300 MW循環(huán)流化床鍋爐氣固流動(dòng)特性的CPFD模擬*

曾勝庭，陳 曦，馬琎晨，趙海波?

（1. 廣東粵電集團(tuán)云河發(fā)電有限公司，廣東 云浮 527328；2. 華中科技大學(xué)煤燃燒國家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，武漢 430074）

0 前 言

循環(huán)流化床鍋爐中氣固兩相在爐床內(nèi)充分接觸，傳熱及傳質(zhì)效果好，具有燃燒效率高、適合低品質(zhì)燃料、負(fù)荷調(diào)節(jié)范圍寬、低污染物排放等特點(diǎn)[1-2]，廣泛應(yīng)用于燃煤發(fā)電、生物質(zhì)和固體廢棄物處理等領(lǐng)域。

對(duì)于循環(huán)流化床鍋爐的運(yùn)行，國內(nèi)外大量學(xué)者利用冷模和熱態(tài)實(shí)驗(yàn)對(duì)其氣固流體動(dòng)力學(xué)特性進(jìn)行了系統(tǒng)的研究[3-4]；同時(shí)基于工業(yè)鍋爐的實(shí)際運(yùn)行測(cè)試也有相應(yīng)的進(jìn)展[5-6]。但實(shí)驗(yàn)研究在實(shí)驗(yàn)臺(tái)尺寸和運(yùn)行條件方面同實(shí)際鍋爐存在一定的差異，因此所獲得的結(jié)論通常不能直接應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)；工業(yè)測(cè)試的整個(gè)過程雖然是基于鍋爐的真實(shí)運(yùn)行狀態(tài)，但由于存在測(cè)試難度、測(cè)試條件的限制，也通常不能獲得爐內(nèi)詳細(xì)氣固兩相流的傳熱傳質(zhì)情況。因此，隨著計(jì)算流體力學(xué)（computational fluid dynamics, CFD）和計(jì)算機(jī)硬件的發(fā)展，數(shù)值模擬因其模擬了爐膛內(nèi)的環(huán)境，能夠較為準(zhǔn)確地描述爐膛內(nèi)的氣固流體動(dòng)力學(xué)特性和燃燒傳熱情況，同時(shí)能夠得到實(shí)驗(yàn)和實(shí)際運(yùn)行過程中不易測(cè)量的參數(shù)，因而成為研究循環(huán)流化床鍋爐的一種有效手段。XIE等[7-8]采用MP-PIC方法模擬了燃燒垃圾的75 t/h循環(huán)流化床鍋爐，模擬考慮了垃圾燃燒過程中的污染物釋放以及反應(yīng)過程，系統(tǒng)分析了循環(huán)流化床鍋爐在運(yùn)行過程中的氣固流動(dòng)特性、氣體濃度分布、壓力分布、溫度分布等關(guān)鍵信息，同時(shí)對(duì)循環(huán)流化床鍋爐在運(yùn)行過程中的壁面磨損情況也進(jìn)行了研究。張彥軍等[9]對(duì) 600 MW 超臨界循環(huán)流化床鍋爐進(jìn)行整體模擬，研究了二次風(fēng)的穿透特性以及旋風(fēng)分離器不均勻性等問題。許霖杰等[10]對(duì)1 000 MW超臨界循環(huán)流化床鍋爐環(huán)形爐膛氣固流場(chǎng)進(jìn)行了模擬，分析了爐膛中不同位置的顆粒濃度分布以及各旋風(fēng)分離器入口的質(zhì)量流量不均勻性。王超等[11]對(duì) 600 MW 超臨界褲衩腿六分離器循環(huán)流化床鍋爐爐膛的氣固流場(chǎng)進(jìn)行數(shù)值模擬研究，分析了爐膛內(nèi)的顆粒濃度和顆粒速度分布，比較了六分離器的氣固流量。

但CFD方法計(jì)算效率偏低，且在計(jì)算高固相濃度的氣固兩相流方面存在一些不足。經(jīng)過不斷探索，研究者們發(fā)展了一種CFD的分支——計(jì)算顆粒流體力學(xué)（computational particle fluid dynamics,CPFD）。SNIDER等[12-14]結(jié)合雙流體模型和計(jì)算流體力學(xué)–離散元方法（CFD-DEM）模型，對(duì)計(jì)算過程做了較大程度的簡(jiǎn)化，采用歐拉–拉格朗日方法來處理流動(dòng)過程中的流體相和顆粒相，從而最先實(shí)現(xiàn)了氣固兩相顆粒粒子系統(tǒng)的快速CPFD模擬。CPFD已被應(yīng)用于大型流化床氣固流動(dòng)的數(shù)值計(jì)算，并且取得了很好的計(jì)算結(jié)果。WANG等[15-16]對(duì)一個(gè)循環(huán)流化床冷態(tài)實(shí)驗(yàn)臺(tái)進(jìn)行了 CPFD建模和計(jì)算，發(fā)現(xiàn)床料密相堆積體積分?jǐn)?shù)對(duì)回料閥中的顆粒流動(dòng)會(huì)產(chǎn)生很大影響；之后，他們用優(yōu)化后的參數(shù)進(jìn)行模擬，研究了不同工況下物料循環(huán)的狀態(tài)，計(jì)算結(jié)果同實(shí)驗(yàn)結(jié)果吻合較好。邱桂芝等[17]采用 CPFD數(shù)值模擬方法研究了循環(huán)流化床環(huán)形爐膛冷態(tài)實(shí)驗(yàn)臺(tái)內(nèi)的氣固流動(dòng)特性，模擬得到的爐膛內(nèi)軸向壓力分布和返料流率均與實(shí)驗(yàn)結(jié)果吻合較好，同時(shí)還分析了爐膛出口氣固流動(dòng)不均勻性。張瑞卿等[18]模擬了Chatham鍋爐的熱態(tài)運(yùn)行，得到了從啟動(dòng)到穩(wěn)定運(yùn)行的氣固流動(dòng)和燃燒動(dòng)態(tài)結(jié)果，并根據(jù)模擬結(jié)果準(zhǔn)確預(yù)測(cè)出了爐內(nèi)壁面磨損的發(fā)生位置。

對(duì)于循環(huán)流化床鍋爐的模擬，目前已有的工作大都選擇忽略旋風(fēng)分離器和回料閥，而重點(diǎn)對(duì)爐膛進(jìn)行針對(duì)性的研究。本文采用CPFD方法，對(duì)實(shí)際運(yùn)行工況下的300 MW循環(huán)流化床鍋爐全床進(jìn)行模擬，以歐拉–拉格朗日方法來處理氣固流動(dòng)中的流體相和顆粒相，以研究循環(huán)流化床鍋爐整體的氣固流動(dòng)特性和細(xì)節(jié)，包括固相顆粒濃度和速度在爐膛內(nèi)的分布、固體循環(huán)流量、系統(tǒng)壓力平衡以及回料閥的運(yùn)行情況等鍋爐運(yùn)行狀態(tài)，以指導(dǎo)實(shí)際工況下的運(yùn)行。

1 模擬對(duì)象

本文中的模擬對(duì)象為廣州粵電云河發(fā)電有限公司300 MW循環(huán)流化床鍋爐，是由上海鍋爐廠有限公司生產(chǎn)制造的SG-1036/17.5-M4506型亞臨界參數(shù)中間再熱循環(huán)流化床鍋爐。模擬過程中采用的鍋爐模型如圖1和圖2所示，按照模型尺寸與實(shí)際尺寸1∶1繪制，爐膛高40 m、寬28 m、厚8.9 m。整個(gè)循環(huán)流化床鍋爐模型由鍋爐爐體、旋風(fēng)分離器、回料閥組成，其中三個(gè)旋風(fēng)分離器均為單側(cè)布置。為了使對(duì)爐膛內(nèi)的氣固流動(dòng)模擬更加準(zhǔn)確，根據(jù)實(shí)際情況布置二次風(fēng)管。鍋爐內(nèi)部床料粒度分布如圖 3所示，平均粒徑為 231.25 μm，采用激光粒度儀（Malvern，Master Min）測(cè)試；真密度為2 895.47 kg/m3（真密度儀，Micromeritics，AccuPyc1330）。模擬過程中循環(huán)流化床鍋爐整體溫度為1 163 K，壁面為絕熱邊界條件，模擬過程中具體的參數(shù)設(shè)置如表1所示。初始時(shí)流化床內(nèi)壓力為1個(gè)大氣壓，旋風(fēng)分離器出口設(shè)置為壓力出口，表壓為0 Pa。床料裝填于爐膛底部，密相體積分?jǐn)?shù)0.47，填料高度1.1 m。模擬采用的網(wǎng)格數(shù)目為1.4 × 106，時(shí)間步長(zhǎng)0.000 1 s，模型網(wǎng)格采用六面體網(wǎng)格，同時(shí)對(duì)爐膛底部錐形區(qū)和回料閥部分進(jìn)行局部加密，如圖2所示。氣固曳力模型采用Gidaspow模型，顆粒法向恢復(fù)系數(shù)0.89，切向恢復(fù)系數(shù)0.68[19-20]，采用GPU并行計(jì)算。

圖1 循環(huán)流化床鍋爐模型Fig. 1 Physical model of the CFB

圖2 模擬過程中采用的網(wǎng)格Fig. 2 Mesh configuration of the CFB

圖3 床料粒度分布Fig. 3 Size distribution of bed material

表1 基本參數(shù)Table 1 Basic parameters

為確定模擬過程中達(dá)到穩(wěn)定狀態(tài)的時(shí)間，統(tǒng)計(jì)了通過爐膛中高度8 m和28 m兩個(gè)位置截面的累積床料量，如圖4所示，圖中曲線的斜率即為通過該截面的固體循環(huán)流量。在t= 28.2 s之后兩條曲線接近于平行，這表明爐膛內(nèi)物料的固體循環(huán)流量達(dá)到一致，認(rèn)為循環(huán)流化床的運(yùn)行達(dá)到了穩(wěn)定狀態(tài)。因此，下文中關(guān)于穩(wěn)定狀態(tài)下運(yùn)行參數(shù)的分析，則取t= 28.2 s之后不同時(shí)刻的流場(chǎng)樣本進(jìn)行時(shí)均處理（28.2～40 s）的結(jié)果。

圖4 通過爐膛中截面的累積床料量Fig. 4 The cumulative bed material through the furnace central section

2 控制方程

2.1 氣固兩相流模型

其中，下標(biāo)g、s分別代表氣相（連續(xù)相）和顆粒相；α、ρ和u分別為氣相的體積分?jǐn)?shù)、密度和瞬時(shí)速度矢量；Sgs為質(zhì)量源項(xiàng)。

2.2 連續(xù)相動(dòng)量守恒方程

其中，p為氣體相的壓力；g為重力加速度；βDPM為單位體積氣固之間曳力的總和，根據(jù)Gidaspow提出的模型，表示為：

其中：

式中，ds為固相顆粒直徑；μg為氣相動(dòng)力粘度；Re為顆粒雷諾數(shù)，表示如下：

式（2）中τg為氣相的應(yīng)力張量，根據(jù)應(yīng)力應(yīng)變本構(gòu)關(guān)系可以表示為：

其中，μg為氣體動(dòng)力粘度，包括層流粘度與湍流粘度兩個(gè)部分。

2.3 連續(xù)相能量守恒方程

其中，H為相的焓值；Qgs為氣固兩相間的對(duì)流傳熱。

2.4 連續(xù)相組分輸運(yùn)方程

其中，Y為氣體相中各組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)；下標(biāo)i依次表示各個(gè)組分；αgSgs,i為來源于反應(yīng)等原因的源項(xiàng)；Jg,i為第i組分的擴(kuò)散通量。

2.5 顆粒相拉格朗日運(yùn)動(dòng)方程

式中，下標(biāo)p代表顆粒相；up為顆粒的速度矢量；FD為顆粒相所受到曳力的曳力系數(shù)；F為其他作用力源項(xiàng)；Finteraction為顆粒之間的相互作用；τs為顆粒相的應(yīng)力張量，表示為：

其中，Ps為壓力量綱的常數(shù)；θp為固體體積分?jǐn)?shù)；β是介于2～5之間的參考常數(shù)；θcp表示固體體積分?jǐn)?shù)壓縮極限。

2.6 顆粒相能量方程

其中，下標(biāo)p代表顆粒相，方程左側(cè)代表單顆粒粒子的溫升，m、c、T分別為單個(gè)顆粒質(zhì)量、比熱容以及溫度。右側(cè)第一項(xiàng)代表氣固換熱量，h為換熱系數(shù)，第二項(xiàng)代表反應(yīng)放熱被顆粒吸收的量，其中fh為熱量傳遞系數(shù)，Hreac為反應(yīng)放熱量。

3 結(jié)果與討論

3.1 模擬結(jié)果驗(yàn)證

通過模擬結(jié)果與實(shí)驗(yàn)結(jié)果的對(duì)比，可驗(yàn)證模擬結(jié)果的可信度。本文中，壓力是在實(shí)際運(yùn)行過程中和模擬過程中均可獲得的參數(shù)，并且是衡量循環(huán)流化床鍋爐運(yùn)行狀態(tài)的關(guān)鍵參數(shù)，對(duì)沿爐膛高度方向的實(shí)驗(yàn)和模擬平均壓力值進(jìn)行對(duì)比，結(jié)果如圖5所示。對(duì)于沿爐膛高度的壓力變化，實(shí)驗(yàn)值和模擬值呈現(xiàn)相同的趨勢(shì)，隨著高度的增加，壓力逐漸降低，并且單位高度的壓降也隨高度的增加呈減小的趨勢(shì)。對(duì)于每個(gè)測(cè)壓點(diǎn)，實(shí)驗(yàn)值均要高于相同位置下的模擬值，差值在200～700 Pa之間，偏離范圍在6%以內(nèi)，因此可以認(rèn)為實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)與模擬結(jié)果吻合較好，說明了數(shù)值模擬結(jié)果具有可靠性。而實(shí)驗(yàn)測(cè)壓點(diǎn)測(cè)得的壓力均高于模擬值，其原因可能是實(shí)際運(yùn)行中床料要比模擬時(shí)的床料多和燃燒產(chǎn)生的氣體造成的床內(nèi)壓力偏差。

圖5 沿爐膛高度方向?qū)嶒?yàn)和模擬壓力值對(duì)比Fig. 5 Comparison of pressure between experiment and simulation along the height of furnace

3.2 固相體積分?jǐn)?shù)和顆粒速度分布

在循環(huán)流化床鍋爐中，爐內(nèi)的氣固流動(dòng)狀態(tài)對(duì)傳熱傳質(zhì)效果及鍋爐的穩(wěn)定運(yùn)行至關(guān)重要，圖6所示為模擬過程穩(wěn)定運(yùn)行到40 s時(shí)，循環(huán)流化床鍋爐內(nèi)部顆粒的固相體積分?jǐn)?shù)分布情況。在CPFD模擬中，采用計(jì)算顆粒的方式來減少計(jì)算量，所以圖中的一個(gè)顆粒相當(dāng)于實(shí)際情況下由性質(zhì)相近的若干顆粒組成的一個(gè)顆粒群，同時(shí)由于分辨率的原因，圖中計(jì)算顆粒粒徑尺寸顯示與實(shí)際顆粒尺寸有所差別。從圖中可以看出，在爐膛內(nèi)部氣固流動(dòng)穩(wěn)定后，循環(huán)流化床鍋爐床料循環(huán)建立并達(dá)到穩(wěn)定狀態(tài)。爐膛底部（主要集中在錐形段）為一定高度的密相區(qū)，這與實(shí)際爐膛中監(jiān)測(cè)的密相區(qū)高度相近；另外，在密相區(qū)內(nèi)，后墻壁面附近會(huì)發(fā)生床料富集的現(xiàn)象，這主要受到回料腿返料的影響。隨著爐膛高度的增加，床料固相分?jǐn)?shù)逐漸降低并進(jìn)入稀相區(qū)，稀相區(qū)內(nèi)的床料分布較密相區(qū)更為均勻，并且回料腿對(duì)床料分布的影響減弱。稀相區(qū)內(nèi)一部分床料顆粒在氣流曳力的作用下被攜帶上升，進(jìn)入旋風(fēng)分離器入口，另一部分貼近壁面的顆粒由于氣流攜帶能力不足，呈現(xiàn)下降的流動(dòng)狀態(tài)。在此運(yùn)行工況下，通過模擬得到了穩(wěn)定運(yùn)行狀態(tài)下爐膛內(nèi)的固體循環(huán)流量為3 218 kg/s，經(jīng)過旋風(fēng)分離器分離后從每個(gè)回料閥返回的床料流量平均為1 065 kg/s，對(duì)3個(gè)旋風(fēng)分離器入口的氣固質(zhì)量流量的不均勻性進(jìn)行分析，如圖7所示。

圖6 穩(wěn)定狀態(tài)下床料分布圖Fig. 6 Distribution of solid volume fraction under steady state

圖7 旋風(fēng)分離器入口氣固質(zhì)量流量不均勻性Fig. 7 Heterogeneity of gas and solid mass fluxes at cyclone inlets

達(dá)到穩(wěn)定狀態(tài)后的各個(gè)旋風(fēng)分離器入口氣固流動(dòng)都很穩(wěn)定，質(zhì)量流量波動(dòng)幅度很小，說明循環(huán)流化床鍋爐的工作狀態(tài)很穩(wěn)定。在3個(gè)旋風(fēng)分離器中，2#旋風(fēng)分離器入口的固相質(zhì)量流量要明顯高于1#和3#（旋風(fēng)分離器標(biāo)號(hào)見圖1），偏差率分別為5.76%和3.85%，2#和3#入口處固相質(zhì)量流量相近但3#要略高一些，偏差率為1.93%。 而氣相不均勻性同固相類似，2#旋風(fēng)分離器入口的氣相質(zhì)量流量要明顯高于 1#和 3#，偏差率分別為 9.87%和8.33%，2#和3#入口處固相質(zhì)量流量相近，但3#要略高一些，偏差率為1.54%。

在穩(wěn)定運(yùn)行的工況下，進(jìn)入旋風(fēng)分離器的床料在旋風(fēng)分離器中進(jìn)行氣固分離，提供了循環(huán)流化床鍋爐穩(wěn)定運(yùn)行的基礎(chǔ)。從旋風(fēng)分離器物料出口端分離的床料進(jìn)入下降管，然后進(jìn)入回料閥的輸運(yùn)室，其物料產(chǎn)生的堆積壓力足以克服循環(huán)流化床鍋爐內(nèi)部和旋風(fēng)分離器間的壓差，從而保證循環(huán)流化床系統(tǒng)的穩(wěn)定運(yùn)行。返料室的床料處于鼓泡流化態(tài)，顆粒越過返料口進(jìn)入回料輸運(yùn)管路，完成循環(huán)。截取爐膛正中垂直于前墻（規(guī)定爐膛靠近旋風(fēng)分離器的一側(cè)為后墻，相對(duì)一側(cè)為前墻）的一個(gè)面進(jìn)行分析，如圖8所示，可以看到整個(gè)模擬過程中，初始時(shí)刻回料閥中床料堆積，形成了料封。在0～20 s之間，由于還沒有達(dá)到穩(wěn)定運(yùn)行的狀態(tài)，從旋風(fēng)分離器分離下來的床料少于送回爐膛的床料，因此回料閥中的料封不斷降低，當(dāng)回料閥的進(jìn)出口床料的流量逐漸趨于一致時(shí)，回料閥的運(yùn)行達(dá)到穩(wěn)定（如在30 s呈現(xiàn)的運(yùn)行狀態(tài)）。同時(shí)，輸運(yùn)室處于鼓泡床狀態(tài)，氣泡以貼壁逃逸的形式流出，但是如果在錐形段內(nèi)存在床料，氣泡不可能在錐形段內(nèi)斜向上貼壁逃逸，而是匯聚在中央，由于短時(shí)間內(nèi)突破不了錐形段內(nèi)床料的封鎖，所以會(huì)使氣泡在與錐形段相連的頸部不斷積聚，出現(xiàn)節(jié)涌的現(xiàn)象，直至破開床料層。分析節(jié)涌現(xiàn)象的原因，是由于輸運(yùn)室豎直段的高度較低，其內(nèi)的料封不足以克服爐膛和旋風(fēng)分離器之間的壓差，所以床料漸堆積至錐形段內(nèi)，但最終錐形段內(nèi)的床料阻礙了氣泡的溢出，出現(xiàn)節(jié)涌的現(xiàn)象。節(jié)涌現(xiàn)象不利于回料閥的穩(wěn)定運(yùn)行，因此應(yīng)使穩(wěn)定運(yùn)行時(shí)輸運(yùn)室的料封不進(jìn)入錐形段中為宜，從減小輸運(yùn)室中床料高度的角度出發(fā)來避免節(jié)涌的出現(xiàn)，例如增加回料閥輸運(yùn)室豎直段高度、減小爐膛和旋風(fēng)分離器之間的壓差等。

圖8 穩(wěn)定狀態(tài)下回料閥正中截面固相體積分?jǐn)?shù)Fig. 8 Profiles of solid volume fraction on the central section of loop seal

根據(jù)模擬結(jié)果，分析沿爐膛高度方向上固相體積分?jǐn)?shù)分布，如圖9所示。爐膛內(nèi)的氣固流場(chǎng)明顯分為下部密相區(qū)和上部稀相區(qū)兩部分：對(duì)于顆粒濃度分布，在密相區(qū)內(nèi)隨著循環(huán)流化床高度的增加，床料固相體積分?jǐn)?shù)迅速從0.022 5減至0.002 5，并且密相區(qū)的高度為2.5 m左右，僅為爐膛底部錐形區(qū)的1/3。高度大于2.5 m后為稀相區(qū)，固相體積分?jǐn)?shù)隨高度變化不大，平均固相體積分?jǐn)?shù)為0.001。

圖9 沿爐膛高度方向時(shí)均固相體積分?jǐn)?shù)分布Fig. 9 Distribution of time-averaged solid volume fraction along the furnace height

圖10為爐膛正中平行于前墻的截面在不同高度下的固相體積分?jǐn)?shù)分布，對(duì)截面寬度進(jìn)行歸一化處理，d/D= 0.5處為截面正中。平行于前墻的床料分布呈現(xiàn)對(duì)稱的狀態(tài)，密相區(qū)內(nèi)床料在爐膛中的分布明顯受到回料閥回料出口位置的影響（例如L= 0 m和0.5 m），由于顆粒被返料風(fēng)吹向兩側(cè)，回料口間的固相體積分?jǐn)?shù)較高。局部顆粒濃度過于集中有可能導(dǎo)致該位置溫度偏高、反應(yīng)器壁磨損加快和燃燒不完全等情況。隨著循環(huán)流化床高度的增加，當(dāng)高度大于1 m后，截面固相分布逐漸均勻，回料口造成的固相濃度不均勻性逐漸減弱。

圖10 平行于前墻爐膛正中截面不同高度下的時(shí)均固相體積分?jǐn)?shù)Fig. 10 Time-averaged solid volume fraction of different heights on the central furnace section paralleling to the front wall

垂直于前墻的爐膛正中截面固相體積分?jǐn)?shù)的分布如圖11所示。在密相區(qū)下部（0～1 m）床料的分布受到回料口的影響，顆粒被返料風(fēng)吹向前墻，因而峰值向前墻方向偏移，比較0 m、0.5 m、1 m三組數(shù)據(jù)可知，隨著高度的增加峰值偏向前墻的程度更高。在2.5 m之后床料分布則呈現(xiàn)U形分布，靠近前墻和后墻的區(qū)域由于氣流攜帶顆粒的能力不足，床料體積分?jǐn)?shù)較高，而在中部則明顯較低。

圖11 垂直于前墻爐膛正中截面不同高度下的時(shí)均固相體積分?jǐn)?shù)Fig. 11 Time-averaged solid volume fraction of different heights on the central furnace section vertical to the front wall

圖12和圖13給出了爐膛中平行于前墻和垂直于前墻的正中截面上顆粒軸向速度分布曲線，速度為正值表明顆粒向上流動(dòng)，負(fù)值表明顆粒向爐膛底部回流。從圖12中可以看到，平行于前墻的軸向速度在密相區(qū)內(nèi)為對(duì)稱分布，且隨著高度的增加，這種對(duì)稱性逐漸弱化，密相區(qū)內(nèi)速度分布的對(duì)稱性來自爐膛底部密相區(qū)內(nèi)二次風(fēng)和回料腿的對(duì)稱放置；不同高度下的軸向速度隨著高度的增加呈現(xiàn)先增大后減小的趨勢(shì)，顆粒的軸向速度在 1 m處達(dá)到最大；與平行于前墻的固相體積分?jǐn)?shù)分布不同，密相區(qū)內(nèi)回料口間的區(qū)域顆粒速度低，但是靠近回料口的位置速度高，同時(shí)靠近回料口的顆粒速度分布出現(xiàn)兩個(gè)峰值，峰值間的顆粒速度較低。

對(duì)于垂直于前墻的顆粒軸向速度，密相區(qū)內(nèi)靠近前墻的一側(cè)顆粒速度為負(fù)，顆粒向爐膛底部回流，靠近后墻一側(cè)的顆粒速度為正，顆粒向上流動(dòng)，稀相區(qū)則呈壁面附近低而中心區(qū)域高的分布趨勢(shì)，近壁區(qū)存在明顯的顆?；亓鳎浑S著高度的增加，顆粒軸向速度先增大后減小，在1 m處出現(xiàn)最大值，這與平行于前墻的顆粒軸向速度一致。

圖12 平行于前墻正中截面不同高度下的時(shí)均固相速度分布Fig. 12 Time-averaged solid velocity distribution of different heights on the central furnace section paralleling to the front wall

圖13 垂直于前墻方向正中截面不同高度下的時(shí)均固相速度分布Fig. 13 Time-averaged solid velocity distribution of different heights on the central furnace section vertical to the front wall

3.3 壓力分布

圖14為穩(wěn)定運(yùn)行狀態(tài)下爐膛的平均壓力分布情況，可以發(fā)現(xiàn)整個(gè)循環(huán)流化床的壓力分布呈現(xiàn)對(duì)稱狀態(tài)，同時(shí)回料閥的壓力最高，爐膛的壓力其次，旋風(fēng)分離器中壓力最低，并且左右兩個(gè)回料閥底部的壓力要高于中間的回料閥?；亓祥y的高壓降有利于形成穩(wěn)定的料封，克服循環(huán)流化床內(nèi)部的系統(tǒng)壓差。結(jié)合圖 15的循環(huán)流化床鍋爐內(nèi)的壓力平衡分布進(jìn)行分析，其中壓力值為系統(tǒng)內(nèi)爐膛、旋風(fēng)分離器、回料閥、料腿等部件中心線上的時(shí)均壓力值。壓力平衡對(duì)于循環(huán)流化床鍋爐十分重要，一方面維持系統(tǒng)回路內(nèi)的氣體和顆粒循環(huán)，另一方面也確保全回路無氣體泄漏。由圖可見，爐膛內(nèi)壓力在密相區(qū)內(nèi)梯度較大，其后壓降在密相區(qū)和稀相區(qū)交界處發(fā)生轉(zhuǎn)捩并保持穩(wěn)定，這和床料的分布一致，爐膛內(nèi)的壓降為3 028 Pa；從爐膛到旋風(fēng)分離器，壓力僅在交界處的收縮段發(fā)生變化，下降了4 800 Pa；旋風(fēng)分離其中的壓力梯度基本為 0，只在靠近出口的位置發(fā)生了波動(dòng)；在回料閥和旋風(fēng)分離器交界處壓降急劇增大，這是由于回料閥內(nèi)下行顆粒大量聚集和流動(dòng)密封閥輸運(yùn)室的松動(dòng)風(fēng)逆向流動(dòng)所致，濃度明顯增加，引起了壓力的突變，在此之后回料閥內(nèi)壓降基本不變?；亓祥y輸運(yùn)室內(nèi)壓降為39 267 Pa，返料室內(nèi)壓降21 885 Pa；壓降大，有利于顆粒的穩(wěn)定輸運(yùn)。圖 15顯示水平孔口的壓力值大于返料管出口的壓力，因此，可判定流動(dòng)密封閥能起到良好的氣體隔絕作用。之后壓力沿著料腿逐漸減小，直至進(jìn)入爐膛密相區(qū)。壓力平衡圖從另一個(gè)角度體現(xiàn)了循環(huán)流化床鍋爐內(nèi)良好的顆粒循環(huán)情況。

圖14 循環(huán)流化床時(shí)均壓力分布圖Fig. 14 Time-averaged pressure distribution of the CFB

圖15 循環(huán)流化床鍋爐的壓力平衡Fig. 15 Pressure balance of the CFB

4 結(jié) 論

本文對(duì)300 MW循環(huán)流化床鍋爐進(jìn)行CPFD模擬，主要關(guān)注了爐膛內(nèi)的流化情況，獲得了實(shí)驗(yàn)難以測(cè)得的關(guān)鍵參量：固相體積分?jǐn)?shù)分布、顆粒速度分部、壓力分布?？梢缘贸鲆韵陆Y(jié)論：

（1）對(duì)于固相體積分?jǐn)?shù)和顆粒速度分布，發(fā)現(xiàn)在爐膛內(nèi)形成了明顯的密相區(qū)和稀相區(qū)，在密相區(qū)內(nèi)顆粒濃度和速度受到回料腿的影響而在水平方向上發(fā)生波動(dòng)，隨著高度的增加，這種影響逐漸減弱。

（2）對(duì)于壓力分布，爐膛內(nèi)的壓降為3 028 Pa，其趨勢(shì)與固相體積分?jǐn)?shù)分布一致。而回料閥至旋風(fēng)分離器這段內(nèi)的壓降主要集中于回料閥，回料閥輸運(yùn)室內(nèi)壓降為39 267 Pa，返料室內(nèi)壓降21 885 Pa。

（3）通過模擬得到了穩(wěn)定運(yùn)行狀態(tài)下爐膛內(nèi)的固體循環(huán)流量為3 218 kg/s，經(jīng)過旋風(fēng)分離器分離后從每個(gè)回料閥返回的床料流量平均為1 065 kg/s。

（4）分析回料閥的運(yùn)行情況，發(fā)現(xiàn)達(dá)到穩(wěn)定狀態(tài)的回料閥返料室流化程度較高，而輸運(yùn)室流化程度較小，呈現(xiàn)鼓泡床狀態(tài)，氣泡大都貼壁逃逸并在回料閥和旋風(fēng)分離器交界頸部處積聚，直至破開料封。

本文CPFD模擬結(jié)果可為循環(huán)流化床鍋爐運(yùn)行過程中的循環(huán)流量和流動(dòng)密封閥的運(yùn)行參量等操作參數(shù)提供可視化的理論指導(dǎo)，進(jìn)而確保循環(huán)流化床鍋爐的高效和穩(wěn)定運(yùn)行。