循环流化床是一种商业化运行较为成熟的煤清洁燃烧枝术，具有燃料适应性强、负荷调节范围大、运营费用低、燃烧效率高、可实现炉内脱硫脱硝等优点，已被广泛应用到工业中，在构建新型电力系统中有望发挥更大作用。

目前，许多学者采用多种手段对循环流化床锅炉炉内流动特性进行研究，如冷态试验、数值计算等。沈志恒等采用欧拉－欧拉双流体模型模拟1025t/h循环流化床炉内气固流动行为，耦合了化学反应模型，给出了炉内气固流动及其反应特性。王坤等基于CPFD方法模拟研究了循环流化床床内燃烧煤与生物质颗粒时颗粒的流动特性。

煤在炉内燃烧是一个复杂的传热传质过程，尤其是循环流化床锅炉，炉内固体燃料受底部上行流化风的作用，相比层燃锅炉和煤粉锅炉其运动轨迹随机性较大，这就对循环流化床锅炉炉内颗粒运动和燃烧过程的研究造成了极大的挑战。循环流化床锅炉炉内颗粒的运动和燃烧过程不但影响着锅炉的运行效率，同时还关系到锅炉的安全运行。为此有必要将理论与实际相结合去分析流化床锅炉炉内颗粒的流动状态。

1 数学模型

送入循环流化床锅炉的燃料需提前经中速或高速磨煤机进行预处理后达到设计所要求的粒径后送入炉膛，燃料颗粒在炉内床层处流化燃烧，当其自身重力小于流化风给予的浮力时，燃料颗粒将向炉膛上方边燃烧边运动。上行的流化风作用于颗粒形成的浮力随着高度的增加而减小，当燃烧受到阻断使得其重力大于浮力时颗粒将落回床层受热并重新被点燃，而随着燃烧进程的推进，颗粒中的可燃物与氧气反应使得其质量变轻，颗粒本身所受浮力大于重力时将随高温烟气从炉膛出口逃逸进入旋风分离器，质量相对较轻的颗粒将随烟气从分离器出口逃逸，而颗粒质量相对较重的将在分离器底部的返料口回到炉膛，重新参与炉膛内的燃烧过程，直到可燃物燃尽，质量变轻。这与循环流化床锅炉设计的循环倍率有关。颗粒燃烧过程是一个缩核反应，其外径将随着燃烧进程的加剧而缩小，同时送入流化床内的燃料粒径是经筛网进行初选，其粒径必定大小不一，对于煤颗粒燃烧过程需考虑送入炉膛的煤以及燃烧过程中煤颗粒粒径的变化。为此，对于炉膛内气固两相流动采用欧拉－欧拉双流体模型，在此基础上建立颗粒动理学－多组分反应模型。

1.1 基本控制方程

本文是对于气固两相的动量方程、质量方程和能量方程进行求解，在求解过程中将气固两相以混合物的方式进行处理，在气固两相输运过程中以质量分数的方式考虑气固两相间的摩擦，以能量耗散的方式计算其曳力，得到气固两相整体的流动状态。具体计算公式如下:

1.1.1 质量守恒方程

式中:下标g表示气相;s表示固相;i表示颗粒相，i=1，2;v为速度;S为质量源项;ε为空隙率;ρ为密度。

1.1.2 气相动量守恒方程

式中:βgsi为气相–颗粒相i间曳力系数;g为当地重力加速度;pg为压力;τg为气相应力张量。

1.1.3 气相动量守恒方程

式中，τsi为不同颗粒相的应力张量。

1.1.4 能量方程

气固两相能量守恒方程分别为:

式中，λ为气相或固相的导热系数;H为焓;hgsi和hsgi为相间换热系数;SH为非均相化学反应热源;T为温度

2 计算模型及主要参数

本文以SHX116－1．6/150/90－AⅡ循环流化床热水锅炉为研究对象建立三维几何模型。由于炉内燃烧过程的复杂性，基于现有计算资源做适当简化，为多方面地反映炉膛内气固两相流的具体形态，在计算过程中将旋风分离器予以剔除，只保留炉膛主体部分，但为贴近循环流化床的正常运行，按照设计说明书中给出的循环倍率计算旋风分离器的返料量并采用UDF的方式设置回料。模拟对象116MW循环流化床锅炉结构简图与炉膛模型如图1所示。

锅炉设计容量为116MW，设计煤种AⅡ，出口介质温度130℃，进口介质温度70℃，设计额定压力1．6MPa，设计介质循环量1652000kg/h，燃料消耗量23377．3kg/h，炉膛高25．7m(Z向)，宽4．43m(X向)，深8．83m(Y向)。一次风入口位于炉膛底部布风板处，布风板面积为2．2×8．64m2，考虑到风帽结构较为复杂，将布风板上的进风口设置为小孔，孔径为100mm，炉膛腿部布置了二次风和给料口以及回料口，为得到炉膛底部气固两相流流动过程更多的细节，将该区域网格进行了加密处理，采用Gambit软件对该炉型进行了网格划分，总共划分网格数为801554。

循环流化床在运行过程中很难保证其燃烧的颗粒粒径一致，结合设计煤种粒度的要求，采用双组分的形式进行模拟，其中大颗粒粒径设置为1mm，细颗粒粒径为0．1mm。相对于设计数据中粒径的*大值和*小值。具体模拟的参数设置如表1所示。

计算的初始和边界条件设置如下:

(1)进出口边界条件:送风和给煤均采用速度入口，出口处设置为压力出口。

(2)壁面边界条件:气相采用无滑移壁面，颗粒相与壁面之间考虑碰撞和摩擦，选用Johnson和Jackson模型。

3  结果与讨论

3.1 颗粒浓度

图2为循环流化床炉内细颗粒浓度分布云图，图3展示的是循环流化床炉内细颗粒沿高度方向颗粒浓度分布图。从图中可以明显地发现细颗粒较多地分布于炉膛底部，受上行的流化风影响，颗粒随流化风上行，随高度的增加颗粒浓度不断降低。由于给料口以及返料口持续地向炉内送入小颗粒，致使在该水平截面上颗粒浓度有个较大的突变，但随高度的增加小颗粒的浓度基本趋于稳定。从图3中可以发现小颗粒分布的细节，即受一次风影响，贴壁处风压较小，颗粒多聚集于壁面附近，而在炉膛上部，由于壁面附近颗粒的环—核流动，受贴壁处下行风的影响，炉膛中心颗粒浓度较高而近壁处颗粒浓度较低。从图3可以明确地看出二次风对颗粒浓度沿高度影响不明显，但在颗粒浓度云图中可以发现二次风对细颗粒起到了搅拌作用，对其颗粒浓度的影响主要表征在其水平截面上颗粒的浓度分布状况。

图4为循环流化床炉内粗颗粒浓度分布云图，图5展示的是循环流化床炉内粗颗粒沿高度方向颗粒浓度分布图。其分布形态与小颗粒基本一致，主要区别为大颗粒为炉膛内预设的，无其它进料口，为此其随炉膛高度的增加浓度降低。与小颗粒相比大颗粒质量较大，与小颗粒浓度分布图相比可以发现更多的大颗粒聚集于炉膛底部，同时炉膛上方大颗粒浓度明显小于小颗粒。与小颗粒相似，二次风的射入既起到了对炉内物料的掺混，同时其横向风也间接地阻断了颗粒上行的动力，从图3和图5可以明显地发现该处颗粒浓度的曲线斜率梯度较大。

3.2  速度分布

图6为炉内气相速度云图和矢量图，从图中可以明显地看到在一次风、二次风以及播煤风的联合作用下炉膛底部气相运动较为激烈，其运动状态呈现不规则状，而在Z=10m以上炉膛内气相速度方向相对一致均为向上运动，受近壁风压作用，贴壁处下行的气相速度较大，而炉膛中心气相速度相对较小。在炉膛出口处由于炉膛形状发生了突变，气相运动轨迹亦发生变化，在该处炉膛中心区域气相速度相对紊乱，气相将在设置在炉膛两侧的出口逃逸，从而导致其在出口处中心部分气相速度较大。

图7为小颗粒相速度云图和矢量图。从图中可以看出小颗粒速度矢量图和云图与气相的基本一致。其值略小于气相速度，这是由于小颗粒是在气相夹带下运动。从图中可以明显地发现二次风对颗粒运行速度影响较大，在二次风区域颗粒运动速度略有减低。

图8为不同高度上颗粒速度沿炉膛宽度以及深度分布图。由于炉膛沿宽度方向对称，深度方向上除炉膛出口其他基本相同，因此从原则上来说颗粒速度应当为对称型。但由于统计时间较短，不同高度上颗粒速度基本呈现对称形态。本文分别截取了Z=6m(流化床段)，Z=10m和18m(提升管段)以及Z=25m(炉膛出口段)4个水平截面上颗粒速度分布情况图。从图中可以发现在流化床段颗粒速度波动较大，尤其是炉膛中心区域颗粒运动速度较大，这是由于贴壁处气压较低致使大量的颗粒在此处聚集，从而导致更多的流化风从炉膛中心区域穿过流化床，气流速度和刚度较大，从而带动颗粒速度变大。

提升管段Z=10m处沿炉膛深度方向上明显呈现中间颗粒速度高而两边速度低的形态，而沿炉膛宽度方向，此处炉膛呈现渐扩形态，炉膛横截面积逐渐变大从而导致气相中心气压变高，贴壁处气压低，从而使得此处气相下行的流速大，亦带动颗粒速度变快，而中心区域速度较低。当进入直管段Z=18m时，气流已经过了较长时间的重整，气流上行的形态相对平稳，中心气流流速较大，从而带动颗粒速度形成中心高、两边低的形态。

在炉膛出口处，受出口形态的影响，以及颗粒运行状态已趋于稳定，使得颗粒速度沿深度方向上除贴壁处受贴壁风影响外，其他区域颗粒速度基本相同。在宽度方向上，由于其长度为宽度的一半，其形态亦呈现中间高四周低，这与提升管处基本一致。

4 结论

(1)粗细颗粒在垂直方向上均呈现随着高度的提升浓度降低的形态，无论是粗颗粒还是细颗粒在炉膛高度为5m以下时浓度较高，而在流化床上部炉膛浓度较低，尤其是粗颗粒，颗粒浓度低于细颗粒1～2个数量级，这与其设计初衷基本一致，即粗颗粒起流化作用而小颗粒参与上部炉膛燃烧过程。

(2)炉内气相速度受炉膛结构的影响较大，炉膛底部区域横截面积小但受颗粒阻力的作用，需要一定的风室风压，在上升过程中随着截面积的增大，风速降低，受颗粒流动的影响，将在炉墙附近形成下行的贴壁风，使得颗粒在炉膛内部呈现环－核流动。

(3)为了进一步分析炉内气固两相的流动特性，考察了沿高度方向上不同截面气固两相的速度分布，发现随着高度的增加，气固两相的速度分布更趋于一致。