1.5　循环流化床燃烧过程

1.5.1　流化床燃烧技术

流化床煤燃烧技术是一种介于层燃和煤粉燃烧之间的燃烧方式，在流化床中，固体颗粒在一定条件下被气体托起而呈现流体的特性。流化床是Friz Winkler于1921年12月最早发明的［2］。从20世纪中叶起，基于流态化技术，流化床燃烧（FBC）技术逐步发展，最先出现的是鼓泡流化床锅炉（BFB）。鼓泡流化床燃烧技术的优点包括［3］：a.燃料适应性广，能燃用高灰分、低热值等其他传统燃烧设备不能使用的劣质燃料；b.采用低温燃烧和分级送风，有效地控制NOx的产生和排放；c.由于低温燃烧，可以采用炉内加石灰石的方法在燃烧过程中脱硫，低成本降低SO2的排放；d.燃烧温度低，灰渣有利于综合利用；e.入炉燃料相对于煤粉炉比较粗，燃料制备系统简单。

但是在鼓泡流化床锅炉的使用过程中，发现其存在着一些显著的缺点，主要有：a.由于热量释放位置的限制，密相区必须布置埋管以降低床温，而埋管受热面的磨损较严重；b.飞灰中未燃尽碳含量高，当给煤粒度偏细时，飞灰排放量大，造成固体未完全燃烧热损失增加，即使采用飞灰再循环，但由于回送的飞灰温度较低，稀相区的温度又较低，稀相区的气固混合不佳，导致回送的焦炭燃烧反应速率不高，因而对燃烧效率的改进不令人满意；c.用石灰石脱硫时，石灰石停留时间较短，稀相区的气固混合程度较弱，脱硫效率不够高，石灰石利用率偏低；d.稀相区燃烧量只占很小的一部分，而且稀相区受热面的传热系数又比较低，因此大量稀相区受热面的利用效率较差；e.截面热负荷较低，不利于大型化。

针对这些问题，人们在不断改进完善鼓泡流化床锅炉技术的同时，发展了循环流化床锅炉。循环流化床锅炉不但继承了鼓泡流化床锅炉的优点，而且其自身的特点使得循环流化床克服了鼓泡流化床锅炉所固有的缺点。在循环流化床锅炉中，存在着大量的循环细灰，这就改变了燃烧室中的气固两相流的流动形态，使其流动、燃烧和传热与鼓泡流化床锅炉有很大区别。借助于大量固体颗粒的循环，使得热量释放分布沿床高与传热一致，而不需要在密相区设置埋管，同时炉膛上下温度分布趋于均匀。循环流化床采用了将从炉膛逸出的固体颗粒收集并回送炉膛的措施，利用流态化的原理有效的增加了颗粒在炉膛中的停留时间，提高了燃烧效率和脱硫效率。循环流化床具有较高的燃烧强度，并且由于稀相区的固体浓度比鼓泡流化床锅炉得到了提高，大大增强了稀相区受热面的传热系数，提高了燃烧室的使用效率，更易于大型化。因此循环流化床锅炉具有更多的优势。

①燃料适应性广　它不仅能够燃烧优质动力燃料，还几乎可以燃烧一切种类的燃料并达到很高的燃烧效率。其中包括高灰分、高水分、低热值、低灰熔点的劣质燃料，如泥煤、褐煤、油页岩、炉渣、木屑、稻壳、甘蔗渣、洗煤厂的煤泥、洗矸、煤矿的煤矸石等，以及难于点燃和燃尽的低挥发分燃料，如贫煤、无烟煤、石油焦等。

②能够在燃烧过程中有效地控制NOx，几乎无成本地实现低NOx排放。典型的流化床燃烧温度为900℃左右，在保证稳定高效燃烧的同时，有效地抑制了热力型NOx的形成；如果同时采用分级燃烧方式送入二次风，以及本身固有的富氧条件下的欠氧燃烧形态，又可控制燃料型NOx的产生；主循环回路物料的含碳量较高，可以有效地还原生成少量NOx，一般情况下循环流化床燃烧NOx的生成量仅为煤粉燃烧的1/5～1/3。

③在燃烧过程中直接向床内加入石灰石或白云石，可以低成本、无水耗地脱去在燃烧过程中生成的SO2。根据煤中含硫量的大小决定石灰石量，脱硫效率可达到90％，甚至达到95％以上。

④燃烧热强度大，床内传热能力强，可以节省受热面的金属消耗。循环流化床床内气固两相混合物对水冷壁的传热系数是鼓泡流化床稀相区水冷壁的传热系数的4倍以上。

⑤负荷调节性能好，负荷调节幅度大，可以在30％～100％负荷范围内稳定燃烧。

由于燃烧温度低，灰渣不会软化和黏结，燃烧的腐蚀作用比常规锅炉小。此外，低温燃烧产生的灰渣具有较好的活性，可以用作水泥或其他建材原料，有利于灰渣的综合利用。

因此循环流化床燃烧技术是目前商业化程度最好的清洁煤燃烧技术之一。特别是当燃用高灰分低挥发分或高硫分等其他燃烧设备难以适应的劣质燃料时，以及在对低负荷要求较高的调峰电厂和负荷波动较大的自备电站中，循环流化床锅炉都是最佳选择［4］。

图1-15是一个典型的循环流化床燃烧系统。

循环流化床锅炉是在炉膛里把矿物燃料控制在特殊的流化状态下燃烧产生蒸汽的设备。见图1-15，一次风通过炉膛底部一次风室、布风板进入炉膛，使床料流化；燃料在播煤风的播撒下进入炉膛的下部，在炽热的床料加热下着火，燃烧放热；二次风在炉膛下部一定高度处进入炉膛，提供进一步燃烧需要的空气。燃料燃烧放热被炉膛受热面吸收，烟气向上流动，并携带一些细小的固体颗粒离开炉膛，离开炉膛的颗粒绝大部分由气固分离器捕获，在距离布风板一定高度的位置送回炉膛，形成足够的固体颗粒循环，保证炉膛温度一致。分离器分离后的含尘较少的烟气进入尾部对流受热面，进一步换热降温。因此循环流化床锅炉由两部分组成。第一部分为主循环回路，包括炉膛、气固分离器、固体颗粒回送装置等。这些部件组合在一起在燃料燃烧时形成一个固体颗粒循环回路。循环流化床锅炉的炉膛通常是由水冷壁管构成。随着炉型的差异而采用不同形式的分离器，有紧凑型、高温或中温绝热型、高温冷却型等。第二部分是尾部烟道，其中布置有过热器、再热器、省煤器、空气预热器等对流受热面。

燃料通常加入炉膛下部密相区中，有时送入循环回路随高温颗粒一起进入炉膛。石灰石多采用气力输送通过二次风口送入炉膛，为简化系统也可采用简单的随燃料同时加入的方法。燃料进入炉膛和床料混合被加热着火燃烧；石灰石被加热分解，与H2S、SO2、SO3等反应固硫。

国际上出现流化床燃烧技术是在20世纪50年代，主要是鼓泡流化床锅炉。到20世纪70年代末，开始出现了循环流化床锅炉。国外发展循环流化床锅炉主要是出于环境保护的考虑，循环流化床锅炉作为一种清洁煤燃烧技术，在低成本实现污染物排放上具有突出的优势。与国外不同的是，我国发展循环流化床锅炉技术的动力主要是解决如何利用劣质燃料的问题［5］。我国开始研究开发鼓泡流化床锅炉是在20世纪60年代初，到70年代末，我国已经有2000余台鼓泡流化床锅炉在运行，数量上超过了当时中国之外（世界上其他国家）的总和。这些鼓泡流化床锅炉主要是燃烧劣质燃料的。大量的鼓泡流化床锅炉在运行中除了表现出其显著的优点之外，自身的缺点和问题也暴露无遗。因此，20世纪80年代初我国开始发展循环流化床锅炉技术，到90年代初，在国家有关部门的支持下，我国开发研制了一批具有中国特色的循环流化床锅炉。鉴于当时对循环流化床技术的认识水平和经验有限，这批锅炉均在不同程度上存在一些问题，主要是出力不足、燃烧效率较低、磨损严重等。针对这些问题，国家开展实施了循环流化床锅炉完善化示范工程，这一工程将国产循环流化床锅炉的性能明显提升了一个台阶，并将相关技术实现了完全商业化，随后又在这一基础上开展了循环流化床锅炉的大型化工作。与此同时，部分锅炉厂采用购买国外技术的方式，也促进了我国循环流化床锅炉的发展。目前，我国已经能够设计和制造各种容量和参数的循环流化床锅炉，并已大面积推广。我国目前有2000余台各种容量的循环流化床锅炉，数量、单机容量和总容量已经超过了世界上其他国家的总和。我国的循环流化床燃烧技术已经处于国际领先水平。

1.5.2　燃烧过程分析

与任何燃烧过程一样，时间、温度和湍流度是组织良好燃烧过程的必要条件［6］。在循环流化床燃烧中，床温一般在850～900℃，外循环作用下产生的炉内物料的内循环给燃烧颗粒提供了比较长的停留时间，床内强烈的气固混合为良好的燃烧提供了必需的湍流度，以上几方面条件对保证良好燃烧都是有利的；但是另一方面，密相床上方的气固两相流动在横向的混合比较差，也就是说，如果在稀相区内局部出现欠氧情况，周围的氧很难扩散到该区域内以帮助燃烧，因而不利于焦炭和CO的燃尽［21］。

由于绝大多数循环流化床以煤为主要燃料，下面将定性地讨论煤颗粒在流化床中的燃烧过程。送入流化床中的煤颗粒将依次经历干燥和加热、挥发分析出和燃烧、膨胀和一级碎裂、焦炭燃烧和二级碎裂、磨损等过程。由于燃料量只占床料重量的极小部分（2％～5％），因此当新鲜煤颗粒进入燃烧室后，立即被不可燃的大量高温物料所包围，以103～104℃·s-1的速率升温，迅速加热至接近床温。

随着高温物料的加热，煤颗粒逐步开始析出挥发分。挥发分的第一个稳定析出阶段发生在温度500～600℃范围内，第二个稳定析出阶段则在温度800～900℃范围内。挥发分的产量和构成受到加热速率、初始温度、最终温度、最终温度下的停留时间、煤种和粒度分布、挥发分析出时的压力等许多因素的影响。煤颗粒在挥发分析出过程的420～500℃温度范围内经历了一个塑性相，煤中的小孔被破坏。此后随着煤颗粒内部气相物质的析出，煤颗粒膨胀。挥发分在颗粒内部大量析出，不能及时传输到颗粒表面，从而使孔隙中气压急剧增加，使颗粒的固体结构受到一定的张力，当张力达到一定值后，就会导致整个颗粒的碎裂；当燃煤颗粒进入流化床后，其内部温度分布不均匀而产生的热应力也是煤颗粒碎裂的原因之一，这两种原因导致的碎裂称为一级碎裂。一般地，随着挥发分含量的升高，碎裂程度增强；灰分对碎裂程度有双重影响，一方面较高的灰含量可以增加颗粒不均匀性，形成内部分界面，加剧一次碎裂，另一方面灰分又可以提高颗粒的强度。

煤颗粒在投入燃烧室后，一边被热烟气和热物料加热，使得挥发分析出和燃烧，一边还随其他物料一起在炉内流动。对单颗粒而言，其运动轨迹是无规则的，其析出的挥发分在燃烧室内不同位置上的浓度也是无规则的，但是以统计的方法从宏观上来分析燃料的挥发分析出规律，可以看出挥发分在沿燃烧室高度方向上的浓度分布与床内物料的分布和流动有一定的关系。由于挥发分的燃烧受到氧的扩散速率的控制，燃烧室内的氧浓度分布直接影响了挥发分燃尽程度及热量释放的位置，而氧在炉内的分布和扩散取决于床内气固混合情况，所以挥发分的燃烧也与床内的物料分布和流动有关。

通过对实际运行的循环流化床的研究发现，挥发分通常比较容易在燃烧室上部燃烧，一般在燃烧室上部的浓度分布较高，燃烧份额较大。因此，对于高挥发分的燃料来说，其在燃烧室上部释放的热量较多；而对于低挥发分的燃料来说，其热量较多地在燃烧室下部释放。要想准确地了解挥发分在燃烧室内燃烧份额的分配，仍需要进一步地研究挥发分析出和燃烧规律。

焦炭的燃烧过程比较复杂。因为焦炭颗粒的粒度不同，其燃烧的工况不同。对于大颗粒焦炭而言，由于颗粒本身的终端速度大，烟气和颗粒之间的滑移速度大，使得颗粒表面的气体边界层薄，扩散阻力小，因此燃烧反应受化学反应速率控制，颗粒粒径越大，反应越趋于动力控制；而对细颗粒焦炭而言，其本身较小的终端速度使得气固滑移速度小，颗粒表面的气体边界层较厚，扩散阻力大，因而燃烧反应受氧的扩散速率控制，颗粒粒径越小，反应越趋于扩散控制。对循环流化床来说，燃烧室下部密相床内，焦炭燃烧受到动力控制和扩散控制的共同作用，两种控制机理的作用程度相当。而在燃烧室上部的稀相段内，情况就比较复杂。因为焦炭颗粒在稀相区的流动行为与煤粉炉内的运动行为有很大差异。在煤粉炉内，燃烧室温度高，燃料本身的燃烧反应速率快；细颗粒处于气力输送状态，扩散阻力大，所以燃烧反应为扩散燃烧。而在循环流化床的悬浮段内，燃烧室温度相对比较低，燃料的燃烧反应速率较低；同时细颗粒会产生团聚而形成较大尺寸的颗粒团，因而加大了滑移速度，减薄了颗粒团表面的气体边界层，从而减小了气体向颗粒团的扩散阻力，而颗粒团中可燃的焦炭颗粒比较少，因此，从理论上说，循环流化床悬浮段内的焦炭燃烧与煤粉炉相比应该是趋于动力控制的。但是，如果颗粒团所在的气体环境中本身氧气的浓度不高，则颗粒团中的焦炭颗粒也可能处于扩散控制状态。所以，悬浮段的焦炭燃烧也是非常复杂的。

焦炭颗粒的燃尽取决于颗粒在燃烧室内的停留时间和其本身的燃烧反应速率，停留时间越长，燃烧反应速率越快，颗粒就越容易燃尽。颗粒的燃烧反应速率是由颗粒本身的化学反应活性决定的，活性越高，燃烧速率越快。要想提高低反应活性燃料的燃烧速率，可以采用提高燃烧室温度和减小颗粒粒径的办法。提高燃烧室温度，可以增加反应速率，从而有利于燃烧反应的进行；减小颗粒粒径，即增大了颗粒的反应表面积，也有利于燃烧速率的提高。而不同粒径的焦炭颗粒的停留时间取决于该粒径下炉内物料所占有的容积与该粒径颗粒的来料流率的比值。也就是说，某一粒径的焦炭颗粒在炉内停留时间的长短，取决于这个粒径的物料占总物料量的份额，以及来料中这个粒径的颗粒的体积流率。该粒径的物料在物料中所占的份额越小，而来料中该粒径颗粒的流量越大，则这个粒径的焦炭颗粒在炉内的停留时间越短，越不利于其燃尽。在循环流化床燃烧中，对于不同粒径档的物料颗粒，其含碳量是不同的，这从图1-16中的飞灰含碳量变化趋势反映出来［22］。直径在20μm以下的物料颗粒的含碳量比较小，这是因为，虽然该粒径挡的焦炭颗粒很难被分离器分离下来，在炉内的停留时间很短，但是其反应表面积大，反应速率快，因此其停留时间仍然大于燃尽所需时间，故颗粒在离开燃烧室之前就可以燃尽。对于直径在20～100μm范围内的物料颗粒而言，其含碳量较高，这是由于该粒径挡的焦炭颗粒直径比较小，通常小于分离器的临界直径d99，分离效率不高，在炉内的停留时间也比较短；另一方面，该直径颗粒的燃烧主要在悬浮段内完成，燃烧反应属于扩散控制，而悬浮段内的气固混合尤其是横向扩散是比较差的，因而燃烧速率相对比较低，使得其燃尽时间大于颗粒在炉内的停留时间，所以该挡颗粒的含碳量很高。对于直径在200μm左右的物料颗粒而言，其含碳量接近零，这是因为该粒径挡的物料颗粒是循环物料的主体，其分级分离效率几乎为100％，该粒径的颗粒在炉内的停留时间远大于其燃尽所需时间，可以保证充分燃尽，所以该粒径物料颗粒中的含碳量接近于零。直径大于200μm的物料颗粒的含碳量随粒径的增加也逐渐增大，但增幅很小，这主要是因为粗焦炭颗粒的反应表面积较小，燃烧速率比较低，燃尽时间比较长，而在底部排渣的影响下，焦炭颗粒的停留时间不足以保证其燃尽，所以会造成一定的未燃尽碳损失。

燃烧反应速率取决于表面反应速率和总的反应表面积。表面反应速率是燃料反应活性和温度的函数。循环流化床是低温燃烧，燃料的反应活性是确定的，因此表面反应速率相对较低，这就要求大量的颗粒表面积，也就是主循环回路中焦炭的含量比较高，一般在2％～5％，这为NOx的控制提供了极为有利的条件。

焦炭燃烧过程中继续伴随着粒径变化。由于燃烧反应和颗粒碰撞的综合作用，颗粒结构中某些联结部分可以断开，碎裂为更小的颗粒，这一过程称为二级碎裂。在燃烧过程中，颗粒会形成具有一定孔隙率的灰壳，由于氧气的渗透作用其炭核会逐渐趋于燃尽，使得整个颗粒的孔隙率不断加大，当孔隙率增大到某个临界值后，整个颗粒就会崩溃，变为许多更小的以灰分为主的颗粒，这是渗透破碎。流化床中，颗粒之间相互碰撞，在运动过程中产生磨耗。所谓物料的磨耗是指由于颗粒间相互碰撞摩擦，从较大颗粒表面撕裂和磨损下来许多微粒的过程。不仅床料，焦炭颗粒也会发生磨耗。煤燃烧过程颗粒粒径变化示意见图1-17［14］。

从上述燃烧过程分析中可以看出，循环流化床的燃烧问题是十分复杂的，但是宏观上表现为燃料燃烧的热量释放的经验性规律。对于不同的煤种，其热量释放规律曲线是不同的。热量释放规律可以用燃烧份额来表示，燃烧份额定义为在循环流化床燃烧室各个区域中燃烧释放的热量占整个系统热量释放量的百分比。

1.5.3　燃料热量释放规律

燃烧份额的概念最早应用在鼓泡流化床的设计中，鼓泡流化床中密相区和稀相区分界较明显，而且燃烧份额主要集中在密相区。我国长期的工程实践对鼓泡流化床密相区燃烧份额的数量及影响因素已经积累了丰富的经验。而在循环流化床燃烧中，由于其流动情况与鼓泡流化床有很大区别，因此其热量释放规律也有较大不同。

鼓泡流化床中，燃烧份额是一个确定值，密相区的热量平衡取决于一次风冷却效果、埋管吸热及密相区床面对悬浮段的辐射换热，而由扬析夹带传质引起的传热影响甚小。在循环流化床条件下，外部物料循环促使床内物料平均粒度变细，燃烧室上部物料浓度远高于鼓泡流化床锅炉的悬浮段。由此引起了燃烧室沿高度强烈的质交换，因而带来了上下强烈的热交换。这在很大程度上均化了燃烧室纵向温度分布。然而循环流化床纵向质交换强度与当地物料浓度直接关联。

对于典型的循环流化床，其沿床高的床压分布曲线见图1-18（a），沿床高的温度分布曲线见图1-18（b），燃烧烟煤时该循环流化床典型的累计燃烧份额沿床高的分布见图1-19［21］。

由图1-19可见，密相区的燃烧份额只占总燃烧量的50％左右，远小于鼓泡流化床的80％。在稀相区，累计燃烧份额逐渐升高，稀相区的燃烧份额占整个床内燃烧量的很大一部分。对一系列工业规模循环流化床燃烧的热态测试表明，不但燃烧室内沿整个床高都有燃烧反应发生，而且在分离器中还有相当量的燃烧反应继续。

循环流化床热量释放规律非常复杂，它不仅受燃料本身的特性如粒度分布、挥发分含量、焦炭反应活性、挥发分析出规律等的影响，同时受到床内流动、传质、传热以及分离器的分离效率等的影响。床内烟气流速越高，密相区的燃烧份额越低；一、二次风配比对燃烧份额的分布有一定的影响，一次风比例增加，密相区的燃烧份额会有所上升，但是受密相区气泡相和乳化相之间传质阻力的限制，燃烧份额并未按同等比例地增加；床温对循环流化床内的燃烧份额也有一定的影响，床温越高，焦炭颗粒反应速率会加快，并且气体扩散速率也有所增加，这样有利于气体和固体的混合，而且密相区的挥发分释放速率和反应速率会加快，因此密相区的燃烧份额会明显增加；过量空气系数对燃烧份额分布有一定的影响，但是它直接影响的是床温，通过床温影响燃烧份额的分布；煤中挥发分对燃烧份额的影响最为明显，挥发分越高，上部的燃烧份额越大；物料循环系统的性能对燃烧份额的影响非常显著，物料循环量提高，密相区的燃烧份额有所下降。

值得注意的是，密相床的CO达到了相当高的浓度，见图1-20。循环流化床和鼓泡流化床中密相区的燃烧状况有着很大不同，鼓泡流化床密相区燃烧表现为氧化状态，而循环流化床密相区内燃烧行为是欠氧的。对比同时运行的燃用相同燃料的循环流化床和鼓泡流化床的排渣，发现循环流化床的排渣呈暗灰色，而鼓泡流化床的排渣略显红色，这可能是由铁元素在灰渣中的不同存在状态引起的［10］。

循环流化床密相床燃烧处于一个很特殊的欠氧状态，虽然床中有大量的氧气存在，然而床内的CO浓度仍维持在很高的水平，如在密相区底部测得的氧气浓度在13％左右，而CO浓度高达近2％［22］，表明循环流化床密相区燃烧局部处于欠氧状态。B.Leckner测定了密相区中氧化和还原的情况，发现密相区中氧化气氛和还原气氛更替的频率特别快，从密相区气固两相流的行为出发能较好地对这一现象加以认识。由于气固两相流的行为，循环流化床密相区存在着气泡相和乳化相，气体主要以气泡的方式通过床层，而燃料颗粒主要存在于乳化相中。与鼓泡流化床相比，由于循环流化床气泡流速较高，固体颗粒粒度又比较细，气泡相和乳化相之间的传质阻力对燃烧的影响显得更为突出。乳化相中通过的气体仅维持临界流态化状态，其中的空气量亦即氧气量较少，形成了乳化相中碳过量而氧不足的现象。与此同时，一次风中的大部分以气泡的形式穿越密相区，除了气泡边界的少量焦炭颗粒有机会接触到氧气之外，氧气没有机会与焦炭反应，形成了氧气过量而碳不足的现象。一方面氧气不能充分进入到乳化相中，限制了焦炭颗粒的燃烧反应，不完全燃烧的产物CO和粗大煤颗粒在密相区释放出的挥发分，也得不到充足的氧气供应；另一方面乳化相中的不完全燃烧产物CO和释放出的挥发分不能很快地传到气泡相中，因而不能进一步反应完全。因此在密相区中宏观上虽然有氧气存在，但焦炭颗粒的燃烧仍处于欠氧状态，密相区中会产生大量的CO，这些CO将和一部分挥发分被带到稀相区燃烧。这为循环流化床锅炉的NOx排放控制提供了条件。

循环流化床内气固两相流的性质，决定了它用于燃烧时具有强烈的传质传热特性；同时大量的高温床料储存了较大的热容量，利于难燃煤种着火，使循环流化床可以在850～900℃稳定运行。同时该温度是氧化钙进行脱硫反应的最佳温度。然而运行于850～900℃范围的循环流化床，燃烧反应速率比较低，这对燃烧效率是不利的。

挥发分快速燃烧的本质，决定了其对未完全燃烧损失的贡献甚少。如前所述，循环流化床密相区的流动行为及其对焦炭燃烧的必然影响导致密相区的CO产率很高；过渡段和稀相区的气固混合较差，CO在燃烧室内由于混合不良而难以燃尽，燃烧室出口的浓度可高达百分之几，但进入位于燃烧室出口的高温分离器后，在气固分离过程中，氧气和包括CO在内的可燃气体、固体颗粒充分混合，CO可以基本燃尽，主要的未完全燃烧来自固定碳。

焦炭燃尽需要较长的停留时间。一个直接的推论是如果循环流化床所用分离器对未燃尽的飞灰颗粒有足够高的分离效率，则可使未燃尽的焦炭返回床内继续燃烧，直至燃尽为止。不幸的是，到目前为止，应用于循环流化床的大型旋风筒公认的临界粒径d99均在100μm左右，因此100μm以下的焦炭颗粒，利用分离器实现循环燃烧是不可行的，而对于20～50μm的焦炭颗粒，其一次通过燃烧室的停留时间不足以保证低反应活性的碳燃尽。

根据统计，若将原煤的可燃基挥发分除以其热值，即折算挥发分，作为一个参考值，该值基本上与该煤种用于循环流化床时飞灰含碳量呈单调变化关系，图1-21是对多台燃用不同煤种循环流化床飞灰含碳量与燃料折算挥发分关系的统计数据［22］。虽然飞灰含碳量与未完全燃烧损失并不能等同，还要看飞灰的绝对量有多少，但循环流化床使用者往往更倾向于从飞灰的利用角度看待飞灰含碳量的问题，飞灰含碳量的多少是直接影响飞灰利用的。

除了煤种是影响飞灰含碳量的主要因素之外，还有一些其他因素需要考虑。提高燃烧温度有利于降低飞灰含碳量。对燃用低挥发分、低反应活性的燃料，设计床温需要在脱硫效率能够容忍的情况下尽可能提高，例如900～920℃。某些烧无烟煤的循环流化床，在不脱硫时甚至运行到1000℃以降低飞灰含碳量。但是对于煤矸石，其燃烧速率的控制因素是氧气在颗粒灰层中的扩散，因此即使提高温度，对燃烧效率的影响也非常有限。

由于循环流化床悬浮段中固体浓度较高，在该区域气体横向混合特别差。燃烧室上部尽管存在氧气，CO也无法燃尽，在燃烧室出口CO高达2％［22］。在二次风口之上，燃烧室中心区存在一个明显的贫氧区，如图1-22所示，二次风动量不足以穿透浓物料空间抵达燃烧室中心区。单纯加强二次风风速及刚度，则减少了二次风口的数量，因而不能将二次风扩散到燃烧室全部横截面上。因此，二次风设计比例和进入方式是值得推敲的。

焦炭高温处理后，反应活性降低是早为研究者所熟知的现象。在流化床温度850～900℃条件下，则反应时间长达数十分钟，也会发生失活［23］。低活性残炭尤其是大颗粒磨耗产生的残炭，经历了长时间的停留、燃烧、碎裂，即使采用飞灰再循环的办法也是难于燃尽的。因此一次燃尽度决定了机械未完全燃烧损失。这是大量试图改善分离器效率以减少飞灰可燃物含量的效果实际比较有限的原因。