J阀（旋风分离器）故障（此故障主要出现在国产化的CFB锅炉）。
J阀（旋风分离器）故障主要现象
J阀入口静压波动大导致J阀回料不连续，床压、床温出现大幅度的波动，严重时破坏外循环，使尾部受热面积灰严重，造成尾部烟道再燃烧，损坏空预器。
J阀（旋风分离器）故障主要原因
1)旋风分离器回料不正常。旋风分离器因灰位较高而影响了分离器的分离效果，从而使一定量未分离灰进入烟道造成空预器积灰严重，引起J阀入口静压波动。
2)过高的循环倍率造成J阀循环灰量过大，超出J阀流通能力。
3)燃烧工况的突然改变破坏了J阀的循环。
4)流化风配比不恰当，J阀回料未完全流化。
J阀（旋风分离器）故障采取措施
1)发现回料不正常时，及时对旋风分离器的风量进行调整，必要时降低锅炉负荷；尾部烟道积灰严重时，加强对其吹灰（注意控制炉膛负压），必要时采用从事故放灰口放灰。
2)适当降低冷渣器用风，适当提高二次风量的比例，降低燃烧风量，保证炉内的燃料和床料在炉内有足够的停留时间，即增加内循环的时间和数量，降低旋风分离器的物料比例。
3)在燃烧工况突然改变导致循环被破坏时，应及时调整锅炉运行参数建立新的平衡。
4)加强对J阀风量配比的经验总结，寻找J阀各部分最优化参数,选择合适流化风量和松动风，建议在风量调定且回料正常时，不宜对该风量做随意变更。
料层差压不能控制的过于低。当料层过于薄时，一次风量也比较大的时候，一次风所形成的向上托力大大的大于了料层的重力（也就是对一次风的阻力），那么炉内物料将被气流带走，形成了气力输送，就象仓泵输灰一样，那么此时锅炉运行是非常危险的，大量的一次风都从炉膛内吹走了（料层对一次风阻力大大的减小了）。返料风所需的一次风大量减少，炉膛上部灰浓度大量增加，分离器收集的返料灰增加，返料器所返的灰增加、返料风却减小，将直接引起返料器堵灰，停止返料并有可能返料器内部结焦。煤粒加入炉膛后，由于一次风气力输送作用被吹到炉膛出口，由旋风分离器收集而进入返料器中，进行燃烧，引起返料器内部高温结焦。在通过冷渣机控制料层时，应尽量保持平稳增减，避免料层的过薄过厚，都将不利于锅炉的经济、安全运行。
旋风分离器不改变结构，提高收集效率，只能依靠入口烟速提高和烟气含灰量提高。旋风分离器提高了收集效率，可以捕捉到更多的细灰进入返料器，由返料器返入炉内平仰床温。
该炉的分离器是采用高温绝热旋风分离器，左右侧各一只。旋风分离器的收集效率直接影响着收集的返料灰的多少，影响着锅炉经济运行。旋风分离器可以满足锅炉的运行，但我们也认为二只分离器效率不一样，由于床温热电偶已不准确，我们已无法分辨出那一侧的温度高和低，但二只分离器中心筒出口温度，也就是高温过热器前烟温始终存在差异，左侧高过前烟温高于右侧高过前烟温50℃左右，左侧低过前烟温高于右侧低过前烟温20℃左右，左侧省煤器前烟温高于右侧省煤器前烟温十几度，直到排烟温度左右差不多，烟道内左侧烟温普通高于右侧烟温，为什么？这个问题我们时常在思考，有个不成熟的想法：认为左侧分离器效率低于右侧分离器效率，左侧旋风分离器分离不彻底，使得一些高温细灰排至烟道内，至使左侧烟温高。
该U型自平衡返料器，我有个疑问，两侧的返料风室总是相差0. 7 kpa ~0.8 kpa左右,是热工仪表误差，还是真的存在风室风压差，返料风有大小？我们争取在以后停炉检查中弄明白这个问题。
密相区中呈现的是缺氧燃烧，稀相区中呈现的是过氧燃烧，是由二次风补充氧气而产生的，也是为了充分燃烧。
循环流化床锅炉燃烧调整的原则
在一定的负荷区，在“勤放、少放、稳放”灰渣稳定流化高度的前提下，以床温定风量，以炉膛物料浓度(即炉膛差压值)定锅炉出力；以返料温度、旋风筒进口负压控制炉膛物料浓度；以炉膛下部压力为0负压运行定引风；以放渣、放灰量定燃煤配比。
循环流化床锅炉燃烧调整中最基本的控制点为：床体温度、返料温度、料层差压、炉膛差压、炉膛下部压力及旋风筒进口负压。其控制参数关系图如下：
在负荷一定时：
循环灰是锅炉燃烧的热载体，积累到一定程度后，锅炉方可转入正常运行状态。否则一味加煤赶汽压带负荷，易造成燃烧失常，返料器二次燃烧，超温结焦。
料层差压的控制：料层差压是风室压力与密相区上部压力的差值。一定风量下合适的料层厚度，是床料良好流化的前提，在运行中要保持适当而稳定的料层差压，为提高煤的燃烧速度，料层差压应控制在8.0～9.0kPa，可通过炉底放渣来实现。
物料浓度的控制：一定的物料浓度对应一定的炉膛差压值，影响制约着锅炉出力。维护适量稳定的物料浓度是锅炉运行的关键，炉膛差压指炉膛下部压力与炉膛上部压力的差值，通过U型阀返料器底部放灰来控制。物料浓度过大，返料器不能形成良好的流化工况，极易造成旋风筒聚灰堵塞。物料浓度过小或一次放的过多，锅炉出力下降，床体温度上升，煤粒燃烧推迟，返料温度也上升易超极限，造成返料器超温结焦。正常运行中应根据燃煤灰分的高低控制U型阀返料器放灰量，控制旋风筒进口负压不大于700Pa。断煤及料层薄尤应注意引风不能偏大及给煤量的调整，预防返料中止。体现物料浓度是否足够，原则上掌握：低负荷运行时，床体温度略高于炉膛上部温度。中负荷区以上负荷运行时，床温度接近或略高于炉膛上部温度。
增加负荷时应当先少量增加一次风量和二次风量，再增加给煤量，使炉膛差压逐渐增加，然后再逐渐加风加煤交错进行，直到所需出力。减负荷时，应先减少给煤量，再适当减少一次风量和二次风量，并慢慢地放掉一部分循环灰，以降低炉膛差压，直到所需的出力为至。
锅炉正常运行中，应重点把握炉膛灰浓度的控制及一次风不低于最低安全流化风量两个问题。
防结焦：循环流化床锅炉在不同部位，因不同因素均可导致结焦：
在炉膛中：主要致焦因素是煤质和运行，本文不列为重点叙述。
在料腿和返料器中，流通截面最小，汇集了高温循环灰和煤渣，从降温、防止空气进入、防止烟气回窜三方面防止结焦。降温措施是水冷结构；防止空气进入，措施是防漏和运行调节；防止烟气回窜措施是精确实现设计通道的尺寸。所以此处防焦的关键一是运行管理，二是施工安装。
在旋风分离器中：旋风分离器的内壁安装有防磨内衬，外壁安装有保温材料，具有高蓄热性，在近于燃烧室的温度下运行，易于二次燃烧而愈发提高分离器内部的温度，一旦超过灰分的变形温度时，即造成结焦。防磨内衬若施工不良发生局部塌落，塌落的大块成为碳粒的聚集体，形成结焦堵塞。旋风分离器中存在冷风渗入的现象，此区域的锥体下端和灰渣出
口均可能漏入冷风，则相当于引入二次风，助长二次燃烧致结焦。防止上述两项结焦因素的措施是做好安装施工。
CFB锅炉除了需要监视风烟系统的压力外，还需要监视与控制床压、J阀各部位风压、冷渣器各室风压、炉膛上中下部压力等，以判断燃烧、给煤、排渣、物料再循环等系统的运行是否正常。
基于循环流化床的燃烧机理，需要合理的控制炉膛差压、料层差压、流化风量、循环倍率、蒸发量。
如果炉膛差压过低，有可能是返料量不够，分离效率低造成的。这将同时造成尾部受热面的加速磨损，过热器、省煤器的磨损泄漏；
如果料层差压偏低，则炉膛蓄热量少，一旦给煤出现问题，容易灭火。
如果料层差压偏高，则需较大的流化风量，又增加动力消耗和磨损。事实证明，超负荷运行，得不偿失，将付出巨大的代价。
根据实际运行情况来看，循环流化床锅炉的负荷最好不要超过额定负荷，以控制在80～95％为理想。在此负荷下，操作稳定，效率较高，磨损较轻，运行周期较长。因为，在超负荷情况下，循环倍率增加，流化风量加大，存在后燃现象，造成后部高温，甚者造成返料器结焦，危及锅炉的安全运行。
当床层整体温度低于灰渣变形温度而由于局部超温或低温烧结而引起的结焦称低温结焦，低温焦块是疏松的带有许多嵌入的未烧结颗粒。床层整体温度水平较高而流化正常时所形成的结焦现象称高温结焦，高温焦块表面上看基本上是熔融的，冷却后呈深褐色并夹杂少量气孔。运行中的床温、床压和流化都正常情况下出现的缓慢长大的焦块称渐进性结焦，这种结焦是较难察觉的。炉内结焦是由于高温结焦、低温结焦、渐进性结焦和油煤混燃时间较长以及流化不正常引起的结焦，不论是哪种原因引起的结焦，一旦渣块在床料中存在并随着时间的推移，焦块将象滚雪球似的越滚越大，造成流化更加困难，即结焦影响流化，流化不良易结焦，结果是堵塞排渣管，最后被迫停炉。
床温偏高和炉内流化工况不良是造成结焦的两个最主要的原因。结焦无论在点火或在正常运行调整中都可能发生，原因也有多种；它不仅会在启动过程或压火时出现在床内，也有可能出现在炉膛以外如旋风分离器的回料褪及回料阀内，灰渣中碱金属钾、钠含量较高时较易发生。
返料温度是指通过返料器送回到燃烧室中的循环灰的温度，它可以起到调节料层温度的作用。采用高温分离器的循环流化床锅炉，一般返料温度低于料层温度20－30℃，可以保证锅炉稳定燃烧，同时起到调整燃烧的作用。在锅炉运行中必须密切监视返料温度，出现后燃温度过高有可能造成返料器内结焦，运行时应控制返料温度最高不能超过950℃。返料温度通过调整给煤量，一、二次风量和返料风量都可以调节，如温度过高，可适当减少给煤量并加大一、二次风量和返料风量，并根据现象判断返料器有无堵塞现象，及时清除，确保返料器正常工作。
料层差压是反映燃烧室料层厚度的参数。通常将所测得的风室与燃烧室上界面之间的压力差值作为料层差压的监测数值，在运行中都是通过监视料层差压值来得到料层厚度大小的。料层厚度越大，测得的差压值亦越高。在运行中，料层厚度大小会直接影响锅炉的流化质量，如料层厚度过大，有可能引起流化不好造成炉膛结焦或灭火。一般来说，料层差压应控制在7500－9000Pa之间。料层差压可以通过调节炉底冷渣器转速快慢的方法来调节。在使用过程中，我们根据所燃用煤种设定料层差压的上限和下限分别为8800Pa和7800Pa作为排放底料开始和终止的基准点。
炉膛差压是反映炉膛内固体物料浓度的参数。通常将所测得的燃烧室上界面与炉膛出口之间的压力差作为炉膛差压数值。炉膛差压值越大，说明炉膛内的物料浓度越高，炉膛的传
热系数越大，则锅炉负荷可以带得越高，因此在锅炉运行中应根据所带负荷的要求，来调节炉膛差压。而炉膛差压则通过返料器下的放灰管排放的循环灰量的多少来控制，一般炉膛差压控制在500－1500Pa之间。我们根据燃用煤种的灰份和粒度设定1300－700Pa作为开始和终止循环物料排放的基准点。
此外，炉膛差压还是监视返料器是否正常工作的一个参数。在锅炉运行中，如果物料循环停止，则炉膛差压会突然降低，因此在运行中需要特别注意。
运行中要加强返料器床温的监视和控制。一般返料器处的床温最高不宜大于950℃。当返料器床温升得太高时，应减少给煤量和负荷，查明原因后消除。Y[qBK9
运行中监视料层差压及炉膛差压。正常运行中维持炉膛差压约500～1500Pa之间，料层差压约7000～9500Pa之间。炉膛差压通过返料器放灰管控制，料层差压通过风室下部排渣管控制。
返料器处的结焦主要是主燃室内床温过高和循环灰中含煤太多导致后燃所致。返料器不能有漏风，否则将使循环物料流率显著降低而使返料器内物料温度升高，形成结焦。I 控制返料量是循环流化床锅炉运行操作时不同于常规锅炉之处，根据前面提到的循环流化床锅炉燃烧及传热的特性，返料量对循环流化床锅炉的燃烧起着举足轻重的作用，因为在炉膛里，返料灰实质上是一种热载体，它将燃烧室里的热量带到炉膛上部，使炉膛内的温度场分布均匀，并通过多种传热方式与水冷壁进行换热，因此有较高的传热系数，(其传热效率约为煤粉炉的4-6倍)通过调整返料量可以控制料层温度和炉膛差压并进一步调节锅炉负荷。另一方面，返料量的多少与锅炉分离装置的分离效率有着直接的关系，也就是说，分离器的分离效率越高，分离出的烟气中的灰量就越大，从而锅炉对负荷的调节富裕量就越大，操作运行相对就容易一些。
试运行试验
1回料器的冷态试验
回料器的冷态试验分为空板阻力试验和回料观察试验。回料器的空板阻力特性曲线见图1。在回料量观察试验中，先将邻近炉回料灰从观察孔倒入，与观察孔同高。然后开启松动风和回料风风门，在炉膛人孔处观察，结果是当松动风风门开度20％，回料风风门开度30％时，已有细灰返回，回料器松动风空板阻力特性曲线见图2。
2布风板阻力特性试验
布风板具有合适的阻力是保证布风均匀和床料流化良好所必须的。测定布风板阻力时，布风板上不铺设物料，启动引风机、送风机，通过调节风门挡板和送风机入口导叶开度来控制风量，由小到大改变风量，记录不同风量下对应的布风板阻力，炉膛布风板空板阻力特性曲线见图3。
3料层阻力特性试验
在布风板上铺上邻炉炉渣作为床料，对厚度分别为370 mm和630 mm的料层阻力进行试验，其料层阻力特性曲线见图
循环流化床锅炉的循环物料中含有一定量的碳，具有可燃性，当循环物料在合适的供风范围时完全可以着火燃烧，当热量不能即时转移时，温度就可急剧上升，并可能超过循环灰熔点，发生返料器内结焦，从而影响返料器的正常工作，危及循环流化床锅炉的运行。这种情况在已投运的使用这种返料器的循环流化床锅炉上时有发生，美国的电厂运行人员称这种返料器内结成的焦块为“Sand Baby”。
布风板阻力是指布风板上铺料层时的阻力。测量方法：布风板上不铺料层，启动引风机维持炉室出口负压为-20Pa，风量由小逐渐增加，测出相应的布风板上的压力，根据布风板下风室压力，可计算出布风机压差，最后给出P=f (Q )曲线。
④布风板阻力测量
布风板阻力是指布风板上铺料层时的阻力。测量方法：布风板上不铺料层，启动引风机维持炉室出口负压为-20Pa，风量由小逐渐增加，测出相应的布风板上的压力，根据布风板下
风室压力，可计算出布风机压差，最后给出P=f (Q )曲线。
⑤不同料层厚度下，料层阻力与一次风量关系的测定。
料层厚度选为：300mm、350mm、400mm；物料选用沸腾炉渣粒度0-8mm；
在流化床上铺上一定料层的情况下，对应不同料层厚度，用测定布风板阻力的方法，测量每个风量下的差压值，减去这个风量下的布风板阻力值，就是料层阻力，给出料层阻力-风量关系曲线。
临界流化风量的测定：在布风板上铺设一定厚度料层，测量不同风量下的料层阻力，根据测量值绘出料层阻力与风量的关系曲线。水平线与斜线的交点即为临界流化风量。
③料层厚度的控制
料层薄，对锅炉稳定运行不利，因炉料的保留量少，放出的炉渣可燃物含量也高。若料层太厚，增加了料层阻力，虽然锅炉运行稳定，炉渣可燃物含量低，但增加了风机的电耗。为了经济运行，料层差压控制在7000-9000Pa之间。运行中料层差压超过此值时，可以通过放炉渣来调整，放渣的原则是少放、勤放，最好能连续少量放，一次放渣量太多，会影响锅炉的稳定运行、出力和效率。
④炉膛（悬浮段）物料浓度的控制
循环流化床与沸腾床明显的区别在于悬浮段物料浓度不同，两者相差几十到几百倍。循环流化床锅炉出力大小，主要是由悬浮段物料浓度所决定，对同一煤种，一定的物料浓度，对应着一定的出力。对于不同的煤种，同样出力下，挥发份高的煤比挥发份低的煤物料浓度低。一定的物料浓度。对应着一定炉膛差压值，控制炉膛差压值应当可以控制锅炉的出力，正常运行中，炉膛差压维持在700-900Pa，若差压值太大，通过放循环灰来调整。放灰原则少放、勤放。
高倍率循环流化床异常情况主要发生在升停炉或变负荷过程中，在对一、二次风量、返料量和给煤量进行调整时发生的，因而对高倍率循环流化床锅炉运行特点的把握至关重要。
炉膛上、下部（即密、稀相区）颗粒浓度分配（即燃烧份额）主要是由一、二次风量比例及返料量大小决定的（给煤量的变化也有影响但较弱）。因而如果在变负荷操作过程中，对一、二次风量及比例、返料灰量及给煤量的调整未能把握高倍率循环炉的特点而造成调整失当，势必引起炉膛内上下部颗粒浓度大幅度波动，当这种波动影响力达到使炉膛上下部颗粒浓度比例严重失调时，就会出现：或下部颗粒浓度过大物料将床层压死；或物料大部或全部集中于上部空间床层物料消失。同时，炉膛内颗粒浓度的大幅波动也使炉膛出口的颗粒浓度发生大幅波动，而这种浓度波动也引起炉膛出口含尘烟气温度和烟气速度（当炉膛出口负压值保持不变）的大幅度变化，进而对分离器的分离效率产生重大影响。或因炉膛出口颗粒浓度、温度、速度（此三者的变化方向是一致的，且三者变化值分别都与分离器效率变化值成正比例关系）大幅上升，分离器效率也大幅度提高（此上升幅度以近三次方速度进行），亦即分离器下来的返料量可大幅增加，造成返料器松动床所受到的压力大幅增加，如此压力增加是瞬间进行的，松动床将无法承受而被压死；反之，当炉膛出口颗粒浓度、温度、速度大幅下降时，分离器效率也大幅下降，返料量也随之减少。如发生床层压死等极端情况时，返料进入立管中的量几乎为零，而返料风如未被及时停用，则立管中仅存不多的返料仍将被送入炉膛，当立管中存料料位重力不足以抵消返料风压时，立管料层就会被击穿，造成返料器空床。由于引风机的抽吸力和分离器阻力的共同影响，炉膛床层中极细颗粒有可能沿返料通道反窜到尾部烟道。
一次风量增加或二次风量减小操作幅度过大、过快，炉内一、二次风量比例失衡：在升炉和加负荷过程中，运行人员往往依运行经验在进行一、二次风量调整时采用预先设置目标值，后由微机带动电动机构执行快速达到目标值的方法进行操作的。这种操作方法带来的后果是，依据循环流化床加负荷先加风、后加煤的操作原则，司炉在升炉和加负荷过程中，也是先加风后加煤，而在风量调整时又按先加一次风后加二次风的顺序进行。如此，当一次风量的增加是通过微机操作快速完成的（此时间只须几秒至十几秒），而且风量调整幅度达几万
立方米时的极端情况下，在此瞬间炉内工况可能发生根本性的改变，即当一次风量增加时二次风量、给煤量并未增加跟进，此时炉内一、二次风比例中一次风占绝对优势，炉内颗粒浓度份额（燃烧份额）随之发生根本性改变。大量原本停留在炉下部密相区内的颗粒，因一次风速随风量迅速加大而超过颗粒终端速度，被送入炉上部稀相区。床层颗粒浓度迅速下降，这使一次风速进一步加大（料层阻力在进一步减小），床层颗粒浓度进一步减小，除那些为数不多的终端速度大于一次风速大颗粒外，床层颗粒几乎全部离开密相区——床层物料消失。与此同时，稀相区也因瞬间浓度增加过快，稀相区燃烧份额迅速加大，使炉膛出口颗粒浓度和烟气温度迅速增加，如此时炉膛出口仍保持为负压则烟气速度也会增加。随着炉膛出口（即分离器进口）含尘气流的浓度、温度、速度的迅速增加，分离器分离效率也将迅速提高很多，被分离出来进入返料区域的返料量迅速加大，返料立管中灰柱对返料器形成的压力迅速加大。由于这种压力增加量远超过一次风增加量对返料风的影响，造成返料器堵塞。如正常运行时返料器烟温度接近1000℃，返料器被压死后就可能发生结焦。
一次风量或二次风量操作幅度过大、过快：在停炉或减负荷等变工况过程中，如一次风量或二次风量调整操作同样采用微机快速（几秒至十几秒）完成的方法，其幅度达到几万立方米时，将使炉内上下部物料颗粒浓度同样发生急剧变化。由于高倍率循环流化床锅炉炉内上下部物料颗粒浓度极高，二次风在锅炉运行过程中除加强对颗粒燃烧扰动、补氧提高燃烧效率外，还将炉膛划分为密相区和稀相区两个相对独立的燃烧区域，即起到进行炉内颗粒浓度分配的作用。在高倍率循环流化床锅炉运行中，炉膛内上部物料颗粒浓度极高，因而其重度（含内循环颗粒重度）也很大，往往是低倍率循环炉的2.5—3.0倍，故二次风还以其足够的刚度（其风速一般达60－100m/s）一定程度上起到支撑炉上部颗粒重度的作用。在此情况下，如锅炉停炉或减负荷等变工况操作中，减（或停）二次风量（机）时，也采用微机设定目标值快速完成操作，造成二次风量减小幅度过大、过快，二次风支撑炉膛上部物料支撑力瞬间减小很多（或消失），这样，大量终端速度超过一次风速的炉膛上部物料（含内循环物料）就会瞬间向床层集中，而次时即使一次风尚未减小，也难以承受整个炉膛物料重力瞬间对其产生的压力，床层由流化床变为固定床，床层被压死。不仅如此，即便在正常运行二次风量调整也会对床层高低产生一定影响，这在锅炉运行过程已得到了证明。而一次风量如减小时幅度和速度过大、过快，也会造成同样的后果。
返料器监视装置的完善：在条件允许情况下，可在立管下端分别设立一个测温和一个测压装置，运行人员利用该处测量数据并结合现有的返料器出口烟温测点数据，可对返料器运行情况有一个全面了解。同时，在返料器看火孔处设立平台，以便直观观察返料运行情况。这样，使返料器运行情况始终处在运行人员的监控之中。
3．2．2．返料风系统的完善：在条件允许的情况下，可在两个返料器的四个小风室的进风管上分别各设立一个风量测量装置，便于在进行返料风量调整时，运行人员可根据各小风室风量而不是单凭风压一个参数进行调整，真正确保返料器的运行稳定和安全。
返料器的结构设计的影响：该锅炉虽设计采用高倍率循环，有着浓度极大的物料循环，但锅炉厂在返料器的设计中对此并未予以充分关注，仍然采用传统的设计方法，将返料风室设计成矩形，而非布风性能优越的等压风室。在返料风和松动风量分配的结构设计时，也只不过是在布风板开孔率加以考虑，而返料风帽与松动风帽结构型式和风帽孔径却完全一样，并未在两种风帽结构设计上多想些办法。这些结构设计很难保证两个风室的风压在锅炉变工况即返料量大幅度变化时保持一致。同时，也未在返料立管下端（返料器进口）设置温度和压力测点，返料立管看火孔处也未设计观察平台，使运行人员无法从仪表和就地观察返料器内返料整体的运行情况，即使感到返料器运行不正常，进行返料风调整时很盲目。高倍率循环流化床锅炉中如此重要的返料器运行情况因结构设计不周而成为运行监视的盲区，锅炉运行工况特别是返料情况一旦大幅变化，运行人员无法根据实际情况作出快速判断和果断处理。这也是锅炉异常情况频发的又一重要影响因素。
返料风系统设计的影响：设计院在进行返料风系统流量测量装置设计时，只是在返料风
母管上设置了一个测量装置，正常运行时尚能保证监视需要。但因返料风量和松动风量无单独流量监视装置，当返料量发生大幅变化时，运行人员很难通过两个风室风量的调整保持左右两个返料器及同一返料器返料风室和松动风室的风量平衡。再加上返料器风室非等压设计，当返料大量增加时，松动风量急速下降风压急速上升。因返料器结构原因无法保持松动风室的压力恒定，大量风量向压力相对小些的返料风室流去，造成松动风量进一步减小，返料将返料器压死。反之，返料大量减少时，松动风因压头急速下降风量急速上升，将立管返料击穿，返料被吹散。这些因素加速了异常情况的发展。
如处理给煤机断煤时间过长，床层的稳定性被破坏，炉膛上下物料浓度分配发生改变，司炉此时若处置不当，异常情况亦随时可能发生。
返料器监视装置的完善：在条件允许情况下，可在立管下端分别设立一个测温和一个测压装置，运行人员利用该处测量数据并结合现有的返料器出口烟温测点数据，可对返料器运行情况有一个全面了解。同时，在返料器看火孔处设立平台，以便直观观察返料运行情况。这样，使返料器运行情况始终处在运行人员的监控之中。
返料风系统的完善：在条件允许的情况下，可在两个返料器的四个小风室的进风管上分别各设立一个风量测量装置，便于在进行返料风量调整时，运行人员可根据各小风室风量而不是单凭风压一个参数进行调整，真正确保返料器的运行稳定和安全。
2 返料器
返料器是循环流化床主要的组成部分之一。烟气携带的灰粒和正在燃烧的煤粒，通过炉膛进入分离器，在分离器内大部分固体颗粒被分离下来，经返料器又回到炉内，而烟气则通过分离器上部进入尾部受热面。一般循环流化床锅炉的循环倍率为5～20，十几倍于给煤量的返料灰需经过返料器返回燃烧室再次燃烧，同时循环倍率的大小也靠返料器来调节。因此返料器是关系到锅炉燃烧、过热汽温和负荷的重要部件。
返料器的安装要点：
(1) 保证返料器与料腿的相对尺寸。
(2) 返料器各个风帽小孔的孔径不同，相互只差0.5 mm。一般情况下孔径大的风帽安装在返料侧，孔径小的风帽安装在料腿侧。风帽小孔必须全部畅通，最下一层孔与返料器下平面保持10 mm的距离。不分清风帽类型安装的返料器，返料不畅。
(3) 返料器内部几何尺寸要严格控制，上部舌板的高度和前后距离、下部返料板的高度和角度、上下两板的重合高度等都是关键尺寸，上下两板的重合高度一般为40～50 mm。这几个关键尺寸有一个存在误差，便会导致返料不畅或不返料。
(4) 返料器砌筑材料为耐高温耐磨砖，材料选用为800～1 000℃温度区耐磨度最高的材料。材料不合格，返料器不能承受持续高温而发生故障，只能停炉处理。
风室漏风使其不能形成等压风室，布风不均匀，流化床存在局部死区。死区内燃料着火缓慢，一旦燃烧后热量又难以及时带走，形成局部热点，导致结焦。
旋风分离器漏风
旋风分离器内气流高速旋转，使飞灰及物料从烟气中分离出来。分离器漏风破坏了分离器内空气动力场，使分离器效率降低，旋风分离器出口飞灰浓度增大，尾部竖井磨损增大。消除分离器漏风的关键在于：
(1) 分离器外护板焊缝严密，炉墙砌筑砖缝不透风；
(2) 料腿观测窗密封严密。
解决结焦关，稳定运行周期。提高热电厂的经济效益，离不开锅炉的稳定连续运行。返料器结焦是流化床锅炉经常发生的问题，锅炉一旦出现结焦，轻则降负荷运行，重则停炉清理，少则一二天，多则一星期。
我厂流化床锅炉运行的初期，即从98年3月到9月份期间返料器结焦达高达8次之多，给我厂造成了极大的经济损失。
经过多次的观察、分析和研究，终于摸清了结焦的原因：一是返料风量不足，造成返料不畅；二是煤中的细粉末过多，在燃烧过程中，大量的细煤末未经燃烧进入返料器中，在返料器中二次燃烧，造成高温结焦；三是煤种变化太大，未能及时发现和调整。
针对这一状况，我们采取下列措施：
(1)加大返料风管的直径，增加返料风量，返料风管由原来Φ89mm更换成Φ133mm；同时将原设计150度的返料热风改造成自然冷风，降低了返料器内温度，解决了返料器结焦的根本问题。
(2)稳定入炉煤种，改变燃料的颗粒配比，严格按照设计煤种和粒度要求配煤，降低细煤颗粒所占的比例。保持较理想的粒度级配，使炉内有均匀的温度场。
上述改造完成投入运行后，再没出现因返料器结焦造成停炉的现象，从而保证了锅炉运行的稳定性。
旋风分离器的工作效率不是很高，返料灰量较少。由于采用的是高温旋风分离器，其进口尺寸和内部结构直接影着分离器的运行效率，经仔检查，发现其进口截面尺寸是930×2500mm，设计值是890×2400mm，进口截面的增大，使烟气流速降低，分离器效率降低，物料循环灰量大大减少，破坏了炉膛内的物料平衡，炉膛内的纵向温差达150℃，直接影响锅炉的出力。针对这种情况，我们采取了一些补救措施：一是增加了旋风分离器内中心筒的高度，在中心筒下方加宽为100mm的耐热钢板，提高了收尘效率；二是在中心筒内加8块扰流板，增加一个二级分离器，增大循环灰量。
循环流化床锅炉物料循环量的大小受燃烧粒度、燃烧成灰特性、燃烧室的风速、排灰系统的设置、分离器的分级分离效率、物料回送系统的性能、床料层厚度等诸多因素影响，同时也受回灰温度的制约。
高温热旋风筒分离器国内以济南锅炉厂为代表，国外以德国的Lurgi公司和芬兰的Ahlstrom公司为代表。其入口烟温在850℃左右，优点是技术成熟，锅炉燃烧效率高；缺点是体积庞大，密封和膨胀系统复杂、内衬厚、耐火材料及砌筑要求高、耐火材料用量大、费用高、启动时间长、运行中易出现故障。在燃用可燃性较强的煤种时，旋风筒内温度可能比炉膛温度更高，易引起旋风筒内超温而结焦等。这样就使得分离器内防磨材料磨损及启动热膨胀问题不易解决。
高温热旋风筒分离器前后膨胀节是长期运行的隐患，分离器内运行结焦不易控制。
高温热旋风筒分离器烟煤和无烟煤不能通用。烟气速度高、尾部烟道有磨损。
炉渣中硅铝比2SiO2/Al2O3偏大（>1.18%），易使煤灰熔化温度下降，导致结焦。
首次启动时，所采用的床料（河砂）颗粒偏粗，且K2O含量偏大（>3%），易引起结焦。
由于燃用的是当地小窑煤，挥发份低，热值低，固定碳高，且炉内局部出现过低温区域，易导致煤粉未完全燃烧现象的发生，烧结成焦块，这是引起第二次结焦的原因之一。
从测得的煤灰熔隔特性数据、运行参数及焦块性质分析可发现：除个别区域外，炉膛大部分区域的床温均小于灰渣变形温度DT和软化温度ST ，且焦块中嵌有未烧结的颗粒，因此，3号炉第二次结焦性质可归结为低温结焦[2]，即只是由于局部超温并进行低温烧结而引发的。
瞬间给煤量增多，且烧得不完全，则易引起结焦。
对于不同类型的CFB炉对灰的要求即：灰量、灰的浓度梯度、灰的颗粒特性不是不同的，而对每台CFB炉，在各负荷下对灰的“要求”也有所不同。
灰平衡，简单地说就是炉内灰与锅炉负荷的平衡。（3）
灰平衡的概念包括三个含义：
灰量与锅炉的负荷的平衡；
灰的浓度梯度与负荷之间的平衡；
灰的颗粒特性与负荷的平衡。
上述三个含义，缺一不可。对于CFB炉，每一负荷工况下，均对应着一定的灰量，炉内灰量的减少和增加，必然影响炉内灰的浓度，从而影响物料的传热系数，即影响锅炉的负荷；如果仅仅灰量与负荷达到了平衡，但灰在炉内浓度的分布（梯度）不合理。如：大多聚集在炉内的下部或上部或某一处，而其它部位的灰量很小，也必然影响炉内温度场的均匀和热量的平衡。另外，既使上述两个条件满足，但灰的颗粒特性达不到设计要求（或者说锅炉本身的要求）也很难实现负荷的稳定调整。反过来说，在灰的颗粒与特性与负荷不平衡的条件下达到灰量和浓度的分布的平衡是很难的，有时是不可能的，如果仅仅用改变一、二次风比的方法来调整灰的浓度分布，必然影响炉内的动力特性。另外，不容忽视的是灰的颗粒大小对炉内传热系数也有一定的影响。
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 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=50mm b=12.5mm a=25mm de=25mm h0=20mm h=75mm H-h=100mm D2=12.5mm 計算α約為11度 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。
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 103058 10019037575015002010 10102016113 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(%)
实验室气流粉碎机顾名思义就是一种能够用气流来对物料进行粉碎的大型产品，因为实验室气流粉碎机是由引风机、除尘器、旋风分离器等部分组成的，所以说它的功能相对来说也是更加完善的，尤其是在实验室的废料清理时我们都能看到实验室气流粉碎机的身影。 实验室气流粉碎机生产厂家介绍说，实验室气流粉碎机的是通过将空气压缩后进行过滤且干燥的处理之后，再由特殊的喷嘴对其进行喷射，而经过多股高压气流喷射则会形成一个交汇处，交汇处便是物料的主要粉碎点。因为其内部是光滑且无死角的，所以实验室气流粉碎机的拆洗是十分方便的。所以我们要对其进行定期的保养和维护。 实验室气流粉碎机的应用比较频繁。在使用过程中需要注意一些事项，包括启动和打开过程前的准备工作，维护工作等。下面的实验室气流粉碎机制造商将详细介绍实验室气流粉碎机的操作方法，希望能给大家提供帮助。 1、开机前的准备 检查主机，连接器，管道和阀门是否处于良好状态并正常运行。
2、开机 (1)、打开压缩机电源，除尘器压力阀和主空气阀，打开实验室气流粉碎机的电源开关，打开电源开关。 (2)、从零开始并逐渐将其调整到指定的速度。 (3)、打开风扇，旋风，灰尘，给电机充电，打开总电源箱，设置变频器的频率，然后开始充电。 (4)、可根据分级轮的频率和负载调整成品的粒度。 3、停机和停止的顺序是：变频器- 馈线- 主空气阀- 压缩机- 级叶轮电机- 旋风材料，灰尘开关- 风扇- 总功率- 空气压缩机。 4、维护保养 (1)、电机应定期润滑，但油不应过多，以免轴承温度过高。 (2)、检查叶轮，螺旋输送机和破碎喷嘴的磨损非常重要。
(3)、材料破碎后，应清洗机器内的橡胶粉末，以免堵塞，从而影响破碎效果。 (4)、过滤袋使用一段时间后，应进行清洁或更换。 5、注意事项 (1)、当卸载设备运行时，无法到达卸载出口以避免发生事故。 (2)、叶轮的速度不应超过规定，否则温度过高，叶轮和电机会损坏。 (3)、应定期检查阀门以确保可靠性。
简述旋风分离器性能的优 化 摘要：综合了国内众多优秀论文的观点，从旋风分离器的结构设计、故障排除等角度讲述了提高旋风分离器工作效率，减少压降、阻力（延长使用寿命）的优化措施。阐述了工艺优化后旋风分离器性能上的改善，为进一步扩展其应用领域提供了必要的依据。 关键词：旋风分离器：分离效率；压降；使用寿命；性能优化 0 引言 旋风分离器作为一种重要的除尘设备，在石油化工、燃煤发电等许多行业都得到广泛应用。但是，由于其除尘效率一般多在90%左右，同时对粉尘粒径较小的粉尘除去效果一般，故对于除尘要求较高的生产场合，它一般只作为多级除尘中的一级除尘使用。这就使得旋风除尘器的使用条件受到了很大的限制。本文综合了国内众多优秀论文的观点，从旋风分离器的结构设计、故障排除等角度论述其性能优化的方法措施，使旋风分离器能适用于更广阔的应用领域。 1 旋风分离器结构设计对其性能优化的影响 1.1 旋风分离器与多孔材料的组合 人们为提高旋风分离器的效率，做了许多努力：将金属多孔材料安置于旋风分离器中，组合成的旋风—过滤复合式除尘器就是其中之一。这种结构设计在锥筒底部加了一段直管，机器到了增加分离的目的，又起到减缓旋流的目的，以避免二次扬尘的产生。 为此，实验人员做了相关的测定实验，选取了铁合金冶炼粉尘等4种直径大小从0.05μm~10μm的不等的颗粒（基本上涵盖了所有常见粉尘的粒径范围），让实验更具有广泛的实用性，分离效率可大幅提高至近100%。实验结束后，用氮气反吹滤管后，得到的结果非常理想，可进行再次实验，即实验的再生效果好。 1.2 改变入口切入角及外筒直径对旋风分离器性能的影响
影响旋风分离器性能的因素有很多，可以从改变其入口切入角和外筒直径这两个方面考虑工艺的优化。根据模拟结果显示，r=6000mm、θ=7.5°构造的旋风分离器效率接近95%，分离效果较好。现实验人员研究的就是在此基础上的设计优化。 首先，把入口切入角θ改为θ=9°及θ=6°两组，发现θ=9°比θ=6°入口速度高，但速度衰减慢，速度场分布均匀，速度偏差小，减少了对颗粒的二次卷吸，在外筒壁面处速度高，分离效率提高了。 其次，实验人员将外筒直径由6000mm变更为5600mm、5800mm、6200mm、6400mm，发现当直径增大，离心力作用小，分离效率降低；直径减少后，分离效果好，但由于在下部形成内旋涡卷吸了一些下沉颗粒，分离效果下降。故可利用此外筒直径与分离效率的变化关系，寻找最合适的外筒直径大小，以达到最佳的分离效率。 1.3加装循环管和防液罩对旋风分离器性能的影响 对旋风分离器加装循环管前后进行实验对比分析可知，加装循环管的旋风分离器压降小于不带循环管的分离器，这就是说，带循环管的旋风分离器在入口摩擦损失、器内气流旋转的动能损失等方面均要小于不带循环管的分离器。 防液罩的存在对分离器压降影响不大，但带防液罩的分离器在不同高度剖面上的切向速度明显大于不带防液罩的分离器，那么他的分离效率就会相应提高。因此，防液罩可以在不增加压降损失的同时，进一步提高切向速度，从而提高气、液相的分离效率。 1.4新设计样式的旋风分离器与旋风分离器性能的影响 已有许多研究人员着手于新型旋风分离器的设计与研究，新型双蜗壳旋风分离器就是新设计出的一种新型旋风分离器。他的上行流区的静压变化为顺压梯度，有利于气体的顺利排出，减少旋风分离器的压力损失。 另外，循环式旋风分离器也有着提高分离效率，降低系统能耗的作用。 2 排除故障以优化旋风分离器的效率 2.1 消除三旋单管堵塞 笔者以比较常见的三级旋风分离器为例，简述通过工艺手段，消除由于
旋风分离器的作用 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。 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，再经设备顶部出口流出。 性能指标 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%。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。设计使用寿命旋风分离器的设计使用寿命不少于20年。 结构设计 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。 应用范围及特点
旋风分离器设计中应该注意的问题 旋风分离器被广泛的使用已经有一百多年的历史。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。但人们还是对旋风分离器有一些误解。主要是认为它效率不高。还有一个误解就是认为所有的旋风分离器造出来都是一样的，那就是把一个直筒和一个锥筒组合起来，它就可以工作。旋风分离器经常被当作粗分离器使用，比如被当做造价更高的布袋除尘器和湿式除尘器之前的预分离器。 事实上，需要对旋风分离器进行详细的计算和科学的设计，让它符合各种工艺条件的要求，从而获得最优的分离效率。例如，当在设定的使用范围内，一个精心设计的旋风分离器可以达到超过99.9%的分离效率。和布袋除尘器和湿式除尘器相比，旋风分离器有明显的优点。比如，爆炸和着火始终威胁着布袋除尘器的使用，但旋风分离器要安全的多。旋风分离器可以在1093 摄氏度和500 ATM的工艺条件下使用。另外旋风分离器的维护费用很低，它没有布袋需要更换，也不会因为喷水而造成被收集粉尘的二次处理。 在实践中，旋风分离器可以在产品回收和污染控制上被高效地使用，甚至做为污染控制的终端除尘器。 在对旋风分离器进行计算和设计时，必须考虑到尘粒受到的各种力的相互作用。基于这些作用，人们归纳总结出了很多公式指导旋风分离器的设计。通常，这些公式对具有一致的空气动力学形状的大粒径尘粒应用的很好。在最近的二十年中，高效的旋风分离器技术有了很大的发展。这种技术可以对粒径小到5微米，比重小于1.0的粒子达到超过99%的分离效率。这种高效旋风分离器的设计和使用很大程度上是由被处
理气体和尘粒的特性以及旋风分离器的形状决定的。同时，对进入和离开旋风分离器的管道和粉尘排放系统都必须进行正确的设计。工艺过程中气体和尘粒的特性的变化也必须在收集过程中被考虑。当然，使用过程中的维护也是不能忽略的。 1、进入旋风分离器的气体 必须确保用于计算和设计的气体特性是从进入旋风分离器的气体中测量得到的，这包括它的密度，粘度，温度，压力，腐蚀性，和实际的气体流量。我们知道气体的这些特性会随着工艺压力，地理位置，湿度，和温度的变化而变化。 2、进入旋风分离器的尘粒 和气体特性一样，我们也必须确保尘粒的特性参数就是从进入旋风分离器的尘粒中测量获得的。很多时候，在想用高效旋风分离器更换低效旋风分离器时，人们习惯测量排放气流中的尘粒或已收集的尘粒。这种做法值得商榷，有时候是不对的。 获得正确的尘粒信息的过程应该是这样的。首先从进入旋风分离器的气流中获得尘粒样品，送到专业实验室决定它的空气动力学粒径分布。有了这个粒径分布就可以计算旋风分离器总的分离效率。 实际生产中，进入旋风分离器的尘粒不是单一品种。不同种类的尘粒比重和物理粒径分布都不相同。但空气动力学粒径分布实验有机地将它们统一到空气动力学粒径分布中。 3、另外影响旋风分离器的设计的因素包括场地限制和允许的压降。例如，效率和场地限制可能会决定是否选用并联旋风分离器，或是否需要加大压降，或两者同时采用。 4、旋风分离器的形状 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
雷诺演示实验 一、 实验目的 1观察流体流动时的不同流动型态 2观察层流状态下管路中流体的速度分布状态 3熟悉雷诺准数（Re ）的测定与计算 4测定流动型态与雷诺数（Re ）之间的关系及临界雷诺数 二、 实验原理 流体在流动过程中由三种不同的流动型态， 即层流、过渡流和湍 流。主要取决于流体流动时雷诺数 Re 的大小，当Re 大于4000时为 湍流，小于2000时为层流，介于两者之间为过渡流。影响流体流动 型态的因素，不仅与流体流速、密度、粘度有关，也与管道直径和管 三、实验装置 雷诺演示实验装置如图1.1所示，其中管道直径为20 mm 型有关，其定义式如下： Re 二 dap 式中：d 管子的直径 m u 流体的速度 m/s p 流体的密度 3 kg/m 流体的粘度 Pa ? s i.i-i
图1.1雷诺演示实验装置图 1 —有机玻璃水槽； 2 —玻璃观察管； 3 —指试液； 4 , 5 —阀门； 6 —转子流量计 四、实验步骤 1 了解实验装置的各个部件名称及作用，并检查是否正常。 2打开排空阀排气，待有机玻璃水槽溢流口有水溢出后开排水阀调节红色指示液，消去原有的残余色。 3打开流量计阀门接近最大，排气后再关闭。 4打开红色指示液的针形阀，并调节流量（由小到大），观察指示液流动形状，并记录指示液成稳定直线，开始波动，与水全部混合时流量计的读数。 5重复上述实验3?5次，计算Re临界平均值。 6关闭阀1、11,使观察玻璃管6内的水停止流动。再开阀1,让指示液流出1?2 cm后关闭1,再慢慢打开阀9,使管内流体作层流流动，观察此时速度分布曲线呈抛物线形状。 7关闭阀1、进水阀，打开全开阀9排尽存水，并清理实验现场。 五、数据处理及结果分析 1实验原始数据记录见下表:
文章编号:1OO8-7524C 2OO3D O8-OO21-O3 IMS P 旋风分离器设计计算的研究 蔡安江 C 西安建筑科技大学机电工程学院, 陕西西安 摘要:在理论研究和设计实践的基础上, 提出了旋风分离器的设计计算方法O 关键词:旋风分离器9压力损失9分级粒径9计算中图分类号:TD 922+-5 文献标识码:A 71OO55D O 引言 旋风分离器在工业上的应用已有百余年历 离器性能的关键指标压力损失AP 作为设计其筒体直径D O 的基础, 用表征旋风分离器使用性能的关键指标分级粒径dc 作为其筒体直径D O 的修正依据, 来高效~准确~低成本地完成旋风分离器的设计工作O 1 压力损失AP 的计算方法 压力损失AP 是设计旋风分离器时需考虑的关键因素, 对低压操作的旋风分离器尤其重要O 旋风分离器压力损失的计算式多是用实验数据关联成的经验公式, 实用范围较窄O 由于产生压力损失的因素很多, 要详尽计算旋风分离器各部分的压力损失, 我们认为没有必要O 通常, 压力损失的表达式用进口速度头N H 表示较为方便O 进口速度头N H 的数值对任何旋风分离器将是常数O 目前, 使用的旋风分离器为减少压
力损失和入口气流对筒体内气流的撞击~干扰以及其内旋转气流的涡流, 进口形式大多从切向进口直入式改为18O ~36O 的蜗壳式, 但现有文献上的压力损失计算式均只适用于切向进口, 不具有通用性, 因此, 在参考大量实验数据的基础上, 我们提出了压力损失计算的修正公式, 即考虑入口阻力系数, 使其能适用于各种入口型式下的压力损失计算O 修正的压力损失计算式是: 史O 由于它具有价格低廉~结构简单~无相对运动部件~操作方便~性能稳定~压力损耗小~分离效率高~维护方便~占地面积小, 且可满足不同生产特殊要求的特点, 至今仍被广泛应用于化工~矿山~机械~食品~纺织~建材等各种工业部门, 成为最常用的一种分离~除尘装置O 旋风分离器的分离是一种极为复杂的三维~二相湍流运动, 涉及许多现代流体力学中尚未解决的难题, 理论研究还很不完善O 各种旋风分离器的设计工作不得不依赖于经验设计和大量的工业试验, 因此, 进行提高旋风分离器设计计算精度~提高设计效率, 降低设计成本的研究工作就显得十分重要O 科学合理地设计旋风分离器的关键是在设计过程中充分考虑其所分离颗粒的特性~流场参数和运行参数等因素O 一般旋风分离器常规设计的关键是确定旋风分离器的筒体直径D O , 只要准确设计计算出筒体直径D O , 就可以依据设计手册完成其它结构参数的标准化设计O 鉴于此, 我们在理论研究和设计实践的基础上, 提出了分级用旋风分离器筒体直径D O 的计算方法O 即用表征旋风分 收稿日期:2OO3-O3-O3 -21- AP = CjPV j 7N H 2
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) 粒径200微米烟尘的浓度分布(旋风分离器中心截面) 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
化工原理实验（2010年国防工业出版社出版的图书）： 本书为化工原理实验教材,内容包括化工实验数据的测量及处理、化工实验常用参数测量技术、化工原理基础实验、演示实验、计算机处理实验数据及实验仿真、化工原理实验常用仪器仪表这六部分。其中,化工原理基础实验包括流体阻力测定实验、流量计标定实验、离心泵性能测定实验、过滤实验、传热实验、精馏实验、气体的吸收与解析实验、干燥实验。演示实验包括伯努利方程实验、雷诺实验、旋风分离器性能演示实验、边界层演示实验和筛板塔流体力学性能演示实验。计算机处理实验数据及实验仿真,包括应用Excel 进行数据和图表处。 目录： 绪论1 第一章化工实验数据误差分析及数据处理3 1. 1实验数据的误差分析3 1. 1. 1测量误差的基本概念3 1. 1. 2间接测量值的误差传递6 1. 1. 3实验数据的有效数字与记数法10 1. 2实验数据处理11 1. 2. 1列表法12 1. 2. 2图示(解)法13 1. 2. 3数学模型法15 第二章化工参数测量及常用仪器仪表29
2. 1温度测量29 2. 1. 1热膨胀式温度计29 2. 1. 2热电偶式温度计33 2. 1. 3热电阻式温度计35 2. 1. 4温度计的校验和标定36 2. 2压力测量37 2. 2. 1液柱压力计38 2. 2. 2弹性压力计40 2. 2. 3压强(或压强差)的电测方法42 2. 2. 4压力计的校验和标定43 2. 3流量测量43 2. 3. 1差压式流量计43 2. 3. 2转子流量计46 2. 3. 3涡轮流量计48 2. 3. 4流量计的校验和标定50 第三章化工原理基础实验51 实验一流体阻力测定实验51 实验二流量计标定实验60 实验三离心泵性能测定实验65 实验四过滤实验71 实验五传热实验77 实验六精馏实验86
旋风分离器的建模及 f l u e n t模拟 公司标准化编码 [QQX96QT-XQQB89Q8-NQQJ6Q8-MQM9N]
Gambit建模部分 本次模拟为一旋风分离器，具体设置尺寸见建模过程，用空气作为材料模拟流 场。为方便图形截取，开始先设置界面为白色窗体，依次点击“Edit”，“Defaults”，“GRAPHICS”，选择“WINDOWS_BACKGROUND_COLOR”设置为“White”，点击Modify。关闭对话框。 一．利用Gambit建立几何模型 1.双击打开， 2.先创建椭圆柱 依次点击“Operation”下的“Geometry”创建体“Volume”，点击“Create Real Frustum”，输入数据基于Z轴正方向创建“height 475；radius1 ； radius3 95”，点击Apply，生产椭圆柱体。如图1-1，图1-2。 3.创建圆柱体 再次利用创建椭圆柱按钮，输入数据基于Z轴正方向创建“height 285； radius1 95；radius3 95”，点击Apply。 移动刚刚创建的圆柱体，依次点击“Geometry”，“Volume”，点击“Move/copy”，选择刚刚创建的圆柱体，点击“Move——>Translate”，输入移动的数据“X=0，Y=0，Z=475”，并选择Connected Geometry，点击Apply。如图1-3，1-4所示。 图1-1椭圆柱设置对话框图1-2椭圆柱生成图
同样的方法创建小圆柱体，输入数据基于Z轴正方向创建“height 150；radius1 32；radius3 32”，点击Apply。 同样的方式移动小圆柱体，点击“Move——>Translate”，输入移动的数据“X=0，Y=0，Z=665”，不选择Connected Geometry，点击Apply。如图1-5，图 1-6，图1-7所示。 显示实体图，如图1-8。 4.将小圆柱体进行分割，分成上下两个圆柱面，点击“Split Volume”，选择被分割的圆柱体Volume2，选择下部组合体为分割体，点击“Bidirectional 和connected”，点击Apply。删除Volume3。如图1-9，图1-10所示。 5.创建旋风分离器进风口，点击依次点击“Geometry”，“Volume”，“create real brick”，基于中心，输入数据“width 140 ，depth 38，height 95”，点击Apply。如图1-11，图1-12所示。 图1-6小圆柱体移动命令对话框 图1-3圆柱体移动设置对话框图1-4圆柱体生成图图1-5生成小圆柱体 图1-7小圆柱体移动生成图图1-8实体图图1-9实体分割命令对话框图1-10生成实体图
旋风分离器的设计 姓名：顾一苇 班级：食工0801 指导老师：刘茹 设计成绩： 华中农业大学食品科学与技术学院 食品科学与工程专业 2011年1月14日 目录 第一章、设计任务要求与设计条件 (3) 第二章、旋风分离器的结构和操作 (4) 第三章、旋风分离器的性能参数 (6) 第四章、影响旋风分离器性能的因素 (8) 第五章、最优类型的计算 (11) 第六章、旋风分离器尺寸说明 (19) 附录 1、参考文献 (20) 任务要求 1.除尘器外筒体直径、进口风速及阻力的计算 2.旋风分离器的选型 3.旋风分离器设计说明书的编写
4.旋风分离器三视图的绘制 5.时间安排：2周 6.提交材料含纸质版和电子版 设计条件 风量：900m3/h ； 允许压强降：1460Pa 旋风分离器类型：标准型 （XLT型、XLP型、扩散式） 含尘气体的参数： 气体密度：kg/m3 粘度：x 10-5Pa?s 颗粒密度：1200 kg/m3 颗粒直径：6 [1 m 旋风分离器的结构和操作 原理： 含尘气体从圆筒上部长方形切线进口进入，沿圆筒内壁作旋转流动。颗粒的离心力较大，被甩向外层，气流在内层。气固得以分离。 在圆锥部分，旋转半径缩小而切向速度增大，气流与颗粒作下螺旋运动。在圆锥的底部附近，气流转为上升旋转运动，最后由上部出口管排出；固相沿内壁落入灰斗。 旋风分离器不适用于处理粘度较大，湿含量较高及腐蚀性较大的粉尘，气量的波动对除尘效果及设备阻力影响较大。 旋风分离器结构简单，造价低廉，无运动部件，操作范围广，不受温度、
压力限制，分离效率高。一般用于除去直径5um以上的尘粒，也可分离雾沫。
旋风分离器的工艺计算 》 : *
目录 一.前言 (3) 应用范围及特点 (3) 分离原理 (3) 分离方法 (4) ) 性能指标 (4) 二.旋风分离器的工艺计算 (4) 旋风分离器直径的计算 (5) 由已知求出的直径做验算 (5) 计算气体流速 (5) < 计算旋风分离器的压力损失 (5) 旋风分离器的工作范围 (6) 进出气管径计算 (6) 三.旋风分离器的性能参数 (6) 分离性能 (6) ~ 临界粒径d pc (7) 分离效率 (8) 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) 工作原理 (11) 基本计算公式 (12) 算例 (13) ( 八.影响旋风分离器效率的因素 (14) 气体进口速度 (14) 气液密度差 (14) 旋转半径 (14) 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。 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、
旋风分离器计算结果标准化工作室编码[XX968T-XX89628-XJ668-XT689N]
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) 粒径200微米烟尘的浓度分布(旋风分离器中心截面) 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) 粒径200微米烟尘的浓度分布(旋风分离器中心截面) 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。随后的计算将采用此两种尺寸继续进行。 a)采用L=2.3m，分别计算入口速度V=15m/s、V=14m/s、V=13m/s、 V=12m/s、V=11m/s五种情况，经比较V=15m/s除尘效率最高。 b)当旋风分离器进口速度为V=15m/s，改变旋风分离除尘器的出口直径 D，进行对比计算。旋风分离器直径分别为D=1.05m、D=1.2m、 D=1.35m、D=1. 5m，经比较计算D=1.05m时，旋风分离器分离效果 最佳。 c)当旋风分离器进口速度V=15m/s、D=1.05m时，改变旋风除尘器入口 宽高比例进行对比计算，所选用的三个比例为1：3，3：1和1： 1 。选择宽高比例时，满足入口截面积不变。经对比计算，当宽高
蜗壳式旋风分离器的原理与设计 l0余热锅炉2007.4 蜗壳式旋风分离器的原理与设计 杭州锅炉集团股份有限公司王天春徐亦芳 1前言 循环流化床锅炉的分离机构是循环流化床锅炉的关键部件之一,其主要作用是 将大量高温,高浓度固体物料从气流中分离出来,送回燃烧室,以维持燃烧室一定 的颗粒浓度,保持良好的流态化状态,保证燃料和脱硫剂在多次循环,反复燃烧和 反应后使锅炉达到理想的燃烧效率和脱硫效率.因此, 循环流化床锅炉分离机构的性能,将直接影响整个循环流化床锅炉的总体设计,系统布置及锅炉运行性能.根 据旋风分离器的入口结构类型可以分为:圆形或圆管形入口,矩形入口,"蜗壳式" 入口和轴向叶片入口结构.本文重点分析在循环流化床锅炉中常用的"蜗壳式"入 口结构. 2蜗壳式旋风分离器的工作原理 蜗壳式旋风分离器是一种利用离心力把固体颗粒从含尘气体中分离出来的静 止机械设备.入口含尘颗粒气体沿顶部切向进入蜗壳式分离器后,在离心力的作用下,在分离器的边壁沿轴向作贴壁旋转向下运动,这时气体中的大于切割直径的颗粒被分离出来, 从旋风分离器下部的排灰口排出.在分离器 锥体段,迫使净化后的气流缓慢进入分离器内部区域,在锥体中心沿轴向逆流 向上运动,由分离器顶部的排气管排出.通常将分离器的流型分为"双旋蜗",即轴 向向下外旋涡和轴向向上运动的内旋涡.这种分离器具有结构简单,无运动部件, 分离效率高和压降适中等优点,常作为燃煤发电中循环流化床锅炉气固分离部件. 图l蜗壳式旋风分离器示意图
蜗壳式旋风分离器的几何尺寸皆被视为分离器的内部尺寸,指与气流接触面的 尺寸.包括以下九个(见图1): a)旋风分离器本体直径(指分离器简体截面的直径),D; b)旋风分离器蜗壳偏心距离,; c)旋风分离器总高(从分离器顶板到排灰口),H; d)升气管直径,D; e)升气管插入深度(从分离器空间顶板算起),s; 余热锅炉2007.4 f)入口截面的高度和宽度,分别为a和 b; g)锥体段高度,H; h)排灰口直径,Dd; 2.1旋风分离器中的气体流动 图2为一种标准的切流式筒锥形逆流旋风分离器的示意图,图中显示了其内部 的流 态状况.气体切向进入分离器后在分离器内部空间产生旋流运动.在旋流的外 部(外旋升气管 涡),气体向下运动,并在中心处向上运动 (内旋涡).旋风分离器外部区域气体 的向下运动是至关重要的.因为,依靠气体的向下运动,把所分离到器壁的颗粒带 到旋风分离器底部.与此同时,气体还存在一个由外旋涡到内旋涡的径向流动,这 个径向流动在升气管下面的分离器沿高度方向的分布并不均匀. 轴向速度 切向速度 / 图2切向旋风分离器及其内部流态示意图图2的右侧给出了气流的轴向速度 和切向速度沿径向位置的分布图.轴向速度图表明气体在外部区域沿轴向向下运
旋风分离器的设计公司内部编号：（GOOD-TMMT-MMUT-UUPTY-UUYY-DTTI-
旋风分离器的设计 姓名：顾一苇 班级：食工0801 指导老师：刘茹 设计成绩： 华中农业大学食品科学与技术学院 食品科学与工程专业 2011年1月14日 目录 第一章、设计任务要求与设计条件 (3) 第二章、旋风分离器的结构和操作 (4) 第三章、旋风分离器的性能参数 (6) 第四章、影响旋风分离器性能的因素 (8) 第五章、最优类型的计算 (11) 第六章、旋风分离器尺寸说明 (19) 附录 1、参考文献 (20) 任务要求 1.除尘器外筒体直径、进口风速及阻力的计算 2.旋风分离器的选型 3.旋风分离器设计说明书的编写 4.旋风分离器三视图的绘制
5.时间安排：2周 6.提交材料含纸质版和电子版 设计条件 风量：900m3/h ； 允许压强降：1460Pa 旋风分离器类型：标准型 （XLT型、XLP型、扩散式） 含尘气体的参数： 气体密度： kg/m3 粘度：×10-5Pa·s 颗粒密度：1200 kg/m3 颗粒直径：6μm 旋风分离器的结构和操作 原理： 含尘气体从圆筒上部长方形切线进口进入,沿圆筒内壁作旋转流动。 颗粒的离心力较大，被甩向外层，气流在内层。气固得以分离。 在圆锥部分，旋转半径缩小而切向速度增大，气流与颗粒作下螺旋运动。 在圆锥的底部附近，气流转为上升旋转运动，最后由上部出口管排出； 固相沿内壁落入灰斗。 旋风分离器不适用于处理粘度较大，湿含量较高及腐蚀性较大的粉尘，气量的波动对除尘效果及设备阻力影响较大。 旋风分离器结构简单，造价低廉，无运动部件，操作范围广，不受温度、压力限制，分离效率高。一般用于除去直径5um以上的尘粒，也可分离雾沫。对于
旋风分离器: 旋风分离器，是用于气固体系或者液固体系的分离的一种设备。工作原理为靠气流切向引入造成的旋转运动，使具有较大惯性离心力的固体颗粒或液滴甩向外壁面分开。旋风分离器的主要特点是结构简单、操作弹性大、效率较高、管理维修方便，价格低廉，用于捕集直径5～10μm以上的粉尘，广泛应用于制药工业中。 主要功能： 旋风分离器设备的主要功能是尽可能除去输送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，在西气东输工程中，旋风分离器是较重要的设备。 机构简介： 旋风分离器，是用于气固体系或者液固体系的分离的一种设备。工作原理为靠气流切向引入造成的旋转运动，使具有较大惯性离心力的固体颗粒或液滴甩向外壁面分开。是工业上应用很广的一种分离设备。 工作原理： 旋风分离器是利用气固混合物在作高速旋转时所产生的离心力，将粉尘从气流中分离出来的干式气固分离设备。由于颗粒所受的离心力远大于重力和惯性力，所以分离效率较高。 常用的（切流）切向导入式旋风分离器的分离原理及结构如图所示。主要结构是一个圆锥形筒，筒上段切线方向装有一个气体入口管，圆筒顶部装有插入筒内一定深度的排气管，锥形筒底有接受细粉的出
粉口。含尘气流一般以12—30m/s速度由进气管进入旋风分离器时，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。此外，颗粒在离心力的作用下，被甩向器壁，尘粒一旦与器壁接触，便失去惯性力，而靠器壁附近的向下轴向速度的动量沿壁面下落，进入排灰管，由出粉口落入收集袋里。旋转下降的外旋气流，在下降过程中不断向分离器的中心部分流入，形成向心的径向气流，这部分气流就构成了旋转向上的内旋流。内、外旋流的旋转方向是相同的。最后净化气经排气管排出器外，一部分未被分离下来的较细尘粒也随之逃逸。自进气管流入的另一小部分气体，则通过旋风分离器顶盖，沿排气管外侧向下流动，当到达排气管下端时，与上升的内旋气流汇合，进入排气管，于是分散在这部分上旋气流中的细颗粒也随之被带走，并在其后用袋滤器或湿式除尘器捕集。 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，再经设备顶部出口流出。 特点： 旋风分离器的主要特点是结构简单、操作弹性大、效率较高、管
旋风分离器的经向入口结构的气固流场数值模拟 Jie Cui, Xueli Chen,* Xin Gong, and Guangsuo Yu ——上海华东理工大学国家煤气化重点实验室，2002.3.7 对应用在多喷嘴对置气化系统中的一个简单的气体与颗粒离分装置——旋风分离器径向入口结构改进的研究现状进行了回顾。在高效率的前提下径向入口旋流器更适合高压工业运行环境。应用计算流体动力学（CFD）技术为基础的模型来研究一种新型旋风分离器的性能。用这一方法，用雷诺应力模型来描述湍流，然后由拉格朗日随机模型来描述粒子流。该方法很好的验证了测量与预测结果之间联系的有效性。结果表明，即使速度流场不是几何对称和三维非稳态，但它是准周期的。此外，还有存在一个涡核现象在旋风分离器中。因为离心力，颗粒浓度分布是不均匀的。根据粒子的运动特征，分布区域可分为三个部分。较大的颗粒比较小的更容易分开。但超过某一临界值的大小时颗粒将不会在旋风分离器的锥形墙底部被收集，然后发生凝滞。这将导致在旋风分离器的锥形部分发生严重侵蚀。此外，分离效率与粒径的增大、径向进气旋风分离器切点的直径是小于相同的入口条件下的传统旋风分离器的。 简介 多喷嘴对置气化系统是由煤处理、煤气发生炉、煤气净化和黑色的水处理工艺组成。煤气净化在整个运行在较高的温度和压力系统中起着重要的作用。它是消除在气化炉生产的合成气才到达旋风分离器下出口之前的颗粒。多喷嘴对置气化系统净化过程是采用搅拌机、旋风器和洗涤器组合的，它与在GE气化合成气净化技术是不同的。旋风分离器的存在提高了净化效果和系统操作的稳定。旋风分离器被广泛应用于工业应用，在空气污染控制及气固分离和气溶胶采样等。随着结构简单、制造成本低和适应极其恶劣的条件下运行，旋风分离器成为在科学与工程除尘应用设备领域中最重要的装备之一。在一般情况下，传统的旋风分离器通常采用切向进气道结构。霍夫曼和Louis纷纷推出关于分离器上锥与切向入口气旋的一些设计要点。但切向进气道结构不能适用于一些特殊的条件，如高温度下的高压等。因此，经过过去的几十年里的多次尝试，通过引入一个新的入口设计来性能提高。切向入口旋风分离器也是不适用的在多喷嘴对置气化系统。由于切向焊接阻碍了大额投资的投入、使得技术含量需求更高和存在大的风险。在本文中，采用新型旋风分离器介绍一个特殊的径向进气结构如图1所示。在高效率的前提下径向进气旋风分离器能适应产业化经营环境。不正确的分离设备的设计将是具有破坏性的，所以更好地学习设计的基础是至关重要的。因此，有必要了解气体粒子流和径向进气旋风分离的特点。然而，由于复杂的三维强的旋流流旋风，传统的研究方法无法提供的预测准确。随着现代计算流体动力学（CFD）技术的发展，现在是可以充分模拟气旋的气体流量和粒子动力学。在本文中，我们集中在与商业CFD软件FLUENT径向进气旋风气体粒子流场模拟。由模拟获得的信息通过分析和比较，与传统的旋风分离器气体粒子的径向进气旋风流场比，都可以得到验证。
Gambit 建模部分 本次模拟为一旋风分离器，具体设置尺寸见建模过程，用空气作为材料模拟流场。为方便图形截取，开始先设置界面为白色窗体，依次点击“Edit ”，“Defaults ”，“GRAPHICS ”，选择“WINDOWS_BACKGROUND_COLOR ”设置为“White ”，点击Modify 。关闭对话框。 一．利用Gambit 建立几何模型 1. 双击打开Gambit 2.4.6， 2. 先创建椭圆柱 依次点击“Operation ”下的“Geometry ”创建体“Volume ”，点击“Create Real Frustum ”，输入数据基于Z 轴正方向创建“height 475；radius1 36.25；radius3 95”，点击Apply ，生产椭圆柱体。如图1-1，图1-2。 3. 创建圆柱体 再次利用创建椭圆柱按钮，输入数据基于Z 轴正方向创建“height 285；radius1 95；radius3 95”，点击Apply 。 图1-1椭圆柱设置对话框 图1-2椭圆柱生成图
移动刚刚创建的圆柱体，依次点击“Geometry”，“Volume”，点击“Move/copy”，选择刚刚创建的圆柱体，点击“Move——>Translate”，输入移动的数据“X=0，Y=0，Z=475”，并选择Connected Geometry，点击Apply。如图1-3，1-4所示。 同样的方法创建小圆柱体，输入数据基于Z轴正方向创建“height 150；radius1 32；radius3 32”，点击Apply。 同样的方式移动小圆柱体，点击“Move——>Translate”，输入移动的数据“X=0，Y=0，Z=665”，不选择Connected Geometry，点击Apply。如图1-5，图1-6，图1-7所示。 图1-6小圆柱体移动命令对话框 图1-3圆柱体移动设置对话框图1-4圆柱体生成图图1-5生成小圆柱体 图1-7小圆柱体移动生成图图1-8实体图