一种细煤粒循环流化床锅炉的制作方法

本发明属于锅炉领域，涉及一种循环流化床锅炉，尤其涉及一种细煤粒循环燃烧的循环流化床锅炉设备。
背景技术：
：循环流化床锅炉是从鼓泡床锅炉发展而来，已有四十多年历史，它是以流态化气固两相流理论为基础，通过增设分离器，实现了固体颗粒的循环燃烧，强化炉膛上部的传热，取消埋管，在保持鼓泡床锅炉可燃用劣质煤优点的同时，大幅度提高燃烧效率，消除埋管磨损，并实现炉内脱硫脱氮，而得到快速发展。但同目前应用最广泛的煤粉锅炉相比，仍存在燃烧效率低，炉膛内受热面磨损严重，一、二次风机能耗大，以及炉内脱硫脱氮效率偏低等问题。分离器是循环流化床锅炉中的重要装置，它的性能对循环流化床锅炉的性能有重要的影响。最初使用的惯性分离器，由于分离效率低，现已不用，目前循环流化床锅炉都采用高温旋风分离器。旋风分离器是利用气固比重的不同，通过工质旋转运动产生的离心力将固体从气体中分离出来的技术。影响旋风分离器效率的因素是粉尘在旋风分离器中流动所受到的离心力、重力和曳力的相互作用，当离心力和重力大于曳力时，粉尘被分离，反之粉尘被携带出旋风分离器。旋风分离器由筒体、锥体、进气段、排气管和落灰管等组成。旋风分离器的优点是结构简单，体积小，无运动部件，操作维修方便，压力损失中等，动力消耗不大；缺点是除尘效率不高，低负荷时除尘效率更低。旋风分离器的工作过程是当含尘气体由切向进气口进入旋风分离器时，气流产生圆周旋转运动，旋转气流的绝大部分沿器壁自圆筒体呈螺旋形向下朝锥体流动，通常称此为外旋气流。旋转下降的外旋气体到达锥体时，因圆锥形的收缩而向除尘器中心靠拢。根据“旋转矩”不变原理，其切向速度不断提高，尘粒所受离心力也不断加强。当气流到达旋风分离器中部某一位置时，即以同样的旋转方向由下反转向上，继续做螺旋性流动，即内旋气流。含尘气体在旋转过程中产生离心力，将相对密度大于气体的尘粒甩向器壁。尘粒在器壁附近外旋转气流和重力的作用下进入落灰管。最后净化气体和一部分由内旋气流携带的尘粒经排气管排出管外。自进气段流入的另一小部分气体向旋风分离器顶盖流动，然后沿排气管外侧向下流动，当到达排气管下端时即反转向上，随上升的中心气流一同从排气管排出。分布在这一部分的气流中的尘粒也随同被带走。这一部分的气流称之为短路流。被分离落入排尘口附近的粉尘又进入内旋气流并流进排气管称之为粉尘返混。排气管下口附近的“短路流”及排尘口附近的“粉尘返混”是影响旋风分离器分离效率的两个最主要的因素。在旋风分离器中颗粒与气体分离主要取决于离心力，离心力与旋转速度的平方成正比，与旋转半径成反比；颗粒的逃逸取决于曳力，气体的粘性对在其中运动的固体颗粒产生的曳力使其逃逸，曳力的大小取决于气体粘性和气流速度，粉尘逃逸能力的主要影响因素是径向速度和径向移动距离。普通旋风分离器的分离效率随着切向旋转速度的增高而增大，但由于短路流的存在，当切向速度大于25m/s时，短路流的强度也增大，导致分离效率的增值很低，阻力却迅速增加。因此普通旋风分离器最大切向速度都选为25m/s左右，其离心力场随着旋风除尘器筒体直径的增大而减小，分离效率也随之降低。由于循环流化床锅炉烟气量巨大，高温分离器虽采用并联布置，其单个的直径也达到数米的尺寸，这使得其分离效率较低，通过尺寸优化，分离临界切割粒径仅达到d99≈100μm左右，d50≈20μm左右。为了保证循环流化床锅炉达到高倍率物料循环，锅炉给煤粒径一般为0-8mm，炉内烟气上升速度需要达5m/s左右，循环物料粒径在0-700μm之间，这导致循环物料的粗颗粒对炉膛内受热面磨损严重；飞灰粒径粗且含炭量高，燃烧效率低；同时为了保证大渣含碳量低，需维持炉内高料位，在空气侧，一次风率为50％左右，一次风风室压力为11-13kpa；在烟气侧，为了保证分离效率，分离器阻力为1.5-2kpa；这就造成目前循环流化床锅炉的送引风机的能耗远大于煤粉锅炉。分离器分离效率低，一次风率高，也导致了循环流化床锅炉炉内脱硫脱氮效率偏低，低负荷性能差。技术实现要素：本发明的目的在于提供一种细煤粒循环流化床锅炉，采用分流旋风分离器，尤其是采用多级引射分流旋风分离器，由于它们分离效率比目前使用的旋风分离器有大幅度地提高，飞灰含碳量可显著降低，再通过对给煤粒径、石灰石粒径、一二次风参数和结构的重构，使细煤粒循环流化床锅炉在高低负荷下运行都具有燃烧、脱硫和脱氮效率高，炉内风帽和受热面磨损小，一、二次风能耗低的性能。为了达到上述目的，本发明的解决方案是：一种细煤粒循环流化床锅炉，包括炉膛、一次风系统、二次风系统、分离器和尾部烟道，所述循环流化床锅炉的分离器为分流旋风分离器，分流旋风分离器包括筒体、锥体、进气段、分流排气管和落灰管。所述循环流化床锅炉的分流分离器为多级引射分流旋风分离器，多级引射分流旋风分离器包括筒体、锥体、进气段、分流排气管、落灰管和多级引射单元，所述多级引射单元包括管道和喷嘴，所述喷嘴沿着气流流动和气流切向速度衰减的路径呈多级布置，所述管道用于连接喷嘴并提供高压气，所述高压气通过所述喷嘴喷射出的高速射流顺着气流切向流动方向喷出，形成引射风，射流方向与筒体的圆切线的夹角为20°-60°。其中，所述圆是指筒体的横截面上以筒体中心为圆心的若干同心圆。在本发明的描述中，“多级”的含义是两级或两级以上，除非另有明确具体的限定。进一步，本发明所述“多级布置”是指沿着气流流动和气流切向速度衰减的路径多点布置所述喷嘴，且不同级的喷嘴喷出的引射流流量根据需要设定，可以相同或不同，如逐渐变大或逐渐变小等。优选地，所述喷嘴被多级布置于所述筒体和/或锥体上；进一步优选地，所述喷嘴被多级布置于所述筒体和/或锥体上以及所述进气段内。所述分流分离器的进气段为切向或蜗壳进气，进气口的高宽比优选为5-20。所述分流分离器筒体的横截面面积与进气段出口的横截面面积比优选为5-22。所述分流分离器的分流排气管可分流气体，其中可分流气体的管段被称为分流段，所述分流排气管的管体沿着筒体向锥体的方向包括直段和锥段；所述分流排气管直段的直径与所述筒体的直径比优选为0.5-0.7。所述分流排气管的分流流通面积与分流排气管直段的横截面面积比优选为0.6-3.6；进一步，当所述循环流化床锅炉不具有多级引射单元时，所述分流排气管的分流流通面积与分流排气管直段的横截面面积比优选为0.6-2.7；当所述循环流化床锅炉具有多级引射单元时，所述分流排气管的分流流通面积与分流排气管直段的横截面面积比优选为0.9-3.6。在所述管体上布置有若干分流狭缝，所述分流狭缝的方向与气流的切向速度方向呈反向锐角，反向锐角的角度优选为20°-50°，使分流气流流经所述狭缝产生反向转弯，分流狭缝的长宽比优选为2-4。本发明中布置有分流狭缝的分流排气管段即为分流段。优选地，所述分流狭缝分段布置在分流排气管的直段和锥段，特别是靠近锥体的直段和锥段。优选地，所述若干分流狭缝由若干长形薄片沿分流排气管的管体圆周排列组成；在各段分流狭缝的两端设置凸台，所述若干长形薄片通过凸台固定组成分流狭缝，长形薄片可由金属片或陶瓷片制成，可通过在凸台上设置若干斜向槽来固定长形薄片。凸台可以是多级布置，凸台横截面外形可以是圆弧、矩形、梯形或三角形等。在本发明的一种优选实施方式中，所述分流旋风分离器的分流排气管由上管体、多级凸台、连接杆、长形薄片和下口组成，上管体为直形管，多级凸台、连接杆、长形薄片组成由直形转变为锥形的下管体，连接杆用于连接各级凸台。进一步地，上述实施方式中的上管体由冷却管屏制成，凸台由集箱和凸体制成，连接杆由连接管制成，在冷却管屏、连接管和集箱内可以流动冷却介质，冷却介质可以是水、汽水混合物、蒸汽或空气等。所述分离器的锥体一端连接筒体，另一端连接加锥体和落灰管。所述的连接管包括冷却介质总管，冷却介质总管从加锥体侧面进入分离器，弯折之后沿所述分离器的轴向中心线布置。可选地，所述分流排气管的分流段布置在所述进气段下方。可选地，所述分流排气管的分流段部分或全部布置在所述进气段进口高度的范围内。在本发明的一种优选实施方式中，所述多级引射分流旋风分离器的分流排气管的分流段布置在进气段下方，多级引射单元中的喷嘴多级布置在所述分流段前面的进气段和/或筒体，以及分流段以及分流段所对应区域的筒体和/或锥体上。在本发明的另一优选实施方式中，所述多级引射分流旋风分离器的分流排气管的分流段部分或全部布置在其进气段进口高度的范围内，多级引射单元中的喷嘴多级布置在进气段进口处和分流段所对应区域的筒体和/或锥体上。所述细煤粒循环流化床锅炉的给煤颗粒直径为0-3mm，优选的给煤颗粒直径为0-1mm。所述细煤粒循环流化床锅炉的给煤颗粒直径为0-3mm时，一次风率为20％-30％，优选的给煤颗粒直径为0-1mm时，一次风率为15％-25％。所述细煤粒循环流化床锅炉使用的石灰石颗粒直径为0-0.1mm。所述细煤粒循环流化床锅炉的二次风系统呈上下两段布置，上段为多层，每层前后墙交叉对冲布置，下段为一层或多层，各层也前后墙交叉对冲布置，上段二次风系统底部与风帽之间的高度为3-10米由于采用上述方案，本发明的有益效果是：由于在所述的的设备内设置了分流旋风分离器，尤其是采用多级引射分流旋风分离器，分离效率可获得大幅度提高，低负荷时，分离效率不降低，给煤粒径为0-3mm或0-1mm，石灰石粒径为0-0.1mm，二次风分上下两段布置，强化分级燃烧，一次风率大幅度降低，一、二次风压力显著降低，使得细煤粒循环流化床锅炉设备在高低负荷都具有燃烧、脱硫和脱氮效率高，炉内受热面磨损小，一、二次风能耗低，负荷调节比大的性能。以下将结合附图对本发明的构思、具体结构及产生的技术效果作进一步说明，以充分地了解本发明的目的、特征和效果。附图说明图1是本发明实施例中一种细煤粒循环流化床锅炉设备的结构示意图；图2是本发明实施例中多级引射分流旋风分离器的结构示意图；图3是图2所示实施例的a-a视图；图4是图2所示实施例的b-b视图；图5是图2所示实施例的长形薄片和凸台一种连接方式的局部放大c视图；图6是图2所示实施例的喷嘴和筒体连接方式的局部放大d视图；图7是本发明实施例中另一种多级引射分流旋风分离器的结构示意图；图8是图7所示实施例的e-e视图；图9是图7所示实施例的f-f视图。附图中：1、煤粒仓；2、汽包；3、下降管；4、炉膛；5、炉膛烟气流动方向；6、上段二次风；7、细煤粒输送管；8、下段二次风；9、风室；10、分离器烟气进口方向；11、分离器进气段；12、分离器引射单元；13、分离器烟气出口方向；14、分流排气管；15、筒体；16、锥体；17、加锥体；18、落灰管；19、返料器；20、一次风进入方向；21、尾部烟道；22、尾部烟气流动方向；23、排烟出口方向；24、高压风机；25、引射风总管；26、引射风入口方向；27、冷却介质入口方向；28、冷却管屏；29、凸台；30、引射风分管；31、长形薄片；32、引射风出口方向；33、喷嘴；34、连接管b；35、连接段集箱；36、连接管a；37、下口；38、冷却介质总管；39、冷却管；40、鳍片；41、环形挡板；42、螺钉。具体实施方式下面详细描述本发明的实施例，所述实施例的示例在附图中示出，其中自始至终相同或类似的标号表示相同或类似的元件或具有相同或类似功能的元件。下面通过参考附图描述的实施例是示例性的，旨在用于解释本发明，而不能理解为对本发明的限制。在本发明的描述中，需要理解的是，术语“中心”、“纵向”、“横向”、“长度”、“宽度”、“高度”、“厚度”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”“内”、“外”、“顺时针”、“逆时针”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。在本发明中，除非另有明确的规定和限定，术语“相连”、“连接”、“固定”等术语应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以根据具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。如图1所示，煤粒从煤粒仓1经过细煤粒输送管7进入炉膛4，一次风从风室9通过风帽进入炉膛4，二次风在风帽的上方沿炉膛高低两段多层进入炉膛4，烟气自下而上通过炉膛4进入旋风分离器，再通过分流排气管14流出旋风分离器进入尾部烟道，在尾部烟道21内可布置过热器、省煤器和空气预热器等各种受热面，旋风分离器分离下来的灰粒通过落灰管18和返料器19进入炉膛4，参与循环燃烧。目前循环流化床锅炉的给煤粒径为0-8mm，炉内烟气上升速度在5m/s左右，根据流态化气固两相流理论可知，这时烟气可将0-700μm的细颗粒携带出炉膛，煤粒的燃尽时间同煤粒直径成正比，大于700μm颗粒在炉内停留很长时间，可充分燃尽，最终以大渣形式排除炉膛，大渣含碳量一般小于1％，烟气携带进入分离器的细颗粒绝大多数被分离，作为循环物料返回炉膛重新参与燃烧，逃离分离器的细颗粒作为飞灰被烟气带出锅炉，循环物料和飞灰粒径分布同分离临界切割粒径d99相关，现在循环流化床锅炉旋风分离器d99≈100μm左右，循环物料的粒径主要分布为100-600μm，飞灰的粒径分布为0-100μm，由于飞灰中粒径40μm左右的颗粒所需燃尽时间和在炉内实际停留时间相差最大，故其含碳量最高，飞灰整体的含碳量达到5-25％，远高于煤粉炉的飞灰含碳量，提高分离器的分离效率可有效减小飞灰粒径，降低其含碳量，提高锅炉燃烧效率。煤粒进入循环流化床锅炉参与流化和循环燃烧，由于燃烧、爆裂和磨损的原因，其颗粒将逐步变小。给煤直径大，为保证大渣燃尽，床料需要多，一次风率大，一次风压力高，另外风帽磨损大；煤粒尺寸小，要求分离器分离效率高，否则将导致循环倍率低，飞灰含碳量高。提高分离器分离效率可减小给煤直径，降低一次风率和一次风压，减轻风帽磨损，提高锅炉燃烧效率。另外通过一次风率的降低，还可强化分级燃烧，降低nox的排放。目前循环流化床锅炉现采用的旋风分离器直径为1-10米，存在大尺寸短路流和粉尘返混现象，导致分离效率无法进一步提高。如图2和图4所示，分流旋风分离器在分流区域的流场不同于普通旋风分离器，不存在外旋气流和内旋气流，气流在筒体15和分流排气管14之间做强烈的旋转运动，分流气流在流经分流排气管14的狭缝方向与气流的切向速度方向呈反向锐角，做反向转弯运动，锐角越小，分流气流的转弯角度越大，分离效果越好，但会造成狭缝的流通面积减小，阻力增大，因而反向锐角角度优选为20°-50°，狭缝通道的长宽比越大，分流气流转弯的导向作用越好，有利于气固分离，但狭缝通道两侧壁投影叠加部分也越大，易造成通道结灰堵塞，为防止结灰堵塞，因而分流狭缝长宽比优选为2-4，分流狭缝的设置使得分流气流均匀分布，故消除了短路流，粉尘先后被旋转和惯性分离。分流排气管14的分流区域可以布置在排气管沿着筒体向锥体的方向的直段和锥段上，在其下端布置下口37，用来流经未被分流的气流。分流旋风分离器的进气段11为切向或蜗壳进气，进气口宽度的减小可增大分流气流径向移动距离，提高分离效率，但会增大筒体15的高度，因而进气口的高宽比优选为5-20。分流旋风分离器筒体15的横截面面积越大，可处理的气体流量越多或分离效率越高，但造价越贵；分离器进气段11出口横截面面积越小，气流进入分离器流速越高，阻力越大，分离效率越高。分离器筒体15的横截面面积与分离器进气段11出口横截面面积的比值可为5-22。分流旋风分离器分流排气管14的分流流通面积越大，分离器阻力越小，采用引射时，引射对于分离器分离效率的影响越明显，分离效率随着引射量的增加而显著提高，分流排气管14的分流流通面积与分流排气管直段的横截面面积比可为0.6-3.6。在本发明的一种优选实施方式中，所述循环流化床锅炉不具有多级引射单元，其分流流通面积与分流排气管直段的横截面面积比为0.6-2.7；在本发明的另一种优选实施方式中，所述循环流化床锅炉具有多级引射单元，其分流流通面积与分流排气管直段的横截面面积比为0.9-3.6。分流排气管14上方直段的直径和分流流通面积增大，可有效地降低分离器的阻力，但因分流气流径向移动距离的减小，会造成分离效率的下降，因而分流排气管14直段的直径与筒体15的直径比优选为0.5-0.7。在分流旋风分离器下口37的下方其流场同普通旋风分离器基本一致，由于在分流区域已处理了大多数气流，下口37的直径和流量都大大减小，故其携带粉尘的能力也降低。分流旋风分离器在气流分流的路径上，其旋转速度随着分流气量的增加而迅速衰减，这将导致在分流区域末段的气流旋转速度过小，分离效率也随之急剧下降。分流旋风分离器可通过提高初始的气流旋转速度来保持分流末端的旋转速度不太低，减小下口37直径，使其整体具有很高的分离效率，但这将必然导致其阻力高，分流前段的气流旋转能耗大部分遭到浪费。另外随着负荷的降低，气流旋转速度的下降，其分离效率也将随之大幅度降低。分流旋风分离器的切向进口流速可为30-100m/s，分离器直径越大，切向进口流速应越高，以维持较高的分离效率。如图1和2所示，多级引射分流旋风分离器是在上述分流旋风分离器中增设了多级引射单元12。多级引射单元12由引射风总管25、引射风分管30和喷嘴33组成，高压风机24将引射风送入引射风总管25，再进入引射风分管30和喷嘴33，引射风分管30和喷嘴33沿着气流流动和气流切向速度衰减的路径多级布置，高压气通过喷嘴33喷射出的高速射流顺着气流切向流动方向喷出，多级引射风分管30可按照分流流量等比比率分配的原则来布置，这可减少引射能耗。射流方向与圆切线的夹角太小会直接冲刷到筒体15，太大会射入分流排气管14，为了提高引射气流的利用率，引射更多靠近分流排气管14的低速气流参与高速旋转，如图3所示，其夹角α为20°-60°；因旋转气流是由上向下，射流的垂直方向分速度应同旋转气流的轴向速度基本一致，其水平夹角略微向下，如图6所示其夹角β为0°-30°。布置在分流区域上方的喷嘴33所喷射的气流，在低负荷时开启，以确保低负荷时气流的初始切向速度始终高于设定值，这可保持旋风分离器在全负荷范围内都具有很高的分离效率。在气流切向速度衰减的路径上布置多级引射风风管30和喷嘴33，喷嘴33喷射的高速射流，可大幅度减小分流区域切向旋转速度的衰减，通过计算可知，在引射能耗较低的条件下，便可使引射分流区域各处旋转气流得切向速度不低于设定数值，即可保证分流区域的分离性能在较低的初始切向速度的条件下，达到很高的分离效率。经过分流后少部分旋转气流，通过下口37进入分流排气管14，其分离的机理同旋风分离器一致，由于径向速度的降低和下口直径的减小，此处的旋风分离效率比不分流的旋风分离器可大幅度提高。所以多级引射分流旋风分离器可在阻力适中引射能耗较低的条件下，整体可获得很高的分离效率。多级引射分流旋风分离器的切向进口流速可为25-70m/s，引射风喷射流速可为80-300m/s，它们的流速越高，多级引射分流旋风分离器的分离效率也越高。如图2所示，烟气通过分离器进气段11切向进入旋风分离器筒体15，气流在筒体15和分流排气管14之间做向下的旋转运动，靠近分流排气管14的分流气流再经狭缝反向转弯流入排气管，粉尘被旋转和转弯的离心力分离，气流在向下的运动中经过多级凸台29，靠近分流排气管14的低速旋转气流被凸台29输送到高速旋转的主气流中，这使得每级分流烟气的分离效率得以提高。凸台29可以是多级布置，凸台29横截面外形可以是圆弧、矩形、梯形或三角形等。在各凸台29之间布置连接杆和长形薄片31，形成多级分流结构。分流排气管14的分流区域可以布置在排气管的直段和锥段上，在其下端布置下口37，用来流经未被分流的的气流。图3为图2所示实施例的a-a视图，图4为图2所示实施例的b-b视图，图5为图2所示实施例的局部放大c视图，图6为图2所示实施例的局部放大d视图。分流旋风分离器设备可用于处理高温烟气。在处理800℃以上的高温烟气时，其进气段11、筒体15、锥体16和落灰管18可以采用钢壳加保温材料加耐火材料结构形式，也可以采用保温材料加冷却管屏加耐火浇注料的结构形式。目前循环流化床锅炉旋风分离器中的排气管都是采用金属材料制成，在处理高温烟气时，存在价格贵和寿命短的缺点。为了提高分流排气管14在高温环境下的刚度和寿命，并降低造价，本实施例图2展示了采用介质冷却的分流排气管14结构。冷却介质从冷却介质总管38经过连接管a36进入连接段集箱35，再通过连接管b34进入下一个连接段集箱35，依次连接到最后一个连接段集箱35，最后一个连接段集箱35同冷却管屏28相连接，冷却管屏28由冷却管39和鳍片40焊接制成，在各连接段集箱35之间布置有连接管b34和长形薄片31，集箱35与凸体焊接制成凸台29，凸体29上有众多斜向槽，长形薄片31插入槽中，用环形挡板41和螺钉42将其固定，长形薄片31如图4所示与旋转气流方向呈反向锐角布置，相邻两片长形薄片31之间形成的与旋转气流方向呈反向锐角方向的狭缝用来分流旋转气流，长形薄片31可由耐高温的金属或陶瓷制成。由于连接管、集箱和管屏都有冷却介质流动冷却，在高温烟气中使用碳钢也能保证很好的刚度和寿命，长形薄31受力很小，其材质耐高温，所以采用介质冷却的分流排气管具有耐高温、造价低和寿命长的优点。冷却介质可以是水、蒸汽或汽水混合物。分流旋风分离器的进气段可以是切向进气或蜗壳进气通道，蜗壳进气可以使筒体内的切向旋转速度更加均匀，有利于提高分流效率。分流旋风分离器的锥体下部连接加锥体和落灰管，加锥体可以减小锥体下部的反流强度，减少反混，提高分离效率。分流旋风分离器的锥体16下部连接加锥体17和落灰管18，冷却介质总管38从加锥体17侧面进入分离器转弯沿轴向中心线通过连接管和连接段集箱35与冷却管39相连，布置在分离器轴向中心线上的冷却介质总管38可以有效维持旋转气流的中心对称，防止残旋气流的摆尾。图2所示的实施例是将分流排气管14的分流区域布置在切向进气段11的下方，这使得进气段11下方的旋转气流在圆周方向的切向速度比较均匀，分离效率较高。采用多级引射时，射流喷嘴布置简便。但其会造成筒体较长，制造成本加大。分流旋风分离器的高度大，分离效率高，但造价大，此结构形式的分流旋风分离器高度与筒体直径之比可为3.5-5。图7所示的实施例是将分流排气管14的分流段部分或全部布置在其进气段11进口高度的范围内，这可减小筒体15和分流排气管14长度降低造价。采用多级引射时，多级引射单元中的喷嘴33分级布置在进气段11进口和分流排气管14分流区域的筒体15和椎体16上，通过多级引射也可使各断面旋转气流在圆周方向的切向速度均匀分布。此结构形式的分流旋风分离器高度与筒体直径之比可为3-4.5。图8为图7所示实施例的e-e视图，图9为图7所示实施例的f-f视图。循环流化床锅炉分离器直径达1-10米，采用分流旋风分离器可通过提高烟气进口流速，其分离临界切割粒径可容易达到d99≈50μm左右，d50≈10μm左右的数值；采用多级引射分流旋风分离器达到上述分离效率，其进口流速可大幅度降低，即阻力可大幅度下降，同时还能保证低负荷时分离效率不降低。由于本发明采用分流旋风分离器，尤其是采用多级引射分流旋风分离器，分离临界切割粒径比旋风分离器可降低一半以上，循环流化床锅炉的燃烧效率可得到大幅度提高。在这基础上，将给煤粒径从目前0-8mm降低到0-3mm，在保证大渣含碳量不提高的条件下，即可成倍降低床料厚度，一次风阻力也可成倍降低，由于炉膛底部燃烧份额的降低，一次风率可从50％降低到20％-30％，即一次风机的能耗可大幅度降低。二次风压决定二次风喷嘴的流速，流速越高，穿透力和搅拌能力越强，可将高浓度气固混合物搅拌均匀，给煤粒径的降低，可减少物料内循环量，降低了炉膛循环物料浓度，如此所需的二次风风速即风压也可降低。炉内各处的磨损率，与颗粒速度的3次方，颗粒直径的平方，浓度的一次方成正比。由于床料变细，流化风速降低，风帽的磨损可大幅度减轻。二次风沿炉膛高度分上下两段布置，上段二次风6为多层布置，每层前后墙交叉对冲布置；下段二次风8是一层或多层布置，每层也前后墙交叉对冲布置，以保证配风均匀，使得炉膛内烟气温度均匀。上段二次风6底部和下段二次风8顶部之间留有一定的空间，在上段二次风6以下的空间内由于烟气流速较低，物料可形成强烈的内循环，炉内的粗颗粒会留在炉膛底部，上段二次风6底部以下炉膛四周的水冷壁用耐磨浇注料保护，炉膛上段二次风6以上的空间虽然烟气流速较高，但循环物料较细，物料内循环的量较小，靠近炉膛水冷壁的下降流流速较低，炉内四周水冷壁和受热面的磨损可大幅度减轻。为了将粗颗粒留在炉底，尽量降低炉膛上部的粉尘浓度，上段二次风6风率为50％左右，下段二次风8风率为25％左右，一次风风率为25％左右，上段二次风6底部与风帽之间的高度为3-10米。这时炉膛下部的烟气上升速度为2.5m/s左右，烟气携带出炉膛细颗粒粒径降低到0-400μm左右，如分流旋风分离器d99≈50μm左右，循环物料的粒径主要分布为50-350μm，飞灰的粒径分布为0-50μm。虽然炉膛进入分离器的颗粒较细，炉膛上部物料内循环的量较小，颗粒浓度较低，由于细颗粒燃尽时间短，飞灰燃尽所需要的炉内停留时间完全可以得到保证，故飞灰的粒径细且含碳量低，锅炉燃烧效率高，布置在锅炉尾部烟道21内的受热面磨损轻。炉膛底部四周的水冷壁用耐磨浇注料保护，它即防磨又保温。耐磨浇注料与风帽之间的高度为3-12米，由于此区域的传热量很小，在低负荷时，此处的烟温可方便地控制在900℃左右。由于多级引射分流旋风分离器在全负荷范围内分离效率都很高，在锅炉额定负荷时，炉膛内烟气的上升流速可为2-6m/s，锅炉容量小时选低值，锅炉容量大时选高值，在锅炉30％负荷时，由于炉膛上部传热量大，烟气温度低，但细煤粒在炉膛下部高温烟气区域一次通过的停留时间仍可达4秒以上，完全可以满足飞灰的燃尽需要。循环流化床锅炉炉内脱硫效率与ca/s比、烟气温度和石灰石粒径等因素有关。目前循环流化床锅炉脱硫石灰石粒径一般为0-1mm，由于本发明采用的分流旋风分离器分离效率很高，故可将其石灰石粒径调整为0-0.1mm，石灰石的比表面积成倍提高，其炉内脱硫效率可大幅度提高。循环流化床锅炉炉内脱氮效率与烟气温度、一二次风比和炉内过量空气系数等因素有关，一二次风比越小，分级燃烧脱氮的效率越高，炉内过量空气系数越小，nox的生成量越低。本发明一次风率可为25％左右，二次风分两层布置，下层二次风率为25％左右，上层二次风率为50％左右，分流旋风分离器内烟气温度为880℃左右，在上层二次风以下的炉膛内是气化燃烧，基本没有nox的生成，上层二次风是多级喷入炉膛，强化了分级燃烧，高速引射风不但可提高分离效率，而且还起着燃尽风的作用，炉内过量空气系数可控制在很低的数值，所以本发明的nox排放浓度可比目前的循环流化床锅炉有大幅度地降低。通过提高分流旋风分离器进口烟气流速，以及引射风风量和风速，进一步提高其分离效率，更优的是将给煤粒径降低到0-1mm，这时一次风风率可降到15％-25％，一二风压也可进一步降低，一二次风机能耗也随之进一步降低，分级燃烧的更加显著，nox排放浓度更低，炉内循环倍率和循环物料粒径进一步减小，炉内各处磨损更轻，低负荷性能得到进一步提升。采用多级引射分流旋风分离器，在锅炉低负荷时，由于可通过引射提高分离器入口和分流段的切向速度，分离器分离效率可保证不降低，所以锅炉燃烧效率和脱硫效率也可不下降；分级燃烧仍可得到强化，炉内脱氮效率依然很高。在分离器烟气阻力增加不多的条件下，现有技术中的旋风分离器与本发明的分流旋风分离器、多级引射分流旋风分离器的分离效率对比结果如表1所示：表1锅炉蒸发量：t/h2751000分离器直径：m0.93.29.6旋风分离器d99：μm5085130分流旋风分离器d99：μm305080多级引射分流旋风分离器d99：μm223555现有技术中的循环流化床锅炉(cfb)与本发明的引射分流细煤粒循环流化床锅炉(bcfb)的计算性能对比结果如表2所示：表2上述的给煤粒径和一次风风率是对烟煤而言，由于不同煤种燃烧特性差异很大，对不同的煤种，上述参数应做适当调整。无烟煤的给煤粒径相应减小，一次风率相应增大；褐煤的给煤粒径相应增大，一次风率相应减小。分流旋风分离器在分离粘结强的粉尘时，可采用声波吹灰器、激波吹灰器、脉冲吹灰器或蒸汽吹灰器对分流狭缝进行清理。综上可知，本发明的细煤粒循环流化床锅炉由于采用了分流旋风分离器，尤其是采用了多级引射分流旋风分离器，其分离效率可以大幅度地提高，飞灰含碳量能显著降低，再通过对给煤粒径、石灰石粒径、一二次风参数和结构的重构，本发明的细煤粒循环流化床锅炉，在高低负荷下运行都具有燃烧、脱硫和脱氮效率高，炉内风帽和受热面磨损小，一二次风机能耗低的性能。上述的对实施例的描述是为便于该
技术领域：
的普通技术人员能理解和应用本发明。熟悉本领域技术的人员显然可以容易地对这些实施例做出各种修改，并把在此说明的一般原理应用到其他实施例中而不必经过创造性的劳动。因此，本发明不限于这里的实施例，本领域技术人员根据本发明的揭示，不脱离本发明范畴所做出的改进和修改都应该在本发明的保护范围之内。当前第1页12