輕灰煅燒爐爐氣分離器的工藝計算

徐宗珠

爐氣分離器是煅燒系統中對爐氣所含堿塵進行處理的關鍵設備，其作用主要是盡可能地降低爐氣中所夾帶的堿粉、洗滌器及爐氣冷凝塔內Na2C03含量，進一步降低濾堿機洗水當量(凈化塔的凈氨水送往過濾用作洗水)和爐氣洗滌塔出口堿損失，凈化爐氣系統，使得爐氣制堿低壓機(爐氣系統)運轉更為平穩。

一、爐氣分離器應用現狀

目前爐氣分離器選用旋風分離器較多，也有部分廠家選用電除塵器，或是在旋風分離器后再串接一臺電除塵器。但是電除塵器投資大，這也是制約其在堿行業推廣的主要原因。

旋風分離器的工作原理是：利用慣性離心力的作用從氣流中分離出所含塵粒的設備，其結構簡單，造價低廉，操作條件范圍寬廣，分離效率較高，在化工行業應用較廣，在煅燒系統中應用效果也很不錯。但要注意的是在設計時應充分考慮設備處理能力與煅燒爐的生產能力相一致，否則就會造成阻力大，下灰不暢，甚至于使大量的堿塵由爐氣帶入冷凝塔內，造成冷凝塔負荷加大，系統堿損失增大的現象。

二、計算基準

本臺$2000 x 20000輕灰煅燒爐標定生產能力≥144t／d，按增加10％余量考慮，計算基準按6.5t／d。輕灰煅燒爐爐氣發生量為889，0m3／t堿，考慮到輕灰煅燒爐使用年限較長，爐頭浮環密封效果不好，取漏汽率為3％(如果密封好的話，爐頭漏氣率一般取1，5％，漏汽取0，6KMOL/T)，實際操作條件為爐氣出氣溫度控制在1000℃～120℃，微負壓操作，故折算為實際工況(按100℃考慮)，爐氣發生當量約1827，84m3／t堿，(按1200C考慮)1991，08m3／t堿，則旋風分離器處理的氣量最小為3，554m3／s，最大為3，872m3／s。

三、旋風分離器計算

影響旋風分離器性能的因素多而復雜，物系情況及操作條件是其中的重要方面。一般來說，顆粒密度大、粒徑大、進口氣速高及粉塵濃度高等情況都有利于分離，但是有些因素之間又是互相矛盾的，比如進口氣速稍高有利于分離，但過高則招致渦流加劇，反而不利于分離，徒然增大壓強降。因此，旋風分離器的進口氣速以保持在10—25m／s范圍內為宜。因此分離器計算考慮的數值較多，在一般情況下只進行簡易計算就可以了。

由于輕灰煅燒爐使用年限較長，爐頭浮環密封效果不好，故本次計算選用進口氣量為3，713m3／s。以此數據可以得出以下結論。

進氣口面積：旋風分離器進口氣量／1盎風分離器進口氣速=進氣口面積

基準dj2=進氣口面積×4／3，14，為了計算方便，可以圓整為整數。

通過基準dj便可以計算出旋風分離器的機構尺寸：

圓筒直徑：D=2，6dj

中心簡直徑：d=1，3dj

圓筒高度：H=2，6dj

圓錐高度：H=5，2dj，

下料口直徑：dx=0，25D

進氣口短邊：B=0，25D

進氣口長邊：L=0，5D

中心簡高度：H=0，2+L+D／8

從以上數據關系可以得出以下結論：

圓筒直徑=圓筒高度=1／2圓錐敲=2×圓錐高度

進氣口長邊=2×進氣口短邊=2×下料口直徑

分離器阻力降計算：

△P=30×進氣口面積×圓筒直徑l／2×爐氣密度—一般取0，761Kg／m3=／中心簡直徑2=圓筒高度+圓錐高度=×2×9，81

將相應數值帶入式中便可求出分離器的阻力降。

旋風分離器的壓強降一般在500～2000Pa。雖然加長圓錐高度會增大分離器的阻力，但可以延長分離時間，可使分離效果得到一定提高。

四、預期效果

如果能夠按照設計改進分離器的結構尺寸，分離效果應該會好轉，冷凝液中的堿度一般在6～8Ti,這樣就可以說明爐氣分離器帶出堿塵很少；但隨著產能的擴大，在重堿結晶顆粒偏細以及濾過放量不穩的情況下，爐氣分離器可能要發生堵塞現象。但總體來說，旋風分離器結構尺寸的計算比較合理，應該可以達到預期效果。

五、計算體會

因煅燒爐進重堿量受碳化及濾過影響較大，瞬時能力有時超出系統能力較多，且重堿顆粒好壞對煅燒的影響也很大，故在設備布置空間允許的范圍內，爐氣旋風分離器的設計應多考慮一些富裕量，如應在煅燒爐標定生產能力的基礎上多加出20％余量，這樣做出的設計增加的一次投資很小，但設備的操作彈性得到加大，對改善系統操作條件有很大的好處。

隨著煅燒爐設計逐漸向大型化發展，單臺煅燒爐的生產能力越來越大，單臺煅燒爐的爐氣發生量也在逐漸增大，但堿塵顆粒直徑變化不大，而分離器的特性決定了臨界粒徑隨分離器的尺寸增大而增大，造成分離效率隨分離器尺寸增大而減小。所以，當單臺煅燒爐生產能力達到一定值時，氣體的處理量足夠大時，單純靠加大分離器尺寸就不能滿足工藝要求，需將若干個小尺寸的旋風分離器并聯使用，以維持較高的分離效率。但，如此一來，又應考慮分離器出口輕灰的輸送問題，故還需進一步探討。

(作者單位：青海省昆侖堿業)