旋风分离器前期设计知识

1 75th循环流化床旋风分离器优化改造(1)中心简直径与长度。

在保证分离效率不降低的条件下，把旋风分离器中心简直径由原来的1500 mm改成1200 mm中心筒长度由1925 mm改成1 835 mm。

缩短了中心筒长度，使压力损失减少。

在保证压降<2 000 Pa的前提下，采取缩小中心筒直径的方法来提高分离效率，即De／Do=0．375，在0．3～0．5的适宜范围内。

75 t／h循环流化床在炉膛出口设有2个旋风分离器。

旋风分离器切向进口截面为850×2 400mm2，内径3 200mm，出口直径1 500mm旋风分离器的圆形简体和气体的切向入口使气固混合物进入围绕旋风分离器的两个同心涡流，外部涡流向下。

内部涡流向上。

由于固体密度比烟气密度大，在离心力作用下，固体离开外部涡流移向壁面，再沿旋风分离器的壁面滑落，经返料器返回炉膛循环再燃，相对干净的气体通过内部涡流向上移动，由旋风分离器顶部的中心筒出口排出。

75 t／h循环流化床旋风分离器剖面图见图2。

影响旋风分离器分离特性的因素主要是旋风分离器的结构参数、粉尘的物理性质和分离器的运行参数，如切向进口风速、烟气温度、粒径、进口颗粒浓度、切向进口宽度和进口形式、中心筒长度和直径、固体的再夹带等。

由于旋流在中心筒与壁面之间运动，因此，中心筒的插入深度直接影响旋风分离器性能。

有研究表明，筒长度对分离效率的影响(见图3)是：中心简长度增加，分离效率提高，当中心筒长度大约是人口管高度的0．4～O．5倍时，分离效率最高，随后分离效率随着中心筒长度增加而降低。

因此，中心筒过短或过长都不利于分离，因为中心筒插入过深会缩短其与锥体底部的距离，增加二次夹带机会；而插入过浅，会造成正常旋流核心弯曲，甚至破坏，使其处于不稳定状态，同时也容易造成气体短路而降低分离效率。

另外，中心筒长度对压力损失也有影响(见图4)。

中心筒的压力损失主要是筒内摩擦损失，气体因同时进行旋转运动和直线运动需要消耗更多的能量，筒内气体静压能的损失转化为旋转时的动能。

中心筒过长、过短压力损失都会增加，而当中心筒长度为人口管高度的0．4～0．5倍时，压力损失最小，此时分离效率也最高。

一定范围内，中心简直径越小，中心筒部分所占体积减小，使分离器有效分离空间增大，可大大减少二次风夹带细粉颗粒的数量，使更多的细粉被分离出来，从而旋风分离器效率越高，但压力损失也越大。

当De／Do=0．3～0．5时，分离效率较高，压力损失较小，再缩小直径，分离效率增加不大，但压力损失会急剧上升。

3．2改造措施(1)中心简直径与长度。

在保证分离效率不降低的条件下，把旋风分离器中心简直径由原来的1 500 mm改成1 200 mm，中心筒长度由1 925 mm改成1 835 mm。

缩短了中心筒长度，使压力损失减少。

在保证压降<2 000 Pa的前提下，采取缩小中心筒直径的方法来提高分离效率，即De／Do=0．375，在0．3～0．5的适宜范围内。

2流化床旋风分离器系统优化设计与应用中的几个问题一般设计中旋风分离器的入口速度是根据工艺气量确定的。

根据旋风分离器的离心分离机理，描述分离性能的颗粒切割粒径dc50的计算公式为人口速度高，切向速度K大，颗粒受到的分离离心力大，分离效率高。

但当气流速度过高时，气流的湍流脉动加剧，颗粒的扩散能力增大，造成颗粒的弹跳、碰撞、分散，颗粒反混加剧，反而使分离效率下降，不利于颗粒的分离，因此分离效率不是随入口速度的提高而单调上升，效率与入口速度的关系曲线呈现驼峰状，存在～个最佳分离性能的入口速度区间。

如石油大学开发的广泛应用在催化裂化装置上的Pv型旋风分离器的入口速度K设计范围是22～24 m／s。

旋风分离器的入口浓度对入口速度的影响比较大。

旋风分离器的入口浓度根据工业用途变化很大，从每立方米几克到十几公斤不等。

虽然旋风分离器的人口位置一般在流化床的TDI-I(输送分离高度)以上，但入口浓度仍比较大。

如催化裂化装置再生器内旋风分离器的入口气流含尘浓度可高达每立方米几公斤以上。

旋风分离器入口浓度的变化可以引起压力降的变化，进而使入口速度发生变化。

在旋风分离器内的旋转气流运动中，一方面被分离的颗粒在外筒壁旋转下降时与壁面的摩擦而降低了速度，壁面附近气流的速度也减小；另一方面由于颗粒的存在，含尘气流的混合浓度远大于纯气体的密度，颗粒消耗气流的旋转能量使含尘气流的旋转速度下降，结果导致旋风分离器的压力降随着人口浓度的增加而下降。

但当入口浓度达到比较高时[如大于(1-2)kg／m3]，旋风分离器的压力降开始随着浓度的增加而增加。

旋风分离器压力降与人口浓度的关系曲线呈现勺形。

一般旋风分离器的压力降与人口速度的平方成比例，所以有压力降发生变化时，其入口速度(流量)也发生变化。

当这种因入口浓度引起的压力降变化比较大时，旋风分离器的入口气速(流量)的变化也会很大，人口速度偏离设计的工作区而导致分离效率下降。

在仅考虑浓度时，一般在入口浓度提高的条件下，颗粒之间的聚集、碰撞作用增强，颗粒自由活动的空间减小，小颗粒被大颗粒夹带和凝并，抑制了颗粒的扩散作用，有利于分离效率的提高，对细颗粒的作用尤其明显，旋风分离器的分离效率随入口浓度的增加而增加，但跑损颗粒的绝对量比低浓度时也增加了。

一般流化床反应器内旋风分离器的人口压力和出口压力是由工艺确定的，人口浓度由操作条件确定，因此在设计和应用上应考虑上述入口浓度变化对分离系统的影响。

3旋风分离器的入口压力和温度受试验条件的限制，旋风分离器分离性能的研究基本是在常温常压下进行的。

但旋风分离器有时是在高温、高压下运行的，这样需要将常温和常压的数据外推到高温、高压下的工况。

在其它条件不变，只有温度和压力变化时，可以认为在压力不变时，温度升高，旋风分离器的压力降减小。

虽然温度升高时气体粘性和颗粒的粘结性都迅速增加而使阻力增大，但这也导致湍流程度的降低，能量耗散下降，综合作用使温度升高、压力降减小；而在温度不变时，压力升高时气体密度升高，压力降增加，但压力降的增加与颗粒的密度升高相比则可忽略，实际上压力对气体粘度和颗粒密度影响很小。

另外由式(1)可以看出，颗粒切割粒径dc50与动力粘性系数的平方根成正比。

在其它条件不变的情况下，提高温度后气体粘度增加，气固两相间的分离阻力增大，阻碍了细微颗粒的分离，颗粒切割粒径dc5D增大。

此时若入口流速不变，则除尘效率和分级效率随温度的升高而降低，尤其是小于10um的细颗粒分级效率下降较明显。

气体的压力对dc50的影响是通过气体密度的变化而影响入口流速的。

但压力对气体动力粘度和颗粒密度的影响很小。

一般旋风分离器的人口速度是控制在一定范围内的，即使在高温高压状态仍然如此。

此外，气体的密度远小于颗粒密度，压力对除尘效率的影响仅限于因入口流速变化而使效率有所变化，通过调整入口流速可以消除压力的影响。

对比温度而言，压力对旋风分离器效率的影响较小。

3基于弹性分析的旋风分离器结构优化弹性分析是指在其他因素不变的情况下，只有一种因素发生变化时，对所定义的旋风分离器优化因子的影响程度，即在其他因素不变的情况下，某一因素变化百分之一，旋风分离器优化因子变化百分之几。

图2，5 m为颗粒时，De／D和q关系图。

可以看到对于工程最优设计，优化因子最大为设计最终目标，从而可以确定出De／D的最佳取值范围。

针对上述六种常见旋风分离器结构，对于不同粒径(5um，50u m，10O um)颗粒进行排气管结构优化计算。

计算结果表明，高效型和通用型优化后排气管直径大小De／D大约在0．7左右，而高产型旋风分离器的De／D大约在0．75左右。

从表1中可以得到，只有高产型旋风分离器的排气管直径大小基本达到了优化后的数据，故其综合性能评价较高。

其他类型旋风分离器排气管直径均不同程度的小于优化后数值。

由此，适当提高旋风分离器排气管直径大小一般可以得到比较高的综合性能评价。

4高效低阻旋风分离器的试验与开发在吸风负压状态下进行试验。

气体为常温常压下的空气。

入口气速变化范围为18～24m/s。

试验用的粉料为325目滑石粉，其中位粒径为10μm左右，密度为2876kg/m3。

选择一台PV型旋风分离器作基准，测定其在设计条件下的分离性能，然后，改变排气管直径和结构，调整分离空间的高度和排气管的插入深度等。

分别测定各改进结构在设计条件下的分离性能，并与基准PV型旋风分离器性能作比较，以期开发出性能更优的旋风分离器。

基准PV型旋风分离器的基本参数是：筒体直径D为450mm,入口截面比K A为5.5，芯管下口直径(=d r/D)为0.315，其结构简图如图1所示。

测定基准PV型旋风分离器的性能。

入口处含尘浓度为10g/m3。

(3)为增加粉料的再分离机会，适当地提高分离空间的高度，但不能过大。

试验中采用的分离空间高度 (H s/D)为2.5～4。

当分离空间高度过大(>3D)时，除尘效率反而稍有下降。

这是因为分离空间高度太大后，内旋流的尾端变得更不稳定，易出现摆尾现象，粉尘返混加剧。

试验结果如图3所示。

图3 分离空间高度对分离效率的影响5旋风分离器结构设计要点分析旋风分离器是根据气、困两相的离心力不同而进行相分离的设备，当含尘气流以12—25m／s的速度经进气管沿切向进入分离器后，气流将由直线运动变为圆周运动。

旋转气流的绝大部分沿器壁自圆筒体呈螺旋形向下，朝锥体流动，通常称此为外旋气流。

含尘气体在旋转过程中产生离心力，将重度大于气体的尘粒甩向器壁，部分尘粒由器壁反弹回主气流形成夹带，大部分尘粒靠向下的重力沿器壁下落，进入排灰管。

旋转下降的气流在到达锥体时，因圆锥形的收缩而向分离器中心靠拢，根据“旋转矩”不变原理，其切向速度不断升高。

当气流到达锥体下端某一位置时，即以同样的旋转方向从旋风分离器中部由下反转向上，继续做螺旋形流动，通常称之为内旋气流。

最后净化气经排气管排出分离器外，一部分米被捕集的尘粒也由此逃失。

在分离空问内，一般将气流分为外侧下行流与内侧上行流两区域。

上、下行流的交界面形状大致与旋风分离器相似，在圆筒体部分，此分界面大致呈圆柱状，其半径要略大于排气管的半径。

最大上行轴向气速位于内旋流区，该点半径约为O．6r；旋风分离器内是强旋流，湍流度较大。

一般外旋流的湍流度大约在5％～10％，且不沿径向变化；内旋流的湍流度较大，且随半径的减小而增大，最大可达35％～40％。

排气管下口处及排尘口附近的湍流度要较中部稳流区为大。

尤其在排尘口附近，是整个流场中最紊乱的地方，细粉的返混是相当严重的。

湍流度的增大容易形成细粉的返混与扩散，对分离不利：静压的分布主要取决于切向速度，静压在近壁处最高。

沿径向向里．静压逐渐降低，内旋流区内降低得较快。