旋风分离器的工艺计算（推荐阅读）

第一篇：旋风分离器的工艺计算

旋风分离器的工艺计算

目录

一.前言...........................................................................................................................3 1.1应用范围及特点...................................................................................................3 1.2分离原理.............................................................................................................3 1.3分离方法.............................................................................................................4 1.4性能指标............................................................................................................4 二.旋风分离器的工艺计算...............................................................................................4 2.1旋风分离器直径的计算.......................................................................................5 2.2由已知求出的直径做验算....................................................................................5 2.2.1计算气体流速.............................................................................................5 2.2.2计算旋风分离器的压力损失........................................................................5 2.2.3旋风分离器的工作范围...............................................................................6 2.3进出气管径计算..................................................................................................6 三.旋风分离器的性能参数...............................................................................................6 3.1分离性能............................................................................................................6 3.1.1临界粒径dpc...............................................................................................7 3.1.2分离效率....................................................................................................8 3.2旋风分离器的压强降...........................................................................................8 四.旋风分离器的形状设计...............................................................................................9 五．入口管道设计..........................................................................................................10 六.尘粒排出设计...........................................................................................................10 七.算例（以天然气作为需要分离气体）.........................................................................11 7.1工作原理............................................................................................................11 7.2基本计算公式....................................................................................................12 7.3算例..................................................................................................................13 八.影响旋风分离器效率的因素.......................................................................................15 8.1气体进口速度...................................................................................................15 8.2气液密度差.......................................................................................................15 8.3旋转半径..........................................................................................................15 参考文献........................................................................................................................15

旋风分离器的工艺计算

摘要：分离器已经使用十分广泛无论在家庭生活中还是工业生产，而且种类繁多每种都有各自的优缺点。现阶段旋风分离器运用比较广泛，它的性能的好坏主要决定于旋风分离器性能的强弱。这篇文章主要是讨论旋风分离器工艺计算。旋风分离器是利用离心力作用净制气体,主要功能是尽可能除去输送介质气体中携带的固体颗粒杂质和液滴，以达到气固液分离，以保证管道及设备的正常运行。在本篇文章中，主要是对旋风分离器进行工艺计算。

关键字：旋风分离器、工艺计算

一.前言

旋风分离器设备的主要功能是尽可能除去输送介质气体中携带的固体颗粒杂质和液滴，达到气固液分离，以保证管道及设备的正常运行。它是利用旋转气流产生的离心力将尘粒从气流中分离出来。旋风分离器结构简单，没有转动部分制造方便、分离效率高，并可用于高温含尘气体的分离，而得到广泛运用。

旋风分离器采用立式圆筒结构，内部沿轴向分为集液区、旋风分离区、净化室区等。内装旋风子构件，按圆周方向均匀排布亦通过上下管板固定；设备采用裙座支撑，封头采用耐高压椭圆型封头。设备管口提供配对的法兰、螺栓、垫片等。

通常，气体入口设计分三种形式：

a)上部进气

b)中部进气

c)下部进气

对于湿气来说，我们常采用下部进气方案，因为下部进气可以利用设备下部空间，对直径大于300µm或500µm的液滴进行预分离以减轻旋风部分的负荷。而对于干气常采用中部进气或上部进气。上部进气配气均匀，但设备直径和设备高度都将增大，投资较高；而中部进气可以降低设备高度和降低造价。

1.1应用范围及特点

旋风分离器适用于净化大于1-3微米的非粘性、非纤维的干燥粉尘。它是一种结构简单、操作方便、耐高温、设备费用和阻力较高（80~160毫米水柱）的净化设备，旋风分离器在净化设备中应用得最为广泛。改进型的旋风分离器在部分装置中可以取代尾气过滤设备。

1.2分离原理

旋风分离器的分离原理有两种：

一、利用组分质量（重量）不同对混合物进行分离（如分离方法1、2、3、6）。

二、利用分散系粒子大小不同对混合物进行分离（如分离方法4、5）。

1.3分离方法

旋风分离器的分离方法有：

1、重力沉降：由于气体与液体的密度不同，液体在与气体一起流动时，液体会受到重力的作用，产生一个向下的速度，而气体仍然朝着原来的方向流动，也就是说液体与气体在重力场中有分离的倾向，向下的液体附着在壁面上汇集在一起通过排放管排出。

2、折流分离：由于气体与液体的密度不同，液体与气体混合一起流动时，如果遇到阻挡，气体会折流而走，而液体由于惯性，继续有一个向前的速度，向前的液体附着在阻挡壁面上由于重力的作用向下汇集到一起，通过排放管排出。

3、离心力分离：由于气体与液体的密度不同，液体与气体混合一起旋转流动时，液体受到的离心力大于气体，所以液体有离心分离的倾向，液体附着在分离壁面上由于重力的作用向下汇集到一起，通过排放管排出。

4、丝网分离：由于气体与液体的微粒大小不同，液体与气体混合一起流动时，如果必须通过丝网，就象过筛一样，气体通过了，而液体被拦截而留在丝网上，并在重力的作用下下流至分离器底部排出。

5、超滤分离：由于气体与液体的微粒大小不同，液体与气体混合一起流动时，如果必须通过微孔过滤，就象过筛一样，气体通过了，而液体被拦截而留在微孔过滤器上，并在重力的作用下下流至分离器底部排出。

6、填料分离：由于气体与液体的密度不同，液体与气体混合一起流动时，如果遇到阻挡，气体会折流而走，而液体由于惯性，继续有一个向前的速度，向前的液体附着在阻挡填料表面上由于重力的作用向下汇集到一起，通过排放管排出。

1.4性能指标

（1）分离精度

旋风分离器的分离效果：在设计压力和气量条件下，均可除去≥10μm的固体颗粒。在工况点，分离效率为99%，在工况点±15%范围内，分离效率为97%。

（2）压力降

正常工作条件下，单台旋风分离器在工况点压降不大于0.05MPa。（3）设计使用寿命

旋风分离器的设计使用寿命不少于20年。

二.旋风分离器的工艺计算

关于液滴在旋风分离器内的运动的严密理论尚未建立，因而在计算时常利用基于试验研究所得的经验公式。

旋风分离器的工艺计算包括：确定旋风分离器的筒体直径、验算在选定直径下旋风分离器的最大流量和最小流量及相应的压力降，计算进、出口管线直径、确定分离器的其他各部分尺寸等。

详细计算程序如下：

2.1旋风分离器直径的计算

旋风分离器筒体直径的计算公式由水力损失方程和流量公式联立求解得到：

D0.536式中

D—旋风分离器筒体直径，m；

Q1—工作条件下的气体流量，m3/s；

ξ—阻力系数，由实验测定，一般取180；

rG—工作条件下的气体重度，kg/m3；

△P—水力损失（分离器内的压力降），mmH2O（1mmH2O=9.8Pa）。

由实验得知，当△P/rG值在55~180m范围内时，气体净化度可达到95%以上；若小于55m，则净化度降低；高于180m，净化度提高不明显，但压力损失大增。因此，设计时一般取△P/rG =70m，计算出分离器筒体直径，然后进行圆整。

2.2由已知求出的直径做验算

由已知求出的直径D取整，并选取旋风分离器的直径后，再做如下验算

2.2.1计算气体流速

V4Q14Q1rGP

2（2-1）

D2（m/s）

（3-1）

式中

V—气体在分离器内的流速，m/s；

D—旋风分离器筒体直径，m；

Q1—工作条件下的气体流量，m3/s； 2.2.2计算旋风分离器的压力损失

V2PrG2g（kgf/m2）

（3-2）

式中

g —重力加速度，m/s2；

△P—水力损失（分离器内的压力降），mmH2O（1mmH2O=9.8Pa）；

V—气体在分离器内的流速，m/s；

rG—工作条件下的气体重度，kg/m3；

ξ—阻力系数，由实验测定，一般取180；

2.2.3旋风分离器的工作范围

根据计算出的D，取△P/rG =55m，即可计算出旋风分离器的最小流速Vmin、最小流量Q1min和最小流速下的压力损失△Pmin。由式（3-2）可知：

Vmin△P2g5529.812.45(m/s)rG180Q1minD42Vmin1.924D(m/s)

23△Pmin=55 rG kg/m2

同样，当取△P/rG =180m，则可得到最大流速Vmax、最大流量Q1max和最大流速下的压力损失△Pmax。同样由式（3-2）知：

Vmax△P2g18029.814.43(m/s)rG180Q1maxD42Vmax3.48D(m/s)

23△Pmax=55 rG kg/m2

2.3进出气管径计算

计算方法与重力分离器相同，即：出口管线直径取0.67D，出口管线直径取0.47D，（D为旋风分离器的直径）。

由多年的试验和实践可知，计算所得的进口流速应在15~25m/s之间，出口流速应在5~15m/s之间，在这之间则视为所设计的旋风分离器负荷要求，否者不合格，重新选择管径进行速度校核。

选取管径后，应核算在最大流量和最小流量时，气体在进口和出口处的流速是否在允许流速范围内。

三.旋风分离器的性能参数

在满足气体处理量的前提下，评价旋风分离器性能的主要指标是尘粒的分离性能和气体经过旋风分离器的压强降。

3.1分离性能

分离性能的好坏常用理论上可以完全分离下来的最小颗粒尺寸：临界粒径dpc及分离效率η表示。3.1.1临界粒径dpc

临界粒径是指在与重力降尘室的情况相同，旋风分离器能100%除去的最小颗粒直径。推导临界粒径计算式的假设有以下几个。

1.进入旋风分离器的气流在器内按入口形状（即宽度为b）沿圆筒旋转n圈，沉降距○离为b，即由内旋转半径r=（0.5D-b）沉降到D/2处。

2.器内颗粒与气流的流速相同，它们的平均切向速度等于进口气速ui。

○3.颗粒的沉降运动服从斯托克斯定律。

○斯托克斯定律:

drddp(p)182r

（8-1）

2其中：

ω—圆筒旋转的角速度，rad/s； ρ—筒内混合物的密度，kg/m； ρp—混合物中颗粒物的密度，kg/m3； μ—混合物的黏度，Pa•s；

dp—在半径r=（0.5D-b）处的粒径，m；

3可知，在半径r=（0.5D-b）处粒径dp的颗粒向筒壁半径方向的沉降速度为：

drddp(p)182r2dp(p)18u2uir

2（8-2）

由此式可知，r小而u一定时，沉降速度最大，对与气流以切向流入的旋风分离器，时间τ=0，颗粒（0.5D-b）处；τ=τε时，颗粒沉降到器壁，即D/2处，则有

D积分得

2D2rdrd(p)dp18u2ui210d

（8-3）

t9ub(Db)(p)du2p2i

（8-4）

式中τ为沉淀时间。气流的平均旋转半径rm =（D-b）/2，则旋转n圈的停留时间为

2rmnui

（8-5）

若在各种不同粒径的尘粒中，有一种粒径的凶狠里所需沉降时间τε等于停留时间τ，则该粒径就是理论上能完全分离的最小粒径，即临界粒径，用dpc表示。由式（8-4）与（8-5）等号右边值相等可求得

dpc3ubn(p)ui

（8-6）

计算时通常取n=5 dpc愈小，分离效率愈高，由估算式可见dpc随b的加大而增大，即效率随b增大而减小。当气体处理量很大又要求较高的分离效果时，常将若干小尺寸的旋风分离并联使用，称为旋风分离器组。粘度减小，进口气速提高有利于提高分离效率。

3.1.2分离效率

分离效率通常有两种表示方法

总效率：指被除去的颗粒占气体进入旋风分离器时带入的全部颗粒的质量百分数

0其中

C1C2C

1（8-7）

C1—旋风分离器入口气体含尘浓度，%；

C2—旋风分离器出口气体含尘浓度，%；

总效率是工程上最常用的，也是最易测定的分离效率，其缺点是不能表明旋风分离器对不同粒子的不同分离效果。

粒级效率：粒级效率指按颗粒大小分别表示出其被分离的质量分数。

含尘气体中的颗粒通常是大小不均的，通过旋风分离器后，各种尺寸的颗粒被分离下来的百分率也不相同。通常把气流中所含颗粒的尺寸范围等分成几个小段，则其中平均粒径为di的第i小段范围颗粒的粒级效率定义为：

P1(C11C21)/C11

（8-8）

不同粒径的颗粒，其粒级效率是不同的。根据临界粒径的定义，粒径大于或等于临界粒径dc的颗粒，ηp =100%。粒级效率为50%的颗粒直径称为分割直径:

d500.27[D/ui(s)]12

（8-9）

对于同一型式且尺寸比例相同的旋风分离器，无论大小，皆可通用同一条粒级曲线。标准旋风分离器的ηp与d/d50的关系：

总效率η0=Σxiηpi，xi为进口处第i段颗粒占全部颗粒的质量分率。3.2旋风分离器的压强降

气体通过旋风分离器的压力损失△Px（单位为Pa），可用进口气体压力ρu2／２的某一倍数。

压强降可表示为进口气体动能的倍数：

Pxui22

（8-10）

其中ξ—阻力系数，计算公式为

30(D5)2)(35D)D(D2；

D2D

ρ—筒内混合物的密度，kg/m3；

u—混合物进入的速度,m/s； 式中的阻力系数用下式计算

30bhd2D

（8-11）

LH其中b——旋风分离器进口的宽，m；

h——旋风分离器进口的高，m； D——旋风分离器的直径，m d——旋风分离器进气口管径，m L——旋风分离器的宽度，一般和D相等，m H——旋风分离器的高，m；

由于分离器各部分的尺寸都是D的倍数，所以只要进口气速ui相同，不管多大的旋风分离器，其压力损失都相同。因此，压力损失相同时，小型分离器的b=D/5值较小，由于式（8-6）可知小型分离器的相比大型分离器，可以提高分离效率。旋风分离器的压力一般约为1～2 Pa。

四.旋风分离器的形状设计

旋风分离器的形状是影响分离效率的重要因素。例如，如果入口尺寸，锥体尺寸，排气管，以及排放口不一样，两个相同筒径的旋风分离器会有相当大的效 9

图一 分离器形状区别

在图一中，分离器A的设计形式会造成一些问题：

入口设计可能不能提供充分的入口速度和想要的速度分布。切线式入口可能造成排气管的磨损和因为排气管的干扰造成入口气流紊乱。还有就是可能会造成入口气流和排出气流的短路，夹带尘粒而出造成分离效率下降。考虑不周的内部设计会造成气流紊乱。这种情况下就会把本来应被收集的尘粒裹挟到向上的排出气流中而逃出分离器。急速的锥体直径变化，会造成筒体和锥体连接处的磨损。它也阻止了收集到的尘粒平滑地从筒体到锥体的运动。这样的锥体下部很容易被磨损。很明显，在分离器和卸灰阀之间没有用以帮助分离的灰斗。五．入口管道设计

不合适的管道设计是最常见的造成进入旋风分离器流量不足的重要原因。事实上，有一个普遍现象，那就是配置的风机不能满足系统的流量要求。因为整个系统的压降超过了风机能满足的压头，这样风机就自动移到高压降，低流量的状态工作。

另外，很多设计人员因为一些原因会在分离器入口前放一个弯头（如图二）。

图二 分离器入口前放一个弯头

实际上，为了达到好的分离效果，气体应该通过直管进入分离器，直管的长度约为6-8倍入口管直径（也有资料上说4-10倍的）。这样做主要是为了防止尘粒浓聚在弯头外侧再进入分离器，气体中的尘粒在气流中分配不均。六.尘粒排出设计

不恰当的卸灰设计能造成粉尘的二次夹带。比如许多人认为风机设在分离器上游时，分 离器进行正压运行，此时不必设灰斗或卸灰阀。这是不对的。事实上，旋风分离器内部向上的旋流不管是由正压或负压产生的，都具有夹带粉尘的能力。在任何情况下，灰斗和卸灰阀都必须纳入设计考虑之中。

设计和运行中应特别注意防止旋风分离器底部漏风，因为旋风分离器通常是负压运行。实践证明，旋风分离器漏风5%，效率降低50%，旋风分离器漏风15%，效率接近于零。因而，必须采用气密性好的卸灰阀（如图三）。

图三 灰斗和卸灰阀

七.算例（以天然气作为需要分离气体）

若以天然气作为分离原料，则可变为如下的工艺计算过程：

7.1工作原理

净化天然气通过设备入口进入设备内旋风分离区，当含杂质气体沿轴向进入旋风分离管后，气流受导向叶片的导流作用而产生强烈旋转，气流沿筒体呈螺旋形向下进入旋风筒体，密度大的液滴和尘粒在离心力作用下被甩向器壁，并在重力作用下，沿筒壁下落流出 旋风管排尘口至设备底部储液区，从设备底部的出液口流出。旋转的气流在筒体内收缩向中心流动，向上形成二次涡流经导气管流至净化天然气室，再经设 备顶部排出。

图四

旋风分离器的原理示意图

7.2基本计算公式

由于旋风分离器的流动状态较为复杂，在目前旋风分离器所使用的公式中，主要设计参数均是实验数据，故其计算公式可简化如下：

D3.39105(TZQnp)0.5K

（9-1）

式中K4gCD；

P△P—分离器压力损失，Pa； T—分离温度，K； Z—压缩系数； Qn—需处理气量，m2/d P—分离绝对压力，MPa； 其余符号与前相同。

由于此处阻力系数CD为实验数据，故K值的取值范围一般为1~1.345，在设计计算中，可先取K=1.266或K=1进行试算。

出口管线直径取0.67D（按流速10m/s计）； 出口管线直径取0.47D（按流速20m/s计）。

在验算时，需使进口管线的天然气流速在15~25m/s范围内，出口管线的天然气流速在5~15m/s的范围内。

使分离器筒体的平均流速保持在2.45~4.43m/s的范围内。

在计算天然气流速时，可利用下列公式：

天然气工况下流量为：

Qg4109TZQpn

（9-2）

天然气流速为

vgQg0.785D2

（9-3）

或者

vg5.096109TZQpDn2

（9-4）

接下来可以利用式（9-5）计算旋风分离器的压强降：

2Pui

（9-5）

2其中ξ—阻力系数，30(D5)2)(35D)D计算方法：(D2；

D2D

3ρ—筒内混合物的密度，kg/m；

u—混合物进入的速度,m/s；

平均流量可用式（9-6）进行计算：

Qgvg0.785D

（9-6）

分离器的结构参考尺寸如图一所示。

图一

旋风分离器的结构示意图

1—椭圆形封头；2—进气管；3—矩形

34567加强板；4—筒体；5—垫板；6—锥形筒；7—锥形封头；8—垫板；9—手孔；10—集液筒；11—排污管；12—裙座；13—出气管

7.3算例 【例1】

89101112已知需处理天然气气量为106m2/d，进入分离器的天然气密度为ρ=1.29kg/ m3，分离压力为4.6MPa（绝），分离温度为288k，压缩系数为0.9，要求压强将小于2MPa，试求该旋风分离器有关工艺计算。

解：（1）求筒体直径D： 已知：分离温度T=288k，压缩系数Z=0.9，需处理气量为Qn =106m2/d，分离绝对压力P=4.6Mpa 将已知值代入公式（9-1），并假设K=1，则

D3.391056(2880.9104.6)0.510.2545(m)

（2）由 7.2计算基本公式 中可知：设进口管线直径为

D1=0.47D=0.47×0.2545=0.12（m）

则进口管线的速度可按公式（9-4）计算，将已知数值代入得：

vg5.0961092880.9104.60.122619.9(m/s);

（3）同样由7.2节可知： 设出口管径取D2=0.67D=0.67×0.2545=0.17（m）

代入已知数值，由公式（9-4）得：

vg25.0961092880.9104.60.17259.9(m/s)

由此可算得筒体，平均流速为Vg=14.9m/s。

(4)分离器压强降

已知：进入分离器的密度ρ=1.29 kg/ m，分离器中的平均流速为u

=14.9m/s，计算阻力系数ξ：

30(D5)23)(35D)D30((0.25452(D2D2D50.25452)(350.2545)0.25458.3)0.254520.2545

将已知数值代入公式（9-5）可得该旋风分离器的压强降：

Pui228.31.2914.9221.19MPa

(5)分离器平均流量

已知：分离器内平均流速vg=14.9m/s，分离器直径D有（1）可知：

D=0.2545m

将已知数值代入公式（9-6）可得该旋风分离器的平均流量：

Qgvg0.785D14.90.7850.25452.98(m/s)

2从上述计算可得知，进出口管线直径、压强降及平均流量均能满足要求。无需再利用K值进行修正，但筒体平均流速略靠上限，故可适当加大筒体直径。

八.影响旋风分离器效率的因素

8.1气体进口速度

由于离心分离力与气体旋转线速度成二次方关系，因而气体进口的线速度对分离器效果影响很大。入口线速度一般宜在15~25m/s之间。因线速过低，分离力不够，而线速过高则会破坏旋风分离流动系统的正常压力平衡，并形成局部涡流，产生二次夹带，使分离效率降低。

8.2气液密度差

由旋风分离器的分离原理可知，气液密度差越大，分离效果越好。由旋风分离器的气流状态可知，旋风分离器适用于气液（或气、固）分离，而对于油水两液相的分离则不宜于采用。一般在正常负荷量范围内工作的旋风分离器，基本上可除去40μm以上的液滴或机械微粒。

8.3旋转半径

由向心力的公式可知，旋转半径越大，离心力越小。当处理气量较大时，设计计算所得的分离器直径也较大，故旋转半径不宜超过0.5m，否则需要提高气流入口线速度。当用于大气量时可采用多个旋风分离器。当用于小气量或负荷波动较大时，则可采用可调节多管式旋风分离器。由于多管式旋风分离器的每根旋风子，其旋转半径均较小，可在气流线速度较低的情况下获得较大的气液分离能力。

参考文献

林存瑛，《天然气矿场集输》[M].北京:石油工业出版社.1997

谭天佑、梁凤珍，《工业通风除尘技术》[M].北京:中国建筑工业出版社.1984 方剑藻（译），Chemical Age of India[S].北京：北京东方红炼油厂.1976 北京东方红炼油厂译，《旋风分离器的工艺计算》[M].北京：北京东方红炼油厂.1974 北京钢铁学院，《气力输送装置》[M].北京：北京钢铁学院.1974 李功祥，陈兰英，崔英德，《常用化工单元设备设计》[M].广州：华南理工大学出版社.2003 15

第二篇：旋风分离器工作原理

旋风分离器工作原理

当含尘气体由切向进气口进入旋风除尘器时，气流由直线运动变为圆周运动，旋转气流的绝大部分沿除尘器内壁呈螺旋形向下、朝向锥体流动，通常称此为外旋气流。含尘气体在旋转过程中产生离心力，将相对密度大于气体的粉尘粒子甩向除尘器内壁面。粉尘粒子一旦与除尘器壁面接触，便失去径向惯性力而依靠向下的动量和重力作用沿壁面下落，进入排灰管。旋转下降的外旋气流到达锥体时，因圆锥形的收缩而向除尘器中心靠拢。根据旋矩不变原理，其切向速度不断提高，粉尘粒子所受离心力也不断加强。当气流到达锥体下端某一位置时，即以同样的旋转方向从除尘器中部由下反转向上继续做螺旋形运动，构成内旋气流。最后净化气体经排气管排出，但仍有小部分未被捕集的粉尘粒子也随之排出。自进气管流入的另一小部分气体则向除尘器顶盖流动，然后沿排气管外侧向下流动。当到达排气管下端时，即反转向上跟随上升的内旋气流一同从排气管排出，分散在这一部分气流中的粉尘粒子也随同被带走。

旋风除尘器是利用旋转的含尘气体所产生的离心力，将粉尘从气流中分离出来的一种干式气固分离装置。由于它结构简单、无运动部件、制造安装投资较少、操作维护简便、性能稳定、受含尘气体的浓度和温度影响较少、压损中等、动力消耗不大，所以广泛用于许多领域。

第三篇：旋风分离器技术协议书20070910

技 术 协 议 书

旋风分离器(V1315A/B/C)

甲方：滕州凤凰化肥有限公司

乙方：青岛康泰重工机械有限公司

2007年9月10日

滕州凤凰化肥有限公司（以下简称甲方）与青岛康泰重工机械有限公司（以下简称乙方）就1.3条所列设备的技术事宜进行洽谈，经双方友好协商，达成如下协议。本技术协议作为商务合同的一部分，与商务合同具有同等法律效力。

1、总说明

1.1本技术协议适用于滕州凤凰化肥有限公司气化系统旋风分离器的供货范围和制造、检验与验收采用的规范、标准和必须遵循的相关文件以及招、投标技术要求。

1.2本协议提出的是最低限度的要求，并未对一切细节作出规定，也未充分引述有关标准和规范的条文，乙方应保证提供符合本技术协议和施工图的产品。

1.3 甲方采购的设备基本数据: 类别(级别)主要受压元件材料 设计压力/MPa 设计温度/设℃备净重/Kg 数量 二类（D2）16MnR+00Cr17Ni14Mo2 7.2 280 56980 三台 1.4乙方对所供设备及工作的质量负有全部责任。乙方的设备应完全符合本协议规定的条款和甲方提供的施工图要求。

1.5乙方应接受甲方或其指定的第三方监检，但甲方或其指定的第三方的监检并不解除乙方的责任。甲方对乙方文件的审核，不能减轻或取消乙方对所供设备应承担的责任和义务。

1.6乙方提供的技术文件中的文字和计量单位，均采用简体中文和中华人民共和国法定计量单位。

1.7双方有关设备的变更单（如果有）作为该协议的有效部分。

1)原材料和外购件检查及复验 2)产品试板

3)主焊缝RT，UT，MT，PT 4)设备最终水压或气压试验

4.2 乙方在达到监造点前一周通知甲方现场监检，甲方代表应按时参加监检，并签署监检意见，甲方代表未认可前，乙方不得进行下道工序制作。否则，甲方代表有权令其返工，费用及工期由乙方负责。如甲方不能按时参加监检，乙方有权按其质保体系进行监检，签字，甲方应予确认。不管甲方是否签字确认，事后如甲方对上道工序提出异议，乙方应予配合重新检查，如检查合格，则甲方应付给乙方检查费用并顺延工期；如不合格，则整台设备需重新检查，直至各监造点都合格，发生的费用及工期由乙方负责。

4.3甲方或委托代表有权亲自观察任何一项试验和检验，代表在场观察试验的进行并不免除乙方对本设备承担的责任。

4.4 设备的最终验收在甲方安装施工现场进行。

5、技术文件交接和技术交底 甲方联系人的方式：

赵瑞同 手机：*** 电 话：0632-2366659 传 真： 0632-2366271 邮 箱： fhgsjsb@sina.com 乙方联系人的方式：

刘继成 手机：*** 电 话：0532-85066311

6.3设备在质保期满前，如因乙方原因造成的质量问题，乙方应免费修复、更换；修复、更换后的零部件保质期为12个月；如因甲方原因造成的问题，乙方也应及时修复和更换，其费用由甲方承担。

6.4乙方应承担因制造缺陷而造成的设备不能正常操作或操作条件恶化的责任，如出现应及时对设备进行修复或整体更换，并承担因此而发生的一切费用。

6.5设备及其附件所使用的材料、制造工艺及检验要求，均应不低于国家和行业等制定颁发的相关规定和标准。材料的选择应按施工图纸中的要求进行，材料变更必须征得甲方的同意，乙方应做好记录，并附在相应的资料中。

7、供货范围和工作范围 7.1乙方的供货范围 1)设备本体 2)基础模板

3)施工图明细栏中注明的所有附件（注明不包括的除外）4)设备铭牌（不锈钢）及支架 5)特殊工具（如果需要）6)设备本体垫片备用2套

7）与外部连接的配对法兰及紧固件和密封件。8)10%设备本体法兰及接管法兰连接螺栓、螺母； 9）设备拆装专用工具（如果有）。7.2 乙方的工作范围

第四篇：论文题目 循环流化床锅炉旋风分离器分析循环流化床锅炉旋风分离器分析

自循环流化床燃烧技术出现以来，循环床锅炉在世界范围内得到广泛的应用，大容量的循环床锅炉已被发电行业所接受。循环流化床低成本实现了严格的污染排放指标，同时燃用劣质燃料，在负荷适 应性和灰渣综合利用等方面具有综合优势，为煤粉炉的节能环保改造提供了一条有 效的途径主循环回路是循环流化床锅炉的关键，其主要作用是将大量的高温固体物 料从气流中分离出来，送回燃烧室，以维持燃烧室稳定的流态化状态，保证燃料和 脱硫剂多次循环、反复燃烧和反应，以提高燃烧效率和脱硫效率。主循环回路是循环流化床锅炉的关键，其主要作用是将大量的高温固体物料从气流中 分离出来，送回燃烧室，以维持燃烧室的稳定的流态化状态，保证燃料和脱硫剂多次循环、反复燃烧和反应，以提高燃烧效率和脱硫效率。主循环回路不仅直接影响整个循环流化床 锅炉的总体设计、系统布置，而且与其运行性能有直接关系。分离器是主循环回路的主要 部件，因而人们通常把分离器的形式，工作状态作为循环流化床锅炉的标志。分离器是主循环回路的关键部件，其作用是完成含尘气流的气固分离，并把收 集下来的物料回送至炉膛，实现灰平衡及热平衡，保证炉内燃烧的稳定与高效。从 某种意义上讲，CFB 锅炉的性能取决于分离器的性能，所以循环床技术的分离器研 制经历了三代发展，而分离器设计上的差异标志了 CFB 燃烧技术的发展历程。循环流化床循环流化床 循环流化床 循环流化床 1．1 循环流化床锅炉简介 循环流化床(CFB)燃烧技术是一项近二十年发展起来的清洁煤燃烧技术。流化床 燃烧是床料在流化状态下进行的一种燃烧，其燃料可以是化石燃料（如煤、煤矸石）、工农业废弃物（如可燃垃圾、高炉煤气）和各种生物质燃料（如秸秆）。流化燃烧是一种介于层状燃烧与悬浮燃烧之间的燃烧方式。煤预先经破碎加工成一 定大小的颗粒（一般为＜8mm）后置于布风板上，煤经给煤机进入燃烧室，燃烧室 内料层的静止高度约在 350～500mm，空气则通过布风板由下向上吹送。当空气以 较高的气流速度通过料层时，煤粒间的空隙加大，料层膨胀增高，所有的煤粒、灰 渣纷乱混杂，上下翻腾不已，颗粒和气流之间的相对运动十分强烈。这种处于沸腾 状态的料床，称为流化床。这种燃烧方式即为流化燃烧。流化燃烧后的细小颗粒燃 料随高温烟气飞出炉膛，大部分被固态物料分离器捕捉，经返料器送回炉膛循环燃 烧，这就是循环流化燃烧技术，采用循环流化燃烧技术生产的锅炉即为循环流化床 锅炉。从已投运流化床锅炉分折，流化床锅炉具有独特的优越性：（1）燃烧效率高： 国外循环流化床锅炉，燃烧效率高达 99％；我国设计，投运流化床锅炉效率也高达 95－98％。该炉型燃烧效率高的主要原因是煤燃烬率高。煤粒燃烬率分三种情况分 析：较小的颗粒（小于 0．04mm），随烟气速度进行流动，它们未达到对流受热面 就完全燃烬了，在炉膛高度有效范围内，它们燃烬时间是足够的；对于较大一些煤 粒（大于 0．6mm），其沉降速度高，只有当其直径进一步燃烧或相互磨擦碎裂而 减小时，才能随烟气逸出，较大颗粒经分离器分离返回炉膛循环燃烧；对于中等粒 度煤，其燃烧时间要比停留时间长，这给颗粒燃烬提供了足够时间，未燃烬颗粒循 环燃烧，达到燃烬的目的。（2）、煤种适应性强：流化床炉可燃用低热值的劣质烟 煤、页炭、炉渣矸石甚至垃圾、秸秆等，对煤种适应性比煤粉炉、层燃炉好。在循 环床锅炉中，通过粒子的循环回燃，炉膛温度能被控制，煤粒着火和燃烬较好。流 化床锅炉设计特点是炉膛高，给煤、布风、出渣等设计都适应劣质煤的燃烧，布风 装置将空气分别送入一次风的风室及分布板，送入二次风的风道喷咀。一次风约占 总风量 60％，由燃烧室底部送入，二次风由密相区的不同高度送入，给高效燃烧提 供了条件。由于采用了分离回料装置，为劣煤分级燃烧、回燃提供了条件，循环流 化床锅炉有两种类型分离装置，一种是惯性分离，一种是旋风分离；现在生产的锅 炉多采用一级高温分离器。国产循环流化床锅炉采用较低流化速度（一般 4．5m／s －5．5m／s）、较低循环倍率约（10－20），因此，分离受热面磨损较小。（3）、添加石灰石，有较高脱硫效果：流化床锅炉脱硫原理是：煤燃烧过程中产生氧化硫 与流化床炉燃烧添加剂一氧化钙发生反应，产生的硫酸钙随炉渣排出，脱硫效果可 800－900低温下燃烧，可控制NOx 生成。流化床炉 NOx 生成原理是 空气中氮气和氧气，在燃烧时产生 NO。在流化床炉燃烧过程中，燃料中 90％的氮 原素转化成 NO2，大约 10％的氮元素反应生成 NO。在燃烧过程中，生成的 NOx CaO还原，减少了 NOx 排放。（5）、系统简单、运行操作方便。（6）、灰渣综合利用，前途广泛：由于流化床炉渣可燃物极低（约 1－1．5％），而且具有较经济的脱硫效果，增加了灰中硫酸钙含量，这对综合利用提供了有利条 件。灰渣可做各种建材的最好掺合料，水泥行业、制砖行业利用灰渣前途最广泛该 炉型推广应用，可减少除灰渣场地，对无灰场条件的中，小城市而言不仅可以大大 改善环境条件，而且可以推进建材行业发展，变废为宝，使煤碳发挥综合效益。1.1.1 循环流化床锅炉结构 锅炉采用单锅筒，自然循环方式，总体上分为前部及尾部两个竖井。前部竖井 为总吊结构，四周有膜式水冷壁组成。自下而上，依次为一次风室、浓相床、悬浮 段、蒸发管、高温过热器、低温过热器及高温省煤器。尾部竖井采用支撑结构，由 上而下布置低温省煤器及管式空气预热器。两竖井之间由立式旋风分离器相连通，分离器下部联接回送装置及灰冷却器。燃烧室及分离器内部均设有防磨内衬，前部 竖井用敖管炉墙，外置金属护板，尾部竖井用轻型炉墙，由八根钢柱承受锅炉全部 重量。锅炉采用床下点火（油或煤气），分级燃烧，一次风率占 50—60%飞灰循环为 低倍率，中温分离灰渣排放采用干式，分别由水冷螺旋出渣机、灰冷却器及除尘器 灰斗排出。炉膛是保证燃料充分燃烧的关键，采用湍流床，使得流化速度在 3.5—4.5m/s,并设计适当的炉膛截面，在炉膛膜式壁管上铺设薄内衬（高铝质砖），即使锅炉燃烧用不同燃料时，燃烧效率也可保持在 98—99%以上。分离器入口烟温在 450 度左右，旋风筒内径较小，结构简化，筒内仅需一层薄 薄的防磨内衬（氮化硅砖）。其使用寿命较长。循环倍率为 10—15 左右。循环灰输送系统主要由回料管、回送装置，溢流管及灰冷却器等几部分组成。床温控制系统的调节过程是自动的。在整个负荷变化范围内始终保持浓相床床 860度的恒定值，这个值是最佳的脱硫温度。当自控制不投入时，靠手动也能维 持恒定的温床。保护环境，节约能源是各个国家长期发展首要考虑的问题，循环流化床锅炉正 是基于这一点而发展起来，其高可靠性，高稳定性，高可利用率。最佳的环保特性 以及广泛的燃应性，越来越受到广泛关注，完全适合我国国情及发展优势。1.1.2 当固体颗粒中有流体通过时，随着流体速度逐渐增大，固体颗粒开始运动，且固体颗粒之间的摩擦力也越来越大，当流速达到一定值时，固体颗粒之间的摩擦力 与它们的重力相等，每个颗粒可以自由运动，所有固体颗粒表现出类似流体状态的现象，这种现象称为流态化。对于液固流态化的固体颗粒来说，颗粒均匀地分布于床层中，称为“散式”流态化。而 对于气固流态化的固体颗粒来说，气体并不均匀地流过床层，固体颗粒分成群体作紊流运 动，床层中的空隙率随位置和时间的不同而变化，这种流态化称为“聚式”流态化。循环流 化床锅炉属于“聚式”流态化。固体颗粒（床料）、流体（流化风）以及完成流态化过程的设备称为流化床。1.1.3 临界流化速度 对于由均匀粒度的颗粒组成的床层中，在固定床通过的气体流速很低时，随着风 速的增加，床层压降成正比例增加，并且当风速达到一定值时，床层压降达到最大 值，该值略大于床层静压，如果继续增加风速，固定床会突然解锁，床层压降降至 床层的静压。如果床层是由宽筛分颗粒组成的话，其特性为：在大颗粒尚未运动前，床内的小颗粒已经部分流化，床层从固定床转变为流化床的解锁现象并不明显，而 往往会出现分层流化的现象。颗粒床层从静止状态转变为流态化进所需的最低速度，称为临界流化速度。随着风速的进一步增大，床层压降几乎不变。循环流化床锅炉 一般的流化风速是 倍的临界流化速度。1.1.4 影响临界流化速度的因素（1）料层厚度对临界流速影响不大。（2）料层的当量平均料径增大则临界流速增加。（3）固体颗粒密度增加时临界流速增加。提高循环流化床锅炉热效率的措施提高循环流化床锅炉热效率的措施 提高循环流化床锅炉热效率的措施 提高循环流化床锅炉热效率的措施 适当提高燃烧温度，碳粒子的燃烬时间与燃烧温度有关，提高燃烧温度能明显的缩短 碳粒子的燃烬时间。如下式 16 exp(10 77 其中:τp为碳粒子的 燃烬时间s；T 为燃烧温度；dp为碳粒子直径cm。当τp 从800升高到950时，碳粒子的燃烬时间缩短6 倍左右。当燃烧温度从870提高到920，燃烧温度增加50 时，锅炉燃烧效率提高了2 个百分点左右。降低飞灰含碳量提高锅炉燃烧效率，影响飞灰含碳量的因素有如下方面：燃烧温度、煤的种类、分离飞灰的循环倍率、燃烧室上部燃烧偏斜、燃烧氧量的供给、分离器的分离 效率、除尘灰再循环燃烧。（1）温度的影响：经试验证明当燃烧温度从900提高到950 时，飞灰含碳量从22.5%降到10%左右，降低了12.5 个百分点。燃烧温度提高1，飞灰 含碳量降低0.25 个百分点，这个影响程度的不同是由煤的燃烧反应性差异所决定的。（2）挥发分低的难燃煤种,飞灰含碳量较高，挥发分高的易燃煤种，飞灰含碳量较低，一般无 烟煤的飞灰含碳量比烟煤要高5-10 个百分点。(3)分离灰循环倍率的影响： 1-1从图上可以看出分离灰循环倍率为5 时，飞灰含碳量为12.5%左右，而分离灰循环倍率从 提高到4，飞灰含碳量降低约2.5个百分点，7 提高到8 时，降低了1 个百分点，14 18时，只降低了 0.5 个百分点，离灰循环倍率在 2-6 之间变化，对飞灰含碳量的影 响是最有效的。（4）器分离效率：分离器的分离效率与分离灰循环倍率的关系为 为分离灰循环倍率，ηc为分离器分离效率，Ay 为燃煤灰分含量，α 灰份额。分离效率高，分离灰循环倍率大；煤中灰份含量高，分离灰循环倍率大；燃烧 室出口飞灰份额大，分离灰循环倍率高。（5）优化燃烧调整和控制：提高燃烧效果，900-950；改善脱硫效果，830-880；控制 NOX 的生成量 200mg/Nm3-400 mg/Nm3 间，(830-930)；烟气成分包括O2、NO2（NO）、N2O、SO2（SO3）、CO2、CO、N2等，根据O2，CO 和CO2 含量控制空气量，根据SO2 含量控制石灰石加入量，根据NOX 含量控制燃烧温度。降低床底渣含碳量，粗粒子在浓相床内的停留时间： Hb 静止床料高度，m；Fd 布风板面积，m2；ρb--静止床料的堆积密度,kg/m3； 为燃煤消耗量，kg/h；δ为燃煤中粗粒子的份额。通过试验和实际运行可以高热值煤的停留时间比低热值煤长很多，这就是 CFB 锅炉烧低热值煤床底渣含碳量高的原因。故需 要维持合理燃烧温度，适当提高料层厚度。制备合适粒度及大小分布的燃煤，防止燃烧分 层，并注意在烧低热值煤的时候，减少一次风的使用，降低流化的速度。降低排烟温度，减少排烟热损失，影响排烟损失的因素有：排烟温度，包括尾部烟道 受热面积灰，烟气含尘量大；过剩空气系数大。而降低排烟温度就可以从提高尾部烟道的 受热面；提高分离器效率，降低烟气含尘量；加强尾部烟道的吹灰效率；合理搭配一二次 风量，在保证流化和燃烧的情况下，尽可能减少风的使用。1.3循环流化床锅炉节能改造技术 加装燃油，经燃油节能器处理之碳氢化合物，分子结构发生变化，细小分子增 多，分子间距离增大，燃料的粘度下降，结果使燃料油在燃烧前之雾化、细化程度 大为提高，喷到燃烧室内在低氧条件下得到充分燃烧，因而燃烧设备之鼓风量可以 减少 15％至 20％，避免烟道中带走之热量，烟道温度下降 10。燃烧设备之燃油经节能器处理后，由于燃烧效率提高，故可节油 4.87％至 6.10％，并且明显看 到火焰明亮耀眼，黑烟消失，炉膛清晰透明。彻底清除燃烧油咀之结焦现象，并防 止再结焦。解除因燃料得不到充分燃烧而炉膛壁积残渣现象，达到环保节能效果。大大减少燃烧设备排放的废气对空气之污染，废气中一氧化碳（CO）、氧化氮（NOx）、碳氢化合物（HC）等有害成分大为下降，排出有害废气降低 50％以上。同时，废 30％—40％。安装位置：装在油泵和燃烧室或喷咀之间，环境温度不宜超过 360。安装冷凝型燃气锅炉节能器，燃气锅炉排烟中含有高达 18%的水蒸气，其蕴含 大量的潜热未被利用，排烟温度高，显热损失大。天然气燃烧后仍排放氮氧化物、少量二氧化硫等污染物。减少燃料消耗是降低成本的最佳途径，冷凝型燃气锅炉节 能器可直接安装在现有锅炉烟道中，回收高温烟气中的能量，减少燃料消耗，经济 效益十分明显，同时水蒸气的凝结吸收烟气中的氮氧化物，二氧化硫等污染物，降 低污染物排放，具有重要的环境保护意义。采用冷凝式余热回收锅炉技术，传统锅炉中，排烟温度一般在 160～250，烟 气中的水蒸汽仍处于过热状态，不可能凝结成液态的水而放出汽化潜热。众所周知，锅炉热效率是以燃料低位发热值计算所得，未考虑燃料高位发热值中汽化潜热的热 损失。因此传统锅炉热效率一般只能达到 87%～91%。而冷凝式余热回收锅炉，它 把排烟温度降低到 50～70，充分回收了烟气中的显热和水蒸汽的凝结潜热，提升 了热效率；冷凝水还可以回收利用。锅炉尾部采用热管余热回收技术，余热是在一定经济技术条件下，在能源利用 设备中没有被利用的能源，也就是多余、废弃的能源。它包括高温废气余热、冷却 介质余热、废汽废水余热、高温产品和炉渣余热、化学反应余热、可燃废气废液和 废料余热以及高压流体余压等七种。根据调查，各行业的余热总资源约占其燃料消 耗总量的 17%~67%，可回收利用的余热资源约为余热总资源的 60%。1．4 循环流化床的脱硫脱硝技术 烟气脱硫是世界上唯一大规模商业化应用的脱硫方法，是控制酸雨和二氧化硫 污染的最为有效的和主要的技术手段。目前，世界上各国对烟气脱硫都非常重视，已开发了数十种行之有效的脱硫技 术，但是，其基本原理都是以一种碱性物质作为 SO 的吸收剂，即脱硫剂。按脱硫剂的种类划分，烟气脱硫技术可分为如下几种方法。MgO为基础的镁法； 为基础的氨法；（5）以有机碱为基础的有机碱法。世界上普遍使用的商业化技术是钙法，所占比例近90%。烟气脱硫装置相对占有率最大的国家是日本。日本的燃煤和燃油锅炉基本上都 装有烟气脱硫装置。众所周知，日本的煤资源和石油资源都很缺乏，也没有石膏资 源，而其石灰石资源却极为丰富。因此，FGD 的石膏产品在日本得到广泛的应用。这便是钙法在日本得到广泛应用的原因。因此，其他发达国家的火电厂锅炉烟气脱 硫装置多数是由日本技术商提供的。在美国，镁法和钠法得到了较深入的研究，但实践证明，它们都不如钙法。在我国，氨法具有很好的发展土壤。我国是一个粮食大国，也是化肥大国。氮 肥以合成氨计，我国的需求量目前达到 33Mt/a（百万吨/年），其中近45%是由小型 氮肥厂生产的，而且这些小氮肥厂的分布很广，每个县基本上都有氮肥厂。因此，每个电厂周围 100km 内，都能找到可以提供合成氨的氮肥厂，SO 吸收剂的供应很丰富。更有意义的是，氨法的产品本身就是化肥，就有很好的应用价值。在电力界，尤其是脱硫界，还有两种分类方法，一种方法将脱硫技术根据脱硫 过程是否有水参与及脱硫产物的干湿状态分为湿法、干法和半干（半湿）法。另一 种分类方法是以脱硫产物的用途为根据，分为抛弃法和回收法。在我国，抛弃法多 的工艺。氨法脱硫工艺具有很多别的工艺所没有的特点。氨是一种良好的碱性吸收剂:从吸收化学机理上分析，SO 的吸收是酸碱中和反应，吸收剂碱性越强，越利于吸收，氨的碱性强于钙基吸收剂；而且从吸收物理机理上分析，钙基吸收剂 吸收 SO 是一种气－固反应，反映速率慢，反应完全，吸收剂利用率高，可以做到很高的脱硫效率。同时相对钙基脱硫工艺来说系统简单，设备体积小，能耗低。另 外，其脱硫副产品硫酸铵在某些特定地区是一种农用肥料，副产品的销售收入能降 低一部分因吸收剂价格高造成的高成本。氨法脱硫工艺主要由两部分反应组成:吸收过程,烟气经过吸收塔，其中的 SO 被吸收液吸收，并生成亚硫酸铵与硫酸氢铵；中和结晶，由吸收产生的高浓度亚硫酸铵与 硫酸氢铵吸收液，先经灰渣过滤器滤去烟尘，再在结晶反应器中与氨起中和反应，同时用水间接搅拌冷却，使亚硫酸铵结晶析出。燃烧脱硫+ 尾部增湿活化（半干法），燃烧脱硫+尾部增湿活化系指循环流化 床炉内加入石灰石进行燃烧脱硫，然后利用炉内未完全反应的脱硫剂（石灰），在 锅炉尾部烟道喷入水或水蒸汽，适当降低烟气温度（高于烟气绝热饱和温度），尾 部进一步进行烟气脱硫。脱硫产物呈现干态固体物，易于处理，没有污水处理及腐蚀等问题。该脱硫工艺适合与静电除尘器或布袋除尘器配套。降低 排放主要技术措施改变燃烧条件：包括低过量空气燃烧法，空气分级燃烧法，燃料分级燃烧法，烟气再循环法。炉膛喷射脱硝：包括喷氨及尿素，喷入水蒸汽，喷入二次燃料。烟 气脱硝：干法脱硝，(烟气催化脱硝，电子束照射烟气脱硝)湿法脱硝。而在燃烧上： 凡通过改变燃烧条件来控制燃烧关键参数，以抑制生成或破坏已生成的 达到减少排放的技术称为低 燃烧技术是采用最广、相对简单、经济并且是有效的方法低过量空气燃烧、空气分级燃烧、燃料分级燃烧、烟气再循环。低过量空气燃烧：使燃烧过程尽可能地在接近理论空气量的条件下进行，随着 烟气中过量氧的减少，可以抑制 含量的关系如图显示，不过炉内氧的浓度过低，低于 3%以下时，会造成 CO 浓度的急剧增加，从而大 大增加化学未完全燃烧热损失。同时，也会引起飞灰含碳量的增加，燃烧效率将会 降低；此外，低氧浓度会使炉膛内的某些地区成为还原性气氛，从而降低灰熔点，引起炉壁结渣与腐蚀。空气分级燃烧：基本原理——将燃料的燃烧过程分阶段完成一级燃烧：将供入 炉膛的空气量减少到总燃烧空气量的 70%~75%，使燃料先在缺氧的富燃料燃烧条件 下燃烧。过量空气系数 a＜1，降低了燃烧区内的燃烧速度和温度水平，而且在还原 性气氛中降低了生成 的反应率，抑制了NOx 的生成量。二级燃烧：其余空气与 一级燃烧区产生的烟气混合，在 的条件下完成全部燃烧过程。炉膛喷射脱硝：向炉膛喷射某种物质来还原已生成的 放量。包括喷水、喷射二次燃料和喷氨等。

1、喷水法，但一氧化氮氧化较困难，需喷入臭氧或高锰酸钾，不现实。

2、喷二次燃料：即前述燃料分级燃烧，但二次燃料 不会仅选择 反应，还会与氧气反应，使烟气温度上升

3、喷氨法（尿素等氨基 还原剂）4NH 反应，而一般不和氧反应，这种方法亦称选择性非催化剂吸收（SNCR）法。但不用催化剂，氨还原 ~1050这一狭窄范围内进行，故喷氨点应选择在炉膛上部对应位置。采用炉膛喷射脱硝，喷射点必须在 950 ~1050之间。喷入的氨与烟气良好混合 是保证脱硝还原反应充分进行、使用最少量氨达到最好效果的重要条件。若喷入的 氨未充分反应，则泄漏的氨会到锅炉炉尾部受热面，不仅使烟气飞灰容易沉积在受 热面，且烟气中氨遇到三氧化硫会生成硫酸氨（粘性，易堵塞空气预热器，并有腐蚀危险）。炉内喷氨脱硝优缺点：非催化喷氨脱硝法投资少，运行费用也低.但反应 温度范围狭窄；要有良好的混合及反应空间和反应时间的条件；当要求较高的脱除 率时，会造成 NH 泄漏量过大等问题。10 循环流化床锅炉分离器2.1 分离器简介 循环流化床(CFB)锅炉要求达到的一系列技术参数，如：循环倍率、燃烧效率、脱琉 效率、床温床压以及对燃料的适应性等，都必须通过气固分离器的可靠性和高效率来实现。目前，我国多采用旋风分离器作气固分离，因为它结构简单，制造技术比较成熟，运行人 员也比较熟悉。但多年运行经验表明，旋风分离器用于CFB 锅炉主要存在的问题有：保 温材料耐高温和耐磨能力不强，造成旋风分离器内衬磨损严重；常压CFB 锅炉虽规程上 不允许有后燃现象，但实际运行中，旋风分离器内经常出现后燃现象，甚至将分离器自身 烧坏；对增压CFB 锅炉，因其出口烟气将送到燃气轮机作功，为了燃尽CO 象并非不允许，这对旋风分离器的材料将提出更高的要求；保温材料的热惯性很大，导致启停时间延长，负荷变化适应能力低；旋风分离器自身体积大，不利于CFB 锅炉大型化，超大的体积将给锅炉带来许多不易解决的问题等。气固分离器分离煤燃烧后产物和脱硫剂脱琉后产物的固体颗粒。这两种颗粒的粒度分 布不同于入炉煤和入炉石灰石的粒度分布。完全只根据入炉煤粒度分布来选择气固分离器 已不甚合理，制造厂按自身习惯，将用于一般煤粉炉的传统产品选作CFB 锅炉的气固分 离器则问题会更多。下面介绍几种国内外气固分离器，并提出CFB 锅炉如何选用气固分离器的个人看法。2.2 炉膛出口几何结构 清华大学做了个试验，图2-1 为试验系统示意图。主床面积90mm90mm，有效高 5.25m；试验物料为树脂，其平均粒径为500m，物料真实密度1400kg／m，终端速度2.7m／s。图1-2 表示试验中采用3 种典型的出口几何结构。H 指凸起部分高度(m)。ehit表示炉膛出口面积为44mm88mm，循环颗粒流率为8．46g／m s。光滑形出口如图2-2a 所示，炉膛出口的固体颗粒，由于导向板的作用随着变向气流而进入水平烟道，在出口附近的颗粒密度保持不变。平直出口结构如图2-2b 所示，气固两相流中的 固体颗粒一部分随气流离开炉膛，另一部分在与炉顶碰撞后，将沿炉膛内壁碰回并下降，在内壁面附近形成下降的颗粒层在炉膛内循环，它们不进入气固分离器。当采用图2-2c 的出口结构时，凸起高度在炉膛顶部形成一个空腔。部分颗粒在向上运动过程中由于惯性 而从炉膛进入此空腔，在空腔内密集起来形成一个较浓的区域。聚集的颗粒沿内壁回落称 之为空腔效应，形成的颗粒在炉膛内循环。与光滑出口相比，实际上减少了气固分离器的 负荷。试验的目的是要最大地增加这一炉膛内循环量。上述炉膛内循环量与图2-2c 值有关。如凸起高度(H)小于颗粒惯性能达到的最大高度，则空腔内上升的颗粒将与炉顶相碰撞，碰撞后的颗粒将沿炉膛内壁落下，称之为碰 撞效应。也和空腔效应一样，将导致炉膛顶部密度增加。如果H 大于颗粒所能达到的最 大高度时，则顶部密度不再增加。图2-3 为炉膛出口几何结构对流化床炉膛密度分布的影 响。这种现象不仅可减少流向气固分离器的颗粒量，还有利于增强气固两相的混合。从图 2-3 可看出，H 增至0．15m，两条曲线的距离大于H＝0．15m和H＝0．35m 之间 的间距。也就是说空腔和碰撞的综合效应并非与H 成正比增加。对CFB 锅炉，H 实际取 0．5m 即可，即将炉顶升高0．5m 就够了。12 2-3 2-4 取H＝0．5m，用采样探头法，按各种流率G 测得炉膛顶部的分离效率η，如图2-4所示。该试验仍在A ehit ＝44mm88mm ＝5．14m／s下进行。从图2-4 可看出：(1)当H 在0．3～0．4m 之间，3 根曲线都趋向饱和；(2)随着G 可达70％。这说明出13 口结构作为初级内分离具有很大的应用价值，而且炉顶提高仅0．5m，无论是新建或旧 炉改造都不会花太多的钱。这里要说明的是，η 并非全炉的效率，也不是气固分离器的效 系指炉膛内测出下降颗粒量与上升颗粒量之比。改变炉顶几何结构这一措施除减少炉膛后气固分离器负荷外，还有利于减轻旋风分离器和尾部受热面的磨损。2.3 槽形分离器 槽形分离器属撞击式分离器。图2-5 为埃宾斯别尔格电厂的CFB 锅炉系统图。2-5 CFB 9.10.11.L 12.13.14.15.16.17.18.埃宾斯别尔格电厂的CFB 锅炉210t／h，510和10．6MPa，满负荷时烟气流速6m ／s。槽形分离器的槽形部件交错排列，它们被悬挂在炉膛出口后的炉顶，对烟气和固体 颗粒的通道形成迷宫，如图2-6 所示。两排一次除尘器布置在水平烟道入口处，部分固体 颗粒撞击槽形部件后沿槽板下落，收集来的灰粒沿后墙返回如图2-5 由水平烟道中另一排分离器(图2-5之10)收集的固体颗粒进入灰斗，见图2-6 之3，再经 阀(亦称J阀)即图2-5 之11，返回下部炉膛。14 2-6 经槽形分离器仍未分离出而进入竖井的固体颗粒，通过布置在省煤器和空气预热器之间的多管式除尘器分离后的灰尘收集在灰斗内，再用气力输送设备从图2-5 之13 部输送到下部炉膛，多余的灰从灰斗经排灰阀(16)排入专用容器。槽形分离器除对比于旋风分离器结构上可降低CFB 锅炉的高度外，还有以下优点：(1)由于分离器的阻力小，风压损失较小，下部炉膛的气流扩散密度甚低，因而减少 了厂用电。经测试，风压可降低25％，经计算300t／h 的CFB 锅炉，可降低锅炉厂用电 的15％。(2)炉膛内的颗粒分离，强化了颗粒内部的再循环，促使沿炉膛高度的浓度变化较均(3)借助于L阀颗粒一次回收，炉膛内颗粒质量含量的调节范围增大。(4)新分离器的结构能采用新型耐热材料，由于其热容量小，对加快启停和负荷变化 的反应均较快速。(5)由于配套采用了低温高效小直径的多管式除尘器，能分离颗粒直径小的灰尘，改 善炉膛的热交换、燃烧条件和吸附剂的利用。(6)国外CFB 锅炉多采用外置式灰热交换器以回收灰渣的物理热，并对负荷及床温进 行快速控制和调节，故外置式热交换器是形成CFB 锅炉的重要设备。

第五篇：操作参数对旋风分离器分离性能的影响研究

操作参数对旋风分离器分离性能的影响研究

张振伟

（东北大学，辽宁 沈阳110004）

摘要：利用FLUENT的 RSM湍流模型对旋风分离器气固两相流场进行数值模拟得出：随着入口速度的增大，旋风分离器的压降也随之增大，且增大的幅度越来越大；随着流量的增加，旋风分离器的分离效率逐渐增大，小颗粒和中等颗粒的分离效率增加幅度较大，大颗粒的增加幅度稍小；随着气体中颗粒浓度的增大，分离总效率及各分离效率都逐渐增大，当浓度达到某一定值时，各种粒径颗粒的分离效率都会趋于稳定，大颗粒的分离效率在较低浓度时就已经趋于稳定，小颗粒的分离效率在较高浓度时才能趋于稳定。

关键词：数值模拟；颗粒；分离效率

1、旋风分离器工作原理

旋风分离器的结构如图1所示，主要由直筒和圆锥形灰斗、与直筒成切线布置的长方形进风管、顶部排气管和下部排尘管等几个部分组成。

出口

入口

颗粒出口

图1 旋风分离器结构简图

Fig.1 Structure graph of cyclone separator 旋风分离器的工作原理是：含尘气体由长方形进气管进入旋风分离器，由于筒壁的约束作用，气流由直线运动变成圆周运动，旋转气流的绝大部分沿直筒壁成螺旋状向下朝圆锥形灰斗流动，通常称为外旋流。气体中的粉料颗粒在旋转过程中，在离心力的作用下，将重度大于气体的颗粒甩向器壁，颗粒一旦与器壁接触，便失去惯性力，靠入口速度的初始动量随外螺旋气流沿壁面下落，最终进入下部排尘管。旋转向下的外旋气流在到达圆锥形灰斗时，因圆锥体形状的收缩按“旋转矩”不变原理，其切向速度不断提高（不考虑壁面摩擦损失）。在外旋流旋转过程中周边气流压力升高，在圆锥形灰斗中心部位形成低压区，由于低压区的吸引，当气流到达锥体下端某一位置时，便向分离器中心靠拢，即以同样的旋转方向在旋风分离器内部，由下反转向上，继续作螺旋运动，称为内旋流。最后，气流经上部排气管排出分离器，少部分未被分离出来的物料颗粒随气流逃出。气体中的颗粒在气体旋转向上进入排气管前碰到器壁，即可沿器壁滑落到排尘口，从而达到气固分离的目的。

2、操作参数对分离性能的影响

2.1入口速度的影响

考虑不同入口速度对旋风分离器压降的影响，利用数值模拟的方法分别对入口速度为5m/s、10m/s、15m/s、20m/s和25m/s时的压降和具有不同粒径颗粒的分离效率分别进行数值计算，得到不同入口速度下旋风分离器的压降。如表1所示，为了便于分析，将表中压降数据绘成曲线如图2所示。

表1速度-压强表

Table 1 Table of velocity and pressure 速度（m/s）压降（pa）

250020005 132 10 345 15 723 20 1428 25 2312 压降（pa）***05101520速度（m/s）25

图2速度对压强影响

Fig.2 Influence of velocity to pressure 从图2中可以看出，随着入口速度的增大，旋风分离器的压降也随之增大，且增大的幅度越来越大。从能量角度看，增大旋风分离器入口的速度会增大能量的损失，因为旋风分离器的磨损与气体速度的四次方成正比，所以过大的入口速度会增大旋风分离器的压降。因此，应当在保证旋风分离器的分离性能的基础上尽量采用较低的入口速度，节约能量。

表2不同速度下不同粒径分离效率值

Table 2 Separation efficiency of the different size and different velocity

颗粒粒径（μm）5m/s模拟效率（%）10.2 13.5 19.6

27.8 25.3 26.8 35.2 43.0 40.5 45.2 53.4 68.3 79.1 55.6 60.5 79.6 84.1 68.2 76.3 83.5 92 86.2 90.1 92.7 98.1 15m/s模拟效率（%）13.5 20m/s模拟效率（%）15.6 25m/s模拟效率（%）19.8

***15101520微粒（μm）25305m/s15m/s20m/s25m/s效率（%）

图3速度对分离效率影响

Fig.3 Influence of velocity to separation efficiency

考虑不同入口速度对旋风分离器中颗粒的分离效率的影响。不同入口速度下的颗粒分离效率的数值计算值如表2所示，并将其绘成曲线如图3所示，便于直观地分析。

从图3中可以看出，当入口速度增大时，旋风分离器的分离效率也随之增大；当入口速度减小时，旋风分离器的分离效率也随之减小。同时从图3中看出，入口速度的变化对分离效率曲线的影响比较大。经模拟分析，当速度为25m/s时的小颗粒的分离效率比20m/s时略小。分析其可能原因，由于湍流及微粒碰撞弹跳等因素促使沉积在器壁处的微粒重新被卷扬起来；又由于入口气体速度的加大，使向心径向气速也增加；下行轴向气速也增加，微粒停留时间变短；圆锥形灰斗底部被捕集的微粒受到的返气夹带的影响更加严重，这些诸多不利因素的综合结果，使分离效率出现下降趋势。2.2颗粒直径的影响

旋风分离器的总效率是针对某一特定微粒群而言的，在不同的生产条件下，分离器的用途不同，处理的微粒性质也不同，用它作为旋风分离器的性能指标不具有通用的可比性。因而，还应该考虑分离器对于不同粒径微粒的分离效率，它是针对某一特定直径的微粒而言的，表示的是旋风分离器对特定直径微粒的分离效率，与总分离效率相比更能说明分离效率的分离性能。所以，这里讨论的是微粒的特定直径分离效率，以下简称分离效率。

颗粒随气体进入旋风分离器，在气流的带动下，由于受到方向向内的阻力和方向向外的离心力作用而沿着筒体作旋转运动。离心力正比于微粒质量，粒径大的微粒是容易被捕集的。对于小颗粒来讲，所受到的离心力较小，由于小微粒对气流的跟随性较好，有相当一部分微粒跟随气流在分离器内作旋转运动直至最后被气流带出分离器而逃逸，或最终落入圆锥形灰斗底部而被捕集。

表3不同微粒粒径下分离效率值

Table 3 Separation efficiency under different size of particle

粒径（μm）分离效率（%）15.6 5 27.8 1.0 43.2 15 72.3 20 87.6 25 92.3 从表3的数值计算值和图4中的颗粒粒径对分离效率的影响图中得出，随着微粒粒径的增加，分离效率呈现增大的趋势。分析其原因：大颗粒所受的离心力增大，因此进入分离器后随气流旋转运动的圈数要小于小颗粒，大颗粒较早就在筒体壁段碰壁，较快的落入圆锥形灰斗底部而被分离；对于小颗粒，所受的离心力较小，由于径向气流的向心作用，较容易被气流夹带出顶部排气管而逃逸。除此之外，由于小颗粒对气流的跟随性较好，有相当大一部分微粒跟随气流在分离器内作旋转运动，直至最后才被气流带出分离器而逃逸，或最终被捕集，也有的微粒在旋风分离器内作无限循环运动，此种情况被认为旋风分离器对该微粒无法分离。从数值模拟中可以看出，小粒径的颗粒被捕集的效率不高，因此旋风分离器常被用作含尘气体分离系统的一级回收。

100908070效率（%）***1015微粒（μm）2025

图4 颗粒粒径对分离效率的影响

Fig.4 Influence of particle diameter to separation efficiency 理论上讲，对任意旋风分离器都有一确定的临界粒径，小于临界粒径的颗粒是完全不能被捕集的，但在实际中，颗粒在进入分离器后，由于颗粒间的相互碰撞，颗粒的团聚夹带及静电和分子引力等因素，使颗粒的运动具有很大的随机性，一部分小于临界粒径的细颗粒也能被捕集，一部分大于临界粒径的大颗粒也会逃逸。2.3颗粒浓度的影响

入口气体颗粒浓度对旋风分离器的效率影响也较大。下面研究不同颗粒浓度下的分离效率，在相同流量下，考察气体含尘量分别为1%、3%、5%、7%下的分离效率。

表4为不同颗粒浓度总效率与分离效率的模拟计算值，为了直观绘制成曲线图。如图5所示为颗粒浓度对分离效率的影响，随着气体中颗粒浓度的增大，分离总效率及各分离效率都逐渐增大；小颗粒增大的幅度较大，而大颗粒增大的幅度较小。而且浓度越大，小颗粒分离效率提高越多，这是因为浓度较高时，气流对小颗粒的携带作用更加明显，所以效率提高较大。当浓度达到某一定值时，各种粒径颗粒的分离效率都会趋于稳定。大颗粒的分离效率在较低浓度时就已经趋于稳定，而小颗粒的分离效率将在较高浓度时才能趋于稳定。

表4不同颗粒浓度总效率与分离效率值

Table 4 The total efficiency and separation efficiency under different particle concentration 流量（m3/h）总效率（%）5μm颗粒分离效率 10μm颗粒分离效率 15μm颗粒分离效率 55 22.1 76.8 92.6

65.5 36.2 83.6 97.2

48.5 87.5 98.1

55.8 89.2 98.6

78.1 57.6 92.1 99.8 120100分离效率（%）***50流量（m3/h）55

总效率（%）5μm颗粒分离效率10μm颗粒分离效率15μm颗粒分离效率图5 颗粒浓度对分离效率的影响

Fig.5 Influence of particle concentration to separation efficiency 此外，在旋风分离器的实际应用中，当处理气体的颗粒浓度较高时，颗粒对壁面的磨损也加剧，使得分离器的使用寿命变短，而颗粒也会被粉碎变细，更加不利于分离。因此，在很多情况下，人们并不指望只经过一次分离便达到分离目的，而是经过几次分离，逐级减小颗粒群的含量和粒度，最终达到分离要求。

3结论

随着入口速度的增大，旋风分离器的压降也随之增大，且增大的幅度越来越大。随着流量的增加，旋风分离器的分离效率逐渐增大，尤其是小颗粒和中等颗粒效率的增加幅度更大，大颗粒的增加幅度稍小。虽然增大处理气量可以提高分离效率，却是以过大的能量消耗为代价的，而且当处理气量增大到某一程度时，会伴随有颗粒粉碎、器壁磨损等负面效应。相同的流量下，随着颗粒粒径的增大，其分离效率逐渐增大，但增加的幅度越来越小，最终趋向稳定。随着气体中颗粒浓度的增大，分离总效率及各分离效率都逐渐增大，气流对小颗粒的携带作用更加明显，其分离效率提高较大，而大颗粒增大的幅度较小。当浓度达到某一定值时，各种粒径颗粒的分离效率都会趋于稳定。大颗粒的分离效率在较低浓度时就已经趋于稳定，而小颗粒的分离效率在较高浓度时才能趋于稳定。

参考文献

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