哈爾濱工業大學工學碩士學位論文哈爾濱理工大學學士學位論文-PAGEII- -PAGEIII-學士學位論文西昌地區75t/h循環流化床蒸汽鍋爐設計摘要循環流化床（CFB）燃燒技術是上個世紀70年代在國際上發展起來，80年代在鍋爐上得到成功應用的一種清潔煤燃燒技術。由于它具有高效，低污染且煤種適應性強這三大特點，自從70年代末第一臺20t/h循環流化床鍋爐問世以來，循環流化床燃燒技術得到了許多國家的重視，并與此同時得到了迅速的發展。本次設計根據給定的畢業設計任務書，參考相關資料，結合工程實際情況，在分析鍋爐的基本構造、工作過程及基本特性的基礎上，對西昌地區75t/h循環流化床蒸汽鍋爐進行設計。鍋爐主體采用最典型的M型布置方式，在爐膛出口與尾部煙道之間布置高溫絕熱旋風分離器。尾部豎井煙道依次布置兩級過熱器，交錯布置兩級省煤器和兩級空氣預熱器。另外本設計進行了爐膛設計計算、鍋爐各對流受熱面的設計計算、氣包與集箱的強度校核計算、煙風阻力計算。在熱力計算中，利用相似原理，采用逐次逼近法，進行迭代計算，確定爐體及相關部件的尺寸。本次設計的鍋爐效率為86.83%，爐膛截面積為31.27m2，爐膛容積為關鍵詞循環流化床；鍋爐設計；高溫絕熱旋風分離器Designof75t/hcirculatingfluidizedbedsteamboilerforXichangAbstractThecirculationfluidbed(CFB)burningtechnologyisakindofcleancoalburningtechnologywhichstartsfrom70's,andachievetheapplicationontheboilersuccessfullyat80'sinthelastcentury.Becauseitshighlyeffective,thelowpollutionandstrongcompatibleformanycoalplants.Itisattheendofthe70'swhenthefirst20t/hcirculationfluidbedboilerhasbeenpublished,thecirculationfluidbedburningtechnologyobtainedmanynationals’values,andobtainedtherapiddevelopmentatthesametime.Ourcountryopensthebeginningofdeveloppingthecirculationfluidbedboilertechnologyfromoncentury80's,andsimultaneouslyadoptstheintroductionandtheself-developmenttwopoliticallines,wearealreadycompletelyhadgraspedthedesignandmanufacturetechnologyformiddleandsmallscalecirculationfluidbedboileratpresent.Accordingtothegraduationdesignmissionbookthatthetutorgavedefinitely,thisdesigncombinestheoperationexperienceoftheprojectpracticeandconsulttherelevantdesigndata,a75t/hCFBsteamboilerforXichangisdesignedonthebasisofconsultingconcerningreferencesandanalyzingbasicstructure,workingprocessandgeneralfeaturesoftheboiler.TypicalMtypeboiler.Thehightemperaturecycloneseparatorisdistributedbetweentheoutergateofthefurnaceandverticalflue;primary,secondarysuperheaterhigherandlowerleveleconomizerscross-connectedlyisdistributedintheverticalflue.Inaddition,designingcalculationoffurnace,convectiveheatingsurface,intensityofdrumandsmoke-windresistanceareaccomplished.Itshouldbeemphasizedthatsimilaritycriterionandsuccessiveapproximationmethodwithiterativecomputingareusedinheatingcalculation.Theefficiency、sectionalareaandvolumeofthedesignedboilerare86.83%,31.27m2,781.85m3respectively.Itcanbeseenfromthecalculatingresultthatthetotaldesigncangainboththeeconomicalbenefitandthesocialbenefit,whichindicatesthedesigncanbeprovidedasreferenceofactualengineeringdesign.Keywordscirculatingfluidizedbed;designofboiler;hightemperaturecycloneseparatorPAGEII---PAGE114-目錄摘要 =1\*ROMANIAbstract =2\*ROMANII第1章緒論 61.1循環流化床鍋爐的發展歷程與應用 61.2我國循環流化床鍋爐的發展 71.3循環流化床鍋爐的前景展望 81.3.1循環流化床高參數化超臨界化 81.3.2循環流化床調峰機組 91.3.3循環流化床熱水鍋爐 9第2章鍋爐的總體結構布置 102.1鍋爐結構初步選定及其概述 102.2方案論證 112.2.1鍋爐的總體布置 112.2.2氣固分離器的選取 122.2.3爐膛結構的初步設計 122.2.4水冷壁及其爐墻形式的選取 122.2.5過熱器與減溫器的選取 122.2.6省煤器的選取 132.2.7空氣預熱器的選取 132.2.8西昌地區的煤種情況 132.3本章小結 14第3章熱力計算 153.1鍋爐規范、輔助計算及熱平衡計算 153.1.1基本參數 153.1.2煤種及燃料特性 153.1.3輔助計算 153.2各受熱面的設計及其熱力計算 243.2.1密相區埋管的設計及其傳熱計算 243.2.2稀相區水冷壁的設計及其傳熱計算 273.2.3過熱器的結構設計及其傳熱計算 303.2.4鍋爐吸熱量的受熱面分配 373.2.5省煤器和空氣預熱器的結構設計及其傳熱計算 383.3熱力計算結果匯總 483.4本章小結 49第4章循環流化床鍋爐主要部件的設計及計算 504.1高溫絕熱旋風分離器的設計計算 504.1.1分離器基本參數與尺寸的確定 504.1.2分離器的離心沉降速度的校驗 514.1.3分離器的理論切割直徑 514.1.4分離器中的煙氣阻力計算 514.2U型返料器的設計與計算 514.2.1返料器尺寸的確定 524.2.2U型返料器送風量的計算 524.3布風板的設計 534.3.1花板的設計 534.3.2風帽 544.3.3耐火保護層 554.4爐膛開口 554.4.1給料口 554.4.2床層底部的排渣口 554.4.3循環物料進口 554.4.4二次風入口的設計 554.5本章小結 55第5章強度計算 575.1鍋筒強度校核計算 575.1.1鍋筒筒體強度校核計算 605.1.2孔的加強計算 605.2下降管聯箱的強度設計計算 655.3本章小結 68第6章煙風阻力計算 696.1煙氣側流阻計算 696.2空氣預熱器空氣側流阻計算 756.3布風裝置的空氣側阻力計算 766.4引、送風機的選取 766.5本章小結 77結論 78致謝 79參考文獻 80附錄A英文資料（原文） 82附錄Ｂ英文資料（譯文） 101緒論循環流化床鍋爐的發展歷程與應用循環流化床鍋爐燃燒技術的發展始于上個世紀70年代，是一種新型的清潔煤燃燒技術。由于它具有高效，低污染且煤種適應性強這三大特點，自從70年代末第一臺20t/h循環流化床鍋爐問世以來，循環流化床燃燒技術得到了許多國家的重視，并與此同時得到了迅速的發展。八十年代，德國魯奇公司首先取得了循環流化床裝置的專利，并研究開發出當時世界上最大的270t/h循環流化床鍋爐，由此引發出了全世界循環流化床的開發熱潮。至今已經形成幾個技術流派：以魯奇公司為代表(包括Stain公司和ABB公司)的絕熱旋風筒帶有外置換熱床的循環流化床鍋爐技術；以德國B&W公司為代表的采用塔式布置中溫旋風分離循環流化床鍋爐技術；以原芬蘭Alhstrom公司為代表的燃燒室內布置翼形受熱面的高溫絕熱旋風分離的循環流化床鍋爐技術；以美國FW公司為代表的帶有Intrex的汽冷旋風分離循環流化床鍋爐技術和美國B&W公司采用簡易分離的循環流化床鍋爐技術。九十年代中期，又迅速崛起了由前Alhstrom公司開發出的冷卻式方型分離緊湊式循環流化床鍋爐技術。技術流派的演變是一個技術發展的過程。八十年代，由笨重易損的熱旋風筒，進步到九十年代初的精巧耐用的汽冷旋風筒，進而到九十年代中開發出的冷卻式方型分離緊湊式循環流化床鍋爐又克服了汽冷旋風筒的生產成本問題，并為循環流化床鍋爐最終回歸到傳統鍋爐的簡潔布置開創了道路；目前由FosterWheeler公司生產，安裝于波蘭的260MWe循環流化床鍋爐即采用方形分離器技術。從容量上看，循環流化床鍋爐也從熱電用小中型低參數容量發展到高參數大型電站鍋爐。目前世界上在運行的最大容量循環流化床鍋爐為美國佛羅里達300MWe燃用石油焦的循環流化床鍋爐。另有近十臺200~300MWe循環流化床鍋爐正在安裝或制造。國外公司預計，目前的技術水平制造600MWe循環流化床鍋爐是有把握的。當前全世界（除中國外）100MWe以上循環流化床鍋爐運行臺約60臺。其中已經投產運行的40余臺。這些循環流化床鍋爐主要在歐美，只有20％左右在亞洲。單臺連續運行最高記錄為13個月，可用率達到98％。循環流化床鍋爐檢驗規程和安全規程已經列入美國的ASME標準，這是該技術成熟及標準化的重要標志。我國循環流化床鍋爐的發展我國的循環流化床燃燒技術的來自于自主開發、國外引進、引進技術的消化吸收三個主要來源。上世紀八十年代以來，我國循環流化床鍋爐數量和單臺容量逐年增加。國內自主開發的主要研究單位為清華大學，中科院熱物理研究所及西安熱工研究院等。他們與鍋爐廠結合，開發了從35t/h-440t/h系列化國產循環流化床鍋爐。以性能和價格優勢將國外技術擠出了中國中小循環流化床鍋爐市場。其中清華大學與哈爾濱鍋爐廠剛剛完成的十五攻關國產化440t/h再熱超高壓循環流化床鍋爐（135MWe）示范工程于今年七月通過了科技部驗收。這是目前國內在運行的最大容量循環流化床鍋爐。同時，清華完成了世界首臺135MWe再熱循環流化床鍋爐電廠仿真機，技術水平世界領先。清華大學與國內合作鍋爐廠多年合作研究完成的循環流化床鍋爐設計理論，設計導則，熱力計算軟件完全突破了國外對我國的技術封鎖。該軟件已經出口到日本，打破了多年來我國一直依賴進口循環流化床技術的局面。鑒于清華大學在循環流化床鍋爐研究開發中的聲譽，一些著名的國際公司，如ABB、法國EDF公司、石川島播磨等與清華大學合作研究一些循環流化床燃燒技術中的難題。目前容量在400t/h級再熱型循環流化床鍋爐，國內已經基本掌握，進入了推廣示范階段。國產化670t/h(200MWe)正在立項實施。我國曾多次引進國外循環流化床鍋爐技術，并數次購買國外循環流化床鍋爐產品，推動了中國循環流化床鍋爐技術的發展。如電力部從芬蘭Alhstrom公司購買的內江電廠410t/h爐;石化系統從同一公司購買的茂名2臺220t/h燃用油頁巖的循環流化床鍋爐;近年從美國FosterWheeler公司購買的鎮海石化220t/h,金山石化的280t/h燃用石油焦循環流化床鍋爐。國內三家大型鍋爐廠先后引進了美國FosterWheeler公司50~100MWe汽冷旋風筒循環流化床鍋爐技術，德國EVT150MWe以下容量再熱循環流化床鍋爐技術和前美國ABB-CE的再熱循環流化床鍋爐技術。目前國家發改委組織引進了法國阿爾斯通300MWe循環流化床鍋爐技術，希望一次性解決電力系統對大型發電循環流化床鍋爐的需要。根據不完全統計，我國已在引進循環流化床鍋爐方面花費了近兩億美元。然而，國外從來也沒有把循環流化床的設計核心技術教給中國。甚至熱力計算程序都不是源代碼。國內的循環流化床技術發展，應是消化引進國外循環流化床技術和研制開發自主知識產權的大型循環流化床鍋爐制造技術并重，一方面消化完善引進國外循環流化床技術，使之完全適應我國的國情，另一方面在消化的基礎上找到突破口，結合自己開發工作的成果和經驗予以創新，形成自己的專利技術，打破國外循環流化床技術一統我國大型循環流化床市場的局面，建立擁有良好競爭機制大型循環流化床市場。我國循環流化床鍋爐技術的發展史提供的教訓實在太多了。循環流化床鍋爐的前景展望循環流化床高參數化超臨界化 循環流化床鍋爐大型化發展的一個重要的目標是開發超臨界參數循環流化床鍋爐。由于超臨界技術及大型循環流化床均是已經掌握的技術，將二者結合形成的超臨界循環流化床鍋爐將在環保及效率上實現雙突破。特別是國際上及清華大學近期的研究證明，循環流化床鍋爐及超臨界均是成熟技術，二者的結合相對技術風險不大，然而，結合后產生的技術綜合了循環流化床鍋爐低成本污染控制及高供電效率兩個優勢。因此，其商業前途十分光明，具有巨大的商業潛力，是清潔煤燃燒技術中一個異軍突起的新方案。因而極可能形成一個在IGCC、PFBC、PC＋FGD之外的清潔煤技術新起點。超臨界循環流化床鍋爐技術實現難度低于超臨界煤粉爐，由于燃燒室內熱負荷低，有可能以相對簡單的本生爐垂直管方案構成燃燒室受熱面；而且，低質量流率帶來的低阻力降可能使其在低負荷亞臨界區具有自然循環性質，運行十分安全。我國是一個燃煤大國，在電力部門需要裝備相對一批大型燃煤發電設備。常壓循環流化床燃燒技術是已經為國際上公認的商業化程度最好的潔凈煤技術，但在達到較高的供電效率方面并未具有明顯的優越性。超臨界CFB作為下一代CFB技術，由于可以得到較高的供電效率（比目前我國發電廠平均效率28％高出12個百分點），脫硫成本比FGD低50％以上，而投資最多與SPC+FGD持平，是一種適于在中國大量推廣的燃煤發電技術。因此一些著名的循環流化床鍋爐公司均非常關注這一方向。法國阿爾斯通和美國福斯特惠勒均投入大量人力物力開發大容量超臨界參數循環流化床鍋爐。特別是2003年三月FosterWheeler公司簽訂了世界上第一臺，也是最大容量的460MWe超臨界循環流化床鍋爐合同。它將安裝在波蘭南部Lagisza電廠。我國近年來流化床技術發展迅速。總運行臺數已經超過了世界其他地區的所有循環流化床鍋爐的總和。單臺容量從75t/h（3.82MPa）發展到440t/h（13.7MPa）。國家發改委支持引進了300MWe亞臨界循環流化床鍋爐（17MPa）。因此我國應盡快開展超臨界循環流化床鍋爐的研究。趁國外超臨界循環流化床鍋爐相關專利及產品出現之前，形成我國的超臨界循環流化床鍋爐自主知識產權和相關專利，這樣，可以擺脫過去的反復引進的被動局面，使我國循環流化床燃燒技術實現跨越式發展。循環流化床調峰機組循環流化床鍋爐已證明具有遠高于煤粉爐的負荷調節特性。它可以在30％MCR下穩定不投油運行。冷卻型分離器循環流化床鍋爐具有頻繁調負荷的能力。因此，我國電網峰谷差逐年加大，調峰循環流化床鍋爐是一個良好的解決方案。今后應加強調峰循環流化床鍋爐的開發工作。循環流化床熱水鍋爐中國城鎮社區的快速發展，對大容量供暖鍋爐需求加大。這些燃煤鍋爐的污染排放極難解決。燃用天然氣從經濟到資源方面均不宜大面積推廣。循環流化床熱水鍋爐是一個良好選擇。我國新開發的116MWth循環流化床熱水鍋爐經石家莊市兩年運行經驗證明了該爐在節能，環保，可靠性方面的突出優勢。可以作為今后的重點發展推廣方向。鍋爐的總體結構布置鍋爐結構初步選定及其概述循環流化床鍋爐整體結構采用“M”型布置，即分離器布置于爐膛與尾部豎井煙道之間。在爐膛底部的密相區布置有多排豎直埋管，在密相區以上至爐膛頂部的四周豎直墻上布置有膜式水冷壁。從爐膛出口出來的含塵煙氣經過布置在爐膛與尾部煙道之間的兩級高溫絕熱旋風分離器后。其中的固體顆粒被分離，煙氣進入豎直煙道進而沖刷布置其中的對流受熱面，在豎直煙道至上而下依次布置有高溫對流過熱器、低溫對流過熱器、上級省煤器、上級空氣預熱器、下級省煤器、下級空氣預熱器。在爐膛底部布風板以上約2m處的前后墻上分別開有給料口和循環灰料的入口。循環流化床鍋爐的爐膛橫截面呈正方形狀，為了均勻的配給二次風。在密相區與稀相區的交界處，亦即爐膛底部傾斜墻的上方，開有兩排，共十六個二次風口，均勻分布于四周的爐墻上。這同時有利于二次風在爐膛內有足夠的穿透深度。布置于煙道上的臥式流過熱器采用分兩級布置，在兩級過熱器之間設有鍋爐自制冷凝水噴水減溫器，由進入鍋爐的給水來冷卻飽和蒸汽制成凝結水，回收凝結放熱量后再進入省煤器。省煤器和空氣預熱器采用兩級交錯配合布置，以節省受熱面，減少鋼材消耗量。鍋爐汽泡的正方布置四根集中下降管，分別供水給12組水冷壁系統。汽包內部裝設汽水旋風分離器、二次分離用百葉窗分離器。由于循環流化床鍋爐的爐膛高度要大于普通的煤粉爐鍋爐，因此采用輕而薄的管上爐墻，爐墻通過吊裝結構掛在膜式水冷壁上。這樣的結構既節省了鋼材，又節省了爐墻上的耐火材料，同時又減輕了鍋爐與構架的重量采用管上爐墻。另外，這樣的結構還具有良好的密封性能，漏風系數小，不容易結渣等優點。因此采用管外爐墻與膜式水冷壁[1]。鍋爐總體布置見圖2-1。圖2-1：鍋爐總體結構布置圖方案論證鍋爐的總體布置鍋爐的總體布置既與鍋爐的參數、容量有關，也和鍋爐用的燃料的性質等因素有關。根據任務書所給的鍋爐容量為20.83kg/s(75t/h)，屬于中容量循環流化床電站鍋爐，總體布置采用常用的M形布置，這樣雖然鍋爐的整體高度較大，但占地面積較小，布置以及檢修尾部受熱面都比較方便，且有較好的燃燒效率[1]。氣固分離器的選取高溫旋風分離器是一種常用的氣固分離裝置，這種分離器相對于慣性分離器而言，具有較高的分離效率，對于循環流化床來說更為適用。目前的循環流化床鍋爐多采用這種分離器。另外，相對于汽（水）冷結構的高溫旋風分離器而言，在目前，由耐火材料制成的高溫絕熱旋風分離器已經具有了較為成熟的設計方法。因此采用這種氣固分離較為合適[5][8]。爐膛結構的初步設計鍋爐設計的初期必須對爐膛的基本尺寸進行設計，這些初步設計主要包括爐膛高度，橫截面形狀，爐深，爐寬以及爐膛下部收縮部分尺寸的確定。這些設計需要綜合考慮鍋爐制造和運行時的一系列因素。設計時初步選定的鍋爐截面熱負荷和容積熱負荷，由此可以確定鍋爐的橫截面積以及爐膛的整體高度。再取爐膛的深寬比為1：1，這樣有利于二次風在爐內的均勻分布和在爐內的穿透力度。爐膛下部收縮部分的尺寸根據初步選定的鋪角以及一次風高度確定[5][8]。水冷壁及其爐墻形式的選取循環流化床鍋爐的燃燒方式決定了它較通常的煤粉爐來說，具有較大的高度。本次設計的鍋爐為75t/h的蒸汽鍋爐，在目前的電站鍋爐行業已經屬于是小容量鍋爐，但是其高度仍然較大。為了盡量減輕鍋爐的重量和方便鍋爐的安裝，本次設計的水冷壁采用膜式水冷壁，爐膛的爐墻采用輕而薄的管上爐墻，通過吊裝結構掛在水冷壁上。這樣便減輕了鍋爐及其構架的重量。與此同時可以提高爐膛的密封性能，減少了爐膛的漏風，而且水冷壁不容結渣，也節省了爐墻上的耐火材料。過熱器與減溫器的選取過熱器的工作任務是把鍋爐所產生的飽和蒸汽過熱到一定溫度，同時在鍋爐允許的負荷波動（一般是60%～70%負荷到100%負荷）范圍內以及工況變化（如燃料水分變化，過量空氣量變化）時保持過熱蒸汽溫度正常，其波動范圍保持在一般規定的±10℃以內。過熱器根據它所采用的傳熱方式分為對流過熱器、半輻射過熱器及輻射過熱器三種。對流過熱器是放在爐膛外面對流煙道里的過熱器，主要以對流傳熱方式吸收流過它的煙氣的熱量，常用于低參數及中參數鍋爐中。半輻射過熱器也稱屏式過熱器，一般放在爐膛上部出口附近，它既吸收爐膛中火焰的輻射熱，又以對流方式吸收流過它的煙氣的熱量。輻射過熱器是放在爐頂或爐墻上的過熱器，它基本上只吸收爐膛里火焰和煙氣的輻射熱，常應用于高參數鍋爐[1][4]。因本次設計的鍋爐屬中容量鍋爐，所以采用兩級對流過熱器較為合理。減溫器的作用就是冷卻蒸汽，使之溫度降低，從而保護汽輪機及過熱器的管壁不超溫。減溫器的形式有兩種，第一種是面式減溫器，其原理是將鍋爐給水的一部分通過由管子組成的傳熱面的一側，蒸汽通過另一側，用給水來冷卻蒸汽，可通過調節給水量來調節蒸汽溫度。但這種調節溫的方法所用面式減溫器結構復雜，管子彎頭有時會斷裂、漏水，運行上不夠安全可靠，同時由于減溫器熱容量大，調節汽溫時汽溫反應遲緩。第二種是噴水減溫器，就是把水直接噴入蒸汽中以降低其溫度。這種減溫器結構簡單，運行可靠，反應又快，因此目前采用較廣[1][4]。所以在兩級過熱器之間采用噴水減溫器進行減溫。但噴水減溫時，減溫水的水質必須非常純凈，含雜質非常少，否則會使鹽結在過熱器管中，鹽結的比較多時會使過熱器受熱面超溫而燒壞。為此采用自制冷凝水減溫方法來解決噴水減溫所用水的問題。省煤器的選取省煤器可分為兩種：一種是鑄鐵省煤器，優點是不論水側或煙氣側都不太怕腐蝕，缺點是太笨重、彎頭及法蘭多，材料本身也缺乏塑性、不能隨沖擊和高壓，僅能用在壓力低于2.2MPa的情況下。另一種是鋼管省煤器，因其具有結構緊湊、造價低、能承受汽水沖擊、能承受高壓、運行可靠，固采用之[1][4]。空氣預熱器的選取空氣預熱器可分為回轉式空氣預熱器和管式空氣預熱器：回轉式空氣預熱器的優點是節省鋼材、結構緊湊，節省場地，而且可以和鍋爐尾部其他受熱面分開布置，在布置上較方便，抗腐蝕性能好，因此在大型鍋爐中常采用；缺點是結構復雜，制造機加工工作量大，對制造及安裝要求比較高。管式空氣預熱器是在我國使用很廣的一種空氣預熱器，煙氣在管中縱向流動，空氣在管外橫向流動沖刷受熱面，而且多制成“管箱”形式，使制造、運輸、安裝都非常方便[2][3]。因本次設計的鍋爐屬中、小型電站鍋爐，應優先考慮制造、運輸和安裝的方便性，所以采用管式空氣預熱器。西昌地區的煤種情況本次設計之前經過多方面調查以及資料收集和文獻查閱表明，西昌地區屬于常壓地帶，具有很大的含煤面積，共探明煤炭資源62億噸，煤種以褐煤為主，約占41噸，占2/3，其余為瘦煤，焦煤，與少量無煙煤。因此本次設計的設計煤種為褐煤。設計時采用內蒙古扎賚諾爾的代表性褐煤。本章小結本章根據給定的設計任務書，結合西昌地區的環境以及燃料情況，選定設計煤種；依據褐煤的燃料特性、以及所設計鍋爐的噸位和蒸汽參數等給定值，初步選定了過熱器、省煤器、空氣預熱器、水冷壁等受熱面的型式和布置方式；因為燃燒方式為循環流化床燃燒，本次設計的鍋爐受用最常用的“M”型布置。熱力計算鍋爐規范、輔助計算及熱平衡計算基本參數1．鍋爐額定蒸發量：20.83kg/s(75t/h)2．過熱器出口蒸汽壓力：p=9.8MP3．過熱器出口蒸汽溫度：t=450℃4．給水溫度：205．給水壓力：10.3MP6．排污率：=5%7．排煙溫度：=140℃8．冷空氣溫度：=30℃煤種及燃料特性1．燃料名稱：褐煤（采用內蒙古扎賚諾爾的代表性褐煤）2．煤的應用基成分：①碳：=34.65%②氫：=2.34%③氧：=10.48%④氮：=0.57%⑤硫：=0.31%⑥灰分：=17.02%⑦水分：=34.63%3．煤的干燥器無灰基揮發分：=9%4．燃料低位發熱量：=12288.3kJ/kg輔助計算1．燃燒產物容積計算：煤完全燃燒（=1）時理論空氣量及燃燒產物容積計算見表3-1（以1kg燃料為準）。表3-1燃料產物的計算序號名稱符號單位計算公式或來源結果1理論空容積Vokm3/kg3.36182三原子氣體容積VRO2m3/kg0.64873理論氮氣容積VoN2m3/kg2.66044理論蒸汽容積VoH2Om3/kg0.68925理論煙氣容積Voym3/kg3.99832．漏風系數煙道各各受熱面的漏風系數及過量空氣系數見表3-2：表3-2空氣過量系數及各段煙道的漏風系數序號名稱符號單位計算公式或來源結果1密相區出口處的名義過量空氣系數α＂／查表5-2[2]1.12稀相區的漏風系數Δαb.c／查表5-2[2]0.13上級過熱器漏風系數Δαgr1／查表5-2[2]0.034下級過熱器漏風系數Δαgr2／查表5-2[2]0.035上級省煤器漏風系數Δαsm1／查表4-3[1]0.026下級省煤器漏風系數Δαsm2／查表4-3[1]0.027上級空預器漏風系數Δαky1／查表4-3[1]0.038下級空預器漏風系數Δαky2／查表4-3[1]0.033．鍋爐的各項熱損失見表3-3：表3-3鍋爐的各項熱損失序號名稱符號單位計算公式或來源結果1氣體不完全燃燒損失q3%查表5-2[2]0.52固體不完全燃燒損失q4%查表5-2[2]33密相區出口處的氣體不完全燃燒熱損失q3bb%q3+2=2.52.54密相區內的燃燒份額δ／選取0.55密相區內的固體不完全燃燒熱損失q4bb%49.256一次風占總風量的比率x%查表5-2[2]607密相區出口處的名義空氣系數αbb／查表5-2[2]1.18密相區出口處的實際空氣過剩系數α"bb／1.2614．煙氣特性計算見表3-4：表3-4煙氣特性計算序號名稱符號單位計算公式或來源密相區稀相區上過熱器下過熱器上省煤器下空預器下省煤器下空預器1進口空氣過剩系數α＇//1.231.261.281.311.332出口空氣過剩系數α"http://31.261.281.311.331.363平均空氣過剩系數αar/151.2451.271.2951.321.3454水蒸汽體積VH2Om3/kg0.69460.69730.70080.70250.70380.70540.70620.70795干煙氣體積Vgdm3/kg4.33454.50264.72114.82194.9064.98295.05735.15816煙氣體積Vgm3/kg5.02915.19995.42195.52445.60985.68835.76355.8667二氧化物分壓力rRO2/0.1290.12480.11960.11740.11560.1140.11260.11068水蒸汽分壓力rH2O/0.13810.13410.12930.12720.12550.12120.12250.12079三原子氣體分壓力rR/0.26710.25890.24890.24460.24110.23520.23510.231310煙氣的重量Ggkg/kg5.65575.8756.16026.29186.40156.53316.59896.730511各段煙氣處飛灰份額αfa/查表B5-2選30~70%[2]0.6512飛灰含碳量C%查表B5-2(<10%)[2]8.0底渣含碳量C%查表B5-2(<2%)[2]1.0飛灰質量濃度μkg/kg0.9060.8720.016640.016280.01600.01570.01550.0152飛灰體積濃度μkg/m30.18020.16770.003070.002950.002850.002760.002690.00259固體不完全燃燒損失q4%查表B5-2(2~6%)[2]3.0循環倍率R選取518所需分離器分離效率η%98煙氣中飛灰的質量濃度Gfakg/kg0.11065．煙氣焓溫表見表3-5：表3-5空氣煙氣焓溫表序號溫度(℃)=0.6487=206604=0.6892=++（KJ/kg）(KJ/m3)=.(KJ/kg)(KJ/m3)=.(KJ/kg)(KJ/m3)=.(KJ/kg)1100170.03110.3129.58344.73150.52103.74558.772200357.46231.88259.92691.49304.46209.831133.23300558.81362.5392.011042.9462.72318.911724.314400771.88500.72525.441397.88626.16431.552330.155500994.35645.03663.81765.97794.85547.812958.8166001224.66794.44804.122139.28968.88667.753601.4777001461.88948.32947.522520.781148.84791.784260.8888001704.881105.961093.62909.411334.4919.674935.0499001952.281266.441241.643303.261526.131051.815621.511010002203.51429.411391.73702.481722.91187.426319.31續表3-5=3.3618(m3/kg)=0.65；=17.02%；=8%；=3%；=98%(m3/kg)=.(m3/kg)(kJ/kg)分離器前：=.[100../(100-).(100-q4)+n]分離器后：=.[100../(100-).(100-q4)+n].(1-η)序號密相區稀相區上過熱器下過熱器上省煤器上空預器下省煤器下空預器1132.43445.282.6922266.36895.45173.2819.2219.1819.1819.1119.2219.133402.691353.76268.9529.8329.7729.7729.6729.8329.694541.761821.29367.7940.7940.7140.7140.5740.7940.65684.12299.81468.7351.9851.8951.8951.751.9851.756829.742789.42571.3663.3663.2563.2563.0263.6363.087978.323288.92675.773462.633462.674.9474.8174.8174.5474.9474.6181129.123795.88782.354008.744008.786.7686.6186.6186.2986.7686.3791282.324310.9891.454567.764567.898.8698.6898.6898.3398.8698.42101437.44832.251003.135140.885140.9111.25111.05111.05110.65111.25110.75續表3-5序號密相區稀相區上過熱器下過熱器上省煤器上空預器下省煤器下空預器α"bb=1.1α"bc=1.20α"gr1=1.23α"gr2=1.26α"sm1=1.28α"sm2=1.31α"ky1=1.33α"ky2=1.361692.6705.93714.84723.75737.12750.4221403.151429.971447.881474.681492.691519.4632133.192173.752200.722241.342268.572309.0442880.92935.462880.822935.542971.7553654.743723.643654.653723.6364243.044326.724445.7678052.48381.295017.33511689323.379639.965808.095921.97910620.3711051.466613.026742.341011943.4212426.656．鍋爐熱平衡及燃料計算見表3-6：表3-6熱平衡及燃料消耗量計算表序號名稱符號單位計算公式及來源結果1鍋爐的輸入熱量Qrkj/kg，P87[3]13789.42排煙溫度℃給定1853排煙焓kj/kg由煙氣焓溫表查得1404.104冷空氣溫度℃給定305理論冷空氣炩kj/kg133.566固體不完全燃燒熱損失q4%參考煙氣特性表37排煙損失q2%P87[3]8.938氣體不完全燃燒熱損失q3%查表5-2[2]0.29散熱損失q5%選取，P90[3]0.6510灰渣物理熱損失%，P91[3]0.3911總熱損失Σq%13.1712鍋爐效率ηgl%100-Σq86.8313保熱系數φ0.9914過熱蒸汽焓kj/kg查附表Ⅵ-4[1]3243.615給水溫度℃取熱力除氧后的給水溫度10510516省煤器入口壓力MPa給定10.317給水炩kj/kg查未飽和水和過熱蒸汽表440.7118鍋筒工作壓力PMpa按給定的過熱器壓力9.8Mpa+1Mpa[1]10.819飽和水焓kj/kg查飽和水焓1399.1820排污率ρpw%給定521汽化潛熱rkj/kg查飽和蒸汽表1331.9422鍋爐的輸出熱量kw6707523耗煤量Bkg/h22905.2324計算耗熱量kg/h22218.087．鍋爐熱負荷的選取及整體結構的確定：取爐膛容積熱負荷=100KW.m,爐膛截面積熱負荷。可由以下公式求得鍋爐爐膛容積及截面積[4]：爐膛底部布風板以下的風室傾角為15°。在布風板以上至二次風入口處部分呈錐形擴口，鋪角取8°。一次風區高（即布風板至二次風入口處垂直高度）為3.5m。取爐膛深寬比為1：1，則整個爐膛橫截面呈正方形。爐膛頂部呈傾斜布置，傾角取15°。由此可求取爐膛高度約為27m。爐膛尺寸示意如下圖：圖3-1：爐膛示意圖各受熱面的設計及其熱力計算密相區埋管的設計及其傳熱計算1．密相區埋管的結構設計在循環流化床鍋爐底部密相區四周布置豎直埋管（如圖3-2），管子最低處距風帽小孔高度為330mm。埋管的規格為Φ60×5。由于在密相區處氣流速度高，顆粒濃度大，管子彎頭受到的定向沖刷比較嚴重，因此，每排管子的彎頭外都包有一層耐高溫的防磨蓋板。圖3-2：密相區埋管布置示意圖2．密相區埋管的傳熱計算見表3-7:表3-7密相區的埋管傳熱計算序號名稱符號單位計算或公式來源數值分離返料灰溫度℃假定與爐膛出口處溫度相同850分離返料灰焓kj/kg查焓溫表836.9密相區入爐熱量kj/kg11097.7假定密相區溫度℃先假設再校核900每公斤燃料的煙氣體積m/kg按表4查取5.03布風板有效面積㎡取爐膛截面積31.27床溫下的流化速度m/s2.03床料粒子平均單量直徑m選取1.5mm0.0015煙氣的運動黏性系數m/s查附表Ⅵ-10[1]1.46×10密相區煙氣密度kg/m查表6-1[2]0.301固體粒子真空密度kg/m查取，P70[2]1400阿基米德數Ar7222.7床料臨界流化速度m/s[2]0.936流化數W2.168氣泡貼壁時間份額%[8]0.201乳化團貼壁的時間份額%0.799乳化團貼壁時間s[2]2.557床料粒子的堆積比體積kg/m依褐煤查取[2]820固定床的空隙度0.414床料粒子的導熱系數w/m.℃0.3煙氣的導熱系數w/m.℃900℃時查表Ⅶ-10[1]0.1比值/3比值λ/查線算圖C10[2]1.84數值λw/m.℃0.184煙氣比熱容j/kg.℃查表6-1[2]1289乳化團的有效導熱系數w/m.℃0.238接觸熱阻R1㎡℃/w0.00145乳化團的比熱容j/kg.℃查表4-6[3]1004.8管內工質溫度℃即鍋筒工作壓力下的飽和蒸汽溫度查表Ⅳ-1[1]309.43乳化團的熱值R2㎡℃/w0.00454乳化團對壁面的放熱系數w/㎡℃228.63壁面溫度℃[2]339.43料層的有效輻射溫度℃765密相區料層對壁面的輻射放熱系數w/㎡℃82．99埋管的水平管距S1/d選取1.8埋管的垂直管距S2/d選取2埋管布置的結構特性系數ξ查線算圖C12[2]0.785埋管的傳熱系數Kw/㎡℃240.82假設溫度下的煙氣焓IKj/kg查表510620.37埋管受熱面吸熱量Qkw33858.077埋管受熱面積H㎡238密相區出口煙氣平均熱容量VKj/kg.℃11.83實際煙氣溫度℃[2]900.91誤差△e%100(900.91-900)/9000.1稀相區水冷壁的設計及其傳熱計算1．稀相區水冷壁管的選取及結構設計在密相區以上，直到爐膛頂部的四周堅直墻上布置膜式水冷壁，這樣可以提高爐膛的密封性能，減少了爐膛的漏風，而且水冷壁不容結渣。同時，爐膛的爐墻采用輕而薄的管上爐墻，通過吊裝結構掛在水冷壁上。這樣節節省了爐墻上的耐火材料，又減輕了鍋爐及其構架的重量。膜式水冷壁的管子規格為Φ60×5，管間距取80mm。2．爐膛稀相區的傳熱計算見表3-8：表3-8稀相區的傳熱計算序號名稱符號單位計算公式或來源數值假設稀相區的出口煙溫℃假設850出口煙焓kj/kg查焓溫表10345.71進入稀相區的熱量kj/kg12479.64爐膛出口固體顆粒濃度kg/m根據循環倍率選取[5]0.5固體顆粒密度kg/m根據P70查取[2]1400稀相區的空隙率[2]0.99964稀相區壁面的空隙率ε[2]0.99864顆粒團空隙率參照流床臨界流化時固體顆粒空隙系數選取0.414固體顆粒分散相中固體顆粒的百分比YY=1-0.00036壁面覆蓋率系數ξ選取；根據出口濃度低于下限0.1~0.5可取0.10.1顆粒團的壁面覆蓋率δ[2]0.00413稀相區的煙氣平均溫度℃875.45氣體導熱系數λw/m.℃查表70.1顆粒導熱系數λw/m.℃查表70.3氣體密度ρkg/m查表70.301顆粒密度ρkg/m查表71400氣體比熱容cj/kg.℃查表71289顆粒比熱容cj/kg.℃查表7c=c1004.8平均粒徑dm已知0.0015床料的臨界流化速度ωm/s查表70.936顆粒團的有效導熱系數λw/m.℃[2]0.3189顆粒團的比熱容cj/kg.℃(1-ε).c+ε.c[2]1122.46顆粒團的密度ρkg/m(1-ε).ρ+ε.ρ[2]820.525邊壁區固體顆粒濃度ρkg/m(1-ε)ρ[2]1.904顆粒團貼壁下滑長度Lm0.178ρ[2]0.261顆粒團貼壁下滑速度ωm/s選取1.2~2.0[2]1.6顆粒團壁面停留時間tSL/ω[2]0.1632顆粒團與壁面間的有效傳熱系數Kw/㎡℃(4λ.ρ.c/.t)[2]1514.13顆粒團與壁面氣膜間傳熱系數Kw/㎡℃mλ/d[2]166.67顆粒團與壁面間對流傳熱系數Kw/㎡℃1/(1/K+1/K)[2]150.143阿基米德數Ar查表77222.7稀相區煙速m/s[2]4.16煙氣動力粘度μPa.sρν，(ν=136×㎡/s)[5]4.09×雷諾數Red.ω.ρ/μ=46.6∈(0.4,500)45.94固體顆粒終端速度ωm/sμ/d.ρ×(Ar/7.5)[2]8.79固體顆粒分散相密度ρkg/mρ.Y+ρ(1-Y)[2]0.8049普朗特數Pr查表Ⅳ-10[1]0.585固體顆粒分散相對流傳熱系數Kw/㎡℃λ.c(ρ/ρ).(ω/gd).Pr/d.c[2]33.254對流傳熱系數Kw/㎡℃δK+(1-δ)K[2]33.737稀相區水冷壁溫度t℃查表7339.43水冷壁表面吸收率e選取，式7-23[2]0.8顆粒表面吸收率e選取，式7-23[2]0.85系數B因固體顆粒屬于漫反射顆粒，依式7-23查取[2]0.667稀相區吸收率e｛[e/B（1-e）+2]e./B（1-e）｝+e/B（1-e）[2]0.947固體顆粒分散相輻射傳熱系數Kw/㎡℃σ(T-T)/(1/e+1/e)(T-T)[2]125.78顆粒團吸收率e0.5(1+e)[2]0.925顆粒團輻射傳熱系數Kw/㎡℃σ(T-T)/(1/e+1/e)(T-T)[2]123.41輻射傳熱系數Kw/㎡℃δ.K+(1-δ)K[2]125.77稀相區傳熱系數Kw/㎡℃K=K+K159.51稀相區水冷壁受熱面積H㎡先假設,再校核160水冷壁傳熱量QkwKH(-t)/100013002.686稀相區出口煙氣焓I〞kj/kgQ-3600Q/φB10351.64稀相區出口煙氣溫度℃查焓溫表850.42誤差Δe%(850.42-850)×100/8500.049過熱器的結構設計及其傳熱計算1．過熱器整體布置從鍋筒出來的飽和蒸汽經過頂棚管，被送到布置在尾部堅井煙道后墻的下級(低溫)對流過熱器的入口集箱，蒸汽通過蛇形管逆流至出口集箱。從下級過熱器出口集箱出來的蒸汽進入噴水減溫器，該噴水由鍋筒引出飽和蒸汽冷凝而得，冷卻水采用進入省煤器前的給水。蒸汽經噴水減溫后進入上級（高溫）過熱器的入口集箱，在蛇形管中被煙氣逆流沖刷形成過熱蒸汽，過熱蒸汽進入上級過熱器的出口集箱。最后被送往汽輪機中發電。兩級過熱器均采用順流布置，這樣易于清除蛇形管上的積灰。上級過熱器距離尾部煙道頂部的中空高度為6.75m。為了便于檢修，兩級過熱器間距取1m。上，下兩級過熱器的結構簡圖如圖3-2所示。圖3-3：過熱器示意圖2．上級過熱器的結構特性計算見表3-9，傳熱計算見表3-10。3．下級過熱器的結構特性計算見表3-11，傳熱計算見表3-12。計算中假定減溫水量為2.6kg/s，可使減溫幅度=63.51℃，相應減焓幅度=217.38kJ/kg。表3-9上級（高溫）過熱器結構設計序號名稱符號單位計算公式或來源數值管子外徑dmm選取，P348[2]42管子壁厚δmm選取，P348[2]5橫向相對節距σσ=s/d[2]2.5橫向管子節距smms=dσ105縱向相對節距σ選取，P64[4]2縱向管子節距smms=dσ84有效輻射層厚度sm0.9d（4σσ/-1）0.203過熱蒸汽流速ωm/s選取，P349[1]18過熱蒸汽比容νm/kg根據450℃0.02974過熱蒸汽密度ρkg/mρ=1/ν33.625蒸汽質量流量ρ.ωkg/m.sρ.ω605.25蒸汽流通截面fmD/ρ.ω0.0344每根管子的流通截面Amd/40.0008過熱器管子總根數（亦即橫排管數）nn=f/A43要求尾部煙道寬度amm(n-1)s+d+2Δ(Δ為管子與煙道間距，取120mm)4692尾部煙道深度bmm設定2500管子縱向排數n設定16每根管子的高度hmmb-2Δ2260每根管子的長度lmmn.h+2Δ36400對流受熱面積Hmdln×10206.42煙氣流通截面積Fm(ab-hdn)×107.648表3-10上級（高溫）過熱器的傳熱計算序號名稱符號單位計算公式或來源數值煙氣入口溫度ˊ℃查表8ˊ=850.42煙氣入口焓Iˊkj/kg查表5=10351.6-4288.256063.4蒸汽出口溫度t〞℃已知參數450蒸汽出口焓i〞kj/kg按出口壓力P=9.8mpa查過熱蒸汽表3246.3蒸汽入口溫度tˊ℃先假定，再校核（取P=10.3mpa）352蒸汽入口焓iˊkj/kg按汽包壓力10.8mpa，及過熱器壓力9.8mpa，假定過熱器入口壓力為10.3mpa，查過熱蒸汽表2920.92蒸汽吸熱量Qkj/kgQ=D（i〞-iˊ）/B1096.62煙氣放熱量Qkj/kgQ=Q1096.62煙氣出口焓I〞kj/kgI〞=Iˊ-Q/φ+ΔαI4959.74煙氣出口溫度〞℃查表5692.56煙氣平均溫度℃=（ˊ+〞）/2771.49煙氣容積Vm/kg查表4V=V=5.42195.4219水蒸汽容積份額rH2O查表40.1293三原子氣體容積份額r查表40.2489煙氣密度ρkg/m查表4ρ=Gg/Vg1.136飛灰濃度μkg/kg查表40.01664煙氣流速ωm/sB.V.(+273)/(273F)16.74飛灰顆粒平均直徑dμm查表11-4[1]20煙氣對流放熱系數αw/㎡℃查圖12-6[1]107蒸汽平均溫度t℃t=(tˊ+t〞)/2401蒸汽比容vm/kg查過熱蒸汽表（P=10.3mpa，t=401℃）0.02642蒸汽流速ωm/sω=Dv/f[1]16.17蒸汽放熱系數αw/㎡℃α=cα查圖12-16[1]2750三原子氣體輻射減弱系數1/(m.mpa)10.2[(0.78+1.6rH2O)/(10.2.s)-0.1]×(1-0.37T/1000)rR[1]6.6飛灰輻射減弱系數43850ρμ/（Td）[1]1.098煙氣輻射吸收力kk=（k.rR+k.μ）.p.s[1]0.1583煙氣黑度aa=1-e[1]0.1464灰污系數ε㎡℃/w根據式12-61a說明③[1]0.0043管壁灰污層溫度t℃t+(ε+1/α).B.Q×10/H[1]553.91輻射放熱系數αw/㎡℃α=a.α[1]24.91修正后的輻射放熱系數αw/㎡℃α=α[1+0.5(T/1000).(l/l)[1]36.097煙氣總放熱系數αw/㎡℃α=α+α143.097熱有效性系數φ查表12-5[1]0.65傳熱系數Kw/㎡℃K=φαα/（α+α）[1]88.41平均溫壓計算Δt℃Δt=(Δtd-Δtx)/ln(Δtd/Δtx)369.68傳熱量Qkj/kg3.6KΔtH/B1093.14誤差Δe%Δe=100(Q-Q)/Q0.348表3-11下級（低溫）過熱器結構設計序號名稱符號單位計算公式或來源數值管子外徑dmm選取38管子壁厚δmm選取4橫向相對節距σσ=（4692-d-2Δ）/3.8(n-1)1.844橫向管子節距smms=dσ70.06縱向相對節距σ選取，P64[1]2縱向管子節距smms=dσ76有效輻射層厚度smS=0.9d（4σσ/-1）0.1265過熱蒸汽流速ωm/s選取，P349[1]10過熱蒸汽比容νm/kg根據450℃，9.8MP查過熱蒸汽表0.02179過熱蒸汽密度ρkg/mρ=1/ν45.89蒸汽質量流量ρ.ωkg/m.sρ.ω458.9蒸汽流通截面fmf=D/ρ.ω0.0453每根管子的流通截面AmA=d/40.000706過熱器管子總根數（亦即橫排管數）nn=f/A64要求尾部煙道寬度amma=(n-1)s+d+2Δ4692尾部煙道深度bmm設定2500管子縱向排數n設定19每根管子的高度hmmh=b-2Δ2260每根管子的長度lmml=n.h+2Δ43180對流受熱面積HmH=dln×10329煙氣流通截面積FmF=(ab-hdn)×106.234輻射空間lml=l+l0.24管簇深度lml=(n-1)s1.444表12下級（低溫）過熱器的傳熱計算序號名稱符號單位計算公式或來源數值煙氣入口溫度ˊ℃查表11692.56煙氣入口焓Iˊkj/kg查表114959.72蒸汽入口溫度tˊ℃查過熱蒸汽表（P=10.8mpa,iˊ=2712.3）335.43蒸汽入口焓iˊkj/kg鍋筒工作壓力10.8mpa下飽和蒸汽焓2712.3減溫水量ΔD先假定，再校核2.6減溫水焓（即飽和水焓）ikj/kg查表61399.18高溫過熱器入口蒸汽焓kj/kg查表102920.92低溫過熱器出口蒸汽焓i〞kj/kg（iˊ.D-i.ΔD）/(D-ΔD)3138.3低溫過熱器出口蒸汽溫度t〞℃按P=10.3mpa查過熱蒸汽表415.51蒸汽吸熱量Qkj/kgQ=(D-ΔD)(i〞-iˊ)/B1256.25煙氣出口焓I〞kj/kgI〞=Iˊ-Q/φ+ΔαI3694.787煙氣出口溫度〞℃查表5496.34煙氣平均溫度℃=（ˊ+〞）/2594.45煙氣容積Vm/kg查表45.5244水蒸汽容積份額rH2O查表40.1272三原子氣體容積份額rR查表40.2446煙氣密度ρkg/m查表4ρ=Gg/Vg1.1389飛灰濃度μkg/kg查表40.01628煙氣流速ωm/sω=B.V.(+273)/(273F)17.378煙氣對流放熱系數αw/㎡℃查圖12-6[1]108蒸汽平均溫度t℃t=(tˊ+t〞)/2375.47蒸汽比容vm/kg查過熱蒸汽表（P=10.3mpa，t=375.47℃）0.02364蒸汽流速ωm/sω=Dv/f[1]10.854蒸汽放熱系數αw/㎡℃α=cα查圖12-16[1]2200三原子氣體輻射減弱系數1/(m.mpa)10.2[(0.78+1.6rH2O)/(10.2pΣ.s)-0.1]×(1-0.37T/1000)rR[1]3.612飛灰輻射減弱系數1/(m.mpa)43850ρμ/（Td）[1]1.2132煙氣輻射吸收力kk=（k.rR+k.μ）.p.s[1]0.06183煙氣黑度aa=1-e[1]0.05995灰污系數ε㎡℃/w根據式12-61a說明③[1]0.0043管壁灰污層溫度t℃t=t+(ε+1/α).B.Q×10/H[1]487.5輻射放熱系數αw/㎡℃α=a.α查圖12-15或按式12-47a計算[1]6.561修正后的輻射放熱系數αw/㎡℃α=α[1+0.5(T/1000)(l/l)][1]9.353煙氣總放熱系數αw/㎡℃α=α+α117.353熱有效性系數φ根據表12-5[1]0.65傳熱系數Kw/㎡℃K=φαα/（α+α）[1]110.296平均溫壓計算Δt℃Δt=(Δtd-Δtx)/ln(Δtd/Δtx)213.747傳熱量Qkj/kg3.6KΔtH/B1256.76誤差Δe%Δe=100(Q-Q)/Q0.0404鍋爐吸熱量的受熱面分配１．鍋爐總的有效吸熱量：（鍋爐的計算燃料量）2．爐膛總的傳熱量：①密相區埋管的傳熱量：②稀相區水冷壁的傳熱量：3．上級高溫過熱器的傳熱量：4．下級低溫過熱器的傳熱量：5．省煤器需要的吸熱量：6．空氣預熱器需要的吸熱量：7．排煙溫度的校核：所對應排煙溫度℃，與所要求排煙溫度185℃相差3.3℃省煤器和空氣預熱器的結構設計及其傳熱計算省煤器和空氣預熱器為雙級交叉布置，沿煙氣流向的布置順序為：上級(高溫)省煤器，上級(高溫)空氣預熱器，下級(低溫)省煤器，下級(低溫)空氣預熱器。傳熱計算順序同布置順序。1．省煤器與空氣預熱器的整體布置省煤器布置兩級，皆采用水平蛇形管束受熱面。省煤器的進出口集箱布置在側墻，采用單面進水的方式進水。為了便于檢修，上級（高溫）省煤器距離下級（低溫）過熱器的中空高度取1m，與上級空氣預熱器的距離取0.8m。下級省煤器與上，下級空氣預熱器的間距皆取0.8m。對于75t/h的小型電站鍋爐來說，常用的是鋼管式空氣預熱器。上，下兩級空氣預熱器分別布置一個管箱，兩級空氣預熱器間布置有下級省煤器。空氣預熱器的冷風進口與熱風出口皆布置在后墻。省煤器與空氣預熱器的結構簡圖如圖3-4所示。圖3-4：省煤器與空氣預熱器的結構示意圖下面進行省煤器及空氣預熱器的設計與計算。2．上級省煤器結構設計見表3-13，傳熱計算見表3-14。表3-13上級（高溫）省煤器結構設計序號名稱符號單位計算公式或來源數值管子規格dmm選取32δmm選取3橫向節距smm選取90縱向節距smm選取60橫向相對節距σs/d2.8125縱向相對節距σs/d1.875橫向排數雙數排z選取28單數排zz-127平均橫向排數z(z+z)/227.5縱向排數z選取16并聯管數nz+z55管子彎曲半徑RmmR=(1.5~2.0)d60煙道寬度am與過熱器相同4.692每排管長lml=a-2Δ4.452煙道深度bm與過熱器處一樣2.5受熱面布置管長lml=zzl+(z-2)nR/22031.4裝防磨板處最上面二排管長lml=nl241.395靠墻各二排管長lml=2(z-2)l124.656進出口穿墻區lm2n×0.1516.5彎頭lml=nR(z/2-1)72.534有效受熱面管長lml=l-(l+l+l)/2+l/21820.372受熱面積HmH=dl183煙氣流通截面FmF=ab-zd(l-2R)8.051水流通截面FmF=nd/40.0292有效輻射層厚度sms=0.9d(4σσ/-1)0.1646表3-14上級（高溫）省煤器傳熱計算序號名稱符號單位計算公式或來源數值煙氣入口溫度ˊ℃查表12496.34煙氣入口焓Iˊkj/kg查表123694.787省煤器吸熱量（上、下級）kwBQ=Q-B（Q+Q+Q）5075.48汽包出口蒸汽汽化潛熱rkj/kg按P=10.3mpa查水蒸汽表1301.355水出口焓i〞kj/kgi+(ΔDr+BQ)/(D+ρpw.D/100)828.027水出口溫度t〞℃按P=10mpa查未飽和水蒸汽表193.673水入口溫度tˊ℃先假設，再校核150水入口焓iˊkj/kg按P=10.3mpa查未飽和水蒸汽表638.22水吸熱量Qkj/kg(D+ρpw.D/100)（i〞-iˊ）/B671.62煙氣出口焓I〞kj/kgI〞=Iˊ-Q/φ+ΔαI3019.055煙氣出口溫度〞℃查表5417.86平均煙氣溫度℃=（ˊ+〞）/2457.1平均水溫t℃t=(tˊ+t〞)/2171.84水比容vm/kg按P=10.3mpa查水蒸汽表0.0012水流速ωm/sω=(D+D/100)v/F0.8284煙氣容積Vm/kg查表45.6098水蒸汽容積份額查表40.1255三原子氣體容積份額查表40.2411煙氣密度ρkg/m查表4ρ=Gg/Vg1.1411飛灰濃度μkg/kg查表40.0160煙氣流速ωm/sB.V.(+273)/(273F)11.5煙氣對流放熱系數αw/㎡℃查圖12-7[1]