660 MW高效超超臨界CFB鍋爐四循環(huán)回路氣固均勻性數(shù)值模擬

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(huán)境工程學院，北京 100083)

0 引 言

循環(huán)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(yè)化最好的潔凈煤燃燒技術之一，在我國能源轉型中發(fā)揮著重要作用。提高蒸汽的初參數(shù)是提高發(fā)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(fā)，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(jīng)有48臺350 MW超臨界CFB鍋爐投入商業(yè)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(yè)聯(lián)合開發(fā)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(shù)增加，而多分離器并聯(lián)系統(tǒng)會出現(xiàn)氣固流動的偏流現(xiàn)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(jīng)驗公式和數(shù)值模擬方法，研究了分離器結構參數(shù)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(wěn)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(lián)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(fā)現(xiàn)，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(lián)多個分離器的系統(tǒng)分離效率更低，且隨著分離器個數(shù)的增加，整體分離效率下降幅度增加，KOFFMAN[13]也發(fā)現(xiàn)了這一現(xiàn)象，這可能與多分離器并聯(lián)系統(tǒng)的多值性特點有關。

偏流現(xiàn)象引起學術界和工業(yè)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(lián)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(huán)回路內氣固流動特性數(shù)值模擬，獲得了系統(tǒng)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(lián)引起的氣固偏流現(xiàn)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(jīng)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(shù)見表1。

表1 鍋爐主要結構參數(shù)

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(shù)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(shù)

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(xù)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]?？刂品匠掏茖缦拢?/p>

連續(xù)性方程表示為

(1)

(2)

式中，α、ρ、v分別為該相的體積分數(shù)、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(jù)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(shù)。

2.2 鍋爐幾何建模和網(wǎng)格劃分

爐膛上部稀相區(qū)及4個分離器采用結構化六面體網(wǎng)格，并在邊界處進行局部加密，爐膛下部密相區(qū)、回料閥及分離器的出口聯(lián)箱均采用四面體網(wǎng)格。分別采用201萬、304萬和410萬網(wǎng)格進行網(wǎng)格無關性驗證，對4個分離器的平均進口流率進行對比，發(fā)現(xiàn)隨著網(wǎng)格數(shù)量增加，平均進口流率呈降低趨勢，如圖4所示，網(wǎng)格數(shù)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(wǎng)格劃分情況如圖5、6所示。

圖4 網(wǎng)格無關性驗證

圖5 鍋爐整體建模結構

圖6 網(wǎng)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?？醋鲾M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(tài)且固相無熱量交換，因此無能量方程。計算為非穩(wěn)態(tài)、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(shù)見表3。

表3 模型基本設置參數(shù)

3 計算結果分析

3.1 系統(tǒng)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(huán)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(wěn)定的循環(huán)過程。系統(tǒng)循環(huán)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(wěn)定時刻該平面上的平均壓降，研究不同循環(huán)回路的壓力分布特性。

圖7 系統(tǒng)循環(huán)回路結構

4個循環(huán)外回路的整體壓力分布如圖8所示。可知循環(huán)回路整體壓力分布呈現(xiàn)斜“8”字分布，4個循環(huán)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(huán)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?？傮w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(huán)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(qū)顆粒濃度大，并隨著爐膛高度增加而迅速減小，爐膛稀相區(qū)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(qū)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?？芍總€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(qū)域的顆粒進入該區(qū)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(fā)生偏轉外，也要在爐膛寬度方向上發(fā)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(qū)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(qū)域及后墻邊緣兩側。雖然爐膛中間區(qū)域較窄，但顆粒質量濃度卻保持最大，而靠近左右墻區(qū)域的顆粒質量濃度相對較小。

圖11 爐膛出口煙窗近壁區(qū)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(huán)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(tǒng)計，由于數(shù)值模擬過程中各部分質量流率在一個穩(wěn)定的數(shù)值附近波動很大，因此取穩(wěn)定后40 s時長的平均值作為該處質量流率的穩(wěn)定值。統(tǒng)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(tài)，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(shù)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(shù)據(jù)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(huán)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(xiàn)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(xiàn)出很大的波動性。達到穩(wěn)定后統(tǒng)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(fā)生，使得分離器運行工況發(fā)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。

圖15 分離器的阻力特性曲線

4 結 論

1)循環(huán)回路整體壓力分布呈現(xiàn)斜“8”字分布的方式，4個循環(huán)回路在爐膛內的壓力分布基本一致，這說明床料在爐膛內的總體分布較為均勻。

2)4個煙窗出口的相對位置對出口處顆粒的分布影響很大，進而影響進入外循環(huán)回路的顆粒質量流率，這也是改善多分離器并聯(lián)氣固偏流的重要方法之一。

3)4個分離器的氣體流量分布較均勻，但固體流量呈現(xiàn)出中間低、兩邊高的分布狀態(tài)；結構對稱的分離器均表現(xiàn)基本一致，但由于爐內氣固流場的波動性，瞬時運行過程中分離器較容易處在偏流運行工況下。

4)在4個分離器M型布置660 MW高效超超臨界CFB鍋爐設計時，仍需考慮分離器出口煙窗的位置布置以及氣固流動均勻性問題，并進一步優(yōu)化CFB鍋爐設計方案。