旋风分离器分离效率影响因素分析

引言

旋风分离器的主要功能是气一固分离，由于其具有结构简单，操作维护方便，运行状况稳定，并且可以在高温、高压等苛刻工况下长期运行的优点，被广泛的应用于水泥、石油、冶金等工业领域。但由于旋风分离器内部复杂的强旋转湍流流动，以及气流旋转运动所具有的不稳定性，使得旋风分离器实际的分离过程十分复杂。在实际运行中，可以观测到旋风分离器会出现返混夹带现象，即烟气会携带一部分物料从排气口排除，这样会影响旋风分离器的分离效率，增加能耗。经研究发现，产生这种现象是由于旋风分离器内存在二次流，导致旋风分离器内部出现顶灰环、短路流等现象，从而降低了旋风分离器对细小颗粒的分离效率，降低了整体的分离率。

针对旋风分离器的分离效率、内部流场分布、气固两相换热等方面的问题，国内外已有多位学者采用数值方法进行研究。本文利用ANASY-FLUENT对旋风分离器分离效率的影响因素展开研究，并对一种新型结构的旋风分离器分离效率进行研究。

1、几何模型的建立及网格划分

本文所分析的旋风分离器模型见图1，其具体几何参数见表1。为方便计算，在不影响结果规律的条件下，将模型进行如图2所示的简化：此外，为保证模型出气口、出灰口以及入口位置流场稳定，模型中将这三处位置加长。

表1 模型对应的尺寸参数

数值模型中，由于出灰口几何尺度较小，为保证网格质量，在出灰口采用较小的网格尺寸，面网格尺寸设置为0.05m。为提高计算效率，体网格尺寸设为0.3m，网格总数为45万，网格见图3。

图3 模型网格划分图

2、计算方法与边界条件

本文仿真分析使用的软件为Fluent，在软件中选择压力求解器，瞬态计算，并考虑Z方向的重力加速度，采用SIMPLE算法作为压力与速度的耦合算法。湍流模型选择k-epsilon模型中RNG，RNG考虑了湍流漩涡，相比标准k-e模型进行了其他参数的修改，提高了精度，适用于本次仿真。

流体的运动遵循基本控制方程，包括质量守恒方程、动量守恒方程和能量守恒方程。质量守恒方程又称连续性方程，表达式为：

颗粒相的运动采用离散相模型DPM来研究，DPM模型可以模拟不同粒径分布的颗粒在旋风分离器内的运动，经模拟后的分离率与试验数据较为贴切，选择随机轨道模型来跟踪颗粒的运动轨迹，方程如下：

边界条件是计算域中的变量在计算边界上所满足的条件，是控制方程求解的前提，本模型中边界条件设置如下：

入口边界入口类型设为velocity-inlet，速度为16m/s，入口压力为4600Pa。

出口边界：排气口和出灰口类型均设为pres­sure-outlet，因与大气连通，所以相对压力设为0，气体的回流系数设为1。

其他壁面边界:设为静止的无滑移壁面，对近壁网格点采用标准壁面函数近似处理。

本次模拟对象旋风分离器的初始条件均根据实际工况来确定，具体如下：旋风分离器入口速度16m/s，温度733K，压力4600Pa，为了与实际情况相符，在模拟烟气时启动组分运输模型，烟气的成分及对应组分的体积百分比见表2。

表2 烟气主要组成成分

表3 物料粒径分布

本文研究的旋风分离器预热原料是石灰石，主要材料为CaCO₃，密度为2600kg/m³，石灰石温度为333K，速度为16m/s，与烟气无相对速度。在模拟中使用Rosin-Rammler分布，经计算得到最小粒径25e-6m，最大粒径80e-6m，平均粒径65e-6m，颗粒尺寸分布指数为2.35，颗粒粒径分布具体见表3。

3、结果分析

表4给出了旋风分离器的流量统计，计算得分离率为95.67%。

表4 旋风分离器物料流量统计

图4所示为旋风分离器内流线图，从图中可以看到原料石灰石随烟气一起从入射口进入换热管中，随着烟气做螺旋运动。烟气在旋风分离器外壁是螺旋下降，中心则是螺旋上升，最终部分原料随着烟气从排气口中排出，其余原料由出灰口收集。

图5所示为旋风分离器整体的压力分布，图6为截取旋风分离器内部截面(Y0.02m)处的压力分布云图，压力分布总体呈现中间低，两端高的特点，负压中心均匀的分布在内筒中，且最低压力出现在内筒中轴线附近，进出口压力差为475.86Pa。从整体上看，压力由边壁向内筒中心逐渐降低，符合实际工况中流场的特点，产生这种现象的原因是在旋风分离器内筒的底部有强制涡，从而使气体发生强烈旋转，致使整体法向压力梯度变大，也正是因为这样的流场特点导致旋风分离器内部的压降力方向由壁面指向中心，原料由于受到压降力的影响会向旋风分离器的中心运动，一些物料由于受到的离心力不够，从而被卷入筒内的上升流中被排气口排出。

图7所示为旋风分离器在Y=0.02m截面处的流场速度云图，烟气从排气管中沿着切线方向进入旋风筒，在筒内做旋转运动状态，一边旋转一边向下运动，直到运动到锥体底部，气流反折向上运动，形成了旋风分离器外壁向下的外旋流和中心向上的内旋流。从图中还可以看出流场的速度随着运动路程增大而减小，当气流从排气管进入旋风筒时，空间扩大，减少了气体的阻力损失，使得速度降低；当气流反折向上运动到内筒入口时，运动空间骤减，速度因此增大，甚至超过了入射口的速度，从而出现了涡流现象。

图8所示为旋风分离器在Y=0.02m截面处的流场三种速度云图。图8(a)为轴向速度云图，轴向速度是旋风分离器物料与烟气分离的重要参数，外旋流轴向速度向下，物料运动到出尘口被收集；内旋流轴向速度向上，部分物料被卷入后一同向上运动，由排气口排出。图8(b)为径向速度云图，其绝对值是三种速度中最小的一个，在实际中很难进行实测，从图中可以看出径向速度中心对称，两侧绝对值大小相等，方向相反，在中轴上没有明显的规律。图8(c)为切向速度云图，切向速度决定了物料在筒内所受离心力的大小，物料在筒内主要受离心力和压降力，其中离心力有利于物料的分离与收集，从图中可以看到切向速度从边壁到中心逐渐增大。

4、分离率的影响因素

气速对旋风分离器的分离效率有很大的影响，直接关系到整个系统的工效问题，因此本次仿真设置6种不同气速，其他条件保持不变，其中16m/s为初始气速，比较不同气速对旋风分离器分离率的影响。图9给出了气速对旋风分离器分离率的影响。图11是6种气速下旋风分离器的流线图。图12是6种气速下旋风分离器在Y=0.02m截面处的压力分布图。图13给出了旋风分离器在Y二0.02m截面处的速度分布云图。从图9可以看出，当气速从13m/s增加到31m/s时，旋风分离器的分离率由95.07%增加到96.39%，且分离率随着气速的增大而增大，这是由于物料在筒内所受的离心力随着风速的增大而增大，而离心力使得物料向旋风分离器的边壁运动，远离中心向上的内旋流，从而更有利于物料的收集。从图12和图13中也可以看出，随着气速的增大，旋风分离器内的压力和速度都呈增大的趋势。但当气速超过31m/s时，旋风分离器的分离率呈现降低的趋势，这是因为随着气速的增大，烟气运动到旋风分离器底部时容易形成涡旋，一些细小的物料不容易沉降，从而随着烟气由排气口排出。

图10是气速与旋风分离器进出口压力差的关系图，从图中可以看出进出口的压力差总体随着气速的增加而增大。虽然旋风分离器的分离效率在气速达到31m/s后开始下降，但旋风分离器进出口的压力差一直在增大，且气速越大，增加的幅度也越大。

本文以图11(a)，(b)和(c)所示的三种旋风筒分离器模型进行分离效率比较。如图11(a)所示，旋风筒中段是一个直径为5.8m的圆筒。将模型一的圆筒中间位置以下变为如图11(b)所示的半径为5.4m的圆筒，中间往上变为圆台形状形成模型二：在模型三中将其直径进一步减小为5.0m，其它尺寸如图11(c)所示。

针对图11所示的三种旋风分离器模型，气速统一设置为16m/s，比较三种模型的分离效果。从图12中可以看到，模型三的分离率最大为96.51%，旋风分离器随着圆柱直径的减小分离效率不断增大，当旋风分离器圆柱的直径由5.8m减小到5.0m时，分离率由95.67%增大到96.51%o当物料随烟气从换热管进入到筒内做螺旋运动时，由于圆柱部分宜径变小，物料的运动速度变快，因此物料所受离心力变大，旋风分离器的分离率增大。图13所示为圆柱直径与旋风分离器进出口压力差的关系，从图中可以看到随着圆柱直径的减少，旋风分离器进出口的压力差在不断增加。

5、结论与建议

(1)对旋风分离器的进气速度进行了分析，结果表明，随着速度增大，分离率逐渐增大，但当增大到一定程度(本模型约为31m/s)分离率会降低。在实际生产过程中，在合理的速度范围内(不同旋风分离器模型最大分离率对应速度不筒)，适当提高气速可以提高旋风分离器的分离率。

(2)研究了三种尺寸的旋风分离器模型(直径分别为5.8m，5.4m，5.0m)，三个模型的分离率依次提高，模型三的分离率最大为95.51%。因此随着旋风分离器圆柱部分直径的减少，旋风分离器的分离率也呈提高的趋势。在实际生产过程中，可以按照本文研究模型，根据建厂条件适当减小旋风筒的直径。

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