運行參數對雙排料管下排氣式旋風分離器的性能影響

孫思敏， 郭 帥， 王小芳， 朱治平

(1. 中國科學院工程熱物理研究所， 北京100190； 2. 中國科學院大學工程科學學院， 北京100049)

在中國科學院工程熱物理研究所提出的循環流化床分級氣化工藝[1]中， 煤氣化過程被分級控制， 在2個氣化單元中完成反應(工藝流程見圖1)。 在固態排渣的溫度條件以及有限的停留時間條件下， 如果進入二級氣化單元的氣固混合燃料與氣化劑直接摻混反應， 其中的熱煤氣與氣化劑優先均相燃燒， 消耗熱煤氣中的可燃氣， 尤其是H2和CH4； 固體燃料與氣化劑的反應比例降低， 從而影響系統的冷煤氣效率及碳轉化率。

A—煤； B—一次氣化劑； C—高溫煤氣； D—高溫固體半焦；E—二次氣化劑； F—底渣； G—粗煤氣； 1—一級氣化爐爐膛；2—分離器； 3—返料器； 4—二級分離器； 5—二級氣化爐爐膛；6—煤氣冷卻器；7—除塵器。圖1 分級氣化工藝流程圖Fig.1 Staged gasification process flow chart

設置二級分離器后，可以實現一級氣化單元循環床出口可燃氣體和固體的有效分離。熱煤氣通過排氣管單獨進入下行床，排料管中濃縮了的固體燃料與氣化劑優先充分混合，再經過噴嘴組織送入二級氣化單元，促進了固體燃料的氣化反應，同時抑制了可燃氣體的燃燒反應，提高系統整體的碳轉化率和冷煤氣效率。

上述工藝中，二級分離器性能對整個工藝的實現以及系統氣化性能有重要影響。

對于循環流化床分級氣化工藝中的二級分離器，在性能方面，需要滿足中試試驗入口固氣質量比為0.05～0.13、 進口氣體速度為20～25 m/s的運行條件，對分離效率不做過分苛求；在結構方面，需要考慮系統布置的合理性。

下排氣式旋風分離器作為一種排氣管布置在分離器下部的分離器，具有體積小、結構布置靈活的特點，且本身相當于一個轉彎煙道，有利于鍋爐的整體設計布置[2]。對于分級氣化工藝來說，不僅需要考慮二級旋風分離器的性能，更為重要的是其結構須適應系統布置要求。綜上所述，下排氣旋風分離器在該工藝中的應用具有優勢。

壓力損失和分離效率是旋風分離器的主要性能參數， 壓力損失直接關系到能量消耗和風機的合理選擇[3]， 循環倍率則很大程度上靠分離效率保證， 但是， 在改善分離效率和壓降過程中往往是矛盾的，即分離效率提高的同時往往會增大壓力損失[4-6]。 在優化性能過程中需要綜合考慮分離效率和壓力損失兩大指標， 盡可能提高分離效率的同時少增加壓力損失。 許多學者對下排氣旋風分離器基礎結構進行了實驗與模擬研究， 結果表明結構參數和運行參數對下排氣式旋風分離器的分離性能有重要的影響[7-12]。

為了提高下排氣分離器效率， 又出現了許多改進的結構， 如分離器進口改為漸縮型、 排氣管位置下移并采用圓臺入口， 分離器進口速度為22 m/s， 分離器效率為84.43%～85.54%， 除濃縮進口工況外分離器壓力損失為2 kPa左右[13]， 或者在排氣管開槽加裝灰粒收集裝置[14]， 這2種結構的壓力損失均較大。 Oh等[15]研究了采用側面引出排氣管的旋風分離器， 所用物料粒徑為0.02～1 000 μm， 結果表明， 分離效率最高可達99.7%； 當進口速度為11.7 m/s， 進口顆粒質量流速為2.01 g/s時， 分離器進口與排氣管壓降為100 Pa。 冷碧霞等[16]通過實驗研究新型擴散式下排氣分離器， 排氣管布置在側面并且其上裝有下導流錐， 分離器進口氣體速度為10～30 m/s， 含塵氣流平均質量濃度為1 kg/m3， 對于平均粒徑為30 μm的玻璃珠粉分離效率接近95%， 阻力損失最小為392 Pa， 分離效果顯著。付曉慶等[17]在分離器進口設置穩流器，排氣管設置旁路，將含塵氣流再循環，通過延長含塵氣流在分離器的停留時間來提高分離器的效率。

上述結構的下排氣分離器是只有一個排灰口的不對稱結構[18-20]， 會造成流場的分布不對稱， 影響顆粒的分離和捕集， 因此， 可能提高分離器效率能耗比的另一技術途徑是通過結構的改進以強化氣流旋轉的穩定性與軸對稱性。 對稱結構可以減小旋轉流的擺動幅度， 黃盛珠等[21]提出有2個對稱的出灰口、 底錐斜面兩側內外對切的結構， 有利于裝置的整體布置， 應用于入口氣流粉塵顆粒質量濃度為0.8 kg/m3、d100約為120 μm、 入口速度16.3 m/s的某工程中，總分離效率大于97%，阻力損失412 Pa，具有低阻、高效的良好性能。郝曉文等[22]也對此種結構進行了數值模擬研究，結果表明，設計合理的分離器分離效率可達到90%以上，壓力損失在1 000 Pa以下，并且發現方形切向入口的綜合效果優于漸縮型切向入口。張立強等[23]對底錐斜面為兩側內外對切、有2個對稱排灰口，分離器入口采用百葉窗式濃縮型入口結構的分離器進行模擬研究，結果表明，此種結構的分離器阻力增加很多。目前，關于排灰口對稱的下排氣旋風分離器大多為數值模擬研究，且國內外尚沒有對雙排料管-下排氣旋風分離器進行試驗研究的文獻研究；同時，在熱態試驗中，2個落灰口對沖布置，避免了氣流偏斜而使局部壁面超溫甚至結焦，因此，有必要對其進行試驗研究，掌握其運行特性，為分級氣化二級旋風分離器布置方式的優化設計提供參考。

本文中主要通過冷態試驗研究進口氣體速度、入口固氣質量比對下排氣式旋風分離器的性能的影響，同時將分離器與噴嘴相結合，考察分離后的固體通過噴嘴進入二級氣化單元時，噴嘴內環氣體速度對分離器性能的影響，初步獲得適用于分級氣化工藝的二級分離器運行參數。

1—進氣管；2—導流體；3—旋風筒；4—排氣管； 5—排料管。圖2 雙排料管-下排氣式旋風分離器結構簡圖Fig.2 Schematic diagram of uniflow cyclone

1 試驗

1.1 分離系統

1.1.1 壓力分布影響

分離器本體結構如圖2所示，分離器結構尺寸見表1。由進氣管、 導流體、 旋風筒、 排氣管、 排料管組成。分離器上部采用亞克力材質，以便在試驗中觀察氣固流動情況，下部錐段為碳鋼結構。

下排氣式旋風分離器冷態試驗臺壓力分布試驗系統如圖3所示。 主要由供風系統、 試驗臺本體、 給料系統、 尾部管道、 布袋除塵器和測控系統組成。

供風包括分離器進口風和通過噴嘴進入爐膛的空氣，風機1通過變頻控制分離器進口風量，風機2通過變頻控制通過噴嘴噴入爐膛的空氣量。試驗臺本體由雙排料管-下排氣式旋風分離器、 噴嘴、 爐膛構成，旋風分離器4的排氣管與爐膛5頂部連通，2個排料管分別通過噴嘴與爐膛相連通，噴嘴分為內環通道和外環通道，內環通道介質為來自分離器的固體物料、氣體以及部分空氣，外環通道介質為空氣。爐膛直徑為600 mm，高度為1 300 mm。

表1 分離器本體結構Tab.1 Separator structure size

試驗過程中, 來自風機1的空氣攜帶給料裝置3中的石英砂進入旋風分離器4, 石英砂通過給料閥控制流量。空氣和固體混合后切向進入旋風分離器筒體中, 切向進入的空氣裹挾著固體在導流體和筒體的作用下螺旋向下, 被分離器分離的大部分顆粒及少量氣體通過兩側排料管, 經噴嘴的內環通道與部分空氣混合進入爐膛5; 氣體及少量未被分離的固體物料從頂部進入爐膛, 其余空氣經噴嘴外環通道進入爐膛; 氣固混合物經集料斗6、 布袋除塵器7除塵后, 排到大氣中。 試驗系統中共有8個壓力測點, 5個流量測點, 通過測量控制系統進行在線測量。

1、 2—羅茨風機； 3—給料裝置； 4—雙排料管-下排氣式旋風分離器； 5—氣化爐爐膛； 6—集料斗； 7—布袋除塵器； A1、 A2—噴嘴外環氣體壓力測點； B1、 B2—噴嘴內環氣體壓力測點； C—分離器入口氣體壓力測點；ΔP1、 ΔP2—分離器進口-排料管壓力損失；ΔP3—分離器進口-排氣管壓力損失。圖3 下排氣式旋風分離器壓力分布試驗系統圖Fig.3 System diagram of pressure distribution test bench of uniflow cyclone

1.1.2 分離效率、漏氣率影響

分離效率及漏氣率試驗流程圖見圖4。

1、 2—羅茨風機； 3—給料裝置； 4—雙排料管-下排氣式旋風分離器；5—氣化爐爐膛； 6—集料斗； 7、 8—布袋除塵器； B1、 B2—噴嘴內環氣體壓力測點； C—分離器入口氣體壓力測點。圖4 分離效率及漏氣率試驗流程圖Fig.4 Flow chart of separation efficiency and air leak rate test

旋風分離器入口空氣流量為QC，通過噴嘴內環空氣流量為QB1、QB2，給料裝置固定給料量為Wi。氣體及未被分離的顆粒經爐膛5、 集料斗6、 布袋除塵器7，排到尾部煙道，進而排到大氣中；兩側排料管的固體物料與噴嘴內環空氣混合后進入較大的布袋除塵器8，通過布袋除塵器的流量為QO。試驗結束后，采用壓縮空氣對布袋除塵器進行反吹，收集分離后的顆粒并稱重,質量為Wo。試驗系統中有7個壓力測點，試驗過程中，布袋除塵器壓力損失接近于0；有4個流量測點，分別為分離器入口氣體流量QC、 2個噴嘴內環氣體流量QB1、QB2、 布袋除塵器出口流量(兩排料管出口氣體流量之和)QO。

分離效率

η=Wo/Wi×100%，

(1)

分離器漏氣率

δ=(Qo-QB1-QB2)/QC×100%，

(2)

式中各物理量符號、單位、含義見表2。

表2 各物理量符號、單位、含義

1.2 物料

試驗所用物料為石英砂(河北省靈壽縣金岸礦產品加工廠)，d10為6 μm，中位粒徑d50為47 μm，d90為226μm。

1.3 方法

本試驗中需要改變的變量有3個：分離器進口氣體速度vc(14.4～25.4 m/s)，入口固、氣質量比ω(0.03～0.13)，內環通道空氣速度vb(8.3～19.9 m/s)。

以考察分離器入口固氣質量比對性能的影響研究工況為例，首先向料斗中加入試驗所需的石英砂，開啟并調節風機，使流量達到工況所需值，待系統穩定運行3 min后采集數據，作為空白對比工況；開啟給料機，調至所需給料頻率，待系統穩定3 min后，記錄壓力、壓差、流量等數據，作為負載試驗工況。結束后依次關閉給料機與風機。

試驗通過設定風機1的頻率調節風量，來改變旋風分離器進口風速；通過調節給料機頻率來改變一定時間內加入分離器的固體顆粒量；通過調節風機2的頻率調節風量，來改變噴嘴內環通道風量。

2 結果與分析

2.1 進口氣體速度對分離性能的影響

圖5為噴嘴內環氣體速度vb為14.0 m/s條件下， ΔP1、 ΔP2、 ΔP3與分離器進口氣體速度vc的關系曲線， 從圖中可以看出，vc對ΔP1、ΔP2、ΔP3均影響顯著， 在本試驗的運行范圍內， 分離器壓力損失隨著進口氣體速度的提高而增大， 純氣流條件下的空載與含塵氣流條件下的負載趨勢相同。 負載工況下， 當vc從14.4 m/s增大到25.4 m/s時， ΔP3從0.70 kPa增大到2.12 kPa，增長了66.98%，近似呈線性增加。分離器進口風速的提高，使得含塵氣流的湍流強度增加，減弱了顆粒的團聚性能，因而增加了旋風分離器的運行阻力。同時，ΔP1由0.19 kPa增大至0.63 kPa，ΔP2由0.22 kPa增大至0.77 kPa，兩者變化趨勢相同，但數值存在偏差，表明分離器切向進口形成的氣流旋轉，使得分離器內含塵氣體的流場，在2個排料管中存在一定的非對稱現象。

由圖5可知，旋風分離器空載阻力損失大于負載阻力損失，對于分離器進口-排料管壓力損失尤為明顯。負載工況下ΔP1、 ΔP2約為空載ΔP1、 ΔP2的51%～59%。一方面，顆粒的存在增加了分離器內氣流與壁面的摩擦壓力損失，但另一方面，湍流脈動中的高頻部分減少，低頻部分增加，從而使得湍流耗散減少[24]，減小了阻力損失，其中旋流強度減小從而阻力損失減小占主導地位，因此，顆粒相的加入減小了分離器的整體阻力損失[25]。

圖6為噴嘴內環氣體速度vb為14.0 m/s的條件下，分離器漏氣率δ與進口氣體速度vc的關系曲線。由圖可以看出，空載與負載趨勢相同，漏氣率均隨著vc的增加而增加。對于負載工況，當分離器進口速度從19.5 m/s增大至25.4 m/s時，漏氣率從3.10%增大至6.27%，增長幅度為3.17%。將相同工況的ΔP1、 ΔP2求平均值，得到分離器進口-排料管平均壓力損失。

圖5 分離器進口氣體速度vc對壓力分布的影響Fig.5 Effect of separator inlet gas velocity on pressure distribution圖6 分離器進口氣體速度對漏氣率的影響Fig.6 Effect of separator inlet gas velocity on leak rate

圖7為分離器進口氣體速度對ΔP3、(ΔP1+ΔP2)/2的影響。由圖可以看出，進口-排氣管壓力損失ΔP3相對較大，比(ΔP1+ΔP2)/2高0.50～1.42 kPa。 隨著vc的增大，ΔP3的升高幅度明顯大于ΔP1、 ΔP2， ΔP3與(ΔP1+ΔP2)/2的差值逐漸增加，從而使得通過排料管的空氣量增加，分離器漏氣率逐漸增大。

圖8為噴嘴內環氣體速度vb為14.0 m/s的條件下，分離效率η與進口氣體速度vc的關系曲線。分離器進口氣體速度對分離效率的影響顯著，當vc從19.5 m/s增大至25.4 m/s時，空氣裹挾顆粒旋轉強度增大，顆粒離心力增大，η從85.4%增大到89.5%。

圖7 分離器進口氣體速度對ΔP3、(ΔP1+ΔP2)/2的影響Fig.7 Effect of separator inlet gas velocity on ΔP3 and(ΔP1+ΔP2)/2圖8 分離器進口氣體速度對分離效率的影響Fig.8 Effect of separator inlet gas velocity on collection efficiency

圖9 入口固氣質量比對壓力分布的影響Fig.9 Effect of inlet solid-gas mass ratio onpressure distribution

2.2 入口固氣質量比對分離器壓力損失的影響

本試驗中最大入口固氣質量比為0.13，屬于低入口比值[24]。圖9為分離器壓力分布隨入口固、氣質量比ω的變化規律，在低比值范圍內，ΔP3在2.08～2.15 kPa范圍內微小地波動，ΔP1、 ΔP2隨ω的增大而顯著減小。顆粒質量濃度越大，一方面，氣體與氣體、氣體與壁面的摩擦越大，旋轉氣流內的顆粒使氣流的切向速度減小，離心力減小，ΔP1、 ΔP2減小。 同時，ω的增加有利于2個排料管中顆粒的凝聚和團聚性能提高， 從而有利于小顆粒聚集成大顆粒和大顆粒對小顆粒的夾帶。 另一方面， 由于氣固兩相混合物密度增大， 增加了進出口的局部流動損失。

綜合上述2種因素，由于本試驗的顆粒相濃度相對較低，局部流動損失帶來的能量耗散增幅小于離心力減小帶來的ΔP1、ΔP2減小幅度，使得ΔP1、ΔP2隨ω的增加而減小。

由圖9可知，在入口固、氣質量比為0.08附近有一轉折點。當ω從0.03增加到0.08，ΔP1、 ΔP2分別減小了0.15、0.14 kPa；當ω從0.08增加到0.13， ΔP1、 ΔP2隨著ω的增加而減小的幅度有所減小，分別減小了0.04、 0.09 kPa。這是因為在氣固分離中，大顆粒的分離受離心力的影響較大，團聚作用對小顆粒的分離有重要作用，分離器的壓損同時受這2個因素控制。隨著顆粒相濃度的增大，顆粒間的團聚性能增加主要使小顆粒的分離機會增加，離心力的減小對大顆粒分離逐漸產生不利影響，因此大顆粒的粒級效率雖然隨入口固氣質量比的增加而增加，但提高的幅度減小，分離器入口固氣質量比越高，現象越明顯。

2.3 噴嘴內環氣體速度對分離性能的影響

圖10為分離器進口氣體速度vc為25.4m/s，入口固氣質量比ω分別為0和0.11條件下，噴嘴內環氣體速度vb對分離器壓力分布的影響。由圖可知，隨著vb的增加，ΔP1、ΔP2均呈現先保持基本不變，之后緩慢降低的趨勢，分界點大約在vb為14.0 m/s時；ΔP3的變化幅度相對較小。

圖11為分離器進口氣體速度vc為24.5 m/s， 入口固、 氣質量比ω為0和0.11條件下， 噴嘴內環氣體速度vb對分離器漏氣率δ的影響。 在vb為8.2～14.0 m/s的條件下， 無論空床還是負載工況，δ均隨vb的增加而大幅度減小。

圖10 噴嘴內環氣體速度對分離器壓力分布的影響Fig.10 Effect of nozzle inlet velocity on pressure distribution of separator圖11 噴嘴內環氣體速度對分離器漏氣率的影響Fig.11 Effect of nozzle inlet velocity on separator leak rate

圖12為噴嘴內環氣體速度對分離效率的影響圖。由圖可以看出，在vb較小時，分離效率η緩慢增加，在vb較大時，η則迅速減小，存在一最大值89.5%。當vb為19.9 m/s時，對于負載工況，δ變為-0.05%，η降至85.9%。

圖13為vb對ΔP3、(ΔP1+ΔP2)/2的影響。由圖可知，當vb大于14.0 m/s時，ΔP3與(ΔP1+ΔP2)/2的差值逐漸增大，由于分離器進口壓力、ΔP3隨著噴嘴內環速度的變化均為微小波動，由此表明，當vb過大時，會使得內環氣體反竄到排料管中，形成大尺度渦流，破壞分離器原有的氣固流場，后通過排氣管排出，將已分離的顆粒重新帶走，出現二次夾帶，顆粒的沉降受到阻礙，對顆粒分離影響不利，使得η大幅度減小，并且出現δ為負值的現象。

圖12 噴嘴內環氣體速度對分離效率的影響Fig.12 Effect of nozzle inlet velocity on collection efficiency圖13 噴嘴內環氣體速度對ΔP3、(ΔP1+ΔP2)/2的影響Fig.13 Effect of nozzle inlet velocity on ΔP3、(ΔP1+ΔP2)/2

3 結論

1)vc對分離器性能有較大影響。 隨著vc從14.4 m/s增大到25.4 m/s時， ΔP3從0.70 kPa增大至2.12 kPa， 且ΔP3的升高幅度明顯大于ΔP1、 ΔP2，δ逐漸增大； 當vc從19.5 m/s增大至25.4 m/s時，η從85.4%增大到89.5%，δ從3.10%增至6.27%。

2)顆粒相的存在導致了分離器的整體壓降減小。當ω從0.03增大到0.13時，ΔP1、 ΔP2顯著減小，但在ω>0.08后，降低的幅度明顯減小。

3)vb過大將破壞分離器原有的氣固流動特性。vc和ω在設定工況下， 隨著vb從8.2 m/s增大到14.0 m/s，δ大幅度減小，η逐漸增大； 當vb達到19.9 m/s時， 內環氣體反竄到排料管中，δ變為-0.05%，η降至85.9%。