35t／h锅炉旋风分离器锥斗计算
旋风分离器计算结果
旋风除尘器性能的模拟计算一、下图为旋风除尘器几何形状及尺寸，如图1所示，图中D、L及入口截面的长宽比在数值模拟中将进行变化与调整，其余参数保持不变。
图1 旋风分离器几何形状及尺寸（正视图）旋风分离器的空间视图如图2所示。
图2 旋风分离器空间视图二、旋风分离器数值仿真中的网格划分仿真计算时，首先对旋风除尘器进行网格划分处理，计算网格采用非结构化正交网格，如图3所示。
图3 数值仿真时旋风分离器的网格划分（空间）图4为从空间不同角度所观测到的旋风分离器空间网格。
图4 旋风分离器空间网格空间视图本数值仿真生成的非结构化空间网格数大约为125万，当几何尺寸（如D、L及长宽比）改变时，网格数会略有变化。
三、对旋风分离器的数值模拟仿真采用混合模型，应用Eulerian（欧拉）模型，欧拉方法，对每种工况条件下进行旋风分离器流场与浓度场的计算，计算残差<10-5，每种工况迭代约50000步，采用惠普工作站计算，CPU耗时约12h。
以下是计算结果的后处理显示结果。
由于计算算例较多，此处仅列出了两种工况条件下的计算后处理结果。
图5是L=1.3m，D=1.05m 入口长宽比1:3，入口速度10m/s时，在y=0截面（旋风分离器中心截面）上粒径为88微米烟尘的体积百分数含量分布图。
可以明显看出由于旋风除尘器的离心作用，灰尘被甩到外壁附近，而在靠近中心排烟筒下方筒壁四周，烟尘的体积浓度最大。
粒径88微米烟尘的空间浓度分布(空间)粒径88微米烟尘的浓度分布(旋风分离器中心截面)粒径200微米烟尘的空间浓度分布(空间)图5 L=1.3m、D=1.05m、长宽比1:3，入口速度10m/s时烟尘空间分布粒径88微米烟尘的空间浓度分布(空间)粒径88微米烟尘的浓度分布(旋风分离器中心截面)粒径200微米烟尘的空间浓度分布(空间)图6 L=2.3m、D=1.5m、长宽比1:1，入口速度15m/s时烟尘空间分布四、计算结果计算中，首先确定几何尺寸L，按照给定的两种烟尘颗粒，分别对L=2.3m、L=1.8m、L=1.3m、L=0.8m四种情况进行对比计算，对比计算结果为L=2.3m、L=1.3m时除尘效率较高。
35T／H煤粉炉改造成45T／H循环流化床锅炉的总结
35T／H煤粉炉改造成45T／H循环流化床锅炉的总结2009年江西贵溪化肥有限责任公司对2#35T/H煤粉炉进行了循环流化床技术改造。
实践表明，采用循环流化床燃烧技术是锅炉改造的一条途径。
该技术是成熟的，它用于难烧劣质煤、煤矸石等低热值煤种的燃烧是可行的。
在锅炉改造过程中出现一些问题，经过改造后得到解决，达到了锅炉改造的预期目的。
标签：煤粉炉；改造；流化床；锅炉1 概述江西六国化工有限责任公司前身为江西贵溪化肥有限责任公司。
公司有三台35T/H煤粉锅炉，是由武汉锅炉厂生产的次高温次高压锅炉，型号为WGZ35/5.3-3型。
为解决环境污染，降低运行成本，提高锅炉蒸发量，走资源综合利用的道路。
2009年公司对2#锅炉进行循环流化床技术改造，该项目取得了国家和江西省节能技术改造财政奖励实施计划项目。
要求改造之后，2#锅炉出力由35T/H增加到45T/H，并具备燃烧掺有煤矸石、劣质无烟煤等低热值煤种的燃烧能力。
2 锅炉改造概述本改造锅炉在武汉锅炉厂35T/H次高温次高压锅炉的基础上，结合济南锅炉集团优化设计开发的烟煤的YG-40/3.82-M3型锅炉和燃烧福建无烟煤YG-35/3.82-M10型，根据最新的循环流化床锅炉的技术特点和锅炉型式，根据烟煤的特点进行开发的高效、低污染45T/H循环流化床锅炉。
本锅炉的主要改造思路为：循环流化床锅炉要求的高度较高，因此本锅炉的钢结构整体提高7.5米，利用原锅炉的钢结构进行加固和提高；利用原锅炉的汽包，其余部分进行重新设计制造。
锅炉厂房加高3-4米。
本改造锅炉采用了循环流化床燃烧方式，设计煤种为烟煤，可以燃用各类烟煤、贫煤，也可以燃用褐煤等低热值燃料，燃烧效率达95%-99%。
尤其可燃用含硫量较高的燃料，通过向炉内添加石灰石，能显著降低二氧化硫的排放。
同时由于锅炉的燃烧温度只有900℃左右，可以有效地控制NOx的排放。
可降低硫化物对设备的腐蚀和NOx对环境的污染。
汽包计算 估算
锅炉工段热量蒸汽估算220t锅炉产蒸汽量为220t/h，锅炉工段的冷渣器可提供热水量为26.3t/h，需要从一二期甲醇变换工段调65℃热脱盐水183.4t/h，锅炉除氧器0.5MPa蒸汽消耗量为13.6t/h。
锅炉的热效率为89.6%。
75t锅炉产蒸汽量为65t/h，锅炉工段的冷渣器可提供热水量为10.1t/h，需要从一二期甲醇变换工段调65℃热脱盐水51.9t/h，锅炉除氧器0.5MPa蒸汽消耗量为4.0t/h。
锅炉的热效率为82.5%。
220t锅炉热量蒸汽估算1、锅炉排渣量估算220t锅炉燃料为烟煤，成分为全水分12.35%，空气干燥基水分3.42%，灰分29.02%，挥发份17.37%，固定碳50.20%，发热量20.88kJ/g。
燃烧后，炉渣的成分为灰分93.35%，挥发份1.03%，固定碳5.62%。
锅炉炉膛气体出口设置旋风分离器，使未燃烧的碳以及灰分重回炉膛，一方面是碳更充分燃烧，再者可以降低烟气除尘器的负荷。
鉴于此，此次计算袋式除尘器处的灰分占到入炉烟煤总量的10%，忽略烟气排放所带走的灰分，存在下列平衡式：烟煤中的灰分m=炉渣中的灰分m´+袋式除尘器灰分m"220t锅炉的耗烟煤量约为35t/h，则可计算袋式除尘器灰分为：m"=35t/h×10%=3.5t/h炉渣中的灰分量m´=m×29.02%- m"=6.66t/h又由于炉渣灰分含量为93.35%，可以估计出排渣量a为:a= m´÷93.35%=6.66t/h÷93.35%=7.13t/h2、冷渣器出口热脱盐水流量估算炉渣冷却放出的热量为：Q1=a×（T1-T2）×C1对于固态排渣的流化床锅炉，炉膛温度为850～950℃，排渣温度为800～850℃，此次计算的排渣温度T1取中值825℃；T2为炉渣冷却之后的温度，取150℃；C1为炉渣比热，为0.96 KJ/（kg·℃），可以计算出炉渣降温过程中放出的热量为：Q1=a×（T1-T2）×C1=7.13t/h×103kg/t×（825℃-150℃）×0.96 kJ/（kg·℃）=4.62×106kJ/h冷渣器出口脱盐水的流量为：F=Q1×δ% C2×(T4−T3)δ为冷渣器的换热效率，锅炉为固态排渣，冷渣器为固液换热，考虑到固液换热的充分程度，换热效率以60%计算（换热器的换热效率一般为50～90%）；C2为脱盐水的比热容，为4.2kJ/（kg·℃）；T3为2#脱盐水进水温度，为常温，取30℃；T4为冷渣器出水温度，为55℃左右。
旋风分离器计算
进口中位径
Dd
迭代计算程序 ReR初值 相对粗糙度 查表得桶体摩擦系统 预计总效率 升气管弗劳德数 总摩擦系数 内旋涡旋转速度计算值
ReR0 Ks/R fair eff Frx f V0cs
936.111 0.00046 0.0058 0.950 10.566 0.007 18.6005
m/s
Rin
旋风分离器计算程序--Muschelknautz模型方法
Refer to 6A.1 Hoffmann etc, 2001 experiment data 尺寸参数 D 外径 内径 放料口直径 进料口宽度 进料口高度 总高 锥体高度 空间高度 升气管底与进料口高差 进气平均半径 空气密度 空气粘度 器壁粗糙度 Ht 操作参数 V0cone Dcone Hc 空气体积流量 颗粒浓度 粉尘真密度 堆积密度度 Q C Rho_p Rho_b 144 4.50E-03 2730 1365 D Dx Dd b a Ht Hc Hi Hg Rin (m) 0.200 0.075 0.075 0.040 0.100
压降计算 分离器中损失 旋转涡核与升气管损失 加速压力损失 总压力损失
dP_body dP_x dP_acc Total
197.601 691.529 0.000 889.130
pa pa pa pa
Hi
m^3/hr kg/m^3 kg/m^3 kg/m^3
1.676 99% 效率 eff 7% 71% 95% 99% 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100%
微米 进口组成 % 1.00% 1.00% 1.00% 1.00% 1.00% 1.00% 1.00% 1.00% 2.00% 3.00% 10.00% 15.00% 20.00% 15.00% 10.00% 9.00% 4.00% 2.00% 1.00% 1.00% 1.00 25 微米 出口 0.001 0.007 0.009 0.010 0.010 0.010 0.010 0.010 0.020 0.030 0.100 0.150 0.200 0.150 0.100 0.090 0.040 0.020 0.010 0.010 0.99
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 ............................................................................................................. 错误!未定义书签。
应用范围及特点....................................................................................... 错误!未定义书签。
分离原理................................................................................................... 错误!未定义书签。
分离方法................................................................................................... 错误!未定义书签。
)性能指标 ................................................................................................. 错误!未定义书签。
二.旋风分离器的工艺计算.............................................................................. 错误!未定义书签。
旋风分离器直径的计算........................................................................... 错误!未定义书签。
由已知求出的直径做验算....................................................................... 错误!未定义书签。
35t／h循环流化床锅炉的技改小结
２ 技术改进的措施
（） １ 在沸腾床内下部第一组埋管迎风面各增
加３ 组防磨鳍片， 由原来的４组增加至 ７ ， 组 这样 既减少了粉尘对埋管的冲刷磨损 ， 而且延长了其 使用寿命 ， 又可增加埋管的受热面积， 为锅炉的长 周期 、 高效率运行提供了保证。
（ ）在 二 次 风 入 炉 的 ６个 出 口各 增 加 １个 ２
维普资讯
ｌ ５
３ ｈ循 环 流 化床锅 炉 的技 改小 结 ５ｔ ／
宋代彬
（ 四川 美丰化工股份 有 限公 司德 阳分公 司 ６ ８ｏ ） ｌ００
德阳分公司根据生产 的需要 ， ｌ９ 于 ９８年投运 了 ｌ Ｃ ３ ／ ．２一 Ｘ ９型低携带率循环流 台 Ｇ一 ５ ３８ Ｍ Ｄ 化床锅炉。该锅炉 自投运以来 ， 存在 回灰系统无 法正常运行 ， 烧 室下部 超温 结渣 ， 燃 锅炉燃 烧效果 差， 飞灰含碳高达 ２ ％ 以上 ； ０ 沸腾床炉墙 、 旋风分 离器墙体和进风 口经常脱落 ， 达不到设计蒸发量 ， 消耗高 ； 埋管 、 温过热器 、 低 省煤器易磨损爆管 ， 经 除尘排放的烟气虽然能够达到环保允许排放的标 准， 但稍微控制不好就有可能造成烟气排放超标 ，
管、 面式减温器 、 风室 、 风道以及点火油枪等组成。 （） ２ 锅炉结构布置。锅炉采用单锅筒横置式 自然循环 ， 全钢架膜式壁全悬 吊， Ⅱ型布置。锅 筒安装在锅炉顶部大梁上 ， 炉膛采用全膜式水冷 壁结构 ， 沸腾床布风板上采用“ ” ７ 字形单孔风帽 ， 回形布风结构， 床内布置适量埋管受热面， 高温过 热器布置在炉室上部 ， 低温过热器布置在上部水 平烟道 中， 顶棚管旋风分离器布置在竖井顶部， 高
４。 ５ 弯头， 将二次风直 流进气改为切 向旋转进气 ， 使炉膛中心形成一个强旋转 的涡流， 加强炉膛稀 相区内可燃气体 飞灰炭粒 和过剩空气 的充分混 合， 有效地提高燃烧强度， 大大降低了气体和固体 不完全燃烧损失， 提高了燃烧热效率 ， 这样分级燃 烧有效地降低 了烟气中的 Ｎ Ｏ 化合物。 （ ）在回灰梯形集灰斗离开烟气竖井外墙约 ３ ４０ｍ ５ ｍ处增加膨胀节 ， 使梯形集灰斗在运行时可 以自由伸缩 ， 而不会因受热膨胀变形将集 灰斗拉 裂而漏灰 、 漏风。 （ ）改变灰回斗吹风装置结构 ， ４ 并将返料风 由二次风改为一次风 ， 保证回灰回炉畅通 ， 提高锅 炉燃烧效率 。 （） ５ 在旋风分离器 中心筒顶部增加 １ 块密封 板， 有效地防止了中心筒上部顶棚管的磨损泄漏。 经过改造后 ， 已有约 ２年时间没有发现顶棚管磨
旋风分离器计算
作成作成：：时间时间：：2009.5.14一、問題提出PHLIPS FC9262/01這款吸塵器不是旋風除塵式的，現在要用這款吸塵器測參數選擇旋風分離裝置。
二、計算過程1.選擇工作狀況選擇工作狀況：：根據空氣曲線選擇吸入效率最高點的真空度和流量作為旋風分離器的工作狀態。
吸塵器旋風分離器選擇Bryan_Wang已知最大真空度h和最大流量Q，則H-Q曲線的兩個軸截距已知，可確H-Q直線的方程。
再在這個直線上求得吸入功率H*Q最高點（求導數得）。
求解過程不再詳述。
求得最大吸入功率時真空度H=16.5kPa;流量Q=18.5L/s；吸入功率P2=305.25w發現計算得到的吸入功率最大值與產品標稱值375W相差一些，可能是由于測量誤差存在以及壓力損失的原因。
現將真空度及流量按照吸入功率計算值與實際值的比例放大，得真空度H=18.3kPa;流量Q=20.5L/s;2.選擇旋風分離器為使旋風分離裝置體積最小，選擇允許的最小旋風分離器尺寸。
一般旋風分離器筒體直徑不小于50mm，故選擇筒體直徑為50mm。
按照標準旋風分離器的尺寸比例，確定旋風除塵器的結構尺寸。
D0=50mmb=12.5mma=25mmde=25mmh0=20mmh=75mmH-h=100mmD2=12.5mm計算α約為11度一般要求旋風分離器進氣速度不超過25m/s，這里取旋風分離器進氣速度為22m/s.計算入口面積為S=3.125e-4平方米。
則單個旋風除塵器流量為Q=6.9e-3平方米/秒則所需旋風除塵器個數為3個計算分級效率根據GB/T 20291-2006吸塵器標準，這里使用標準礦物灰塵，為大理石沙。
进气粒径分布1030581001903757501500201010102016113顆粒密度ρp=2700kg/m3進口含塵濃度取為10g/Nm3，大致選取空氣粘度μ=1.8e-6Pa*s按照以下公式計算顆粒分級效率：平均粒徑(μm)比重(%)計算結果為d(m)1E-053E-056E-051E-042E-044E-048E-040.0023E-071E-075E-08ηi 111111110.91140.6750.5校核分割粒徑校核分割粒徑x x 5050：：按照以下公式計算：計算得知在所有平均粒徑計算得到的分級效率都為100%，而分級效率為50%的粒徑為0.05微米。
旋风分离器旋风长度的分析计算
旋风分离器旋风长度的分析计算高翠芝;孙国刚;董瑞倩【摘要】认为当分离器外旋流中损耗的能量(即外旋流向内旋流传递的总能量)与内旋流旋转能量达到平衡,即内外旋流之间能量的传递达到稳定状态时,旋转气流到达旋涡尾端位置.由此,采用分离器内压降定量表征能量的损耗,推导得到旋风长度的计算公式.考察了排气管直径、入口尺寸、排气管插入深度、入口浓度、分离器长度、排尘口直径等因素对旋风长度的影响.将该公式计算结果与实验测量值进行对比,结果表明,该公式能较好地反映各因素对旋风长度的影响趋势,且数值差别较小.该公式通过旋风分离器能量传递的特性推导,具有明确的物理意义,适用性较强.%It was suggested that when the energy lost in the outer vortex (the overall energy transferred from outer vortex to inner vortex) and the rotation energy of the inner vortex reached equilibrium, the energy transfer between the inner and outer vortex reached a stable, and the vortex end could be obtained. Then, a calculation equation of the vortex length was obtained based on the analysis of the energy lost in the cyclone. The effects of the inlet dimension, vortex finder diameter, vortex finder length, cylinder length, dust outlet diameter, inlet concentration on the vortex length were investigated. In addition, the calculated and the measured vortex lengths were also compared. The results indicated that the equation could predict the effect tendency of the factors to vortex length, and the accuracy was generally satisfactory. The equation obtained through the investigation of the energy transfer possessed certain physics principlewith strong adaptability.【期刊名称】《石油学报（石油加工）》【年(卷),期】2012(028)001【总页数】5页(P94-98)【关键词】旋风分离器;旋风长度;压降【作者】高翠芝;孙国刚;董瑞倩【作者单位】中国石油大学重质油国家重点实验室,北京 102249;中国石油大学重质油国家重点实验室,北京 102249;中国石油大学重质油国家重点实验室,北京102249【正文语种】中文【中图分类】TQ051.8旋风分离器内流场为双涡旋转流动，内旋涡通常会在分离器本体的某一位置结束，称为旋涡“端点”或“尾端”，而排气管下口到旋涡尾端的距离定义为自然旋风长［1］。
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已知条件：
若厚度为8mm，则：
底面内圆直径 D1 = 1620 mm
底面外圆直径 D2 = 1636 mm
顶面内圆直径 d1 = 400 mm
顶面外圆直径 d2 = 416 mm
平截空心圆锥体高度 h = 1910 mm
计算结果：
平截空心圆锥体的上底面积 Sd1 = 10254.16 mm^2
平截空心圆锥体的下底面积 Sd2 = 40916.1 mm^2
平截空心圆锥体的侧面积 Sc = 12824825.84 mm^2
平截空心圆锥体的表面积 Sn = 12875996.1 mm^2
平截空心圆锥体的体积 V = 48867599.39 mm^3 ( 0.048867599 m^3 ) 平截空心圆锥体的重心位置 Zs = 764.25 mm
若按密度（7850Kg/m^3）计算重量 = 383.6 Kg
已知条件：
若厚度为10mm，则：
底面内圆直径 D1 = 1620 mm
底面外圆直径 D2 = 1640 mm
顶面内圆直径 d1 = 400 mm
顶面外圆直径 d2 = 420 mm
平截空心圆锥体高度 h = 1910 mm
计算结果：
平截空心圆锥体的上底面积 Sd1 = 12880.53 mm^2
平截空心圆锥体的下底面积 Sd2 = 51207.96 mm^2
平截空心圆锥体的侧面积 Sc = 12850021.96 mm^2
平截空心圆锥体的表面积 Sn = 12914110.45 mm^2
平截空心圆锥体的体积 V = 61204508.08 mm^3 ( 0.061204508 m^3 ) 平截空心圆锥体的重心位置 Zs = 764.62 mm
若按密度（7850Kg/m^3）计算重量 = 480 Kg。