1.7　低热值煤循环流化床发电技术

1.7.1　循环流化床发电技术

20世纪70年代，Lurgi申请了循环流化床的专利权。第一台较大容量的循环流化床锅炉于1985年在德国杜易斯促进第一热电厂投运，其容量为95.8MW（270t·h-1）。经过一年多的调整、完善改造和试运行，显示了该技术的良好特性，既符合环境保护要求又具有很高的经济性，被称为“清洁燃烧”的高新技术。从此，循环流化床燃烧技术开始迅速发展。目前，我国已经能够生产各种参数和容量的循环流化床锅炉。

1.7.1.1　典型技术简介

主循环回路是循环流化床锅炉的关键，其主要作用是将大量的高温固体物料从气流中分离出来，送回燃烧室，以维持燃烧室的稳定的流态化状态，保证燃料和脱硫剂多次循环、反复燃烧和反应，以提高燃烧效率和脱硫效率。主循环回路不仅直接影响整个循环流化床锅炉的总体设计、系统布置，而且与其运行性能有直接关系。分离器是主循环回路的主要部件，因而人们通常把分离器的形式、工作状态作为循环流化床锅炉的标志。

旋风分离器在化工、冶金等领域具有悠久的使用历史，是成熟的气固分离装置，因此在循环流化床燃烧技术领域应用最多。德国Lurgi公司较早地开发出了采用保温、耐火及防磨材料砌装成筒身的高温绝热式旋风分离器的循环流化床锅炉。分离器入口烟温在850℃左右。Alstom、Lurgi、Ahlstrom、AEE、EVT等设计制造的循环流化床锅炉均采用了此种形式。我国的绝大部分技术也是这种分离器。旋风筒具有相当好的分离性能，使用这种分离器的循环流化床锅炉具有较高的性能。这种分离器也存在一些问题，主要是旋风筒体积庞大，因而钢耗较高，锅炉造价高，占地较大；旋风筒内衬厚、耐火材料及砌筑要求高、用量大、费用高，见图1-33；启动时间长、运行中易出现故障；密封和膨胀系统复杂；尤其是在燃用挥发分较低或活性较差的强后燃性煤种时，旋风筒内的燃烧会导致分离下的物料温度上升，进而引起旋风筒内、回料腿或回料阀内的超温结焦。但是随着耐火材料的不断进步、结构设计趋于合理、运行技术逐渐提高，这些问题逐渐得到解决。

为保持绝热旋风筒循环流化床锅炉的优点，同时有效地克服该炉型的缺陷，Foster Wheeler（FW）提出了堪称典范的水（汽）冷旋风分离器，其结构见图1-34。该分离器外壳由水冷或汽冷膜式壁制造，取消了绝热旋风筒的高温绝热层，代之以受热面制成的曲面，受热面为膜式壁结构，内侧布满销钉，表面涂一层较薄厚度的高温耐磨浇注料。壳外侧覆以一定厚度的保温层，内侧只敷设一薄层防磨材料，见图1-35。水（汽）冷旋风筒可吸收一部分热量，分离器内物料温度不会上升，甚至略有下降，较好地解决了旋风筒内侧防磨问题。该公司投运的循环流化床锅炉从未发生回料系统结焦的问题，也未发生旋风筒内磨损问题，充分显示了其优越性。这样，高温绝热型旋风分离循环流化床的优点得以继续发挥，缺点则基本被克服。但是水（汽）冷旋风分离器的缺点是制造工艺复杂，生产成本过高。

为克服汽冷旋风筒制造成本高的问题，Ahlstrom创造性地提出了紧凑型分离器的设计构想，即方形分离器。分离器的分离机理与圆形旋风筒本质上无差别，壳体仍采用水冷管壁式，但因筒体为平面结构而别具一格。它与常规循环流化床锅炉的最大区别是采用了方形的气固分离装置，分离器的壁面作为炉膛壁面水循环系统的一部分。同时方形分离器可紧贴炉膛布置从而使整个循环流化床锅炉的体积大为减少，布置显得十分紧凑。此外，为防止磨损，方形分离器水冷表面敷设了一层薄的耐火层。

从国内许多已投入运行的循环流化床锅炉来看，一些锅炉存在有床内的燃烧工况组织不好、床温偏高以及旋风分离器内CO和残炭后燃造成数十摄氏度甚至上百摄氏度温升的现象。如果采用冷却式旋风筒，分离器内的温度可以得到控制，从而消除了结焦的危险。冷却式分离器与绝热式分离器的制造成本基本相当，考虑到前者所节省的大量的保温和耐火材料，则相应最终成本就会有所下降。此外它还减少了散热损失，提高了锅炉效率。再则由于保温厚度的减少，可以提高启停速度［28］，启停过程中床料的温升速率不再取决于耐火材料，而主要取决于水动力的安全性，使得启停时间大大缩短。

Lurgi公司是一个冶金化学工业公司，有多年的流化床技术的经验。Lurgi技术的主要特点为采用了外置式换热器，一部分蒸发受热面或过热受热面、再热受热面布置在外置换热器中，使得锅炉受热面的布置有了更多的灵活性。这对锅炉的大型化有很大的意义，它可以设计成双室布置，分别布置过热器和再热器，可以通过两个室的灰量控制来调节过热器壁温和再热器壁温，热交换后的“冷”物料送回炉膛可控制炉温，同时有利于提高循环流化床锅炉的燃料适应性。把热炉膛作为燃料燃烧的场所，仅在上部布置少量的受热面，炉膛温度通过改变炉物料中“冷”、“热”两种物料的比例，使炉温维持在850℃±（10～20）℃，这对脱硫非常有利。循环物料的返回量由高温旋风分离器下方的高温机械分配阀控制，以调节床温和EHE的传热。Alstom发扬光大了Lurgi技术。我国曾经引进Alstom的150MW和300MW循环流化床锅炉技术，效果比较令人满意。但是其运行相对复杂，厂用电比较高，我国针对这些问题开发了简约型循环流化床锅炉技术，涵盖了各种的容量等级。其流程更加接近于下面介绍的Pyrofllow技术。

Ahlstrom和Lurgi一样，是世界上发展循环流化床锅炉最早的公司之一。它开发了Pyrofllow型循环流化床燃烧技术，其技术特点为锅炉结构系统较简单；采用两级供风，炉底送入一次风，密相层上方送入二次风，一次风率为40％～70％，通过调节炉内的一、二次风的比例进行床温控制；燃烧室内设置Ω管或翼形墙过热器；采用高温旋风分离器，壳体为不冷却的钢结构，内有一层耐火材料和一层隔热材料，最里面一层为耐高温耐磨材料，外层隔热材料与护板用拉钩装置相连，以防脱落，分离下来的循环物料用U形料阀直接送回燃烧室，循环物料的平均粒径为150～200μm；从挥发分基本为零的石油焦到灰分超过65％的油页岩，以及无烟煤屑、废木材、泥煤、褐煤、石煤、工业废料等均可燃用；负荷调节方法是根据改变炉膛下部密相床内固体物料的储藏量和参与循环物料量的比例，也就是改变炉膛内各区域的固气比，从而改变各区域传热系数的方法，来调节锅炉负荷的变化，其负荷调节比为3:1或4:1，调节速率在升负荷时为4％·min-1，降负荷时为6％·min-1。我国开发的循环流化床锅炉技术，基本上与Pyrofllow技术类似，但是关键参数根据中国的燃料情况进行了优化调整。

FW公司在20世纪70年代研制开发鼓泡流化床燃烧技术，80年代发展循环流化床技术。FW公司循环流化床燃烧技术有如下特点：炉膛上下截面基本一致，床内平均颗粒粒径为300～400μm，炉膛出口烟气夹带扬析到炉膛上部的粒径为150～250μm，炉膛出口烟气携带固体粒子浓度为4～7kg（固体）·kg-1（烟气）；下部为密相区，分级送风，二次风从过渡区送入，SO2、NOx和CO排放较低；布风板采用水冷壁延伸做成的水冷布风板，定向大口径单孔风帽。采用床下热烟气发生器点火，启动速度比绝热旋风筒的循环流化床锅炉快得多，从10h缩短到4h即可；采用高温冷却式圆形旋风分离器，由膜式壁组成的旋风筒用蒸汽冷却（过热器）。在制造厂组装成若干片，连耐磨层也一起在工厂敷设好，这样工地安装工作就大大简化。汽冷旋风筒的使用使投资成本提高，但使用可靠性高，运行维修费用低；再对带再热器超高压大容量锅炉回灰系统上设置Intrex，在形式上类似于清华大学发明的副床结构，其中布置有再热器受热面，将高温分离下来的飞灰在该低速流化床中进一步冷却，然后回送到炉膛下部，调节床温。这样不仅能采用控制回灰温度和回灰量的手段来调节负荷，而且结构紧凑，Intrex与炉膛下部紧紧相连的，在结构上比外置式换热器更利于紧凑布置，操作方便简单。

中温分离的Circofluid最早由Deutsche Babcock开发，其技术特点为，锅炉呈半塔式布置，炉底部为大颗粒密相区，类似于鼓泡流化床，但不放置埋管，仅四周布置带有半绝热的水冷壁，燃料热量的69％在床内释放，上部为由悬浮段和过热器、再热器和省煤器构成的炉膛内部对流受热面。流化速度为3.5～4m·s-1；采用工作温度为400℃左右中温旋风分离器，从而改善了分离器的工作条件，旋风筒的尺寸减小可不必再用厚的耐火材料内衬，分离下来的“冷”物料可用来调节炉内床料温度，循环流率低，炉出口烟气中物料携带率为1.5～2.0kg·m-3，从而缓解了位于燃烧室内受热面的磨损；循环物料除采用旋风分离器所分离下来的循环灰外，还采用了尾部过滤下来的细灰，以提高燃烧效率；采用冷烟气再循环系统，以保证在低负荷时也能达到充分的流化，并使旋风分离效率不致因入口烟速减少而降低，以避免循环灰量的不足。Circofluid的中温分离技术在一定程度上缓解了高温旋风筒存在的问题，炉膛上部布置较多数量的受热面，降低了旋风筒入口烟气温度和体积，旋风筒的体积和重量有所减小，但炉膛上部布置有大量受热面，需要采用塔式布置，钢耗量大，检修有难度。

基于对循环流化床灰平衡的深刻理解，Ahlstrom提出了水冷方形旋风筒专利。用膜式壁构成的方形或多角形旋风筒极大地降低了水冷（汽冷）圆形旋风筒的造价，且由于分离器的矩形截面，使整个锅炉结构更加紧凑。FW并购Ahlstrom后将方形分离循环流化床锅炉作为重点发展方向。目前世界上最大的超临界循环流化床锅炉也是采用这一技术。

除了上述之外，还有其他一些类型的循环流化床锅炉技术，但是应用较少。这些技术尽管具体部件上或者关键参数选择上存在差异，但是其原理是一致的，差异基本在于流态的选择上。清华大学提出的流态选择的原则，见图1-36，统一了各种技术的原理，并优化了选择结果，从而推动了循环流化床燃烧技术的发展［29］，也为燃料变化后循环流化床锅炉的设计提供了理论依据。

1.7.1.2　我国CFB发电技术

我国已经能够设计和生产各种参数容量的循环流化床锅炉，其中哈锅、上锅、东锅主要设计和制造135MW以上容量的循环流化床锅炉，华西能源、济锅、无锡华光、川锅、太锅等则主要设计和制造200MW以下容量的循环流化床锅炉。

因为国内市场的广泛需求，我国几乎具备了所有形式的循环流化床锅炉。目前我国的循环流化床燃烧技术已经处于国际领先水平，数量最多、总容量最大、品种最全，涵盖的燃料种类也最多，但这其中主要是低热值煤。冀中能源邯矿集团云宁电厂（50MW）、兖矿集团有限公司南屯电力分公司（50MW）、河南焦煤冯营电力公司（50MW）、江苏徐矿综合利用发电有限公司（55MW）、辽宁南票劣质煤热电有限公司（100MW）、河南蓝光环保发电有限公司叶县分公司（135MW）、兖矿电铝分公司济三电厂（135MW）、平顶山集团瑞平电厂（150MW）、山西潞安余吾发电有限公司（150MW）、阳泉煤业（集团）有限责任公司煤矸石综合利用电厂（135MW）、攀枝花发电公司（150MW）、阜新金山煤矸石热电有限公司（150MW）、乌海君正热电有限公司（200MW）、山西平朔煤矸石综合利用有限公司（300MW）、临涣中利发电有限公司（300MW）、江苏徐矿综合利用发电有限公司（330MW）等（括号内数据为单机容量），均为矸石循环流化床发电的成功案例。这些项目使得煤矸石发电成为煤炭绿色开采和洗选加工的重要一环，取得了良好的经济效益、社会效益和环境效益。

兖矿燃用煤泥和煤矸石50MW循环流化床锅炉，是国内首台燃用煤泥的大型循环流化床锅炉。锅炉的设计燃料为70％煤泥和30％煤矸石的混合燃料，煤矸石从回料阀给入，同时采用4个对称布置的泥浆泵输送煤泥到4个煤泥枪，煤泥喷枪布置在距布风板上约1m处，水平布置，其中前墙2个，两侧墙各1个，用压缩空气雾化煤泥喷入炉内，参与燃烧。锅炉自2003年投运以来，运行正常，具有较强的带负荷能力，各项参数均达到设计值。

蓝光电厂一期工程燃料为平顶山田庄洗煤厂的洗矸和平煤八矿的中煤的混合煤，设计煤质为中煤:矸石=2:3，校核煤质为中煤:矸石=1:1。前墙和左右侧墙共布置四个排渣口，与四台冷渣器相匹配。建成投产后，从2006年6月份开始大量掺烧煤矸石，下半年共计掺烧0.143Mt，煤矸石平均热值为6.082MJ·kg-1，折算标煤约为0.03Mt，掺矸石后入炉煤的热值12.122MJ·kg-1，发电量2.8647×1010kW·h。2007年两台机组计划掺烧煤矸石0.45Mt，折合标煤为0.0935Mt，折合热值17.974MJ·kg-1的原煤约为0.15Mt，厂煤矸石单价70元·t-1、到厂标煤单价480元·t-1，体现了燃料成本的优势。

兖矿电铝分公司济三电厂建设有两台燃用煤泥和煤矸石的135MW循环流化床锅炉。锅炉设计燃料为煤泥、煤矸石和洗中煤的混煤，其混煤比例为：煤泥25％、洗矸10％、洗中煤65％。锅炉自2005年投运以来，运行正常，与同容量等级的循环流化床锅炉相比，可用率较高，各项参数均达到设计值。

淮北临涣电厂建设了两台300MW燃用煤泥和煤矸石的循环流化床锅炉。锅炉设计燃料为煤泥、煤矸石和洗中煤的混煤，其混合比例为：煤泥15％、洗矸45％、洗中煤40％，于2008年投入商业运行，比较成功。

目前完全燃烧煤矸石在经济性上还有问题，因此可以将矸石掺烧少量的低热值原煤，使运行燃料的热值提高到6MJ·kg-1以上，以提高发电量。典型的是中煤能源黑龙江煤化工有限公司的220t·h-1高温高压矸石CFB锅炉。该锅炉是国内首台燃用超低热值煤矸石CFB锅炉，于2013年6月正式投运，6月14～17日通过72h满负荷试运行。设计煤种为74％的洗煤矸石掺烧26％依兰煤，掺混后燃料的灰分含量为65.55％，热值5.6为MJ·kg-1，给煤颗粒粒度0～8mm。锅炉燃料消耗量超过120t·h-1，实际燃煤热值在4.8～5.6MJ·kg-1，最低时低于3.4MJ·kg-1。运行良好，底渣含碳量和飞灰含碳量均小于2％，锅炉效率可达83％。

目前，几乎所有的煤矸石循环流化床燃烧发电项目都是成功的。但是，低热值煤毕竟是劣质燃料，高灰分也对机组的可靠性、经济性带来了一些不利的影响。

1.7.2　热值对循环流化床燃烧发电性能的影响

CFB锅炉是商业化程度最好的洁净煤发电技术之一，在低热值煤利用中的作用是无可比拟的。以2×300MW电厂为例，按年利用小时数5500h、发电标煤耗350g·kW-1·h-1、分别燃用低位热值为14.63MJ·kg-1和23MJ·kg-1的燃料，低热值煤消耗量和排放的SO2约是高热值燃料消耗量的1.57倍；在除尘效率一定的情况下，燃用低热值煤产生的粉尘量是燃用高热值煤的4.71倍。如低热值煤矸石不进行综合利用，堆放在环境中自燃形成的无组织排放烟尘将是发电利用除尘后的99倍，SO2是85倍。因此，在煤炭集中生产区和大型煤炭基地，国家提倡同步建设CFB锅炉坑口电站以消化副产的低热值燃料。

矸石的热值比较低，随着洗选技术的进步，还有进一步下降的趋势。原则上来说，灰分含量的提高对矸石的热值影响呈线性规律，与原煤的含灰量有关：

矸石的物理形态更接近于岩石，破碎性能很差。为了保证其燃烧充分，需要将其破碎成符合要求的粒径范围。由燃烧过程可知，含灰固体燃料在燃烧过程中，由于形态不同，灰分对燃烧的影响也不同。一般地，含灰燃料的灰分可以分为三种：第一种有机性灰，是成煤原始植物本身所含的矿物性杂质，它与燃料的有机部分有关，在燃料的可燃质中分布得很均匀，这种灰分只占总灰量的极小部分；第二种灰是煤在碳化期间，由于环境的自然变迁而混到成煤物质中的矿物杂质，如宇宙灰尘、火山灰等，数量变化范围很大，表现为可燃质的残渣或可燃质内部间隔开的夹层，其分布也比较均匀；第三种灰是在开采时混杂进来的矿物杂质，包括煤层边界处的可燃质含量较低的固体物，主要就是矸石，其特点是可燃质在灰分中比较均匀地分布。

燃烧过程中，如果燃料颗粒没有受到撞击扰动，燃烧形成的灰分在未燃部分的表面成为一层灰壳，燃烧需要的氧气需要通过这层灰壳扩散到未燃表面，燃烧反应才能进行，见图1-37［6］。因此含灰颗粒的燃烧总阻力等于氧气从主流区向燃料外表面的扩散阻力、气体通过灰壳的扩散阻力和炭层-灰层交界的燃烧面上的化学反应阻力之和，灰壳中的氧气扩散效果直接影响到燃烧反应速率vp：

式中　αd——氧气在颗粒环境气体中的扩散系数；

ξ——灰壳的厚度；

Da——氧气在灰层中的扩散系数；

k——燃料本征反应速率常数，与其反应活性和温度有关；

C∞——周围介质中氧的浓度。

进而则可得到颗粒的燃尽时间τ0为：

式中　ρC——颗粒未燃部分碳的密度，kg·m-3；

r0——颗粒原始半径；

β——燃烧反应化学计量比。

若温度很高，低灰燃料颗粒燃烧过程中灰可能熔化，处于液态的灰由于表面张力，而从焦炭粒表面上形成灰滴，见图1-38，在重力作用下可以坠落，从而不断暴露出焦炭的反应表面，不能形成灰壳［6］。对于含灰分中等水平的燃料，高温熔融后可能形成灰液体膜，则会完全终止燃烧反应，这在燃烧低灰熔点燃料的层燃炉中常见［30］。而对于一些可燃质本身弥散的灰比较多的高灰燃料，形成的灰分是疏松的，存在着潜在的渗透碎裂的可能性，在流化床条件下颗粒之间的碰撞加速了这一灰层脱落的过程，因此灰层的扩散阻力并不明显。但是对于煤矸石这样的高灰燃料，形成的灰层是致密的，燃烧形成的灰壳是无法通过颗粒碰撞脱落的，只能通过相互之间的磨耗减薄，但是矸石的岩石类性质决定了其磨耗速率是非常低的，流化磨损速率远低于灰层形成速率。由式（1-33）可以看出，当灰壳达到一定厚度ξ后，灰壳的扩散阻力可以远大于外部扩散阻力和化学反应阻力，此时的燃烧属于灰壳的扩散控制，而且扩散速率非常低，燃尽非常困难。这就要求矸石的破碎粒度非常小，以弥补燃烧反应速率的不足。这是燃烧矸石循环流化床锅炉底渣含碳量较高的原因。

矸石和洗中煤的水分含量相对比较稳定，洗矸的水分变化范围不大，煤泥的水分含量变化大一些。水分增加后，燃料的低位热值变化显著：

煤泥的形态是膏状物质，若其水分含量合适，可以很方便地采用泵输送。在炉膛上部适当的位置进入炉膛，在下落过程中逐渐干燥、粉碎、燃烧。为比较不同燃料的水分、灰分及硫分含量对燃烧的影响，科学的办法应该按一定热值所带入的质量进行比较，即规定按1 MJ热值所带入的质量，称为折算含量：

式中　Mz——折算收到基水分，kg·MJ-1；

Az——折算收到基灰分，kg·MJ-1；

Sz——折算收到基硫分，kg·MJ-1；

Nz——折算收到基氮，kg·MJ-1；

Qar，net，p——收到基燃料的低位热值，MJ·kg-1。

煤矸石、煤泥等低热值煤的折算水分、灰分以及硫分相对较高，因此其灰渣量极大，污染物排放的压力比较大，因此，要求燃用低热值煤的锅炉达到高热值锅炉同样的性能是不现实的；另外，矸石的高灰分引起的磨损、破碎功耗、灰渣处理容量大等问题不可忽视，这是矸石燃料本身决定的。洗中煤和煤泥的热值比煤矸石高，可弥补矸石热值偏低的问题，混合燃烧利于提高煤矸石电站的整体经济性。

煤矸石、煤泥等规模化利用的重要途径是作为燃料就地燃烧发电，减少不必要的低热值煤长途运输耗能，提高煤炭的综合利用效率。煤矸石、煤泥等的热值一般比较低，矸石普遍低于12MJ·kg-1，随着洗选技术的不断发展，洗矸的热值逐渐下降。煤泥的热值相对较高，收到基热值一般为12～16MJ·kg-1。作为燃料使用，煤矸石、煤泥等很难在煤粉炉、层燃炉等常规的燃烧设备中燃烧，流化床燃烧技术则对低热值煤具有很好的适应性。

尽管目前燃烧煤矸石等低热值煤的循环流化床锅炉取得成功，但还要关注其存在的问题。作为发电生产企业，煤矸石燃烧发电不仅仅是矸石的消纳处理，更是追求可靠性、环保性和整体经济性。煤矸石的特殊性，导致其燃烧发电的性能存在诸多不利方面［31］。

1.7.2.1　燃料热值对循环流化床发电的性能影响

图1-39给出了在燃用不同热值燃料时，机组可用小时数变化的统计结果。从图1-39中可以看出，除了非矸石的褐煤炉之外，燃料的热值越低，机组可用小时数就越小、机组的可用率就越低。过高的灰分含量对机组的可靠性带来了消极影响，体现在机组的磨损增加，同时还增加了给煤、灰渣处理设备的负荷。锅炉受热面严重磨损是导致非计划停炉的主要原因。图1-40给出了燃料热值不同时机组的停运次数统计，可以看出，当机组采用较低热值的燃料时，机组的非计划停炉与计划停炉次数均有所增加。对于大型机组来说，检修停运减少发电量所带来的损失很大，一般为10元·kW-1左右，所以，提高机组的可靠性对提高机组的经济性有很大的影响。

1.7.2.2　燃料热值对循环流化床发电的环保性能影响

燃料的热值对循环流化床锅炉运行的环保性能也有重要的影响。这主要是随着灰分和水分含量的增加，燃料的热值下降，见式（1-32）和式（1-35），一般的矸石中硫分并不低，尤其是洗矸、洗中煤和煤泥，洗选加工中将硫分转移到这些洗煤废物中，导致折算硫分增加，而烟气量的变化很小，因此原始排放浓度显著提高。目前的循环流化床锅炉已经普遍采用石灰石脱硫。脱硫效率随着热值的降低呈现出上升的趋势，见图1-41（a）。这可能与矸石中石灰石的含量较高有关，自身灰分中的石灰石起到了自脱硫作用［32］。但是由于折算硫分的增加，尽管脱硫效率略有提高，但是排放浓度随折算硫分的增加而呈现上升的趋势。当热值较高的时候，SO2排放普遍偏高，见图1-41（b），分析可知，这与锅炉的设计有关。燃料的热值高的时候，物料平衡的结果是炉膛中固体物料浓度下降［12］，传热减小，导致炉膛内的温度偏高，降低了石灰石的脱硫效率［24］。图1-41（b）的SO2排放浓度还不尽理想，这与石灰石添加量和锅炉技术密切相关。进一步的运行数据分析表明，SO2排放浓度相对较高的锅炉，不是石灰石输送系统性能不佳，石灰石不能连续足量供给，就是运行床温均比较高，高于915℃。随着石灰石系统的逐步完善、锅炉设计水平和运行技术的不断提高，SO2排放浓度将进一步降低。

循环流化床锅炉由于采用低温燃烧，燃烧产生的NOx主要来自于燃料氮［33］。统计数据表明，绝大部分循环流化床锅炉的NOx排放不大于160mg·m-3，见图1-42，远低于普通煤粉锅炉机组，充分体现了循环流化床锅炉机组低成本污染排放的优势。值得关注的是，当燃料热值降低时，尽管折算氮含量增加，但是NOx排放有降低的趋势，这与锅炉的设计有关。目前的锅炉设计中燃料热值对锅炉运行的影响考虑不足，当燃料热值较高时，由于物料循环和炉膛中固体颗粒浓度的下降，导致炉膛温度随之上升，从而导致NOx的生成增加；而高灰分的矸石，运行床温偏低，在一定程度上抑制了NOx的生成。

现在普遍采用了电除尘器或布袋除尘器，除尘效率一般不低于99.5％，粉尘排放得到了很好的控制，见图1-43。但值得注意的是，随着燃料热值的降低，烟尘排放浓度反而不断降低。由于循环流化床锅炉的运行默认于设计状态［29］，不随燃料变化而变化。但是对于某种燃料，其实际物料平衡可以达到的结果是有限的。因此忽略分离器效率和燃料成灰特性变化的条件下，不同燃料的飞灰绝对量可以认为是基本不变的。其直接结果是燃料热值越高，进入锅炉的总灰量越少，飞灰份额越高。目前锅炉设计中对此考虑不足，对于高热值燃料的飞灰浓度普遍估计偏低，据此选用的除尘器，出现了图1-43中的趋势。

1.7.2.3　燃料热值对循环流化床发电整体经济性的影响

燃烧各种燃料的锅炉运行实践表明，随着燃料热值的降低，底渣含碳量呈现出上升的趋势，见图1-44（a）。一般的锅炉中的床存量相差不大，而热值较低时燃料的流量增加，使得大颗粒燃料在炉内的停留时间缩短。同时，大颗粒燃烧过程中形成的致密的灰壳阻碍了燃烧的进一步进行，其燃尽非常漫长［34］，体现为底渣含碳量的上升。一般对于矸石而言，当燃料热值降低到12MJ·kg-1时，燃料中灰分的含量已经超过了45％，有的甚至达到60％。尽管底渣含碳量的变化不大，但是由于热值较低时底渣的绝对量比较大，因此碳未完全燃烧损失的增加是非常明显的。同时，灰渣的物理热损失也明显增大。应当注意的是，飞灰含碳量的变化与燃料热值关联不大，见图1-44（b），更多地受到燃料的挥发分含量的影响［22］。

当矸石热值降低到10MJ·kg-1时，灰分将增加到55％或者更高，会带来一系列的运行问题，如磨损、排渣困难、冷渣机（器）出力不足、灰渣输送系统负荷偏高等问题。如果排渣不畅，会使料层厚度增加，从而需要更高的一次风机压头；当风机压头不足以克服料层阻力时，会因为料层太厚而影响流化质量，甚至引起结焦。此时，一般采用强力排渣的方式，但这又带来了严重的安全隐患。

燃料热值对厂用电率有非常明显的影响。燃料热值越低，灰分越高，首先导致破碎系统与输煤系统耗电量的增加；其次是烟气量上升，增加引风机电耗；再次是增加排渣、冷渣以及输渣的难度和电耗。因此，燃料热值的降低与厂用电率的增加密切相关。图1-45是不同燃料热值循环流化床锅炉机组的厂用电率，基本上在9％～11.5％，对于热值在12MJ·kg-1以下的纯冷凝机组，尽管负荷率较高，利于降低厂用电率，但实际上厂用电率仍高达10.5％。计算表明，在负荷率相同的条件下，燃料热值每提高4MJ·kg-1，厂用电率下降0.7％左右。当热值提高到18MJ·kg-1以上时，厂用电率可以控制在8.5％以下。因此，燃料热值对厂用电率的影响是非常显著的。

当然，若是燃料采用洗矸，则本身比较细，破碎功耗较小，厂用电率可以低一些；当燃烧洗矸并掺烧煤泥时，还可以采用流态优化的节能型循环流化床燃烧技术，则厂用电率大约下降1/3，这就是图1-45中几个项目厂用电率比较低的原因［35］。

发电机组的经济性受到负荷率的影响，这一方面受制于设备本身的可靠性，但更大程度上与电网调度密切相关。大量的低热值煤发电项目表明，建设地点越靠近煤矿，低热值燃料的来源越有保证，燃用的燃料热值越低，机组的负荷率越高，有的机组的负荷率平均达到了90％。较高的负荷率改善了机组的运行经济性。

上述所有对机组经济性指标不利的影响最终都会不同程度地反映到机组的供电标煤耗上。由于机组标煤耗更多受到循环效率的影响，因此不具可比性。但是对于类型相同的纯凝机组、容量为150MW相近的机组进行比较发现（见图1-46），当燃料热值降低的时候，机组供电标煤耗的增高趋势是不同的。在14MJ·kg-1以上时，机组的供电标煤耗略有增加，但当机组所用燃料热值低于14MJ·kg-1时，不论是供热机组、纯凝机组还是全体机组的平均值，其供电标煤耗都急剧上升。因此，从能源的合理高效利用来看，不宜将循环流化床锅炉的燃料热值选择很低，应该通过配煤的办法，将煤泥、洗中煤适当掺混到矸石中燃烧，适当提高入炉燃料热值，最好达到14MJ·kg-1的水平。

为此，相关部门已经制订了《煤矸石电厂CFB锅炉能耗折标计算方法》行业标准，使得低热值煤发电通过折算与普通燃煤机组具有可比性。利用标准提供的方法，发现低热值煤循环流化床发电的经济性指标基本上与燃煤机组持平。这为低热值煤循环流化床发电行业的健康发展提供了支持。

1.7.3　低热值煤循环流化床燃烧发电辅机系统

低热值循环流化床发电与普通燃煤循环流化床发电的差异主要体现在燃料灰分、水分的变化上，这将引起锅炉辅助系统设备的变化。煤泥的输送问题目前已经解决，煤泥燃烧过程也已经掌控，使煤泥成为了很好的循环流化床锅炉燃料，燃烧后的主要产物是飞灰，目前国内厂商能够提供满足要求的高效除尘器。因此低热值煤辅机的特殊性主要表现在矸石上，更进一步则是反映在破碎机、给煤机、冷渣机（器）三个设备上。其中，对于煤炭行业而言，破碎机、给煤机是非常常规的，要达到粒度要求是容易实现的。因此下面主要集中讨论冷渣机（器）的选择。

随着循环流化床锅炉技术的发展，人们不断借鉴其他行业的各种成熟设备结构，并根据循环流化床锅炉排渣的特点，对冷渣机（器）进行了大量的研究开发，研制了各式各样的冷渣机（器），包括绞龙式冷渣机、滚筒式冷渣机、高强钢带式冷渣机、流化床式冷渣器、移动床冷渣器、混合床冷渣器、气力输送式冷渣器等。

水冷绞龙式冷渣机的冷却表面包括外壳、叶片和中心轴，见图1-47。高温灰渣进入水冷绞龙式冷渣机后，在螺旋叶片的推动下，做螺旋运动，并在此过程中与冷却水换热被冷却。为缓解磨损，这种冷渣机中渣颗粒与换热表面的相对运动比较平缓，固体与冷却表面之间的换热热阻比较大，换热强度较低，为了充分冷却底渣，需要更大的受热面积，因此只能通过增加长度的办法，以便安排更多的受热面。为了提高单位长度上的受热面数量，可以采用双联绞龙，这样可以在有限长度上显著增大换热面积。由于底渣的硬度比较大，水冷绞龙式冷渣机磨损比较严重，其运行的可靠性不高；受限于结构，冷却水的压力不能太高，因此一般采用独立的循环水来对灰渣进行冷却，热量实际上并未回收。同时，该种冷渣机容易出现卡渣和叶片受热变形扭曲等情况，而且工艺比较复杂，造价比较高。此外，其单机出力比较小，一般用于对冷却效果要求不高的锅炉。

1—旋转接头；2—轴承；3—端封；4—螺旋叶片；5—轴；6—箱壳

与水冷绞龙式的筒体固定、叶片旋转的形式相反，滚筒式冷渣机借鉴了回转窑的设计［36］，形式上是筒体带动叶片转，见图1-48。滚筒式冷渣机具有国内自主知识产权，在国内各种型号的循环流化床锅炉上已经得到了较多的应用。

从锅炉炉膛排出的高温灰渣通过排渣管进入滚筒冷渣机后，在螺旋导流叶片的推动下逐渐向前流动，在这个过程中，灰渣与逆流而来的滚筒壁面内冷却水进行换热。冷却水一般来自凝结泵出口的凝结水，冷却完灰渣后回到末级低加出口。为了防止扬尘，滚筒冷渣机进出渣口各有一条负压吸尘管连接到尾部烟道引风机入口，因此滚筒内还有少量冷却风的存在，其对灰渣也有一定的冷却作用，不过和冷却水相比，冷却风的换热量很小。滚筒内壁面上不仅焊有螺旋导流叶片，还在螺旋导流叶片之间焊有很多呈一定折角的携带翅片，这些携带翅片可以把灰渣沿周向提升到较高的高度，以此增大接触面积、延长接触时间，提高滚筒冷渣机的冷却能力。对于滚筒冷渣机，其输送出力与冷却出力不同。在一定转速下，若结构已经确定，其输送出力不变、冷却出力也不变，但若改变转速，可以提高输送出力，在输送出力变化范围不大的条件下，尽管冷却出力并非同步提高，但是对冷却效果即最终渣温影响不大。利用这一特性，在工业应用中，可以利用滚筒的输送能力控制排渣量。为了使滚筒转速和锅炉排渣量自动匹配，通常把锅炉床压信号接入电机变频器，成为滚筒冷渣机转速的控制信号，这样冷渣机出力就可以达到比较好的自动控制状态。

滚筒冷渣机有很多独特的优点。滚筒冷渣机中，高温灰渣通过与水冷套筒的直接接触换热来进行自身的冷却，其运动依赖于导流叶片在半自由空间的运动，因此对灰渣的粒度组成几乎没有什么限制和要求，这意味着排渣粒度对冷渣机的可靠性没有影响；灰渣在滚筒内和壁面之间处于相对滑动状态，对壁面的磨损很小，增加了设备的使用寿命，因此，滚筒冷渣机有着较高的运行可靠性；滚筒转速可自动调节，实现了冷渣机出力和锅炉排渣量的自动匹配；颗粒在滚筒中处于强烈的混合状态，并对水冷套筒进行着不断的强烈正面冲击，因此颗粒和换热表面之间的换热强度比较大，可以实现有效冷却；由于颗粒的运动完全依赖于机械携带和重力下落，因此耗电量很低，每吨渣所需能耗只占风水联合流化床冷渣器的3％左右。但是，滚筒冷渣机也有不足，一个问题是由于滚筒的套筒结构限制，其中的冷却水压力不能太高，因此通常将冷却水接入回热系统，将冷渣机作为低压加热器使用，凝结水压力受除氧器的要求，因此冷却水压较高，滚筒冷渣器相当于一个旋转的低压锅筒，其安全性是个问题；当机组参数提高到超临界时，夹套结构很难适应冷凝水的压力提高，因此筒体应该采用膜式壁结构。另一个问题是出力问题，目前一般的滚筒冷渣机的出力都不超过18t·h-1，因此需要在有限的空间内扩大换热面积。青岛海诺公司开发的双管排滚筒冷渣机将滚筒冷渣机提高到新的水平，单机出力能够达到40t·h-1。

高强钢带式冷渣机的系统原理见图1-49。冷渣系统主要有两根高温排渣管、两套一级钢带冷渣机、一套二级钢带冷渣机、斗式提升机以及渣库组成，冷渣机在冷却灰渣过程中，同时实现了运输灰渣的目的。作为整个系统的核心设备，冷渣机主要有密封壳体、超强钢带、清扫链、端部驱动及从动滚筒等组成。从炉底排出的高温灰渣通过布置在炉前的两个排渣口分别下落到两台一级冷渣机，在一级冷渣机内经过逆流风的初步冷却后，灰渣又进入二级冷渣机进行进一步的风冷冷却。两级冷渣机内的冷却风是由专门配置的耐磨、耐高温风机直接提供的，冷却完灰渣后携带灰渣中的细颗粒物料通入炉膛，所以，该种冷渣机具有选择性。由于不需要流化，因此高强钢带式冷渣机的煤种适应性比较强，对排渣的粒度要求比较宽松，系统稳定性比较高；由于灰渣的运动是利用钢带实现的，电耗也比较低。

但这种冷渣机对底渣的冷却完全依赖于风，换热效果不佳；由于空气的热容量比较小，因此冷渣机需要的风量很大，这些风进入锅炉之后，在一定程度上影响了锅炉的运行性能。并且这种冷渣机造价较高，系统体积庞大，占地较多，所以应用较少。

流化床式冷渣器是利用流化床换热的原理开发的，采用风水冷联合冷却，当渣量很小时也可以单独采用风冷，其利用床内气固混合强烈、传热系数高的特点把高温灰渣冷却到较低温度。流化床式冷渣器底部布置有布风板和风帽，床中布置有冷却水埋管，一般处于鼓泡床状态。中国在20世纪80年代初曾经研究过这种冷渣器，但是由于中国的燃料特点导致的底渣粒度问题，产生了难以克服的技术障碍，再加上经济性方面的考虑，放弃了这一技术路线。但该技术在国外发展的比较成熟，包括FW公司的选择式流化床冷渣器和Alstom溢流式流化床冷渣器。FW的选择式流化床冷渣器如图1-50所示，从进渣口到出渣口依次布置一个选择仓、两个冷却仓和一个排渣仓，相邻两个仓室之间设有分隔墙，分隔墙侧面都有开口，从锅炉底部排出的高温灰渣通过排渣管进入冷渣器，然后在流化风的作用下在各个仓室之间经过一个“S”形的流动路线，最后从末端排渣口排出。选择仓和排渣仓都只有流化风冷却，而两个冷却仓既有风冷又有布置在侧壁内冷却水管束的水冷。第一冷却仓和第二冷却仓的冷却水一般分别来自锅炉给水和凝结泵出口的凝结水，四个仓室都设有事故喷水，流化风来自一次风机或单独设置的冷渣器风机。从第一冷却仓和第二冷却仓冷却水管路出来的加热冷却水分别通至省煤器入口和末级低压加热器出口，实现灰渣热量的回收利用。在冷渣器顶部开有两个排气孔，作为携带了较多细颗粒的流化风通入锅炉炉膛的通道，实现细颗粒物料返回炉膛而只有粗颗粒灰渣排出的选择性排渣过程，以此保证锅炉循环物料量的整体平衡，增强锅炉运行的安全稳定性能。

Alstom溢流式流化床冷渣器共设三个仓室，每个仓室独立布风，第二仓室和第三仓室布置有埋管受热面。高温灰渣通过锥形阀进入冷渣器，然后在各个仓室里以溢流的方式进入下一个仓室，直至从冷渣器末端排出，大颗粒灰渣因为很难流化起来，所以一般都得定期从每个仓室下面的大颗粒炉渣排放管排出，如图1-51所示。由于采用溢流冷渣方式，每个冷渣器仓室内都固存了一定量的灰渣，使得溢流式流化床冷渣器内的床压比选择式流化床冷渣器高很多，提高了对风机压头的要求。但同时由于每个仓室都设有大颗粒灰渣排放管，大颗粒被及时排出，冷渣器内被流化的灰渣粒度显著降低，所需流化风速较低，灰渣颗粒与流化风及冷却水的换热大大增强。冷却渣的受热面是管子结构，能够承受很高的压力，因此可以采用锅炉给水作为冷却水，冷渣器的热量回收可以明显改善锅炉发电效率。若将其接入回热系统作为低温加热器使用，则冷渣器热量回收的效果与滚筒冷渣器相同。流化床冷渣器的灰渣流化需要的流化风压头较高，因此这种冷渣器的风机电耗很大，增加了厂用电，电耗有时甚至高于因冷渣器热量回收发电效率提高而增加的发电量，得不偿失；一旦颗粒较大，则流化存在困难，因此该种冷渣器适用于粒径相对比较小且均匀的灰渣颗粒。我国由于煤种性质和成分很难达到循环流化床锅炉设计要求，尤其是燃用矸石等低热值煤时，经常影响锅炉的安全稳定运行。针对流化床冷渣器存在的问题，人们进行了很多改进尝试。

移动床冷渣器是一种比较简单的换热器，根据换热介质的不同分为水冷、风冷以及风水共冷式。水冷移动床冷渣器根据灰渣在管内流动还是管间流动分为单管式和搁管式。单管式的冷却水在管外套筒内逆向流动，通过管壁和灰渣进行间接换热。搁管式的管束可以是水平布置也可以是垂直布置，高温热渣自上而下通过管壁和管内的冷却水进行换热。图1-52为风冷移动床冷渣器的结构，高温灰渣从锅炉炉膛排出后进入移动床冷渣器，在冷渣器中自上而下流动，与从冷渣器底部逆流而上的冷却风接触换热而被冷却。携带着细颗粒物料的热风从冷渣器顶部通过管道引入炉膛，具有选择性排渣的功能。为了加强冷却效果，可在其中加入水冷受热面，则为风水共冷式移动床冷渣器。移动床冷渣器结构简单，操作容易，成本较低，但其冷却能力一般，而且水平搁管式冷渣器经常会出现结焦堵塞现象，一般用于排渣量比较小的锅炉。

流化移动叠置式冷渣器在移动床的基础上叠加流化床，是一种典型的混合床冷渣器，见图1-53。该冷渣器自上而下布置有进渣控制机构、流化床、移动床及出渣控制机构等。冷却风分三层进入布风管内，并分别送入处于冷渣器下部的移动床和处于冷渣器上部的流化床，冷却风在流化床内风速较高，可以使灰渣流化起来。热渣经过进渣控制机构进入流化床，利用此区域高传热系数特性，由900℃左右迅速冷却至300℃左右，然后进入移动床区域继续冷却，最终通过出渣机构排出。流化移动叠置式冷渣器兼具流化床传热系数大和移动床逆流换热的优点，可以把灰渣冷到较低的温度。但是这种冷渣器系统结构复杂，对运行操作人员的水平要求较高，灰渣处理量也不是很大，在12MW以下的小容量锅炉有使用。

气力输送式冷渣器采用风冷方式，其主要由吸渣管、旋风分离器（或者水封重力沉降室）、鼓风机和热风管组成。高温灰渣从锅炉底部排出后，与冷却空气一起被鼓风机吸入一根气力输渣冷却管，在输渣管中被冷风慢慢冷却，最后被风带到旋风分离器或水封重力沉降室内分离出来，而热风则携带着灰渣中的细颗粒物料最终返回炉膛，参与物料平衡。该冷渣器所需风量很大，对锅炉的燃烧产生影响。

由于燃用矸石循环流化床锅炉的燃料灰分比较高、热值比较低，导致总灰渣量较大。由于矸石燃烧过程中发生碎裂的可能性比较低，燃烧后的灰渣粒度与入炉粒度相比变化不大，而考虑破碎能耗的限制，入炉燃料的粒度小于1mm的非常有限，这就意味着矸石循环流化床锅炉的底渣量远大于常规循环流化床锅炉的底渣量。冷渣机（器）是循环流化床锅炉发电系统的重要组成部分，其可靠性对锅炉的安全稳定运行有着很大的影响。上述各种冷渣机（器）都有应用，长期的运行实践表明，滚筒冷渣器是首选，尤其是双管排滚筒冷渣机在燃烧矸石等低热值煤条件下更有优势。