水泥工艺 预热器系统 部分

2悬浮预热技术及设备 2.1 预热器 2.1.1预热器的发展 1932年丹麦工程师M·沃格尔·约根生向捷克斯洛伐克共和国提交了“用细分散物料喂入回转窑的方法和装置”的专利申请书，就是现在新型干法生产采用的预热器。1951年德国洪堡公司制造并投产了世界上第1台洪堡型旋风预热器。 图2—1所示为洪堡型旋风预热器，它是把生料的预热和部分分解由预热器来完成，代替回转窑部分功能，达到缩短回转窑长度，同时使窑内以堆积状态进行气料换热过程，移到预热器内在悬浮状态下进行，使生料能够同窑内排出炽热气流充分混合，增大了气料接触面积，传热速度快，热交换效率高，达到提高窑系统生产效率、降低熟料烧成热耗的目的。 生料由最上部Ⅰ级旋风筒连接风管喂入，喂入量1650g/kg熟料。对四级旋风预热器的热工MATCH_ word word文档格式规范word作业纸小票打印word模板word简历模板免费word简历 _1714211996709_0研究 表 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf 明，80%的热交换在连接风管中进行，只有20％的热交换在旋风筒中进行。 顶部I级旋风筒及连接风管将喂入含有8.5％水分的生料烘干，排出废气温度330℃，废气中含生料量80～115g/kg熟料。 四级旋风预热器高度约50m(从顶部喂料入口至回转窑进料口)，气体和生料在连接风管中流速为15～25m/s。生料在预热器中停留时间大约为25s，生料停留时间为它在各级连接风管通过时间及在旋风筒内分离时间之和。在这段时间内，生料粉由50℃预热至800℃，而窑尾废气由1100℃降至330℃，从预热器排出。 洪堡公司开发大产量双系列旋风预热器(见图2—2)，双系列的各单元级旋风筒都是完全独立的。 伯力休斯公司建造的第一代多波尔型预热器(见图2—3)，该公司习惯从下部开始排列旋风筒级别。第2级是采用旋涡室，旋涡室内使热气体和生料间产生逆流热交换。第1级和第3级都由平行布置的两个旋风筒组成，第4级根据生产能力大小可配置2～4个旋风筒。 这种双流式(顺流和逆顺热交换)预热器，适应产量很高的窑系统，不需要采用几条平行工作的预热器系列。为了防止在双旋风筒系列中出现不对称的预热情况，将两股生料流汇入第2级的旋涡室加强混合。 维达格型预热器(见图2—4)，同洪堡型预热器不同之处是热气流和生料流在这个级别单旋风筒与相邻级别双旋风筒中交错通过。 米亚格型旋风预热器(见图2—5)的特点是预热器最下一级是一个扩大的窑尾烟室，或称涡流室。在涡流室中一部分生料被上升的窑气再一次带入第3级旋风筒。生料再循环延长了它在预热器最热区域内的停留时间，强化了废气对生料传热。 2.1.2预热器的分类 预热器的种类较多，大致有三种分类方法。 ①按热交换工作原理分类 以同流热交换为主、以逆流热交换为主和以混流热交换为主。 ②按制造商命名分类 洪堡型、史密斯型、多波尔型、维达格型、盖波尔型和ZAB型等。 ③按预热器组合分类 多级旋风筒组合式、以立筒为主组合式、旋风筒与立筒组合式。 预热器分类见表5-1。 表5-1预热器分类 按制造商命名分类 按热交换方式分类 按预热器组成分类 洪堡型 史密斯型 EVS／SVS 维达格型 以同流热交换为主 以数级旋风简组合 盖波尔型 ZAB型 普列洛夫 以逆流热交换为主 以立筒为主组合 多波尔型 米亚格 以混流热交换为主 旋风筒与立筒混合组合 2.1.3预热器的作用及特点 预热器单级换热极限如图2-6所示。将Tmo=40℃的0.5kg物料喂入预热器，与Tg0=1000℃的1kg气体进行热交换，物料与气体的热容(比热容)之比为0.95，出预热器物料温度为Tm，气体温度为Tg。根据热力学定律，则有(Tm－40)×0.5×0.95=(1000－Tg)×1。 假定物料与气体之间进行最大限度的热交换后，均达到极限温度，即Tm=Tg，计算可得Tm=Tg=690℃，此时相应回收的热量为337kJ/kg气体，仅占废气总热焓的31％。可见，一次换热是达不到充分回收废气余热的目的，必需进行多次换热，即预热器要多级串联。 2.2预热器的工作原理 2.2.1预热器的换热功能 预热器的主要功能是充分利用回转窑和分解炉排出的废气余热加热生料，使生料预热及部分碳酸盐分解。为了最大限度提高气固间的换热效率，实现整个煅烧系统的优质、高产、低消耗，必需具备气固分散均匀、换热迅速和高效分离三个功能。 旋风筒换热单元功能结构示意如图2-7所示。 2.2.2物料分散 物料落入旋风筒上升管道后运动轨迹如图2-8所示，喂入预热器管道中的生料，在与高速上升气流的冲击下，物料折转向上随气流运动，同时被分散。物料下落点到转向处的距离(悬浮距离)及物料被分散的程度取决于气流速度、物料性质、气固比、设备结构等。因此，为使物料在上升管道内均匀迅速地分散、悬浮，应注意下列问题。 (1)选择合理的喂料位置 为了充分利用上升管道的长度，延长物料与气体的热交换时间，喂料点应选择靠近进风管的起始端，即下一级旋风筒出风内筒的起始端。但必须以加入的物料能够充分悬浮、不直接落入下一级预热器(短路)为前提。一般情况下，喂料点距进风管起始端应有1m以上的距离，它与来料落差、来料均匀性、物料性质、管道内气流速度、设备结构等有关。 (2)选择适当的管道风速要保证物料能够悬浮于气流中，必须有足够的风速，一般要求料粉悬浮区的风速为16～22m/s。为加强气流的冲击悬浮能力，可在悬浮区局部缩小管径或加插板(扬料板)，使气体局部加速，增大气体动能。 (3)合理控制生料细度 实验研究发现，悬浮在气流中的生料粉，大部分以凝聚态的“灰花”(粒径在300～600µm，个别达1000µm)游浮运动着，“灰花”在气流中的分散是一个由外及里逐步剪切剥离过程。生料越细．颗粒间吸附力越大，凝聚倾向越明显，“灰花”数量越多；生料越粗，“灰花”数量减少，但传热速率减小。 (4)喂料的均匀性 要保证喂料均匀，要求来料管的翻板阀(一般采用重锤阀)灵活、严密；来料多时，它能起到一定的阻滞缓冲作用；来料少时，它能起到密封作用，防止系统内部漏风。 (5)旋风筒的结构 旋风筒的结构对物料的分散程度也有很大影响，如旋风筒的锥体角度、布置高度等对来科落差及来料均匀性有很大影响。 (6)在喂料口加装撒料装置 早期设计的预热器下料管无撒料装置，物料分散差，热效率低．经常发生物料短路，热损失增加，热耗高。 为了提高物料分散效果，在预热器下料管口下部的适当位置设置撒料板(见图2-9)。当物料喂入上升管道下冲时，首先撞击在撒料板上被冲散并折向，再由气流进一步冲散悬浮。 撒料板有的水平安装，有的倾斜30°或45°，板宽约等于料管直径。板插入管道内的长度约等于料管直径或管道有效内径的1/4。生产实践证明，各种撒料板都有分散物料的作用，热效率有所提高。但是，由于撒料板伸入管道内，减小了管道有效面积。增加了管道阻力而引起系统阻力加大(据实际测定约增加490～980Pa)；同时撒料板长时间承受高温气流作用，容易磨损、热变形和热腐蚀，使用寿命较短。 为了进一步提高物料分散效果、降低阻力、延长撒料装置的使用寿命，又开发了撒料箱。由于撒料箱安装在管道外部，不减小管道面积，不增加系统阻力，底板不直接受热气流的腐蚀，材料耐热性能要求不高，热变形和磨损不大，使用寿命长，同时撒料箱底面宽度不受管道直径的限制，可适当放宽，扩大物料分散面，与热气流接触面积加大，换搏效果好。下面是几种撒料箱的结构。 图2-10所示为丹麦史密斯公司的撒料箱。在撒料箱底面安装一块凸弧形底板，并且与水平成20°角，底板与箱体用两组铰链螺栓固定。撒料箱圆形进料口轴线与水平成60°角，出料口为方形。 图2-11所示为日本小野田公司的撒料箱。其特点是撒料箱底面为水平面，并用浇注料铸成，圆形进料门轴与水平成70°角，出料口为方形。 图2-12所示为洪堡一维达格公司的撒料箱。特点是箱体上半部料管呈天圆地方，下半部为截锥梯形与管道相接，底面比顶面宽，底面与水平成10°角，底面用浇注料铸成，圆形进料口轴线与水平成60°角，出料口为梯形。但由于上述撒料箱的凸弧形底板散料效果不佳，浇注料底面粗糙，与物料摩擦阻力大，不利物料流动。水平底面容易集料而产生堵塞．底板宽度偏小(0.3～0 .36)D，因而物料分散不够充分。 ①利用物料下落的动能冲击撤料箱底板而将流股打散。 ②增大底板面积并成梯形与管道相接，以适应物料分散扩散形状的要求。 ③底板倾斜15。角并用钢板制造，降低物料与底板的摩擦阻力，以利分散的物料向管道内流动。 ④底板表面加三条顺料流方向的山形筋条，增强底板刚度以防热变形，同时防止分散后的物料重新汇聚成团。 图2—14所示为NC型撒料箱。它的特点如下。 ①采用倾斜导向弧板结构，能够均匀有效地将物料分散到整个管道内，达到提高换热效率的目的。 ②由于开口较大，倾斜弧板绕流作用，具有防堵功能。 常见撒料装置的形式及特点见表2—2。 表2-2常见撒料装置的形式及特点 示意图 优缺点 示意图 优缺点 结构简单 阻力损失小 撒料效果一般 撒料效果不能调整 撒料板可以调整 结构复杂 阻力损失较小 撒料效果较好 要求弧形板材料耐热耐磨 有一定的阻力损失 撒料效果稍好 不能调整 采用孔板结构 阻力损失较大 效果取决于操作和一次性设计 对材料要求高 可以进行调整找到最佳效果 有一定阻力 撒料板上有规律分布的小孔 过程比较复杂 分散效果可以调节 对系统热效率有一定影响 不影响系统负压 2.2.3锁风 锁风阀(又称翻板阀)的作用既保持下料均匀畅通，又起密封作用。它装在上级旋风筒下料管与下级旋风筒出口的换热管道入料口之间的适当部位。锁风阀必须结构合理，轻便灵活。 常用的锁风阀一般有单板式、双板式和瓣式三种。 图2—15所示为单板式锁风阀结构，图5—16所示为双板式锁风阀结构。对于板式锁风阀的选用，一般来说在倾斜式或料流量较小的下料管上，多采用单板式锁风阀；垂直的或料流量较大的下料管上，多装设双板式锁风阀。 NJ型无缺口料管单板式锁风阀(见图2-17)，其轴板采用箱外无滚珠滑动轴承，具有密封性能好、使用寿命长、自动卸料灵活等特点。 对锁风阀的结构要求如下。 (1)阀体及内部零件坚固、耐热，避免过热引起变形损坏。 (2)阀板摆动轻巧灵活，重锤易于调整，既要避免阀板开、闭动作过大，又要防止料流发生脉冲，做到下料均匀。一般阀板前端部开有圆形或弧形孔洞使部分物料由此流下。 (3)阀体具有良好的气密性，阀板形状规整，与管内壁接触严密，同时要杜绝任何连接法兰或轴承间隙的漏风。 (4)支撑阀板转轴的轴承(包括滚动、滑动轴承等)要 构密封良好，防止灰尘渗入。 (5)阀体便于检查、拆装，零件要易于更换。 2..2．4气固间换热 气固间的热交换80％以上是在入口管道内进行的，热交换方式以对流换热为主。当dp=100µm时换热时间只需0.02～0.04s，相应换热距离仅0.2～0.4m。因此，气固之间的换热主要在进口管道内瞬间完成的，即粉料在转向被加速的起始区段内完成换热。 根据传热学定律，物料与气体之间的换热速率可以用下式表达．即 (2—1) 式中Q——气固间的换热速率，W ； K——气固间的综合传热系数，W /(m2·℃)： Δt——气固间的平均温差，℃ F——气固间的传热(接触)表面积，m2。 在预热器内，气固间的综合传热系数约在0.8～1.4 W／(m2·℃)之间．气固间的平均温差Δt开始时在200～300℃，平衡时趋于20~30℃影响换热速率的主要因素是接触面积F，当料粉充分分散于气流中时，其换热面积比处于结团或堆积状态时将增大上千倍。 根据四级旋风预热器各级管道及旋风筒内的气体和物料温度，可以计算出换热量及换热时间(见表2 -3)。 表2-3四级旋风预热器各级温度实测值及传热计算值 温度与换热 位置 气体温度/℃ 物料温度/℃ 传给物料热量 传热所需时间/s 气体停留时间/s 入口 出口 入口 出口 kJ/kg % dp=10.5µm dp=100µm 窑尾至4级管道 920 705 490 615 245 82 2.57×10-4 2.93×10-2 0.98 4级筒 705 660 615 640 55 18 2.89×10 2.62×10 1 4 3级管道 660 520 355 430 244 81 3.66×10 3.31×10 0.5 3级筒 52 480 430 465 59 19 4.00×10 3.62×10 1.25 3 2级管道 480 395 190 315 207 77 3.81×10 3.45×10 0.5 2级筒 395 370 315 335 59 23 4.88×10 4.42×10 0.84 2 1级管道 370 250 65 150 166 79 3.16×10 2.86×10 0.54 1级筒 250 225 150 180 43 21 2.47×10 2.24×10 0.28 2.2.5气固分离 旋风筒(旋风预热器)的主要作用是气固分离。提高旋风筒的分离效率是减少生料粉内、外循环，降低热损失和加强气固热交换的重要条件。 2.2.5.1旋风筒与旋风收尘器的主要区别 旋风筒是利用粉尘的惯性力和含尘气流旋转产生的离心力将粉尘从气流中分离出来的，同旋风收尘器的主要区别如下。 ①预热器所处理的粉尘浓度(标况下)达1kg/m3以上，远大于旋风收尘器。 ②预热器所处理的气固温度达700～1000℃。 ③预热器的旋风筒采用多级串联，与旋风收尘器不同。 旋风筒内气体流动示意如图2-18所示，当气流携带料粉进入旋风筒后，被迫在旋风筒筒体与内筒(排气管)之间的环状空间内做旋转流动，并且一边旋转一边向下运动，由筒体到锥体，一直可以延伸到锥体的端部，然后转而向上旋转上升，由排气管排出。 由于物料密度大于气体密度，受离心力作用，物料向边部移动的速度远大于气体，致使靠近边壁处浓度增大；同时，由于粘滞阻力作用，边壁处流体速度降低．使得悬浮阻力大大减小，物料沉降而与气体分离。 旋风筒内向下旋转运动的流体称为外涡旋，向上旋转运动的流体称为内祸旋。根据测定。旋风筒内流体流动具有三维分布特征，并处于湍流状态，即旋风筒内流场是一个三维流场，其速度矢量有三个分量；切向速度µt、轴向速度µz和径向速度µr。旋风筒内流场分布如图2-19所示。 三个速度矢量的数值大小、分布规律及对气固分离的作用是不同的。 ①切向速度ut 除轴心附近外，是三维速度分量中数值最大的，其在径向上的分布规律几乎与侧面位置无关。正是由于切向速度，使得物料受离心作用而向边壁浓缩、分离，因此，它对于承载，夹带和分离物料起主要作用。 ②径向速度ur 在核心部分主要是由里向外的类源流，而在外部则主要是由外向里的类汇流。由里向外的类源流使物料向边壁处移动，但因其数值很小，对气固分离的作用不太明显。 ③轴向速度uz 在紧邻边壁处向下流动．在轴心附近基本上是向上流动。由于向上的流动，使得分离出的物料又被气流扬起而带出。 2.2.5.2影响旋风筒分离效率的主要因素 ①旋风筒的直径。在其他条件相同时，简体直径小，分离效率高。 ②旋风筒进风口的形式及尺寸。气流应以切向进入旋风筒，减少涡流干扰；进风口宜采用矩形。进风口尺寸应使进口风速在16～22m/s之问，最好在18～20m/s之间。 ③内筒尺寸及插入深度。内简直径小、插入深，分离效率高。 ④增加筒体高度，分离效率提高。 ⑤旋风筒下料管锁风阀漏风，将引起分离出的物料二次飞扬，漏风越大，扬尘越严重，分离效率越低。漏风量小于或等于1.85％时，分离效率降低得比较缓慢；漏风量大于1.85％时，分离效率下降得比较快。当漏风量大于8％时，分离效率降为零。 ⑥物料颗粒大小、气固比(含尘浓度)及操作的稳定性等，都会影响分离效率。 2.2.6影响预热器热效率的因素 (1)预热器分离效率(η)对换热效率的影响 分离效率的大小对预热器的换热效率有显著影响。研究表明：预热器的分离效率与换热效率呈一次线性关系。 (2)各级旋风筒分离效率对换热效率的影响 对于多级串联的预热器，各级旋风筒分离效率对换热效率的影响程度是不同的，通过对两级串联的预热器的研究表明：提高上一级预热器的分离效率对提高换热效率的作用比提高下一级预热器的分离效率的作用要大，因此，保持最上级预热器有较高的分离效率是合理的。 (3)固气比对换热效率的影响 随着固气比的增大，一方面气固之间换热量增加，另一方面又会使由预热器入窑的物料温度降低，增加窑内热负荷，因此存在一个最佳固气比。 实际生产过程中，预分解窑的固气比一般在1.0左右，因此提高固气比有利于提高热效率。在一般情况下，尽量减少设备散热，严格密封堵漏，降低热耗，均有利于提高固气比，从而提高热效率。 (4)预热器级数对换热效率的影响 预热器级数越多，其热效率越高。相同条件下，两级预热器比一级的热效率可以提高约26％。但随着级数的增多，其热效率提高的幅度逐渐降低，如预热器由四级增加到五级，单位熟料热耗下降126～167kJ/kg，由五级增加到六级，单位熟料热耗仅下降42～84kJ/kg。预热器级数增加，系统阻力增大，从经济效益角度考虑，预热器级数不宜超过六级。 2.3旋风预热器的结构及技术参数 2.3.1旋风筒的结构 旋风筒的设计应主要考虑如何获得较高的分离效率和较低的压力损失。旋风筒的压损除位头损失(通常忽略不计)外，主要由四部分组成。 ①进、出口局部阻力损失。 ②进口气流与旋转气流冲撞产生的能量损失。 ③旋转向下的气流在锥部折返向上的局部阻力损失。 ④沿筒内壁的摩擦阻力损失。 影响旋风筒流体阻力及分离效率的主要因素有两个，一个是旋风筒的几何结构，另一个是流体本身的物理性能。旋风筒结构与尺寸如图2—20所示。 2.3.1.1旋风筒的直径 旋风筒的处理能力主要取决于通过的风量和截面风速。圆筒部分假想截面风速过去一般在3～5m／s之间选取，近年来为了缩小旋风筒规格，有所提高。圆柱体直径有多种计算方式。 ①按排气管需要的尺寸，反推圆柱体直径。 ②以实验数据为基础，根据负荷系数(即单位流量Q)所需的有效横断面积，即 （2—2） 式中D，d——圆柱体和排气管直径。 K值一般在1.2～1.7之间。 ③根据旋风筒假想截面风速计算，即 （2—3） 式中D——旋风筒圆柱体直径； Q——旋风筒内气体流量； VA——假想截面风速，选5～6m/s较为稳妥。 旋风简截面风速与旋风压力损失关系曲线如图5-21所示。 各级旋风筒分离效率的要求不同，最上一级C1旋风筒作为控制整个窑尾系统的收尘效率关键级，要求分离效率达到η1>95％。最下一级旋风筒作为提高热效率级主要承担将已分解的高温物料及时分离并送入窑内，以减少高温物料的再循环，因此，对C5旋风筒的分离效率要求较高。理论和实践表明，高温级分离效率越高，C1出口温度越低，系统热效率越高。中间级在保证一定分离效率的同时，可以采取一些降阻措施，实现系统的高效低阻。各级旋风筒分离效率配置应为η1>η5>η2,3,4。 各级旋风筒推荐分离效率、圆筒截面风速见表2-4。 随着对旋风筒深入研究，低压损旋风筒压力降不断降低，有可能将断面风速提高到5～7m/s，从而使旋风筒内径缩小13％～20％，使得旋风筒外形缩小，质量减小，整个预热器塔降低，建筑面积缩小，降低投资费用。 表5-4各级旋风筒推荐分离效率、圆筒截面风速 旋风筒 C1 C2 C3 C4 C5 分离效率η％ 圆筒断面风速VA/(m/s) >95 3～4 ≈85 ≥6 ≈85 ≥6 85～90 5.5～6 90～95 5.5～6 2.3.1.2 进气方式、尺寸、进口形式 旋风筒进风口结构，一般为矩形，长宽比(b/a)在2左右，最上级(C1)圆筒部分较长，一般在(2～2.5) D，其他级在(1.5～1.8) D之内。新型低压损旋风筒的进风口有菱形和无边形，其目的主要是引导入筒的气流向下偏斜运动，减少阻力。 旋风筒进口面积大小根据进口面积系数(ΦA)，即进口面积(ab)与旋风简直径(D2)平方之比确定。新型旋风筒进口一般采用斜坡面形式，以免造成粉尘堆积而引起“塌料”。 旋风筒进口风速(Vi)一般在18～20m/s之间。在一定范围内提高进口风速会提高分离效率，但过高会引起二次飞扬加剧，分离效率降低。实验表明，在实际生产中，进口风速对压损的影响远大于对分离效率的影响，因此在影响分离效率和进口不致产生过多物料沉积的前提下，适当降低进口风速，可作为有效的降阻措施之一。 旋风筒气流进口方式有蜗壳式和直入式两种，进口气流内缘与圆柱体相切称为蜗壳式；进口气流外缘与圆柱体相切成为直入式。 蜗壳式由于气流进入旋风筒之后，通道逐渐变窄，有利于减小颗粒向筒壁移动的距离，增加气流通向排气管的距离，避免短路，提高分离效率。同时具有处理风量大、压损小等优点，采用较多。 蜗壳式进口分为90°、180°、270°三种(见图2—22)。 2.3.1.3排气管尺寸与插入深度 排气管的结构尺寸对旋风筒的流体阻力及分离效率至关重要，设计不当，在排气管的下端会使已沉降下来的料粒带走而降低分离效率。一般认为排气管的管径减小，带走的粉料减少，分离效率提高，但阻力增大。排气管尺寸是按气流出口速度计算的。一般来说Vm大于10m/s，在有良好的撤料装置时，不会发生短路。新型旋风筒V出一般在15～20m/s之间。降低出口风速也是较为普遍的措施，特别是大蜗壳旋风筒为增大其出口内筒提供了可能。 内筒插入深度对分离效率和阻力有很大影响，降低内筒插入深度，可降低阻力，但插入过浅会明显影响收尘效率。内筒插入越深，阻力越大，分离效率越高。一般内筒插入深度分为以下三种情况。 ①插入深度达到进气管中心附近。 ②与排气管径相等。 ③达到进气管外缘以下。 为了降低旋风筒阻力，有效措施是增大内筒直径、降低内筒插入深度，国外公司预热器内筒与筒径之比d/D已提高到0.6～0.7。试验表明，当d/D大于0.6时，分离效率显著下降。因此国内一般取0.45～0.6，以保证适当的出口风速。与此同时，要对上级旋风筒的下料位置和撒料装置进行适当调整，防止物料短路。 近年来，有的厂开发了分块浇注组合式内筒(见图2-23) 和高温陶瓷挂片式内筒，多数采用耐热铸钢挂片结构内筒，寿命较长。 最下级装内筒后，分离效率可提高5％～10％，系统出口气流温度降低约25℃。 2.3.1.4 旋风筒高度(H) 旋风筒高度系指包括圆柱体高度和圆锥体高度的总和。旋风筒高度增加，分离效率提高。 (1)圆柱体高度(H1) 圆柱体高度是旋风筒的重要参数，它的高低关系到生料粉是否有足够的沉降时间。理论计算是根据粉粒从旋风筒环状空间位移到筒壁所需的时间和气流在环状空间的轴向速度求得。 (2—4) 式中d——旋风筒排气管直径，m； τ——尘粒从旋风筒环状空间位移到筒壁所需的时间，根据尘粒粒径通过理论计算求得。 为了保证足够的分离效率，圆柱长度应满足以下要求，即 (2—5) 式中 Vt——气流在旋风筒内的线速度，它取决于进风口风速( )，一般可取Vt=0.67 。 (2)圆锥体高度(H2) 圆锥体结构在旋风筒中的作用如下。 ①能有效地将靠外向下的旋转气流转变为靠轴心的向上旋转的核心流，它可使圆柱体长度大为减少。 ②圆锥体也是含尘气流气固相最后分离的地方，它的结构直接影响已沉降的粉尘是否会被上升旋转气流再次带走，从而降低分离效率。 ③圆锥体的倾斜度有利于中心排灰。 实验表明，当旋风筒的直径不变时，增大圆锥体长度(H2)，能提高分离效率。不同类型的旋风筒圆锥体长度，可根据不同需要，通过它与旋风筒的直径相对比例关系来确定。一般旋风筒圆锥体均高于本身的圆柱体，但LP型低压损旋风筒。其H1均大于H2。 圆锥体结构尺寸，由旋风简直径和排灰口直径及锥边倾角(α) 决定 郑伟家庭教育讲座全集个人独资股东决定成立安全领导小组关于成立临时党支部关于注销分公司决定 ，其关系为 (2—6) 如果排灰口直径和锥边倾角太大，排灰口及下料管中物料填充率低，易产生漏风，引起二次飞扬；反之，引起排灰不畅，甚至发生黏结堵塞。α值一般在65°～75°之间，D-de可在0.1～0.15之间，H2／D在0.9～1.2之间选用。 实际上，一般是根据一些规律性的数据来指导设计。不同形式预热器旋风筒的H／D与Hl／H2值见表2-5。 表2-5不同形式预热器旋风筒的H／D与Hl／H2值 预热器形式 洪堡、石川岛 多被尔、三菱重工 维达格、川崎重工 神户制钢、天津院 史密斯 C1筒 H/D Hl/H2 2.87 1.91 2.49 0.42 2.40 0.76 2.59 0.63 2.45 0.50 C2筒 H/D Hl/H2 1.82 0.66 1.73 0.60 1.89 0.55 1.81 0.56 1.78 0.83 旋风筒的种类根据H/D可分为；H/D>2，高型旋风筒；H/D <2，低型旋风筒；H/D =2，过渡型旋风筒。 根据Hl/H2可分为：Hl/H2>1，圆柱形旋风筒；Hl/H2<1，圆锥形旋风筒；Hl/H2=1，过渡型旋风筒。 高型旋风筒直径较小，音尘气流停留时间长，分离散率高，尤其是高型旋风筒中圆锥体较长的圆锥形旋风筒的分离效率较高。常用于预热器的最上一级，以减少预热器排出气体中的粉尘量。 2.3.2新型旋风筒的结构 川崎重工采用螺旋形进口，增加进口螺旋角及进口断面积，降低进口阻力。卧式旋风筒，降低旋风筒高度，以降低整个预热塔架的高度，降低系统投资(见图2-24)。 宇部公司将进风口断面加大，进风管螺旋角加大到270°，将出风内筒做成靴形，扩大内简面积，减少旋风筒内旋流风通过筒内壁与内筒之间的面积，减少与进风的撞击，井设置弯曲导流装置(见图2-25)。 燕山型旋风筒采用一块耐热钢板伸向内筒，降阻效果好(见图2-26、图2-27)。但导流板的耐热、磨损问题尚待解决。 伯力休斯公司采用将旋风筒进口及顶盖倾斜，内筒偏心布置，缩短内筒的插入深度，使气流平缓进入筒内，减少回流，减少了同进口气流相撞形成的局部涡流。使6级预热器压力损失仅3000Pa(见图2-28)。 洪堡公司的低压损旋风筒，顶部Cl旋风筒的简体是细而高双旋风筒，目的是为了提高分离效率。而C2～C5是矮胖型旋风筒，是为了达到更低压力损失，旋风筒的改进主要有如下几个方面(见图2—29)。 ①进口风管螺旋角加大至270°，使含尘气流平稳地导入旋风筒，气流沿筒壁高速旋转，提高了分离效率。 ②加大进口风管截面积，并且处于内筒外侧，使气体不会冲向内筒造成阻力增大。 ③由于旋风筒壁是蜗壳状，逐渐向内筒靠近，气流不会受到阻碍。 ④内筒的高度是进口风管高度的1/2，同时进风螺旋下部设计成锥形，与内筒下端平齐，使含尘气流不会直接进入内筒，分离效率不受影响。 ⑤旋风筒的锥体部分设计成为内筒直径的2倍，斜度为70°。增大旋风筒出口尺寸，使卸料通畅，防止堵塞。 FLS低压损高分离效率旋风筒如图2—30所示。消除内部平面，防止内部积灰，也消除了物料对内壁的冲刷。新旋风筒直径降低了25％，使整个预热器系统投资降到最低。 TC型新型低压损旋风筒(见图2—31)特点如下。 ①采用270°三心大蜗壳，扩大了大部分进口区域与蜗壳，减少了进口区气流阻力。 ②大蜗壳内设有螺旋结构，可将气流平稳引入旋风筒，物料在惯性力和离心力的作用下达到简壁，有利于提高分离效率。 ③进风口尺寸优化设计，减少进口气流与回流相撞。 ④适当降低旋风筒入口风速，蜗壳底边做成斜面，适当降低旋风筒内气流旋转速度。 ⑤适当加大内筒直径，缩短旋风筒内气流的无效行程。 ⑥旋风筒高径比适当增大，减少气流扰动。 ⑦旋风筒出口与连接管道取合理结构形式，减少阻力损失。 ⑧保持连接管道合理风速。 TC型五级预热器系统，总压降为(4800土300)Pa，分离效率η1=92％～96 %，η2-4=87%～88％，η5=88％左右。旋风筒截面风速一般为3.5～5.5m／s，旋风筒高径比C1级2.8～3.0，C2～C5级1.9～2.0，进口风速为15～18m／s。 TC型旋风筒出口风速低，进口为斜切角，减少物料的堆积，对贴壁旋转的物料有向下导向作用，有利于气固分离。结构简单，故障率低。内筒采用耐热钢制的分片悬挂式内筒，使用寿命长，维修更换方便；采用固定形式的撒料装置，结构简单，物料分散均匀，气固换热效果好。 NC型高效低压损旋风筒结构如图5-32所示。采用多心大蜗壳、短柱体、等角变高过渡连接、偏锥防堵结构、内加挂片式内筒、导流板、整流器、尾涡隔离等技术等。使旋风筒单体具有低阻耗(550～650Pa)、高分离效率(C2～C5：86％～92％；C1：95％以上)、低返混度、良好的防结拱堵塞性能和空间布置性能。 _1263278420.unknown _1263279246.unknown _1263453903.unknown _1310819336.unknown _1263453910.unknown _1263453893.unknown _1263279422.unknown _1263278795.unknown _1263279234.unknown _1263278575.unknown _1263278233.unknown