一種新型下排氣旋風分離器的數值模擬

張蕾蕾，陳延信，趙 博，黨敏輝，姚艷飛

（1.西安建筑科技大學 材料科學與工程學院，西安 710055；2.陜西煤業化工技術研究院，西安 710070）

0 引言

下排氣旋風分離器是20世紀末為了適應鍋爐的Ⅱ型布置、超短接觸流化床、循環流化床的要求而發展起來的。它與常規的反轉式旋風分離器的相似，區別在于排氣管不在裝置的頂部，而分布在分離器的下部的直筒體、偏斜椎體、或者擴散椎體等部位。

旋風分離器的結構決定內部氣相流場的分布，固體顆粒在不同的流場中所表現出運動軌跡、速度、壓力場的分布也不同，從而影響旋風分離器的分離性能。目前對于常規旋風分離器［1-7］的研究比較多，均在其基礎上對結構進行優化改造以達到提高分離性能的目的。但是常規旋風分離器的內部流場為蘭金組合渦，壓降相對較高，其次排氣管位于幾何頂部，從而增加了設備了高度，因此對于一些空間有限或者特殊情況下常規旋風分離器不易布置。針對這種問題，已經有許多學者提出了新的研究方案。

王文等［8］對一種新型下出口旋風分離器進行了研究，其排氣管位于設備正下方，排料口安置于下側方，適合用于循環床鍋爐的π型布置。研究結果表明這種新型旋風分離器內部氣體流動為順流式，流動阻力相對較低，但是分離效率相對于傳統的旋風分離器較低。劉振斌等［9］對一種錐體為漸縮式且排氣口從錐體下部的灰斗引出的新型順流式旋風分離器的分離性能研究時發現這樣可減少排氣管對分離空間流場的影響，減少排塵返混的現象。黃盛珠等［10］設計的一種新型的底錐斜面為兩側內外對切方式的旋風分離器在總高度上比傳統通切式減小了一半，有利于對特殊場合的整體布置，但是由于排料口只設置了一面出口，導致灰斗出現了較大尺度的渦，使得外側向上的回流和向下的灰流對沖，阻礙一部分灰的收集。HAAKE等［12］將傳統旋風分離器的錐部用方形腔室代替，并在內部添加了渦流限流板，來實現相干結構的反轉，結果發現新的幾何結構使得壓降相比較于傳統的旋風分離器降低了，但是當顆粒以低濃度注入時，壓降反而升高了10%。NOH等［13］在一個切向旋風分離器上附加了多個小旋風分離器，數值分析和試驗結果表明，MSEC旋風分離器能在降低壓降的同時提高收集效率。BALTR?NAS等［14］對一種新型多道旋風除塵器去除侵蝕性氣流中細小固體顆粒進行了研究，這種新型旋風分離器包含了二次入口、內狹縫和凸底，這些改進可以避免粘性和潮濕的固體顆粒粘附在旋風分離器的內表面。因此，現有的下排氣旋風分離器雖然在阻力損失上有很大的改進但是分離效率卻不高甚至不及傳統的分離器，尤其是對于細顆粒低濃度的氣固兩相流。此外結構的整體布置對經濟成本也有著至關重要的影響。

本次研究采用排氣管安置于錐部下側方的新型旋風分離器，主要用于粉煤熱解氣中細顆粒低濃度的氣固分離，通過在降低壓降的基礎上減小設備高度來適應空間不足的場合。借助ANSYS FLUENT軟件采用雷諾應力模型和離散相模型來模擬其內部流場以及顆粒的運動軌跡，深入了解其流動場中的速度分布、壓力分布，為進一步優化結構提高分離性能奠定基礎。

1 試驗

1.1 試驗物料

試驗以粉煤灰為原料，密度為1 735 kg/m3，中位粒徑為25.26 μm，粒度分布如圖1所示。

圖1 粉煤灰粒度分布Fig.1 Particle size distribution of pulverized fuel ash

1.2 試驗裝置與方法

試驗在負壓條件下進行，裝置如圖2所示，在進氣管口、旋風分離器入口處以及排氣管的出口處安置測量點，進氣管口氣速通過畢托管來測量。設備型號見表1。

圖2 試驗裝置流程Fig.2 Test device flow chart

表1 設備型號Tab.1 Equipment models

壓降利用手持差壓儀和壓力變送器來測量，入口風速通過引風機來調節。物料加入喂料倉通過喂料儀來控制喂料速度。分離效率采用加料、收料稱重法計算。

式中 M——喂料質量，kg；

m——試驗結束后收集物料的質量，kg。

1.3 數值計算模型

在旋風分離器內的氣相流場為復雜的強旋流流動，黃盛珠等［10］在對新型旋風分離器進行數值模擬時，分別用標準的k-ε模型、RNG k-ε模型和RSM進行模擬，結果發現標準的k-ε模型、RNG k-ε模型壓降預報值偏低。MISIULIA D等［15］用RSM和LES對高效旋風分離器內的流動進行了研究，發現兩種模型模擬的結果大致相同。陳建磊［16］等對旋風分離器流場計算流體力學的湍流面模型的選擇進行了分析，發現雷諾應力模型比RNG k-ε模型在表征分離器切向速度場的組合渦特征方面更準確。雷諾應力模型避免了各向同性的渦粘性假設，包含了更多的物理過程的影響，考慮了流線曲率、旋渦、旋轉曲率和浮力的效應等，對于復雜的流場有著較好的計算結果，因此比較適合模擬強旋湍流。此外雷諾應力模型拋棄了渦黏性系數的概念，直接求解應力輸送方程。

1.3.1 控制方程

質量連續性方程為：

動量方程為：

xi（i=1，2，3）分別為在直角坐標下的X，Y和Z方向上分量，ui（i=1，2，3）分別為在直角坐標系下瞬時速度X，Y和Z方向上分量。

準確表達三維流場中湍流行為的模型有標準k-ε模型、RNG k-ε模型、realizable k-ε模型以及RSM模型，其中RNG k-ε模型是在標準的k-ε模型基礎上進行改進，有效改善了精度。realizable k-ε模型與標準k-ε型兩者區別之處在于以下2個方面，一是包含了湍流黏度的替代公式，另一方面由漩渦脈動的均方差推導出耗散率的修正輸運方程。雷諾應力模型與其他3種最大的區別在于完全摒棄了各向同性渦黏性假設，考慮了各向異性的效應。

雷諾應力方程為：

其中，Cij，DL，ij，Pij，Fij不需要模型，DT，ij，Gij，φiij，εij則需要建立模型。

1.3.2 DPM模型

當旋風分離器中顆粒相的體積分數小于10%時，在內部流動中可以不考慮顆粒與顆粒之間的相互作用［2］，因此可以在拉格朗日框架下對單個粒子的軌跡進行追蹤進而求取力平衡方程，對于單個粒子的力平衡方程如下所示：

式中 Upi——顆粒速度，m/s；

FD——Stokes曳力；

FD（Ui-Upi）——氣體與顆粒之間因相對滑移產生的單位質量曳力；

ρp——顆粒密度，kg/m3；

gi——重力加速度，m/s2；

Fi——其它各類附加力。

其中，K=2.594，dij為變形張量，這種升力形式適合用于小顆粒的雷諾數，適用于亞微米顆粒。

在本次研究中，認為入射顆粒的當量直徑較小且為球狀，可以利用Stokes曳力表達式求得FD為：

式中 CD——曳力系數；

Re——顆粒相的相對雷諾數。

2 數值模擬

2.1 物理模型以及網格的劃分

試驗以新型下排氣旋風分離器為模型，排氣管管徑結構尺寸為200 mm，使用有機玻璃制造，結構如圖3所示，無量綱尺寸見表2。

表2 新型旋風分離器無量綱尺寸Tab.2 Dimensionless dimensions table of the new cyclone

圖3 新型下排氣旋風分離器結構示意Fig.3 Schematic structural diagram of the new type down exhaust cyclone

模型采用圖3示出的下排氣旋風分離器，網格利用FLUENTMESHING劃分為多面體-六面體混合網格如圖4所示。經網格無關性驗證如圖5所示最終采用的網格數量為63 974。

圖4 新型旋風分離器的網格劃分Fig.4 The grid generation diagram of the new type cyclone

圖5 網格無關性驗證Fig.5 Grid independence verification

2.2 湍流模型和邊界條件

數值模擬采用ANSYS FLUENT，同時選用RNG k-ε、realizable k-ε和RSM模型來計算，前兩者采用穩態，后者采用非穩態，計算結果如圖6所示。

圖6 不同湍流模型下計算的進出口壓降隨風量的變化Fig.6 The change of inlet and outlet pressure drop with wind volume under different turbulence models

由圖6可以看出，3種湍流模型計算下的結果，其中RNG k-ε、realizable k-ε的結果稍偏高，RSM模型的計算結果與試驗值最為接近。因為RSM模型更適用于強旋流流。

因此，本研究中選用RSM模型，入口邊界條件為速度入口，介質為常溫常壓空氣，密度為1.225 kg/m3，黏度為 1.798×10-5Pa·s，同時設置湍流強度和水力直徑。出口邊界條件為outflow，壁面邊界條件為無滑移，標準壁面函數，粗糙度為0.5。對于顆粒相的設置采用DPM模型，使不同粒徑的顆粒均勻地從入口面射入，初始速度與氣相速度相同，當顆粒流動到壁面時只考慮反彈和沉積，故壁面設置為reflect，物料收集口為trap，排氣管為escape。

2.3 求解控制參數的設置

壓力速度耦合采用SIMPLEC，壓力差值格式為PRESTO!，動量方程采用QUICK，湍流動能和耗散率采用二階迎風格式［16］，雷諾應力項采用一階迎風。

3 模擬結果和分析

由于新型旋風分離器排氣管位置的特殊性使得內部流場不同于常規旋風分離器，圖7示出其內部氣相流場軌跡。

圖7 氣相流場軌跡Fig.7 The trajectory of the gas flow field

由圖7可以看出，新型下排氣旋風分離器內部流場為單旋流，氣流由入口進入旋風分離器分為兩路，一路直接進入排氣管，另一路繼續向下旋轉進入錐部區域時由于結構的束縛形成偏心漩渦，最終沿著排氣管外壁逆向流動到排氣管口排出。而常規旋風分離器內部流場為蘭金組合渦，分離空間內壁為螺旋向下的下旋流，中心區域為螺旋向上的內旋流。相比較于常規旋風分離器內部的翻轉式雙旋流單旋流流場壓力損失更低。

此外可以看出錐部形成的偏心旋流速度最小，相比較于文獻［10］中新型旋風分離器在排氣管內仍然存在較強的旋流和灰斗設計為兩側對切式并且只設置了一側出口導致產生的外側向上的上旋流和由上向下的灰流對沖，從而阻止了一部分灰的收集。因此本次設計的下排氣旋風分離器可以避免此類問題。

由于新型下排氣旋風分離器結構的改變，使得內部流場在不同高度處的特性存在差異，因此取 Z 軸上的不同高度 Z=20，180，350，400，500，700 mm來對其進行分析。

3.1 不同入口風速對切向速度的影響

切向速度的大小決定顆粒離心力的大小，因此切向速度對分離性能有著至關重要的影響。圖8示出在不同高度上不同風速對切向速度的影響。由圖8可以看出，在新型旋風分離器內部不同區域切向速度的分布有著很大的差異，并且與常規旋風分離器最大的區別在于排料管與錐部區域的分布，新型旋風分離器由于排氣管位置的原因，在排料管和錐部的切向速度表現出明顯的非軸對稱特性。

圖8 不同高度上切向速度隨入口風速的變化Fig.8 Changes of tangential velocity with inlet wind speed at different heights

從圖8（a）可以看出，在排料管的壁面處切向速度最大，并且隨著入口風速的增大而增大，由于排氣管所處位置的束縛可以發現X軸正方向切向速度大于X軸負方向的切向速度，這是因為X軸正方向上的流動空間大從而使得切向速度增大。其次可以看出在幾何中心處切向速度為負值，說明在此處出現了二次渦流，這是由于氣流的旋轉中心與設備的幾何中心出現偏差而造成的，并且二次渦流的強度隨著入口風速的增大而增強，因此入口風速不宜過高否則會降低分離效率。從圖8（b）可以明顯看出，在錐部氣流的旋轉中心出現偏心現象，另一方面可以看出切向速度出現了兩處峰值，一處出現在排氣管壁面處，另一處出現在錐部壁面附近。從圖8（c）和（d）可看出，有排氣管插入部分的筒部區域切向速度分布趨勢大致相同，隨著入口風速的增大切向速度的最大值也隨之增大，但是在排氣管入口處即圖8（d）排氣管內部流場切向速度的最大值大于Z=350 mm處切向速度的最大值，并且入口風速越高在此處切向速度增加越大。這是因為沒有了排氣管的束縛流動空間變大導致切向速度的增大。這有利于增大顆粒的離心力，使其甩向邊壁，從而減小了顆粒直接由排氣管排出的幾率。從圖8（e）和（f）可看出，無排氣管插入的筒體區域，兩者差異不大，且表現出明顯的軸對稱性。

3.2 不同入口風速對軸向速度的影響

從圖9中可以看出與常規旋風分離器相比較軸向速度的方向發生了明顯的改變，軸向速度決定了氣體進入排氣管的分布，而軸向速度依賴于分離器的內部結構。

圖9 不同高度上軸向速度隨入口風速的變化Fig.9 Changes of axial velocity with inlet wind speed at different heights

由圖10（a）可以看出在排氣管內部以及筒部局部區域存在向上的軸向速度，這是因為排氣管曲率改變導致結構對氣流產生束縛，因此會有一部分氣流改變方向向上流動。由圖9（a）可以看出在排灰管的X軸負方向上即排氣管下側方軸向速度為正值即方向朝上，并且隨著入口風速的增大而增大，這不利于粉塵的收集，因為會將沉積在壁面上的粉塵重新卷揚起來，并且有可能夾帶出排氣管。圖9（b）表明在錐部排氣管內部氣流存在二次渦流與圖11的軸向速度分布云圖和矢量相符。此外錐部內排氣管外軸向速度峰值的大小隨著入口風速的增大而增大。從圖9（c）（d）可以看出，排氣管中心處和壁面處軸向速度依舊為正值，至圖9（e）（f）中排氣管上側軸向速度都為負值，即軸向速度方向朝下。這是因為在排氣管內部以及排氣管入口處存在二次渦流的原因，如圖10中的（b）湍流矢量圖所示。

圖10 軸向速度分布云圖和湍流矢量Fig.10 Axial velocity distribution nephogram and turbulence vector diagram

由圖10的軸向速度分布云圖（b）可以看出旋風分離器存在二次渦流主要分布在排氣管內部以及筒部區域排氣管入口處。

3.3 不同入口風速對徑向速度的影響

圖11示出新型旋風分離器內部徑向速度正負值交替出現，說明內部氣流離心、向心運動交替進行，采用試驗手段很難測量，而數值模擬可以準確的呈現分布規律并加以分析。排氣管出口處的徑向速度顯示變大，是由于排氣管結構的改變使得氣流路徑發生偏轉從而導致氣流與壁面發生碰撞。

圖11 徑向速度分布云圖Fig.11 Radial velocity distribution nephogram

不同高度上徑向速度隨入口風速的變化由圖12所示。

圖12 不同高度上徑向速度隨入口風速的變化Fig.12 Changes of radial velocity with inlet wind speed at different heights

由圖12示出的徑向速度分布曲線可以發現，在不同高度上的流場區域徑向速度的分布差異很大，各不相同，同時可以看出徑向速度相對于切向速度和軸向速度是最小的，說明內部徑向流動整體較弱，從而對流場的影響最小。其次整體表現為徑向速度隨著入口風速的增大而增大，在排料管位置徑向速度分布最小，徑向運動最弱。在X=180 mm處當風速達到25 m/s時，X軸負方向壁面處的徑向速度變為正值，表明速度增大在此處表現為向心運動。在錐部圖12（b）以及有排氣管插入筒部區域圖12（c）和（d）的徑向速度高于無排氣管插入的筒部區域圖12（e）和（f）的分離空間，這是由于流通面積的縮小以及內部氣流碰撞的原因。

3.4 不同入口風速對壓降和分離效率的影響

壓降為旋風分離器的能量損耗，主要在包含進口擴大損失、出口收縮損失，內旋流損失以及排氣管內氣流的能動耗散。圖13示出新型旋風分離器壓降隨著入口風速的變化。

圖13 不同風速下的壓降Fig.13 Pressure drop under different wind speeds

從圖13可以看出，壓降隨著入口風速增大而增大，與文獻［17］中的下排氣旋風分離器的Rankine渦相比，新型旋風分離器的單旋流流場簡單且壓降低。

本次采用的新型旋風分離器的特點在于排氣管的結構以及安置的位置，其中因為旋風分離器內部湍流的能動耗散所引起的壓降是最重要原因，湍流動能主要來源于湍流脈動，是由雷諾切應力提供，是影響壓降和分離效率的重要因素。

數值模擬中通過對顆粒進行追蹤計算，可分別得到trap number、escape以及trap的數量，由此可計算分離效率 μ為：

式中 trap——捕集顆粒數；

trap number——追蹤顆粒數；

escape——逃逸顆粒數。

模擬計算結果以及試驗結果如圖14所示。

圖14 不同風速下不同粒徑的分離效率Fig.14 The separation efficiency of different particle sizes under different wind speeds

由圖14可以看出，新型下排氣旋風分離器對細顆粒的分離效率較高。在不同風速下分離效率隨著粒徑的增大而增大，切割粒徑隨著風速的增大而減小即分離效率越高，但是在粒徑大于5 μm時分離效率隨著入口風速的增大先增大后減小，在入口風速為25 m/s時達到最大，這是因為風速過大導致湍流強度增大使得已經沉積在壁面上的顆粒重新卷揚起來最終降低分離效率，因此應適當提高入口風速。此外也可以看到試驗結果與模擬值吻合度較高，因次模擬計算結果準確。

4 結論

用ANSYS FLUENT 軟件的不同湍流模型和拉格朗日DPM模型對新型下排氣旋風分離器氣相流場、壓力損失以及分離效率進行了數值模擬，分析了不同入口風速 10，15，20，25，30 m/s下在不同高度截面上 Z=20，180，350，400，500，700 mm的切向速度、軸向速度、徑向速度的變化規律，結論如下。

（1）RSM模型更適合新型下排氣旋風分離器的流場計算。

（2）新型旋風分離器內部流場為單旋流，縮短氣流流程，降低壓降。

（3）新型旋風分離器內部不同區域流場有著很大的差異，在排料管Z=20 mm和錐部Z=180 mm的切向速度和軸向速度表現出明顯的非軸對稱特性，并且在排氣管出現二次渦現象。其次，隨著入口風速的增大切向、軸向速度以及徑向速度的最大值也隨之增大；徑向速度相對于切向速度和軸向速度最小，內部徑向流動整體較弱，對流場的影響最小。

（4）新型下排氣旋風分離器設備高度降低可以適應空間不足的特殊場合，且對10 μm及以下的細顆粒分離較高，分離效率在不同風速下隨著粒徑的增大而增大，入口風速和壓降呈正相關關系，但風速不宜過高。