized bed 46 furnace,Chem. Eng. Sci. 51 (1996) 1–26. [3] C.C. Werdermann,Feststoffbewegung und Warmeubergang in zirkulierenden Wirbelschichten von Kohlekraftwerken,PhD-thesis Tech. Universita¨t Hamburg-Harburg,Verlag Shaker,Aachen,1993. [4] K.-E. Wirth,Heat transfer in circulating fluidized beds,Chem. Eng. Sci. 50 (1995) 2137–2151. [5] F. Goedicke,Stro¨mungsmechanik und Wa¨rmeu¨bergang in zirkulierenden Wirbelschichten,PhD-Thesis,ETH-Zu¨ rich No. 9733,1992. [6] R. Nicolai Experimentelle Untersuchungen zur Stro-mungsmechanik in: einer hochexpandierten [7]N.I. Gelperin,V.G. Einstein,Heat zirkulierenden transfer in fluidized Gas: beds,in: Press,New Feststoff-Wirbelschicht,PHD-Thesis,ETH-Zu¨ rich No. 11344,1995. Davidson,J.F.,Harrison,D. York,1971,pp. 471–0. [8]R.L.Wu, J.R.Grace, C.J.Lim, C.M.H. 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Experiments have shown a significant influence of solids concentration and solids movement in the vicinity of the heat transfer surface on the wall-to-bed heat transfer coefficient. A model is proposed to describe the wall-to-bed heat transfer that is applicable over the entire range of possible local solids concentrations occurring in CFB systems. © 1998 Elsevier Science S.A. All rights reserved. Keywords: Circulating fluidized bed; Particle motion; Wall-to-bed heat transfer coefficients 1. Introduction In the last decade highly expanded circulating fluidized beds (CFB) have found many applications in different fields of technology [1]. Due to the fact that most reactions require heat input or heat extraction heat transfer across the system boundaries of the gas-solid reactor is an important design factor. Although many works have been done in modelling wall-to-bed heat transfer,the understanding of the process of the heat transfer in a circulating fluidized bed is still in a developing stage [2]. In a CFB there is a high solids volume fraction in the bottom zone and a low one in the upper zone. The fluid dynamic conditions can vary widely so that the solids concentration at the reactor wall may cover the whole possible range: from minimum fluidization concentration θmf to concentrations approaching single 49 particle flow. Up to now no heat transfer model exists that is applicable for both low and high solids volume fractions [3,4]. To overcome this gap an extensive series of experiments on wall-to-bed heat transfer coefficient,solids concentrations and solids velocities was performed to obtain a basis for a more reliable wall-to-bed heat transfer model. As the experimental facility runs at ambient temperatures,heattransfer due to radiation could not be investigated experimentally. 2. Experimental equipment The measurements were carried out in a CFB of semi-industrial size with a riser inner diameter Di=0.411 m and an effective height H=8.5 m (Fig. 1). Fluidizing air was supplied by Roots-type blowers up to 6600 m3 h-1,corresponding to a superficial gas velocity of approximately u0=13 m s-1 [5,6]. The wall-to-bed heat transfer coefficients were determined using three heat pipes (Fig. 2) mounted at different heights along the CFB-riser to cover the whole range of solids concentrations occurring in CFBs. The heat pipes typically operated at temperatures up to 140°C while the bed temperature was adjusted to -40°C. An increase of the heat transfer coefficients with decreasing probe size was observed not only for low bed expansions [7] but for high bed expansions as well [8]. In the present investigation large heat exchanger surfaces of 0.74 m2 for each heat pipe ensured that the measured heat transfer coefficients were comparable to those under industrial conditions. Local solids concentrations and solids velocities were measured simultaneously with a newly developed fiber optical probe with a well defined signal characteristic [9]. At each of the four measurement levels four radial profiles along two orthogonal axes were measured [10–12]. To investigate the influence of particle size and to differentiate between the influence of particle size and particle size distribution on the wall-to-bed heat transfer coefficient various fractions of solids were used: three narrow size-distributed fractions of spherical glass beads with mass mean particle diameters of d50,3=40,130 and 300 μm as well as a wide size-distributed fraction of spherical glass beads with mass mean particle diameter of d50,3=125 μm. Using air as the fluidizing medium at operating temperatures of-40°C,these fractions are 50 characterized by Archimedes-numbers of Ar=5,160,2000 and Ar=145,respectively. Hence,nearly the whole range of Archimedes-numbers useful for optimal CFB operation was covered. In addition an FCC-catalyst fraction with a narrow size distribution and d50,3=60 μm (Ar=11) was used to verify the influence of different particle properties. More details about the particle size distributions of the fractions used in the present measurements are shown in Fig. 3. The total CFB solids inventory was varied within the range of 700 to 1200 kg. Extensive measurement campaigns of several thousand operating hours for wall-to-bed heat transfer coefficients,local solids concentrations and local solids velocities in the semi-industrial gas-solid CFB have been performed. Using such a large variety of solid fractions ensures that the heat transfer model is based on a sufficient number of reliable measurements. All of the data was stored in a comprehensive,easily accessible database for off-line analysis. 51 52 3. Wall-to-bed heat transfer model Wall-to-bed heat transfer coefficients in fluidized beds of fine particles are much higher than those in single-phase gas flow as well as those in fixed beds. Hence,it is obvious that moving particles play an important role in the wall-to-bed heat transfer process. By measuring the total wall-to-bed heat transfer coefficients one can not differentiate between particle convection hp,gas convection hg and radiation hr [5,13]. Hence,these components are still assumed to be additive: h=hp+hg+hr (1) In the following sections,all three individual heat transfer mechanisms will be discussed. 3.1. Particle convection hp Heat transfer by particle convection hp refers to the energy transfer due to continuous particle motion between heat transfer surface and inner region of the fluidized bed. Particles move from the inner fluidized bed to the vicinity of the heat 53 transfer surface where they reside for a certain time and where heat transfer takes place through the gas film between the particles and the heat transfer surface. Simultaneously particles with a temperature dependent on the residence time of the particles in the wall region and on the temperature difference between heat transfer surface and the fluidized bed move from the zone close to the wall into the inner region of the fluidized bed. The particle convective heat flux p can therefore be written as 。 qp ＝Np ·Vp ·ρp · cp · (Tp－Tb) (2) where Vp is the volume of one particle (assuming that particles are spherical and monodisperse) and is the random particle number flux Vp＝·NV· c’ ( 3) Here the factor (1/6) is the likelihood with which the particles move randomly perpendicular to the wall and NV is the number of particles per unit volume NV= (4) where θw is the time-average particle volume fraction at the heat transfer surface (wall). The average random velocity of a particle c% is assumed to be related to the fluctuation of particle volume concentration [5]. Furthermore the fluctuation of particle concentration is proportional to the random particle volume flux. Hence,the following relationship is postulated ζθw== (5) According to the results of particle concentration measurements the standard deviation of particle concentration ζθw can be calculated by ζθw =θw· (6) which is shown in Fig. 4. In Eq. (2) Tp,the exchange temperature of particle at the wall,can be determined from an energy balance for a single particle at the wall Tp=Tb+(Tw-Tb) ·[1-exp(-)] (7) where is the average residence time of particles at the wall τr= (8) and Kt is a time constant 。 Kt= (9) With Eqs. (2)–(9) and introducing a fitting constant B (B=0.28 for an external wall) we get the particle convective heat transfer model [9] Nup== Nupp·[1-exp(-B·fp·) (10) with fp=[· (11) Nupp=·· (12) = (13) [13] (14) )] (15) Nupi=4··[1+···] (16) From Eq. (10) it can be seen,that the particle convection Nup is dependent on the fraction of the wall surface covered by particles fp,particle-particle heat transfer Nupp and wall-to-particle heat transfer Nuwp. The latter is dependent on wall-to-particle conduction Nuwp0 and conduction inside the particle Nupi where the smallest effective distance between wall and particles δg is dependent on the 55 roughness of the wall surface: for smooth walls the value dg=1.5 μm is postulated. The characteristic temperature for gas and particle properties in the model is assumed to be Tbe=0.5 · (Tw+Tb) (17) 3.2. Gas convection hg Heat transfer by gas convection hg becomes significant in fluidized beds at large Archimedes-numbers Ar or low solids concentrations θ [13]. Similar to single-phase flow the heat transfer due to gas convection is dependent on the gas flow condition characterized by the Reynolds-number Re and can be expressed as a sum of a laminar and a turbulent term. For CFBs the Reynolds-number Re may be calculated using the particle terminal velocity ct: Nug==(0.07·+0.05·)· (18) with Ret=16.7 ·[]2 (19) 3.3. Radiation hr Heat transfer due to radiation becomes significant only at fluidized bed temperatures >800°C [7] as hr is proportional to the temperature difference between the heat transfer surface and the fluidized bed to the power of three. Nevertheless,heat transfer between the CFB riser wall and the bed by radiation 56 takes place only in the vicinity of the heat transfer surface as particles act as a radiation shield with lower (higher) temperature than the bed temperature if the bed temperature is higher (lower) than the wall temperature [4,14]. This effect can be taken into account by using an effective radiating temperature Tbe (equal to the characteristic bed temperature) of the fluidized bed in the calculation of the heat transfer coefficient: hr=εrad ·ζ · (20) 4. Experimental results As mentioned above,the solids concentration at the heat transfer surface θw is a key parameter in the calculation of wall-to-bed heat transfer coefficients in fluidized beds. Hence,a correlation between the time and cross-sectional average solids concentration <θ>= (21) and the solids concentration at the riser wall θw is needed. Based on more than 4000 local measurements of solids concentration θ(r) and solids velocity c(r) taken in the CFB-riser a parametric function to calculate radial profiles of solids concentration θ(r) has been evaluated depending only on the radial position r and the cross-sectional average solids concentration <θ> [9]: θ(r)=f(r,<θ>) (22) A typical example of this correlation is shown in Fig. 5 for one solids fraction. Compared to a correlation proposed by [15] our measured time-averaged solids concentration profiles are flatter towards the center and steeper near the wall. The solids concentration at the riser wall (heat transfer surface) θw can now be estimated with the proposed function. Measurements of solids concentrations in larger CFB-units are needed to verify this relationship,since heat transfer rates between bed and wall are very sensitive to the concentration profiles. A comparison of the calculation with the experimental data is shown in Fig. 6 for one fraction of solids. While analyzing radial profiles of solids concentration,an interesting effect was observed: at a radial position of approximately r=165 mm (approximately 46 mm from the wall) the time-averaged solids concentration is statistically equal to 57 the cross sectionally averaged solids concentration <θ> which is shown in Fig. 7. This implies that the radial momentum exchange has a maximum at this radial position in the riser [9]. Wall-to-bed heat transfer coefficients are strongly dependent on particle diameter and solids concentration at the riser wall as shown in Fig. 8. As the solids concentration at the riser wall increases,the heat transfer coefficient increases and reaches a maximum followed by a decrease for the reasons described earlier [7]. For the investigated particle diameters the heat transfer coefficients increase with decreasing particle diameter. Heat transfer coefficients of widely size-distributed solids fractions are slightly higher than those of narrowly size-distributed solids fractions (Fig. 9). Hence,the width of the particle size distribution seems to have only a minor influence on the heat transfer coefficient if all particles are well fluidized and no axial segregation of particles occurs in the riser. 58 Fig. 10 shows the comparison of the measured wall-to-bed heat transfer coefficients for two fractions of solids (glass beads and FCC) having the same mean particle diameter of d50,3=60 mm but different Archimedes-numbers (Ar=16 for glass beads and Ar=11 for FCC). The heat transfer coefficients for the FCC particles are lower than those for the spherical glass beads due to the different particle properties such as their density,heat capacity and thermal conductivity. In addition no direct influence of superficial gas velocity,bed inventory and measuring height on wall-to-be heat transfer coefficients was found. Compared to heat transfer models given by other authors [3,4,13],the model proposed here [9] covers the whole range of local solids concentrations occurring in highly expanded CFB systems and takes into account the radial profiles of solids concentration. The model is applicable not only for CFB risers with high bed expansion but also for classical fluidized beds with low expansion. 59 5. Outlook Future investigations should clarify the validity ofthe additive assumption for 60 describing the heat transfer due to particle convection,gas convection and radiation. Also the influence of particle properties as well as high operating temperatures on the heat transfer between bed and wall should be investigated in more detail. Particle size,solids concentration and solids renewal at the heat transfer wall have been confirmed to be the key parameters in achieving high heat transfer rates between the bed and the wall. However,still more attention has to be paid to the internal movement of solids in CFBs in future investigations. Measurements of local solids flow quantities such as concentration and velocity together with simultaneous investigation of bed-to-wall heat transfer rates should be performed in the wall zones of larger CFB units. This will not onlyimprove the knowledge of large-scale CFB fluid dynamics but will also permit a more detailed understanding of the heat transfer mechanisms. For future applications of pressurized CFB combustion systems with high bed volume specific heat release rates it becomes crucial to be able to reliably predict the bed-to-wall heat transfer coefficients under operating conditions. Acknowledgements The authors gratefully acknowledge the financial support by the Electric Power Research Institute (EPRI),Palo Alto (USA) and the Swiss Federal Institute of Technology (ETH),Zu rich. 。。 61 Appendix A. Nomenclature A riser cross sectional area (m2) Ap=· projected particle area (m2) B model fitting parameter C solids velocity (m s-1) average random solids velocity (m s-1) cp specific heat capacity of a particle (J kg-1 K-1) ct particle terminal velocity (m s-1) dp particle diameter (m) d50,3 mass mean particle diameter (m) fp fraction of wall surface covered by particles g gravitational acceleration (m s-1) h total wall-to-bed heat transfer coefficient (W m-2 K-1) hg gas convective heat transfer coefficient (W m-2K-1) hp particle convective heat transfer coefficient (W m-2K-1) hr radiation heat transfer coefficient (W m-2K-1) hwp wall-to-particle heat transfer coefficient (W m-2K-1) 62 Kt time constant (s) Nv number of particles per unit volume (m-3) Np random particle flux number (m-2) 。。 qp article convective heat flux (W m-2 p s-1) r radial position of riser (m) Tb bed temperature (K) Tbe effective radiation temperature of bed (K) Tp particle temperature at wall (K) Tw wall temperature (K) u0 superficial gas velocity (m s-1) Vp single particle volume (m3) Greek symbols δg effective smallest particle-wall distance (m) εrad emissivity θ time averaged solids volume fraction θmf solids volume fraction at minimum fluidisation θw time averaged solids volume fraction at wall <θ> time and cross sectional averaged solids concentration λg thermal conductivity of gas (W m-1 K-1) λp thermal conductivity of particle(W m-1 K-1) vg kinematic gas viscosity (m2 s-1) ρg gas density (kg m-3) ρp particle density (kg m-3) ζ Boltzmann constant standard deviation of particle concentration at the wall τr mean residence time of particles at the wall (s) Dimensionless numbers Ar_= Archimedes-number = Froude-number calculated with particle diameter and average random solids velocity 63 Nu Nusselt-number due to particle convection Nup Nusselt-number due to particle convection Nupi Nusselt-number due to conduction of inside of particle Nupp Nusselt-number due to particle-particle heat transfer Nuwp Nusselt-number due to wall-particle heat transfer Nuwp0 Nusselt-number due to wall-particle heat conduction Pr Prandtl-number Ret= Reynolds-number (terminal velocity) References [1] L. 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