第四節(jié)循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算

1、第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算66第四章第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算循環(huán)流化床鍋爐爐膛中的傳熱是一個復雜的過程，傳熱系數(shù)的計算精度直接影響了受熱面設計時的布置數(shù)量，從而影響鍋爐的實際出力、蒸汽參數(shù)和燃燒溫度。正確計算燃燒室受熱面?zhèn)鳠嵯禂?shù)是循環(huán)流化床鍋爐設計的關鍵之一，也是區(qū)別于煤粉爐的重要方面。 隨著循環(huán)流化床燃燒技術的日益成熟，有關循環(huán)流化床鍋爐的爐膛傳熱計算思想和方法的研究也在迅速發(fā)展。許多著名的循環(huán)流化床制造公司和研究部門在此方面也做了大量的工作，有的已經(jīng)形成商業(yè)化產(chǎn)品使用的設計導則。但由于技術保密的原因，目前國內(nèi)外還沒有公開的可以用于工程使用的循環(huán)流

2、化床鍋爐爐膛傳熱計算方法，因此對它的研究具有重要的學術價值和實踐意義。清華大學對 CFB 鍋爐爐膛傳熱作了深入的研究，長江動力公司、華中理工大學、浙江大學等單位也對 CFB 鍋爐爐膛中的傳熱過程進行了有益的探索。根據(jù)已公開發(fā)表的文獻報導，考慮工程上的方便和可行，本章根椐清華大學提出的方法，進一步分析整理，作為我們研究的基礎。為了了解 CFB 鍋爐傳熱計算發(fā)展過程，也參看了巴蘇的傳熱理論和計算方法，浙江大學和華中理工大學的傳熱計算與巴蘇的相近似。4.1 清華的傳熱理論及計算方法清華的傳熱理論及計算方法4.1.1 循環(huán)流化床傳熱分析循環(huán)流化床傳熱分析CFB 鍋爐與煤粉鍋爐的顯著不同是 CFB 鍋爐

3、中的物料(包括煤灰、脫硫添加劑等)濃度Cp大大高于煤粉爐，而且爐內(nèi)各處的濃度也不一樣，它對爐內(nèi)傳熱起著重要作用。為此首先需要計算出爐膛出口處的物料濃度 Cp，此處濃度可由外循環(huán)倍率求出。而爐膛不同高度的物料濃度則由內(nèi)循環(huán)流率決定，它沿爐膛高度是逐漸變化的，底部高、上部低。近壁區(qū)貼壁下降流的溫度比中心區(qū)溫度低的趨勢，使邊壁下降流減少了輻射換熱系數(shù)；水平截面方向上的橫向攪混形成良好的近壁區(qū)物料與中心區(qū)物料的質(zhì)交換，同時近壁區(qū)與中心區(qū)的對流和輻射的熱交換使截面方向的溫度趨于一致，綜合作用的結果近壁區(qū)物料向壁面的輻射加強，總輻射換熱系數(shù)明顯提高。在計算水冷壁、雙面水冷壁、屏式過熱器和屏式再熱器時需采用

4、不同的計算式。物料濃度 Cp對輻射傳熱和對流傳熱都有顯著影響。燃燒室的平均溫度是床對受熱面換熱系數(shù)的另一個重要影響因素。床溫的升高增加了煙氣輻射換熱并提高煙氣的導熱系數(shù)。雖然粒徑的減小會提高顆粒對受熱面的對流換熱系數(shù)，在循環(huán)流化床鍋爐條件下，燃燒室內(nèi)部的物料顆粒粒徑變化較小，在較小范圍內(nèi)的粒徑變化時換熱系數(shù)的變化不大，在進行滿負荷傳熱計算時可以忽略，但在低負荷傳熱計算時，應該考慮小的顆粒有提高傳熱系數(shù)的能力。爐內(nèi)受熱面的結構尺寸，如鰭片的凈寬度、厚度等，對平均換熱系數(shù)的影響也是非常明第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算67顯的。鰭片寬度對物料顆粒的團聚產(chǎn)生影響；另一方面，寬度與擴展受熱面的利用系

5、數(shù)有關。根據(jù)實驗研究，可以歸納出循環(huán)流化床鍋爐燃燒室受熱面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的計算方法。CFB 鍋爐爐膛受熱面的吸熱量按下式計算： (4-1)THKQ式中 Q傳熱量，W；K基于煙氣側(cè)總面積的傳熱系數(shù)，W/m2K；T溫差，K；H煙氣側(cè)總面積，m2。4.1.2 受熱面結構尺寸對傳熱的影響受熱面結構尺寸對傳熱的影響傳熱系數(shù) K 按式(4-2)計算，其中分母包括四部分熱阻：煙氣側(cè)熱阻；工質(zhì)側(cè)熱阻和b1 受熱面本身熱阻；以及附加熱阻as。ftf1HH1 (4-2)1aftfb111 sHHK式中 煙氣側(cè)向壁面總表面的名義換熱系數(shù)，W/m2K；b f工質(zhì)側(cè)換熱系數(shù)，W/m2K，可按蘇 1973 年熱力計算標準求??；

6、Ht煙氣側(cè)總面積，m2；Hf工質(zhì)側(cè)總面積，m2；as附加熱阻， m2K/W；1管子厚度，m；受熱面金屬導熱系數(shù)，W/m2K； (4-3)bsbb1 1) 1( P式中 P鰭片面積系數(shù)，；tfmHHP Hfin鰭片面積，m2；Ht受熱面外部面積，m2。第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算68圖圖 4-1 燒室受熱面結構簡圖燒室受熱面結構簡圖 (4-4)dsdsHHP) 12(1tfms, d管子節(jié)距、外徑，m，見圖 4-1。鰭片利用系數(shù)， (4-5)hhth )(式中 與受熱面受熱情況、膜式壁鰭片結構尺寸和材料等有關，可表示為 (4-6)1 ()(bsbhN式中 N受熱情況，單面受熱 N=1，雙面

7、受熱 N=2；h實際鰭片高度 圖 4-1 爐膛受熱面結構簡圖 (4-7)2dsh鰭片厚度，m；s受熱面污染系數(shù)，取為 0.0005；h折算高度，m： (4-8)hh h”有效高度，m： (4-9)Nhh 根據(jù)實驗和運行數(shù)據(jù)，可得到鰭片寬度系數(shù)與結構尺寸的關系： (4-10)20.1659+0.3032+0.8608ssdd b煙氣側(cè)換熱系數(shù)，見式(4-15)：as附加熱阻，在計算耐火材料涂層受熱面時考慮： (4-11)aaasa受熱面耐火層厚度，m；第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算69a受熱面耐火層導熱系數(shù)，W/mK，按式(4-12)計算： (4-12)a10aTaa 式中 a0、a1系數(shù)；

8、耐火層平均溫度，K，按式(4-13)計算：aT (4-13)2/ )(wbaTTT式中 Tb煙氣側(cè)溫度，K；Tw受熱面壁面溫度，K，見式(4-17)：受熱面外內(nèi)面積比為 (4-14)12)2(2111ftdsHH式中 1管壁厚度，m；s管節(jié)距，m；鰭片厚度，m。4.1.3 CFB 鍋爐煙氣側(cè)換熱系數(shù)鍋爐煙氣側(cè)換熱系數(shù) b爐膛煙氣物料兩相混合物向壁面的換熱包括對流和輻射兩部分，按兩者的線性疊加，則有 (4-15)Crb式中 r輻射換熱系數(shù)，W/m2K，見式(4-16)：c對流換熱系數(shù)，W/m2K，見式(4-26)： (4-16)(2w2bwbrTTTT式中 Boltzmann 常數(shù)；Tw水冷壁管

9、壁溫度，按式(4-17)計算： (4-17)wfwTTT式中 Tf受熱面內(nèi)工質(zhì)溫度，K。水冷壁管壁內(nèi)外側(cè)溫差 (4-18)0 7finwbfff10000 7w.HT. NTTH式中 Tb煙氣側(cè)溫度，K；第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算70Tf受熱面內(nèi)工質(zhì)溫度，K；N受熱情況，1 或 2；w導熱影響系數(shù)，w=0.2+0.007 (4-19)式中 金屬導熱系數(shù)，W/m2K；壁面與煙氣側(cè)的系統(tǒng)黑度可寫作式(4-20)的形式： (4-20)1111wb式中 b煙氣側(cè)黑度，按式(4-21)計算：壁面黑度，一般為 0.50.8。w在氣固兩相中，煙氣側(cè)黑度包括顆粒黑度和煙氣黑度兩部分： (4-21)gp

10、gpb式中 p固體物料黑度，由式(4-22)計算： (4-22)BBB)1 (2)1 ()1 (pspspspspspsp式中 B系數(shù)，各向同性反射時為 0.5，漫反射顆粒為，本文中取為；2323物料表面平均黑度，與固體顆粒的濃度有關，可表示為ps (4-23)psp1 expBC C 式中 C常數(shù)；C為 0.10.2；Cp物料空間濃度，kg/m3。g煙氣黑度，由式(4-24)計算： (4-24)ggg1 expk s 煙氣輻射減弱系數(shù) k 可按下式簡單計算： (4-25)2H Obg0 5520 112000.rTk.rs式中，煙氣中水蒸氣份額；OH2r煙氣中三原子氣體份額；r第四章 循環(huán)流

11、化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算710.00.51.01.52.02.03.04.05.06.07.0流化速度 m/s特征攜帶量圖圖 4-2 特征攜帶量特征攜帶量sg煙氣輻射厚度，近似為下降流厚度，m。對流換熱系數(shù)由煙氣對流和顆粒對流兩部分組成，即 (4-26)pcgcc式中 煙氣對流換熱系數(shù)，W/m2K，計算見式(4-27)；gc顆粒對流換熱系數(shù)，計算見式(4-28)。pc (4-27)7 . 0fgcgcvC 式中 煙氣對流系數(shù)，46J/m3K；gcCvf煙氣速度，m/s。 (4-28)0pc5 . 0fpcpc)(vC式中 vf煙氣速度，m/s，該項為顆粒對流強度與顆粒粒徑的直接修正；初始流態(tài)條件下

12、顆粒對流理論換熱系數(shù)，其值與顆粒的粒度、溫度、受熱面0pc布置有關；顆粒對流系數(shù)，按式(4-29)計算：pcC (4-29)1pcpcp1 expnCC C 式中 Cpc顆粒系數(shù)，0.010.02；Cp爐膛局部物料濃度，kg/m3；n1常數(shù)，0.851.25。根據(jù)第二章中上部快速床的分析，則受熱面所在位置的濃度與其高度位置密切相關，用于傳熱的平均濃度關聯(lián)到受熱面的平均高度，則雙面水冷壁、屏過、屏再局部物料濃度 Cp按式(4-30)計算：(4-30)ppltpzltppppz42exp2 8exp2 84 277CHHHC. CH 式中 Cpp實際溫度下爐膛出口處特征物料濃度，kg/m3；該數(shù)值

13、可以根據(jù)圖 4-2 選定，并根據(jù)經(jīng)驗予以修正。Hlt爐膛總高度，m；Hpz雙面水冷壁屏再或屏第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算72過總高度，m。水冷壁物料濃度 Cp按式(4-31)計算： (4-31)pplth1ppplt1h42exp2 8exp2 84 277CHdhC. CHhd 式中 h1爐膛下部冷灰斗錐體計算高度(從布風板算起)，m； dh梯形段上直段耐火層高度，m。4.1.4 按清華方法對一臺按清華方法對一臺 440 t/h 貧煤貧煤 CFB 鍋爐的計算鍋爐的計算用清華方法對按某國外引進程序設計的鍋爐輸入數(shù)據(jù)及計算結果進行了分析校核，以便了解影響傳熱的因素和影響關系。該爐為燃燒貧煤

14、的 440 t/h CFB 鍋爐，100%， 、50%負荷的計算結果見表 4-1表 4-4。此外，按清華方法對一臺 440 t/h 無煙煤、440 t/h 煙煤、480 t/h 褐煤 CFB 鍋爐爐膛也進行了同樣的傳熱計算，結果示于表 4-10。4.1.5 100%負荷全爐膛傳熱量計算結果的校核負荷全爐膛傳熱量計算結果的校核在上節(jié)中已經(jīng)求出水冷壁、雙面水冷壁、屏過、屏再四部分受熱面所吸收的熱量。其和應等于鍋爐熱平衡計算中在爐內(nèi)的傳熱量。以新鄉(xiāng) 440 t/h 鍋爐主循環(huán)回路作為對象，熱平衡爐內(nèi)傳熱量 Q1： (4-32)100100(yxffk4643arnet,j1fhIIIQqqqqQBQ

15、 17.92111432565 .207631003 . 035 . 0100254926 .51105995. 0kJ/h830516501638250850MW4 .23136001000833051650其中 (4-33)0lkzflt0rkBk)(LIQ 18. 43 .34)06. 005. 0()1816. 4482)()(06. 005. 02 . 1 (21kJ/kg5 .20768 .1568.2060式中 Iff回料器及冷渣器反回風帶入的熱量，kJ/kg；主循環(huán)回路出口(分離器出口)煙氣焓，煙溫 883 查溫焓表，當過量空氣系數(shù)yxI =1.2 時，。 kJ/kg2 .11

16、1441816. 404.2665yx I第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算73Ifh離開主循環(huán)回路(分離器出口)的飛灰?guī)ё叩臒犰?，kJ/kg kJ/kg (4-34)arshfhfhfhfh4100100100100-100-AAIaCCq式中 fh 飛灰份額，%；Aar 燃料中灰份，%；Ash 加石灰石產(chǎn)生的灰份；Cfh 飛灰可燃物含量，%；(C) fh飛灰熱燴，kJ/kg。將具體數(shù)據(jù)代入式(3-34)后得： kJ/kgfh18 464 21001000 580592 17100100-15 100-2.97.I.爐膛傳熱計算中爐內(nèi)四種受熱面總的吸熱量為：129.29MW(水冷壁)+25.

17、59MW(水冷屏)+46.94MW(屏過)+34.15MW(屏再)=235.97MW，該數(shù)值與爐內(nèi)熱平衡計算的傳熱量 232.66 MW 相差小于 1.5%，故可以結束計算。4.1.6 低負荷傳熱計算低負荷傳熱計算一般的，煤粉爐當處于低負荷運行時，相對于正常負荷時，爐膛中的水冷壁受熱面顯得過大，導致爐內(nèi)溫度水平大大降低，爐膛出口溫度也下降。為了維持低負荷時汽溫仍保持在額定范圍內(nèi)，在設計鍋爐時，除了額定工況的計算外，還必須進行 70%、50%負荷的計算，這時一般要大大增加過熱器及再熱器受熱面，以保證低負荷時溫壓大大降低的情況下仍能達到汽溫的要求。但對于循環(huán)流化床鍋爐，低負荷時，煙氣流速減小，煙氣

18、攜帶固體的能力下降，可使理論燃燒溫度上升(參照下一節(jié))，從而可以彌補由于在低負荷時相對于正常負荷時過大的水冷壁受熱面而造成的煙氣過度冷卻。同時，也可以降低水冷壁的傳熱系數(shù)，使爐膛出口溫度較少變化，從而維持過熱汽溫達到額定值。低負荷傳熱計算一般進行 75%和 50%額定負荷計算。下面討論幾個工況參數(shù)的變化情況。(1) 床層溫度和爐膛出口溫度cclt 100%負荷時由于內(nèi)外物料循環(huán)流量較高，爐膛上下乃至于整個主循環(huán)回路的溫度基本一致。但低負荷時爐內(nèi)，物料循環(huán)流率顯著降低，趨向于鼓泡床，故床層溫度顯著高于爐膛出口溫度。這時為了求得床層溫度，就得進行分段計算，進行密相區(qū)傳熱計算。而為了求得爐膛出口溫度

19、仍可以進行全爐膛計算。第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算74(2) 密相區(qū)燃燒率為了進行分段計算，就需要知道密相區(qū)的燃燒率、上升和下降的物料量和物料溫度。經(jīng)分析，低負荷時燃燒工況向鼓泡床轉(zhuǎn)化，故燃燒率a應大于正常運行時的m。以 100 MWe級 CFB 鍋爐為例，正常運行時取m0.47，低負荷時取a0.6。(3) 上升與下降循環(huán)物料的溫差考慮循環(huán)物料量降低，故上升與下降物料的溫差也應減小，取為 3。(4) 煙氣速度 u0煙氣速度受煤耗量 Bj和煙氣體積(由于增加，體積增加)和煙氣溫度 Qpj的影響，一般低負荷時煙氣速度下降。以 100 MWe 機組為例，100%負荷時 u0=5.68 m/s；

20、75%負荷時u0=3.81 m/s；50%負荷時 u0=3.18 m/s。(5) 上升的循環(huán)物料量由于負荷降低，分離器效率降低，故循環(huán)物料量也相應比滿負荷時要降低。降低多少可以通過校核計算求知。就是說，根據(jù)鍋爐說明書給出低負荷時的床溫cc或根據(jù)實際運行時測出的床溫來反求循環(huán)物料量。至于下降和上升的循環(huán)物料量比 m 也只能通過校核計算求得。從 50%負荷實際計算看出密相區(qū)燃燒率變化對物料濃度影響不大，而改變下降與上升的物料量比 m 值則對物料濃度影響很敏感。m 減少，則物料濃度 Cp減小很多。物料濃度除按上述校核計算求取外，可按式(4-35)計算。 (4-35)0sp83. 2uGC Gs可由資

21、料根據(jù)煙氣速度求取，例如圖 5-2。假定煙氣速度為 3.18 m/s，則 Gs7，則 kg/m3。23. 618. 3783. 2pC(6) 分離器分離效率低負荷時由于煙氣量減少，則分離器進口煙氣速度降低，因而使分離器效率降低，從而導致循環(huán)量 GLC和物料濃度 Cp減少。(7) 煙氣輻射層厚度 s煙氣輻射層厚度 sg隨著負荷的下降而下降，可參照資料計算，但它對傳熱影響不是很大。以 440 t/h 鍋爐為例所進行的 50%負荷全爐膛計算結果見表 4-1表 4-4。其中 4 種受熱面總計傳熱量為 55.36+13.02+24.78+18.80=111.96 MW；而根據(jù)熱平衡計算爐內(nèi)傳熱量為 11

22、9.55 MW，誤差為 6%。表 4-5 為相關的 440 t/h 鍋爐 50%負荷性能參數(shù)計算結果。第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算75由于床層溫度是可控制量，因此計算中通常假定某個低于滿負荷的溫度作為計算依據(jù)。以此為基礎，進行爐膛傳熱計算，得到爐膛出口煙氣溫度。為便于計算，在積累了大量經(jīng)驗的基礎上，低負荷計算可以根據(jù)經(jīng)驗確定床底溫度，第五章表 5-11 給出了經(jīng)驗總結結果，是可以用于設計計算的。表表 4-1 某某 440t/h CFB 鍋爐鍋爐 100% 、50%負荷全爐膛水冷壁傳熱計算負荷全爐膛水冷壁傳熱計算項 目符號單位100%負荷50%負荷煙氣速度Vfm/s5.683.18床側(cè)溫度

23、TbK11851012受熱面內(nèi)工質(zhì)溫度TfK613613管節(jié)距Sjm0.090.09管外徑dm0.060.06鰭片厚度m0.0060.006管壁厚1m0.00650.0065物料濃度CPPkg/m31.720.73爐膛總高度Hltm39.4139.41爐膛下部計算高度Hpgm5.55.5梯形段上直段耐火層高度Hnhm0.450.45局部物料空間濃度Cpkg/m322.469.56顆粒對流理論換熱系數(shù)0cpW/m2K100100煙氣中水蒸汽份額rH2O%0.0640.064煙氣中三原子氣體份額r%0.150.15煙氣側(cè)水冷壁總面積Htm212031203工質(zhì)側(cè)換熱系數(shù)fW/m2K15000150

24、00實際設計運行系數(shù)*Xiu10.211受熱面受熱情況N單面 1、雙面 211煙氣輻射厚度Sm0.20.1壁面黑度w0.80.8受熱面金屬導熱系數(shù)W/m2K40.3940.39受熱面壁面污染系數(shù)sm2K/W0.00050.0005受熱面耐火層厚度am100100涂層水冷壁面積m2360.7360.7常數(shù)B1/22/32/32/3Boltzmann 常數(shù)W/m2K45.67E-085.67E-08第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算76煙氣對流系數(shù)*Cgc55鰭片寬度系數(shù)*0.9423250.942325耐火材料系數(shù) Aa02.52.5耐火材料系數(shù) Ba10.000250.00025續(xù)表續(xù)表 4-

25、1 某某 440t/h CFB 鍋爐鍋爐 100%、50%負荷全爐膛水冷壁傳熱計算負荷全爐膛水冷壁傳熱計算項 目符 號單 位100%負荷50%負荷顆粒對流系數(shù)pcC0.236 0.108 顆粒對流理論換熱系數(shù)pcW/m2K56.306 19.325 煙氣對流換熱系數(shù)gcW/m2K16.866 11.237 對流換熱系數(shù)cW/m2K73.172 30.563 煙氣輻射減弱系數(shù)k0.08656 0.15146 物料表面平均黑度ps0.74161 0.53498 固體物料黑度p0.90490 0.80993 煙氣黑度g0.01716 0.01503 床層黑度b0.90653 0.81279 系統(tǒng)黑度

26、0.73904 0.67553 受熱面管壁溫差TwK13.767 9.604 管外壁溫度TwK626.767 622.604 輻射換熱系數(shù)rW/m2K136.432 88.390 換熱系數(shù)bW/m2K209.604 118.953 鰭片高度hm0.01500 0.01500 折算高度*hm0.01592 0.01592 有效高度*h”m0.01592 0.01592 鰭片厚度系數(shù)*v0.04333 0.04333 折算厚度*0.00026 0.00026 參數(shù)4.05466 3.11917 鰭片利用系數(shù)0.99861 0.99918 鰭片面積比(P)Hfin/Ht0.25370 0.25370

27、 名義床側(cè)換熱系數(shù)b W/m2K189.654 112.252 受熱面內(nèi)外面積比Ht/Hf1.602 1.602 壁面平均溫度*Tw_K619.884 617.802 受熱面內(nèi)外溫差*TK572.000 399.000 受熱面耐火層平均溫度*Ta_K905.884 817.302 受熱面耐火層導熱系數(shù)*aW/m2K2.657 2.635 附加熱阻as0.03814 0.03845 第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算77傳熱系數(shù)KW/m2K180.490 108.977 光管水冷壁受熱面吸熱量QggMW124.20 52.31 涂層水冷壁傳熱系數(shù)KW/m2K23.157 21.218 涂層水冷壁

28、吸熱量QtcMW4.778 3.054 水冷壁受熱面總吸熱量QMW128.976 55.362 表表 4-2 某某 440t/h CFB 鍋爐鍋爐 100%、 50% 負荷雙面水冷壁全爐膛傳熱計算負荷雙面水冷壁全爐膛傳熱計算項 目單 位符 號100%負荷50%負荷煙氣速度Vfm/s5.683.18床側(cè)溫度TbK11851058受熱面內(nèi)工質(zhì)溫度TfK613613管節(jié)距Sjm0.07270.0727管外徑dm0.060.06鰭片厚度m0.0060.006管壁厚1m0.00650.0065物料濃度CPPkg/m31.720.73爐膛總高度Hltm39.4139.41雙面水冷壁總高度Hssm2727局

29、部物料空間濃度Cpkg/m314.7376.272顆粒對流理論換熱系數(shù)0cpW/m2K100100煙氣中水蒸汽份額rH2O%0.0640.064煙氣中三原子氣體份額r%0.150.15煙氣側(cè)水冷壁總面積Htm2260260工質(zhì)側(cè)換熱系數(shù)fW/m2K1500015000實際設計運行系數(shù)*Xiu10.211受熱面受熱情況N單面 1、雙面 222煙氣輻射厚度Sm0.80.4壁面黑度w0.50.80.80.8受熱面金屬導熱系數(shù)W/m2K40.3940.39受熱面壁面污染系數(shù)sm2K/W0.00050.0005受熱面耐火層厚度am100100涂層水冷壁面積m214.814.8常數(shù)B1/22/30.50.

30、5第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算78Boltzmann 常數(shù)W/m2K45.67E-085.67E-08鰭片寬度系數(shù)*0.980.98耐火材料系數(shù) Aa02.52.5耐火材料系數(shù) Ba10.000250.00025煙氣對流系數(shù)*gcCW/m2K，4555續(xù)表續(xù)表 4-2 某某 440t/h CFB 鍋爐鍋爐 100%、50%負荷雙面水冷壁全爐膛傳熱計算負荷雙面水冷壁全爐膛傳熱計算項 目單 位符 號100%負荷50%負荷顆粒對流系數(shù)pcC0.162 0.072 顆粒對流理論換熱系數(shù)pcW/m2K38.630 12.929 煙氣對流換熱系數(shù)gcW/m2K16.866 11.237 對流換熱系數(shù)

31、cW/m2K55.496 24.166 煙氣輻射減弱系數(shù)k0.04022 0.06867 物料表面平均黑度ps0.64007 0.43907 固體物料黑度p0.86103 0.75637 煙氣黑度g0.03167 0.02710 床層黑度b0.86543 0.76297 系統(tǒng)黑度0.71150 0.64075 受熱面管壁溫差TwK13.878 10.797 管外壁溫度TwK626.878 623.797 輻射換熱系數(shù)rW/m2K131.365 92.170 換熱系數(shù)bW/m2K186.861 116.336 鰭片高度hm0.00635 0.00635 折算高度*hm0.00645 0.0064

32、5 有效高度*h”m0.00456 0.00456 鰭片厚度系數(shù)*v0.20472 0.20472 折算厚度*0.00123 0.00123 參數(shù)4.17350 3.34746 鰭片利用系數(shù)0.99988 0.99992 鰭片面積比(P)Hfin/Ht0.12581 0.12581 名義床側(cè)換熱系數(shù)b W/m2K170.892 109.940 受熱面內(nèi)外面積比Ht/Hf1.367 1.367 壁面平均溫度*Tw_K619.939 618.398 受熱面內(nèi)外溫差*TK572.000 445.000 受熱面耐火層平均溫度*Ta_K905.939 840.898 受熱面耐火層導熱系數(shù)*aW/m2K1

33、25.350 112.650 第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算79附加熱阻as0.00130 0.00139 傳熱系數(shù)KW/m2K163.834 106.975 受熱面吸熱量QggMW24.37 12.38 涂層雙面水冷壁傳熱系數(shù)KW/m2K144.896 97.697 涂層雙面水冷壁吸熱量QtcMW1.227 0.643 雙面水冷壁總吸熱量QMW25.592 13.020 表表 4-3 某某 440t/h CFB 鍋爐鍋爐 100%、50%負荷負荷 屏過全爐膛傳熱計算屏過全爐膛傳熱計算項 目單 位符 號100%負荷50%負荷煙氣速度Vfm/s5.683.18床側(cè)溫度TbK11651058受

34、熱面內(nèi)工質(zhì)溫度TfK719721管節(jié)距Sjm0.07270.0727管外徑dm0.0510.051鰭片厚度m0.0060.006管壁厚1m0.00550.0055物料濃度CPPkg/m31.720.73爐膛總高度Hltm39.4139.41雙面水冷壁總高度Hssm2222局部物料空間濃度Cpkg/m311.7454.999顆粒對流理論換熱系數(shù)0cpW/m2K100100煙氣中水蒸汽份額rH2O%0.0640.064煙氣中三原子氣體份額r%0.150.15煙氣側(cè)總面積Htm2568.3568.3工質(zhì)側(cè)換熱系數(shù)fW/m2K38502555實際設計運行系數(shù)*Xiu10.211受熱面受熱情況N單面 1

35、、雙面 222煙氣輻射厚度Sm0.80.4壁面黑度w0.50.80.80.8受熱面金屬導熱系數(shù)W/m2K3232受熱面壁面污染系數(shù)sm2K/W0.00030.0003受熱面耐火層厚度am100100涂層水冷壁面積m252.6852.68第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算80耐火材料系數(shù) Aa02.52.5耐火材料系數(shù) Ba10.000250.00025常數(shù)B1/22/30.50.5Boltzmann 常數(shù)W/m2K45.67E-085.67E-08鰭片寬度系數(shù)*0.960.96煙氣對流系數(shù)*gcCW/m2K，4555續(xù)表續(xù)表 4-3 某某 440t/h CFB 鍋爐鍋爐 100%、50%負荷屏

36、過全爐膛傳熱計算負荷屏過全爐膛傳熱計算項 目單 位符 號100%負荷50%負荷顆粒對流系數(shù)pcC0.131 0.058 顆粒對流理論換熱系數(shù)pcW/m2K31.331 10.382 煙氣對流換熱系數(shù)gcW/m2K16.866 11.237 對流換熱系數(shù)cW/m2K48.197 21.620 煙氣輻射減弱系數(shù)k0.04121 0.06867 物料表面平均黑度ps0.58455 0.39164 固體物料黑度p0.83487 0.72662 煙氣黑度g0.03243 0.02710 床層黑度b0.84023 0.73403 系統(tǒng)黑度0.69437 0.62022 受熱面管壁溫差TwK70.183 7

37、9.909 管外壁溫度TwK789.183 800.909 輻射換熱系數(shù)rW/m2K152.340 115.106 換熱系數(shù)bW/m2K200.537 136.726 鰭片高度hm0.01085 0.01085 折算高度*hm0.01135 0.01135 有效高度*h”m0.00803 0.00803 鰭片厚度系數(shù)*v0.10138 0.10138 折算厚度*0.00061 0.00061 參數(shù)5.76203 4.80132 鰭片利用系數(shù)0.99929 0.99951 鰭片面積比(P)Hfin/Ht0.22649 0.22649 名義床側(cè)換熱系數(shù)b W/m2K189.126 131.324

38、受熱面內(nèi)外面積比Ht/Hf1.525 1.525 壁面平均溫度*Tw_K754.092 760.955 受熱面內(nèi)外溫差*TK446.000 337.000 受熱面耐火層平均溫度*Ta_K977.092 929.455 第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算81受熱面耐火層導熱系數(shù)*aW/m2K133.950 123.450 附加熱阻as0.00105 0.00111 傳熱系數(shù)KW/m2K170.782 119.283 光管受熱面吸熱量QggMW43.29 22.84 爐膛涂層屏過傳熱系數(shù)KW/m2K151.470 108.773 涂層屏過吸熱量QtcMW3.559 1.931 屏過總吸熱量QMW4

39、6.846 24.776 表表 4-4 某某 440t/h CFB 鍋爐鍋爐 100%、 50%負荷屏再全爐膛傳熱計算負荷屏再全爐膛傳熱計算項 目單 位符 號100%負荷50%負荷煙氣速度Vfm/s5.683.18床側(cè)溫度TbK11651058受熱面內(nèi)工質(zhì)溫度TfK748738管節(jié)距Sjm0.070.07管外徑dm0.0570.057鰭片厚度m0.0060.006管壁厚1m0.0050.005物料濃度CPPkg/m31.720.73爐膛總高度Hltm39.439.4屏再總高度Hpzm2222局部物料空間濃度Cpkg/m311.7525.001顆粒對流理論換熱系數(shù)0cpW/m2K100100煙氣

40、中水蒸汽份額rH2O%0.0640.064煙氣中三原子氣體份額r%0.150.15煙氣側(cè)總面積Htm2444.5444.5工質(zhì)側(cè)換熱系數(shù)fW/m2K1303895實際設計運行系數(shù)*Xiu10.211受熱面受熱情況N單面 1、雙面 222煙氣輻射厚度Sm0.820.4壁面黑度w0.50.80.80.8受熱面金屬導熱系數(shù)W/m2K23.523.5受熱面壁面污染系數(shù)sm2K/W0.00030.0003受熱面耐火層厚度am100100第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算82涂層水冷壁面積m239.539.5耐火材料系數(shù) Aa02.52.5耐火材料系數(shù) Ba10.000250.00025常數(shù)B1/22/3

41、0.50.5Boltzmann 常數(shù)W/m2K45.67E-085.67E-08鰭片寬度系數(shù)*0.90.9煙氣對流系數(shù)*Cgc55續(xù)表續(xù)表 4-4 某某 440t/h CFB 鍋爐鍋爐 100%、50%負荷屏再全爐膛傳熱計算負荷屏再全爐膛傳熱計算項 目單 位符 號100%負荷50%負荷顆粒對流系數(shù)pcC0.1320.058顆粒對流理論換熱系數(shù)pcW/m2K31.34710.388煙氣對流換熱系數(shù)gcW/m2K16.86611.237對流換熱系數(shù)cW/m2K48.21321.625煙氣輻射減弱系數(shù)k0.040630.06867物料表面平均黑度ps0.584690.39175固體物料黑度p0.83

42、4940.72669煙氣黑度g0.032760.02710床層黑度b0.840350.73410系統(tǒng)黑度0.694450.62027受熱面管壁溫差TwK175.237195.776管外壁溫度TwK923.237933.776輻射換熱系數(shù)rW/m2K181.684139.489換熱系數(shù)bW/m2K229.897161.114鰭片高度hm0.006500.00650折算高度*hm0.006610.00661有效高度*h”m0.004680.00468鰭片厚度系數(shù)*v0.153850.15385折算厚度*0.000920.00092參數(shù)6.175115.22008鰭片利用系數(shù)0.999720.999

43、80鰭片面積比(P)Hfin/Ht0.134670.13467名義床側(cè)換熱系數(shù)b W/m2K215.056153.681受熱面內(nèi)外面積比Ht/Hf1.3081.308壁面平均溫度*Tw_K835.618835.888受熱面內(nèi)外溫差*TK417.000320.000第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算83受熱面耐火層平均溫度*Ta_K1044.118995.888受熱面耐火層導熱系數(shù)*aW/m2K136.850125.150附加熱阻as0.001030.00110傳熱系數(shù)KW/m2K170.467122.239光管受熱面吸熱量QggMW31.6017.39爐膛涂層屏再傳熱系數(shù)KW/m2K151.5

44、85111.362涂層屏再吸熱量QtcMW2.4971.408屏再總吸熱量QMW34.09418.795表表 4-5 440 t/h 鍋爐鍋爐 50%負荷性能參數(shù)計算結果負荷性能參數(shù)計算結果名 稱符號單位數(shù)據(jù)碳Car%66.1氫Har%2.77氧Oar%3.67氮Nar%1.14硫Sar%0.51灰Aar%18.46水Mar%7.35爐膛出口過?？諝庀禂?shù)1.6灰中 CaCO3含量3CaCO%70灰中 MgCO3含量3MgCO%2.15灰中 H2O 含量H2O%0.15灰中雜質(zhì)含量雜質(zhì)%27.7脫硫率S%90石灰石耗量Bshkg/s0.31實際煤耗量Bkg/s7.098計算煤耗量Bj6.85一次

45、風率10.50密相區(qū)燃燒率0.47爐膛溫度785.00煙氣平均溫度pjK1058.00理論空氣量V0Nm3/kg6.513理論含水量VH2ONm3/kg0.507理論含氮量VN2Nm3/kg5.154三原子氣體含量VRO2Nm3/kg1.24煙氣體積VyNm3/kg10.87爐膛深度am7爐膛寬度bm13.16第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算84布風板截面深度abm3.53布風板截面寬度bbm13.16可燃氣體未完全燃燒熱損失q3%0.5可燃氣體未完全燃燒熱損失q3ft1固體未完全燃燒熱損失q4%2.97稀相區(qū)空截面煙氣速度uym/s3.18截面熱負荷qf1.99密相區(qū)空截面煙氣速度()uy

46、mm/s2.88密相區(qū)空截面空氣速度ukm2.97分離器入口截面寬度a2m5.45續(xù)表續(xù)表 4-5 440 t/h 鍋爐鍋爐 50%負荷性能參數(shù)計算結果負荷性能參數(shù)計算結果名 稱符號數(shù)據(jù)單位分離器入口截面深度b22.85m分離器個數(shù)Gfl2個分離器入口煙氣速度uf19.34m/s分離效率99.3%飛灰份額afh0.501燃料份額Aar18.46%飛灰可燃物Cfh15%固體未完全燃燒損失q42.97%石灰石耗量(說明書給出)Bsh0.31kg/s實際煤耗量B7.098kg/s循環(huán)倍率R17.17煙氣量Gy13.27kg/kg飛灰攜帶率Msh1.58kg/kg煙氣溫度Ty785脫硫率S0.9%含硫

47、量Sar0.0051%脫硫后產(chǎn)生的硫酸鈣MCaSO40.02kg/kg 煤鈣硫比Ks2石灰石耗量(用公式計算得)Bsh0.045kg/kg硫酸鈣在石灰石中份額CaCO30.7%硫酸鎂在石灰石中份額MgCO30.022%其它雜質(zhì)Msh0.279kg/kg未反應 CaO 及其它雜質(zhì)MCaO0.010kg/kg石灰石反應產(chǎn)生的灰量Ash0.030kg/kg標準狀態(tài)物料濃度Pcn2.11kg/Nm3第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算85物料濃度Pc0.54kg/m3停留時間計算(440 t/h 鍋爐)爐膛深度a6.68m爐膛寬度b13.16m錐體高度h96m錐體角16稀相區(qū)高度h239.7m煙氣速度u

48、03.18m/s煙氣停留時間11.98s氣體未完全燃燒損失q3%0.5續(xù)表續(xù)表 4-5 440 t/h 鍋爐鍋爐 50%負荷性能參數(shù)計算結果負荷性能參數(shù)計算結果名 稱符號單位數(shù)據(jù)灰渣熱損失q6%0.3熱空氣溫度199理論熱空氣焓IrkkJ/kg1721理論冷空氣焓IlkkJ/kg143.4爐膛出口過量空氣系數(shù)-1.6空預器出口過量空氣系數(shù)k”-1.49爐膛漏風系數(shù)lt-0.05制粉系統(tǒng)漏風系數(shù)zf-0.06一次風率10.499二次風率2%0.44回料器出口風溫hl739冷渣器出口風溫lz130回料器出口風焓IhlkJ/kg1037冷渣器出口風焓IlzkJ/kg172.3回料器熱風份額%0.02

49、3冷渣器熱風份額%0.06回料器熱風帶入熱量Ih1kJ/kg155.34冷渣器熱風帶入熱量IlzkJ/kg67.33計算煤耗量Bjkg/h24645.6出口煙氣溫度739出口煙氣焓IyqkJ/h10380熱空氣焓QrkkJ/kg2426.2爐膛內(nèi)放熱量(kJ/h)QltkJ/h430384655爐膛內(nèi)放熱量(MW)QltMW119.55第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算864.1.7 CFB 鍋爐理論燃燒溫度計算鍋爐理論燃燒溫度計算以某 440 t/h 鍋爐為例計算。每 1 kg 煤的爐內(nèi)放熱量 Q (4-36)hk4arnet,100100IQqQQ式中 kJ/kg ；25500arnet,

50、QQk空氣帶入的熱量，Qk =2706 kJ/kg；每 1 kg 燃料帶入的循環(huán)灰焓，kJ/kg。hI如循環(huán)倍率為 R = 24，從分離器返回的灰溫度取為 900?；业撵试?900 時為h)(C812 kJ/kg。故 kJ/kg。1948881224)(hhCRI則 kJ/kg。46293194882070100310025500Q為求煙氣焓和煙氣中的灰焓，必須先假定理論燃燒溫度。若理論燃燒溫度為 1200。灰的焓在 1200 時為 1261 kJ/kgh)(C煙氣焓= (4-37)(hhyahhyCmCVTCTmCTV由熱平衡計算可知每 1 kg 燃料的煙氣質(zhì)量為 kg/kg。04.1119

51、6.1467.156每 1 kg 煙氣所占 Nm3是，748. 03366. 11由此每 1 kg 燃料的煙氣體積 Vy為 11.040.748=8.23 Nm3/kg。1200 時的煙氣焓取為 kJ/ Nm3。1900)(YQC令式(4-31b)與式(4-31a)相等，則 。121025.384629312001261241200190023. 846293100100hhyyhk4arnet,aCmCVIQqQT當負荷降低時熱風溫度降低，熱焓降低到 1114，另外，循環(huán)灰量減少，當變?yōu)楣呐荽矔r假定減少到 0，假定此時的理論燃燒溫度為 1800。煙氣焓在 1800 時為 2990 h)(Ck

52、J/kg， ，則此時的Ta按下式計算：。18877 .13258491800299023. 8111497. 025500100100yyk4arnet,aCVQqQT第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算87可見當 CFB 鍋爐負荷降低時，理論燃燒溫度升高，由大約 1210升高到 1887。這是CFB 鍋爐低負荷穩(wěn)燃的基礎。4.1.8 考慮分離器后燃時的傳熱計算考慮分離器后燃時的傳熱計算飛灰可燃物有時到分離器后繼續(xù)燃燒，特別是對于貧煤，在絕熱分離器內(nèi)繼續(xù)燃燒，使出口煙氣溫度較進口煙溫升高 3070。如果在傳熱計算時不考慮這種現(xiàn)象將會給運行帶來嚴重后果。如前一章所述，在如下條件下，會出現(xiàn)后然現(xiàn)象：

53、燃料在爐膛出口前由于燃料品質(zhì)、顆粒度、爐膛溫度和停留時間影響，未能完全燃燒，而到絕熱分離器內(nèi)又具備繼續(xù)燃燒的條件；對于極低揮發(fā)份的無煙煤，Vdaf68%，一種觀點認為，雖然在分離器內(nèi)有停留時間，但是由于溫度不夠高、顆粒度偏大，可能不再燃燒而排出，成為飛灰可燃物；但另一種觀點認為后燃現(xiàn)象可能更嚴重，見圖 4-3。 “后燃”現(xiàn)象特別表現(xiàn)在物料粒度 d0.1mm 所占份額較大時發(fā)生，如果小于 0.1mm 的顆粒份額不是很大，則“后燃”的影響就很??；對于后燃問題，采用冷卻式分離器，可以使后燃釋放的熱量得到及時吸收，使循環(huán)物料的溫度得到有效控制。為便于考慮后燃進行設計，可將主循環(huán)回路作為計算對象，以分離

54、器出口的煙溫 fL代替爐膛出口的煙溫 L進行熱平衡，(即是修正出口煙氣焓”yx和飛灰焓)，這時爐膛出口煙氣帶走的熱焓增大，飛灰焓也增大，而傳給爐膛內(nèi)受熱面的熱量則相對減少。根據(jù)實際運行的數(shù)據(jù)，正常運行條件下，在給煤粒度分布滿足圖 5-30圖 5-38 時，采用絕熱分離器的鍋爐，分離器中的溫升可按圖 4-3 確定。即爐膛中受熱面的傳熱按著的爐膛溫度進行計算，而分離器出口帶走的熱量，按著圖 4-3 考慮，其中，分離器溫升tt = P tP (4-38)式中，tP根據(jù)煤種按圖 4-3(a)查取。P修正系數(shù)，按圖 4-3(b)查取。若采用冷卻式分離器，則分離器出口的溫度可能略有下降，一般在22oC。進

55、入尾部對流豎井的煙溫應改為考慮后燃的分離器出口煙溫 fL，為了平衡尾部的吸熱量應減少對流過熱器及再熱器的面積，并增加省煤器的面積，以防排煙溫度升高。第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算88-250255075100015304560燃料揮發(fā)份含量 Vdaf %分離器溫升 tP oC石油焦無煙煤貧煤煙煤褐煤其他燃料00.250.50.7513045607590負荷率 %修正系數(shù) P -(a) (b)圖圖 4-3 絕熱分離器溫升絕熱分離器溫升由于目前除中國外，大部分 CFB 以燃燒褐煤為多，后然現(xiàn)象非常弱。但是燃燒揮發(fā)份相對較低燃料時，若沒有考慮后燃，則勢必導致尾部對流受熱面的超溫，排煙溫度偏高。為

56、解決超溫問題，同時維持排煙溫度不再提高，人們試圖減少布置爐膛上部的再熱器或過熱器的受熱面積。但是，僅僅通過改變爐膛中的再熱器及過熱器受熱面積，則將導致主循環(huán)回路吸熱量下降，溫度上升，抵消了吸熱量下降的趨勢，效果不明顯。這在濟寧運河、新鄉(xiāng)、開封、淄博等幾個電廠的實踐中得到驗證?？梢?，由于進入尾部煙道的煙氣溫度偏高、傳熱溫壓偏大，對流受熱面的吸熱量大大超過設計值，所以減少對流再熱受熱面和過熱受熱面，才能夠把再熱器噴水量和過熱器噴水量減下來，同時增加省煤器受熱面積，有助于調(diào)整蒸發(fā)受熱面與過熱、再熱受熱面吸熱比例的失調(diào)，還可把排煙溫度降下來。4.2 巴蘇的傳熱理論及計算方法巴蘇的傳熱理論及計算方法發(fā)展

57、快速床中床對壁面的傳熱模型的主要困難，是由于對快速床流體特性的了解不夠，不過，普遍認為熱量傳導給由沿壁面下滑的固體顆粒不穩(wěn)定薄層，從而形成熱力邊界層，對于 12 MWe的鍋爐，該邊界層厚度為 100 mm，鍋爐容量越大，邊界層也越厚，分析靠近壁面氣固兩相的質(zhì)量、動量和能量平衡情況，可以得到床向壁面?zhèn)鳠岬脑敿毲闆r，該過程的分析是比較復雜的。P. Basu 與 Subbarao 發(fā)展的顆粒團交替模型，與上述熱力邊界層模型相比就顯得比較簡單。盡管該模型比較粗糙，但用它來解釋許多快速床中所觀察到的傳熱現(xiàn)象卻十分有效?？焖俅仓邪ê稚⒐腆w顆粒(固體顆粒分散相)的連續(xù)上升氣相和相對密的顆粒團兩部分。顆粒

58、團與固體顆粒分散相交替地與床壁面接觸，假定c是被顆粒團覆蓋的壁面面積的平均百分率，用 hconv表示對流傳熱系數(shù)，hr表示輻射傳熱系數(shù)，則壁面的時均傳熱系數(shù)可表示為 hconv與 hr之和，即：第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算89h=hconv+hr=c(hc+hcr)+(1-c)(hd+hdr) (4-39)式中 hc顆粒團與的對流傳熱系數(shù)；hdr固體顆粒分散相的輻射傳熱系數(shù)；hc顆粒團的對流傳熱系數(shù)；hdr固體顆粒分散相的輻射傳熱系數(shù)。在任何時刻，循環(huán)流化床鍋爐的壁面一部分被顆粒團所覆蓋，其余部分則暴露在固體顆粒分散相中，顆粒團覆蓋壁面，其時間平均覆蓋率c可由下式計算： (4-40)5

59、. 0)1 (1cwcYK式中 K=0.5；w壁面的空隙率；c顆粒團中的空隙率；Y固體顆粒分散相中固體顆粒的百分比。固體顆粒的局部百分率從床中心向壁面不斷增加，在壁面處其值最大。人們發(fā)現(xiàn)，徑向空隙率的分布僅與徑向無量綱距離(r/R)和截面空隙率的平均值有關，由此可得壁面空隙率的經(jīng)驗公式為(R)=w=3.811。下面討論輻射與對流傳熱。4.2.1 對流傳熱對流傳熱對流傳熱包括顆粒團與顆粒分散相的對流傳熱兩部分。hconv=chc+(1-c)hd (4-41)(1) 顆粒團對流傳熱 hc顆粒團沿著壁面下滑，在與壁面接觸一段時間后，顆粒團或者破裂消失或者運動到別處。顆粒團與壁面接觸時，其初始溫度為床

60、溫 Tb，這樣，顆粒團與壁面間產(chǎn)生非穩(wěn)態(tài)傳熱。在傳熱過程的初始階段，顆粒團中只有第一層顆粒發(fā)生傳熱，其溫度水平降至與壁面溫度相同。不過，若顆粒團貼壁時間足夠長，顆粒團內(nèi)部的顆粒也參與和壁面的非穩(wěn)態(tài)換熱過程。分析壁面與顆粒團之間的非穩(wěn)態(tài)導熱(假定顆粒團貼壁時為半無限狀態(tài))，局部傳熱系數(shù)的瞬時值ht可由下式計算： (4-42)tCKht/ccc式中 Kc顆粒團的導熱系數(shù)；Cc顆粒團的比熱第四章 循環(huán)流化床鍋爐爐內(nèi)傳熱計算90c顆粒團的密度由于顆粒團的導熱是基于鼓泡床顆粒小團的導熱類推的，因此可以認為顆粒團的性質(zhì)與鼓泡床中的乳化相性質(zhì)相同。由此，顆粒團比熱：Cc=(1-c)Cp+cCg (4-43)