第二章循环流化床锅炉流体动力特性.docx
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第二章循环流化床锅炉流体动力特性
第二章循环流化床锅炉流体动力特性
循环流化床气-固两相流体动力特性是CFB锅炉性能设计、炉内传热研究及锅炉运行调试的基础。
循环流化床的流体动力特性不仅取决于流化风速、固体颗粒循环流率、气固物性,而且受设备的结构尺寸,包括床径、床高、进出口结构以及运行参数(如温度、压力)的影响,因此在锅炉设计和运行调试前有必要对CFB锅炉的流体动力学有所熟悉和研究。
2.1气固流态化形式
流态化用来描述固体颗粒与流体接触的一种运行形态,是一种使微粒固体通过与气体接触而转变为类似流体状态的操作模式。
气固流态化大致可分为固定床、鼓泡床、湍流床、快速床到气力输送几种形式,见图2-1。
图2-1流态化过渡形式
提高鼓泡床的运行风速,床层流动就转到湍流流化床流型,此时密相床层和悬浮段间的界面变得不很明显,颗粒的向上夹带量明显增加,如再进一步增加风速将会形成快速流态化状态。
由于流态化转变是一个相当复杂的过程,不仅与装置本身有关,而且在很大程度上取决于运行工况的组织、流化颗粒物性等因素。
即使对同一流化床装置,在所有运行工况及颗粒物性稳定的情况下,床层的不同区域亦会呈现出不同的流动型态。
如传统的鼓泡流化床虽属低速流态化范畴,当燃用宽筛分煤粒时,呈现出底部布风板以上的密相鼓泡区和悬浮段的稀相气力输送区域。
燃煤循环流化床虽属高速流态化范畴,但由于底部床料的加速效应和大颗粒从底部循环回送,因而仍然存在着底部的密相区和二次风口以上的相对稀相区,并且在布风板和二次风口之间的区域基本上处于鼓泡流化床和湍流流化床状态,而在二次风口以上才逐步过渡到快速流化床状态。
快速流化床是流态化的一种形式,循环流化床锅炉所具有的许多优点,例如燃料适应性广、NOx排放量低、燃烧效率高、脱硫时石灰石利用率高和给料点较少等,其原因均是由于气固处于快速流态化运动状态。
习惯上人们总是用风速来判别流化状态。
当流化风速超过临界流化风速后,整个床层由固定床过渡到鼓泡床,再继续提高风速就过渡到湍流床和快速循环流化床。
快速流化床内存在着较大的固体颗粒返混,即存在强烈的颗粒内循环,这对延长颗粒的停留时间是有利的。
由于内循环的存在,在炉内的固体物料浓度不仅沿高度(轴向)是变化的,沿径向也是变化的。
内循环的存在也使炉内温度场趋于均匀。
流体动力特性是非常重要的参数,它决定着辅机的能耗、床内吸热量、温度分布、燃烧情况、床内载料量和磨损等。
良好的综合流体动力特性是合理设计循环流化床锅炉的基础。
鉴于循环流化床技术的发展历史还很短,特别是煤燃烧领域所涉及的高温和大颗粒情况,从鼓泡流化床(慢速床)过渡到循环流化床(快速床)的流型转变规律以及循环流化床内的各种特征,目前研究的尚不完整,对它的认识还在不断深化中,故其研究结果在应用中要注意分析。
2.2各类流态化的过渡准则
为了便于研究流态化过渡,首先研究循环流化床的颗粒分类。
2.2.1颗粒分类
图2-2颗粒分类
根据流态化经验,Geldart(1973)把固体颗粒概括分成如图2-1所示的A、B、C和D四类。
图2-2是颗粒分类相对于气固密度差的曲线。
在了解固体颗粒流态化表观上,分类是一种很重要的手段,因为在相近的操作条件下不同类的颗粒流动表现可能完全不同。
某种固体颗粒是属于A、B、C还是D类,这主要取决于颗粒的尺寸和密度,同时也取决于流化气体的性质,因而与它的温度和压力有关。
A类颗粒(p=2500kg/m3)一般在30~100m范围内,气固密度差小于1400kg/m3,主要包括有裂化催化剂。
早期的流态化研究工作都是以它们为主进行的。
这类颗粒能很好地流化,但表现气速在超过临界流化速度之后及气泡出现之前床层会有明显的膨胀。
很多循环流化床系统采用A类颗粒,这类颗粒在停止送气后会有缓慢排气的趋势,由此可鉴别A类颗粒。
B类主要是砂粒和玻璃球,这类颗粒粒度通常在100~500m范围内(p=2500kg/m3)。
气固密度差为1400~4000kg/m3。
B类颗粒床易于鼓泡,气速一旦超过临界流化速度,床内立即出现两相,即气泡相和乳化相。
它们能流化得很好,大部分锅炉都采用这类颗粒。
C类颗粒非常细,一般小于30m(p=2500kg/m3)。
它是具有粘结性的一类,特别易于受静电效应和颗粒间作用力的影响,很难达到正常流化状态。
颗粒间作用力与重力相近。
如果要流化C类颗粒,则需特殊的技术,否则常会造成沟流。
常常通过搅拌和振动方式使之正常流化。
D类颗粒(p=2500kg/m3)是所有颗粒中最粗的(>500m),通常达到1mm或更大。
虽然它们也会鼓泡,但固体颗粒的混合相对较差,更容易产生喷射流。
它们需要相当高的速度去流化,通常处于喷动床操作状态。
表2-1给出了不同类型的颗粒特性比较。
表2-1四类颗粒的特点
类别
C
A
B
D
对于p=2500kg/m3的粒度
<30m
30~100m
100~500m
>500m
沟流
严重
轻微
可忽略
可忽略
喷动
无
无
浅层度
明显
临界鼓泡速度umb
无气泡
>umf
=umf
=umf
气泡形状
只有沟流
平底圆冠
圆形有凹陷
圆形
固体混合
很低
高
中等
低
气体返混
很低
高
中等
低
气栓流
扁平雨状气栓
轴对称
近似轴对称
近似贴壁
粒度对流体动力特性的影响
未知
明显
微小的
未知
粒度分布较宽的煤颗粒同时具有A颗粒和B颗粒的属性。
气速较低时,它充分表现B颗粒的鼓泡特征;气速高时,煤颗粒中细粉特征占主导地位,它也可以是下部鼓泡流态化,而上部为湍流或快速流态化。
下面分别叙述各种主要形态的过渡准则。
2.2.2由固定床到鼓泡床
在流速较低时,气流仅是在静止颗粒的缝隙中流过,这时称为固定床。
当气流速度增大到一定值时,所有的颗粒被上升的气流悬浮起来,此时气体对颗粒的作用力与颗粒的重力相平衡,通过床层任意两个截面的压力降与在此两截面间单位面积上颗粒和气体的重量之和相等,这时床层达到起始流态化。
这时的气流速度称为最小流化速度。
当气流速度超过这个值时,除了非常细而轻的颗粒床会均匀膨胀外,一般地会出现气体的鼓泡这样明显的不稳定性。
这样的床层称为鼓泡流化床。
2.2.3由鼓泡流化床到湍流流化床
当通过鼓泡流化床的气速增加到最小鼓泡速度以上时,床层会膨胀,继续不断地增加气速会最终使床层膨胀形式产生变化,这可能是由于气泡份额增加,乳化相膨胀及分隔气泡的乳化相壁厚度减弱而引起的,在该状态下,气泡相由于快速的合并和破裂失去了其同一性,这就导致了床内强烈的运动和床层膨胀的增大,改变了床层膨胀的型式,大量颗粒被抛入床层上方的悬浮空间,床层仍有表面但已相当弥散,这种床层称之为湍流流化床。
图2-3压力波动幅值随气流速度的变化曲线
床层的压力降快速地脉动,脉动的幅值在速度Uc时达到峰值,当流化风速继续增大到Uk时,脉动幅值会下降到一个稳定值(见图2-3),从鼓泡床到湍流床的转变不是突然发生的,转变的初始值是在Uc,结束时的风速为Uk。
流态化的转变是从床层表面开始逐步向下移动,目前尚无通用的从鼓泡床到湍流床转变速度的计算式。
2.2.4由湍流流化床过渡到快速流化床
在湍流流化床中,随着操作气速的不断增加,床内的气泡份额将愈来愈大。
由于在高的气泡份额下,床内作为连续相的乳相不再稳定。
高速气流的切割使乳相极易被分散为尺度较大的颗粒团,从而使床层失去湍动流化床的特征。
此时,流型即脱离了湍流流态化。
从现象上看,这种流型转变的发生显然类似于一般的“转相过程”;密相由连续相变成了分散相,稀相则由分散相变成了连续相。
快速流化床被认为介于湍流流化床和气力输送状态之间的一个流型,在典型的快速流化床中可观察到不均匀的颗粒絮状物在非常稀相的上升气固流中随机地作上行或下行运动。
快速流化床具有高的气固相对速度、颗粒絮状物的形成与解体、极好的混合条件等主要特征。
另一个明显的特征是快速流化床中悬浮颗粒浓度不但沿轴向(高度)而且还沿径向位置有变化。
图2-4颗粒絮状物的形成机理
关于颗粒絮状物形成机理,如图2-4所示。
颗粒被连续地给入上升气流中,当给料速度很低时,颗粒将均匀分散在气流中,每个颗粒将孤立地运动,气固间的相对速度会在每个颗粒尾部形成尾涡,如图2-4(a)所示。
在给定气速情况下,随着给料速率的增加,床内颗粒浓度达到足够高时,且气固相对速度高于颗粒携带尾涡所必须具有的最小速度uT时,尾随的颗粒会进入下面颗粒的尾涡中,如图2-4(b)所示。
一旦出现这种情形,上面颗粒的流体曳力将减小,并且在重力的作用下沉降到位于其下部的颗粒上,由于这样形成的一对颗粒的有效表面积小于两个单独颗粒表面积之间和,与组合体的重力相比,其流体曳力要小些,进而导致颗粒对与其他颗粒相碰撞,由此使大量的颗粒结合在一起形成名为絮状物的颗粒凝聚群。
然而,所形成的这些颗粒絮状物并非稳定不变,他们往往会被上升气流所撕碎,因此颗粒絮状物的形成与解体是交替发生的现象。
图2-5垂直流动体系气固流型过渡示意图
迄今,尚缺乏向快速流态化流型过渡的定量判据。
下面引述Reddy-Karri和Knowlton的流型过渡示意图,如图2-5所示。
设想在一个垂直流动体系,颗粒以给定的流率W1连续给入床内,气体向上流动,整个气固流动处于气力输送状态。
此时,如降低表观风速而维持给料量不变,单位高度床层的压降将减小,这是由于与壁面流动阻力减少的缘故(C-D线)。
然而,随着进一步减低气速,悬浮颗粒的浓度越来越大,因此悬浮颗粒体的静压头随着气速减低而增高,并进而开始主导通过床层的压力降。
在这种情况下,随着表观风速的减小,压降开始增大(D-E线),曲线中折转点D表示了从气力输送过渡到快速流态化的临界点,如果与湍流流化床过渡到快度流化床相比,D点相当于快速流化床运行范围的上限点。
图2-6快速流化床的存在区域
如果气速再降低,床内的颗粒浓度会增加到使床层达到颗粒饱和状态,即气流不再能携带颗粒离开床层,这是就形成了密相床层,在曲线上显示了很陡的压降增加,此状态(E点)称为噎塞(choking)。
对于小尺寸床体,此时床层易形成节涌,而对于大尺度床层,则呈现非节涌的密相流化床,如上所述的湍流流化床状态。
E点对应的速度称为噎塞速度uch,快速流化床的运行范围为E-D,风速低于uch时的气固流型有湍流流化床、节涌流化床、鼓泡流化床和固定床,这些通称为系留床。
图2-6示出了快速流化床的存在区域,A-B线表示了前述的噎塞速度线,可作为系留和快速床的分界线。
从图中可以看出,在高颗粒循环流率的情况下,过渡到快速流态化的临界速度亦将更高。
关于从湍流流化床过渡到快速流化床的另一种判据是由Yerushalmi和Cankurt提出的输送速度的概念。
为解释其物理含义,我们先来看一下表观风速超过床料终端速度的一个假想流化床的情形。
显然,经过一段有限时间后,所有的床料颗粒均将夹带出床层,除非同时连续地给入等量的颗粒。
随着表观风速从远超过床料终端速度的状态开始减小,把整个床层吹空所花的时间亦随之增加。
继续降低气速时会存在一个临界点,在此临界点吹空整个床料所花的时间会突然增加,如图2-7所示的F点,该点对应的气速称为输送速度utr。
图2-7床层被吹空时间与气速的关系
图2-8影响流型转变的因素
许多学者均将喷塞速度作为湍流流态化向快速流态化的转变速度。
关于过渡到快速流化床的影响因素,图2-8定性地示出了颗粒尺寸、颗粒密度、气体粘度、气体密度和管尺寸对流型过渡的影响规律。
从图中不难看出,对大颗粒床料,快速流态化的操作范围很窄。
2.2.5由快速流态化过渡到悬浮稀相流(气力输送)
在悬浮稀相流中,颗粒明显地均匀向上运动并且不存在颗粒的下降流动,而在快速流态化状态,可观察到存在着许多颗粒絮状物,并且有些颗粒呈下降流动,床内明显存在着颗粒返混。
因此在悬浮稀相流中,除在加速区外,通过床层的压力梯度分布是均匀的。
另一方面,在快速流态化状态,体现了不同的压力梯度分布,在床层底部压力梯度比较高,而在床的顶部比较低。
从快速流态化过渡到悬浮稀相流同时伴随着床层空隙度的增加,通常能接受的从快速流化床过渡到悬浮稀相流的临界空隙度为0.93~0.98。
图2-9表示了比图2-8更细化的流型分区图。
图2-9流型分区图
图中,uTF——湍流流态化向快速流态化的转变速度,m/s;utr——输送速度,m/s。
快速流态化并非低速流态化向高速的简单延伸,它必须具备如下条件:
(1)合适的颗粒物性;
(2)运行风速大于颗粒终端沉降速度;
(3)足够大的颗粒循环速率。
快速流态化的特征见表2-2、2-3。
表2-2快速流化床与湍流流化床的对比
湍流流化床
快速流化床
=f(△u),一般<0.8
=f(△u,Gs),一般0.75<<0.95
床层有一弥散的上界面
无床上界面
颗粒夹带量较小(小于饱和容量)
颗粒夹带达到饱和容量
床截面形成多循环流动中心
颗粒仅在壁面处有向下滑移,在中心区域上升
有气泡的生成与破碎
无气泡,有絮状物的聚集与解体
表2-3快速流化床与气力输送的对比
快速流化床
气力输送
有絮状物出现,颗粒在轴向、径向分布都不均匀,0.75<<0.95
表观上呈均匀弥散流动。
→1
颗粒在壁面处出现向下滑移,在中心区域上升
无颗粒向下运动
床层压降主要受悬浮颗粒静压头支配,即
床层压降主要受摩擦压降支配,即
2.3物料浓度沿炉膛高度(轴向)的分布
物料浓度(空隙率)是CFB锅炉设计计算的重要参数之一。
物料浓度(空隙率)在炉内的分布受流化速度、循环流率、炉内压差及炉膛结构型式的影响。
颗粒浓度很高的两相流系统常用到空隙率的概念,其定义为流体(气体)所占的体积Vg与整个两相流体的总体积Vm之比:
(2-1)
式中Vp——固相物料所占的体积;
Cv——固相物料在两相流体中的体积浓度,m3/m3。
(2-1)式可改写成如下形式:
(2-2)
知道固相物料的密度p后,可由Cv求出固相物料在两相流中的浓度Cp:
(2-3)
TDH——输送分离高度,高于它时夹带就不再明显变化
图2-10鼓泡床沿床高的颗粒浓度分布
图2-11快速流化床沿床高的颗粒体积浓度分布
图2-12各种流态化条件下的颗粒浓度分布
鼓泡床沿床高的典型颗粒浓度分布见图2-10,快速流化床沿床高的典型颗粒体积浓度分布见图2-11,各种流态化条件下的颗粒浓度典型分布见图2-12。
循环流化床的流态介于湍流床与快速床之间。
从上述各图中看出,鼓泡床的密相区和循环流化床的下部均存在一个颗粒浓度沿高度基本不变化区域,前者高度较短、后者高度较大。
该区域以下称为密相区,其四周的炉墙均敷有耐火耐磨涂料。
许多学者研究,发现影响循环流化床内平均空隙率
的因素很多,如运行风速、颗粒循环流率、颗粒物性、床层高度、循环流化床进出口结构等。
根据理论和试验研究可以认为轴向空隙率分布大致分为3种基本类型:
2.3.1单调指数函数分布
单调指数函数分布表现为随床层高度的增加,轴向空隙率逐渐增大,呈指数函数形式分布,骆仲泱等曾对大颗粒循环流化床进行测量,得出了沿床高的分布规律,其计算式如下:
(2-4)
或
(2-5)
式中p(1-)=Cp,物料平均浓度,kg/m3;
Gs——颗粒循环流率,kg/m2s;
p——颗粒密度,kg/m3;
u0——烟气速度,m/s;
h——计算部位高度,m;
H——床总高度,m。
2.3.2S型分布
S型分布如图2-13所示。
图2-13循环流化床固体颗粒平均空隙率的S型分布
不少研究者认为,S型分布是循环流化床截面平均空隙率轴向分布的典型形态,即在床层底部为颗粒密相区,在床层顶部为颗粒稀相区,在浓稀相区间存在一个拐点,其位置随着运行风速、颗粒循环流率以及整个循环回路的存料量而上下变化。
据此,李佑楚等提出了一个空隙率分布模型,并给出了空隙率分布计算式:
(2-6)
式中的特性参数可由李佑楚等实验结果关联式得到:
颗粒密相空隙率
(2-7)
稀相极限空隙率
(2-8)
特征长度
(2-9)
转折点高度
(2-10)
颗粒表观速度
(2-11)
2.3.3反C型分布
上述两种分布型式一般在循环流化床出口比较通顺时才能形成,即出口约束较小时,床层上部空隙率的轴向分布基本不受出口结构的影响,呈上稀下浓结构。
但在大多数循环流化床锅炉中,采用气垫直角弯头出口,见图2-14(a),出口结构将对气固两相流有较强的约束作用,气体通过气垫弯头由垂直运动急转成水平运动,而颗粒在惯性作用下冲向气垫封头,运动受阻后折流向下,一部分颗粒被气流带出(其流量约为循环流化床的循环物料量Gs);另一部分颗粒沿床壁面向下运动,与向上运动的颗粒产生较强的动量交换,并逐渐与气固气体运动相融合,使颗粒浓度轴向分布逆转,呈现上浓下稀趋势。
在远离出口的下方,折流颗粒群的影响消失,颗粒密度沿轴向呈上稀下浓分布。
此时全床整体沿轴向则出现中间空隙率高、两端空隙率低的反C型分布,见图2-14(b)。
考虑电站CFB锅炉的浓度分布更接近单调指数函数型,故这里采用单调指数函数型分布进行分析,见式(2-5)。
在工程设计中,很难将燃烧室沿高度的浓度逐一计算。
可以采用沿高度(从密相区耐磨耐火涂料上沿到炉膛出口)积分而得到一个特征物料浓度,用于受热面的平均传热系数计算。
假定循环流率Gs和烟气流速uo为已知(即Gs和uo为常数),则对式(2-5)从
=0.16~1积分:
图2-14循环流化床内固体颗粒浓度分布形式(出口结构的影响)
(2-5a)
假设Gs=18,uo=5m/s,则Cp=11.4㎏/m3。
流化床内的平均浓度也可根据床压按式(2-12)求出:
(2-12)
式中△P——床层压差,Pa;
△H——炉膛高度差,m;
g——重力加速度,m/s2。
国外一台250MWeCFB锅炉在燃用次烟煤时对沿炉膛不同高度的床压(表压)进行了测量,其结果见表2-4及表2-5。
表2-4100%负荷时燃用次烟煤的床压
从布风板算起的炉膛高度,m
0
0.5
2.8
4.0
6.0
炉膛截面的床压(表压),Pa
15000
11000
6000
5300
4300
从布风板算起的炉膛高度,m
7.8
12.5
21.5
34
40
炉膛截面的床压(表压),Pa
3700
3000
2200
1200
500
表2-555%负荷时燃用次烟煤的床压
从布风板算起的炉膛高度,m
0
0.5
2.6
4.0
6.0
7.8
12.5
21.5
34
炉膛截面的床压(表压),Pa
15800
10500
2000
1200
900
850
600
400
0
在燃用低挥发分烟煤时100%负荷的床压沿高度的变化基本上与燃用次烟煤时相近,但在55%负荷时,其床压却高于燃用次烟煤时的床压,见表2-6。
表2-655%负荷时燃用低挥发份烟煤
从布风板算起的炉膛高度,m
0
0.5
2.5
3.8
6.0
7.9
12.5
21.8
34
40
炉膛截面的床压(表压),Pa
20800
14000
3500
2500
2200
1900
1200
750
300
100
在100%负荷燃用褐煤时稀相区的床压略高于燃用次烟煤时的床压,在34m炉膛高度处床压为2600Pa,在6m炉高处床压为4300Pa,与次烟煤相同。
由于34m与6m的压差小于次烟煤,所以此区域的平均物料浓度c小于次烟煤。
以一台100~150MWe级循环流化床锅炉为例,按表2-4计算从4m到炉出口40m间的平均浓度Cp,取高度差=(40-4)m=36m;压差△P=(5300-500)Pa=4800Pa,代入式(2-12),则得:
清华大学给出了水冷壁传热计算时所需的固相物料平均浓度计算式,见式(2-13):
(2-13)
式中Hlt——炉膛总高度,m;
h1——炉膛下部锥体高度,m;
dh——锥体段以上直段耐火涂层高度,m;
Cpp——炉膛出口处物料浓度,kg/m3。
式(2-13)考虑了密相区敷设防磨涂料对传热影响减小,故去除了局部浓度较高的布风板上部密相区浓度的影响。
仍以上述100MWe级循环流化床锅炉为例,取Hlt=39.41m;h1=5.5m;dh=0.45m;Cpp=1.43kg/m3,则按式(2-13)得:
运行风速对床内空隙率分布的影响可参见图2-15。
从图中可以看出,当运行风速提高时,床内空隙率增大,固相物料体积浓度(1-)减小,床内空隙率分布逐渐变得均匀,顶部与底部空隙率差别减小,直至全部的空隙率都接近出口值,而进入稀相气力输送状态。
颗粒循环流率对空隙率分布的影响可参见图2-16。
从图中可以看出,固体颗粒循环物料量的影响与风速的影响正好相反,循环物料量增大时,床层各截面上平均空隙率都逐渐减小,而顶部与底部的空隙率差距加大,沿床层轴向空隙率的梯度也加大。
图2-15运行风速对空隙率的影响图2-16颗粒循环流率对空隙率轴向分布的影响
前面简单地讨论了循环流化床内的几种空隙率分布,以及影响空隙率分布的因素。
应该指出的是,对于大颗粒组成的循环流化床,特别是在循环流化床锅炉中,不易出现S型分布,一般应为单调指数下降。
但为了提高床内固体颗粒的浓度,在出口均加上气垫直角出口,所以浓度分布变为反C型分布。
在实际过程中,情况远没有这样简单。
因为床层一般由宽筛分、不同密度的颗粒所组成(如颗粒为0~8mm,床内颗粒有石灰石、灰渣、煤或砂等),而且在床内的一定高度上还可能有收缩,增加二次风等,使床内空隙率分布变得比较复杂。
但一般可以认为,在床层下部有一个由大颗粒组成的密相床,再叠加一个由前面所述的空隙率分布,即总体上讲是呈单调指数下降或反C型分布。
2.4物料浓度沿炉膛径向的分布
研究表明,在循环流化床中由于壁面的摩擦效应,在靠近壁面处的气速低于床层中心的气速。
在床内核心区上行的固体颗粒,由于流体动力的作用,会向边壁漂移,当到达壁面时,由于气速较低,流体对颗粒或颗粒团的曳力也降低,这样颗粒在近壁面处的上升速度减慢或者向下运动。
在近壁面处向下运动的固体颗粒偶尔也会被中心上升气流夹带而向上运动,这就导致了两种横向运动,其一是离开壁面;其二是流向壁面。
图2-17循环物料流率对固体颗粒浓度径向分布的影响
对于循环流化床内径向的固体颗粒浓度分布,有许多研究者进行了研究。
这些研究结果相当一致,循环流化床内存在着径向空隙率的不均匀性,在床层中心区的空隙率较大,而靠近壁面处空隙率较小。
当截面平均空隙率大于0.951时,径向空隙率分布就比较平坦,一般仅在距床壁1/4半径距离内空隙率才有所下降,而对于平均截面空隙率小于0.95的床层,径向空隙率呈明显的不均匀分布。
图2-17示出了固体颗粒循环流率对固体颗粒浓度径向分布的影响,图中同时示出了截面平均固体颗粒浓度。
从图中可以看出,循环物料量增大,截面平均固体颗粒浓度增加,沿径向的固体颗粒浓度变化就比较大,在近壁面处,固体颗粒浓度可以达到密相区的浓度(=0.45)。
图2-18示出了气速对固体颗粒浓度径向
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