旋风分离器文献综述..

关于旋风分离器的研究综述
组员：管清韦，孔繁星，吕萍
摘要：旋风分离器的主要功能是尽可能除去输送气体中携带的固体颗粒杂质和液滴，达到气固液分离，以保证管道及设备的正常运行。

本文从气固分离理论、旋风分离技术研究进展及旋风分离器机理研究三个方面展开讨论。

关键词：气固分离、旋风分离器
一、气固分离理论
气固分离技术就是将固体颗粒从气流中分离出来，是众多工业流程的必备技术之一。

它所涉及的分离器种类非常多，应用时的目的又不一样，按不同的分离机理、工作环境等均可有不同的设计，但一般常见的主要是应用在旋风分离器和脉冲喷吹袋式除尘器领域。

本研究项目主要是利用旋风分离器分离煤层气中细微的粉尘，即粒径小于10μm 的固体颗粒（大于10μm的固体颗粒已经可以得到效率很高的分离效果了），提高旋风分离器的分离效率。

此分离方法属于机械力分离，结构相对简单，能在高温高压下维持正常工作，造价也不高，是工业生产中的良好选择。

1.气固分离机理及分类
在气固分离技术领域，有许多普遍的分离机理。

重力分离机理：这是最基本的一种分离形式，如沉降室。

气固混合物中的固体颗粒的分离主要借助中立的作用，固体颗粒在重力沉降过程中必然会与气体产生差异，从而两者分离。

惯性分离机理：利用槽型构件组成的槽型分离器、迷宫式分离器等，凡能与分离构件表面相碰撞的固体颗粒都有可能被分离构件所捕获，含尘气流中的粉尘粒子都应与分离构件相碰撞而被搜集。

离心式分离机理：常用旋风分离器。

当气体从旋风分离器的入口进入时，粉尘由于受到离心离德作用而被甩到边界上，并且离心沉降，从下端出口流出，而气体分子却仍在分离器的中心，并通过回流而从上方出口流出。

在这些分离过程中，有一个准则关系式：
Stk
F
F
S
O
，即粒子所受离心力与气体介
质所作用的阻力之比。

按作用的情况对气固分离器进行分类，可分为四大类：机械力分离，静电分离（分离固体粒子粒径0.01~0.1μm），过滤分离（分离固体粒子粒径0.1μm），湿洗分离（分离固体粒子粒径1~0.1μm）。

煤层气工业一般少用后三种，因为后三种分离速度慢、成本高，且不适用于高温高压等苛刻的条件。

但是那些粒径较小的固体颗粒也必须除去，所以本项目针对的微小粒子粒径为小于10μm，而一般的旋风分离器通常只可除去10μm以上的固体粒子，因此对于我们来说是一项挑战，希
望我们可以成功突破这种局限。

2.气固分离的基本物理模型
塞状流分离型式：
在层流运动中，这是气固分离的常用理论模
型，在这种模型中，颗粒完全不返混，气流带
动颗粒前进的速度为V ，捕集力推动颗粒向捕
集面移动的速度为U ，则颗粒向捕集面移动的
速度为轨迹可表示为
V U dl dh =。

横混分离模型：
在湍流运动中，气固分离的物理模型常呈这种
模型。

我们可以假设颗粒在捕集分离空间的横
截面上是混合均匀的，沿轴向上则近于塞状流，
在dt 时间内，气流带动颗粒走过距离dl ，同时
分离力使颗粒像分离面移动了Udt 距离，假设
任意的该横截面上颗粒的浓度为n ，则该截面浓
度变化为
dl L U H Udt n ==1dn _
全返混模型：
如果在分离器内颗粒的混合十分强烈，则分离
过程呈此型式，即颗粒在全体积内是均匀混合
的，在同一时刻内空间各点的浓度都一样，经
过一定时间后，由于颗粒不断向捕集面移动，
浓度就会变小。

在实际的分离设备中，分离模型远远比这些模
型复杂，，可能是上述三个模型的不断组合，
在我们的项目中，我们可能会先从简单的模型
开始试验，循序渐进，不断积累相关的操作经
验，以便使结果更加准确些。

3.气固两相流边界层的流动规律
在我们的项目中，包括有对设计装置的模拟，所以需要了解清楚边界层的具体情况。

颗粒在流场中所受的力可以分为以下几类，第一类是与流体—颗粒的相对运动无关（重力、惯性力、压差力），第二类是依赖于流体—颗粒的相互运动，一些与相对运动方向平行（阻力、虚拟质量力、Basset 力），另一些与相对运动方向垂直（升力、Magnus 力、Saffman 力）。

当颗粒浓度较高，粒度较大而使流动不再能视为拟单相流时，固相的存在反过来就会对流动产生影响，这种影响使气固两相流中不再是气相单方面作用于颗粒
相，而是双向耦合的。

小颗粒的加入会抑制湍流，大颗粒则会增强湍流。

当旋风分离器用来分离小颗粒时，增加入口颗粒浓度时分离器的压降不仅没有增加，反而有所减小。

这对于我们来说是一个重要的信息，因为我们研究的微小固体粒子正是会对分离效果产生这种影响，所以我们需要进一步研究压降与入口颗粒浓度的关系。

对小颗粒，其运动基本上是由流体运动和湍流扩散控制的。

这时，颗粒碰击壁面后，马上又跟随气流运动，因此壁面反弹的影响不大；对较大的颗粒，由于惯性，反弹变得更加重要。

由于我们所研究的煤层气中包括有大颗粒与小颗粒，所以我们必须弄清楚这些影响，这将是一个重要工作。

层流边界层：边界条件可写为
⎪⎩⎪⎨⎧∞======>=====∞∞y T T T U u u x y T T v v u p p p g p g w g p g g ,,0
,0,0ρρ；
这只是简单的边界条件，如果加入颗粒扩散项对求解结果的影响，需建立一种新的模型，颗粒相连续方程中引入了扩散项。

事实上，颗粒在平板上的切向速度会受到诸如平板表面粗糙度、滑动摩擦系数和颗粒—壁面碰撞等因素的影响，所以，又引入了滑动系数。

湍流边界层：
气流速度分布与距壁高度呈幂次关系，即
)/lg(10y y K u u =*
在湍流边界层中，剪切应力增加时，会交替出现高速区和低速区，从而形成漩涡。

即便加入的颗粒浓度很低，也会显著改变颗粒特性。

颗粒与湍流的相互作用时间就是漩涡的生存时间。

4.气固分离理论与旋风分离
在边界层上，设边界层的边缘处的速度为B v ，则边界层内的气体速度分布可写
为 22)(δR R v v w B -=
排气管以下任一截面切向速度u 的关系式为 5.015.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=D d F u u e i i
——i u 为含尘气体进入旋风分离器的入口速度；i F 为旋风分离器进口截面积；D 为旋风分离器筒体直径；e d 为旋风分离器排气管直径。

李杨新提出的径向速度计算式：
⎪⎪⎪⎪⎩⎪⎪⎪⎪⎨⎧≥>≥>+-≥-=012
51212510
122
r R R r R r R R r R r v c c c c c
c 如右图，进入旋风分离器的含尘气流沿桶壁
边旋转边下降，也同时有少量气体沿径向运
动到中心区域，当旋转气流的大部分到达锥
体顶部附近时，则开始转为向上流动（具体
工作原理会在后文具体描述），在回流区内大
部分外涡旋转变成为内涡旋。

对上排气旋风分离器，旋风分离器内的速度
分布明显地由中心区的准强制涡和外部的准
自由涡组成；由于边界层效应引起的中心筒
表面附近的短路二次流是很重要的，它使分
离效率降低。

由于流场内的速度梯度而使颗粒受到的Saffman 升力对颗粒的分离有着很大影响，极细（<5μm ）的颗粒受其影响不大，因为它们通常跟随主流运动而很少进入边界层中；较大的颗粒在壁面附近跳跃，反复的向壁面靠近，又离开，直到被分离下来，因为升力帮助颗粒从核心区向壁面靠近，在壁面附近时方向逆转，阻使颗粒减速接近壁面，而一旦颗粒撞击壁面，它又促使颗粒离开壁面。

而当颗粒以很小的横向速度碰撞时，则无法反弹而被分离下来。

在分离器的每一截面上径向速度V 取得最大值的位置是逐渐的由接近中心向器壁转移，而后又向中心移动，在接近出口区域，由于叶片旋转产生的离心力的影响以及顶壁的阻挡作用，径向速度有一相对峰值出现，在叶片内部由于落煤管的阻挡作用，也存在一峰值。

且前者的值大于后者。

由于出现漩涡与回流，分离器内由上而下流动特性不断变化。

由于工作环境的苛刻，旋风分离器存在一些很难改进的缺陷。

对煤层气的分离所需的分离器与一般的分离器结构有所改变，导致效率有所下降，迫使提高分离器入口速度来弥补，从而加重了对分离器内壁的磨损，阻力损失增加等一些较为严重的问题。

而且旋风分离器体型庞大，会制约系统的大型化发展。

二、旋风分离技术研究进展
1.环流式旋风分离器
据了解,工业生产排放的大量亚微米粉尘较其他粒径粉尘对人类及环境的危害更大,却难以脱除。

在目前工业上常用的除尘方法中,重力沉降法只能分离100μm 以上粗颗粒;常规的旋风除尘器可分离10μm 左右的细颗粒,高效的多管旋风除尘器还可将5μm 以上的细粉尘捕集下来;湿洗分离法是通过液层、液滴和液膜来捕集粉尘的,它可分离1～5μm 的粉尘,效率高而可靠,但气体内易夹带液雾,而且只能在较低温度下使用,还具有设备较大易产生二次污染的问题;过滤分离可
将1～0.1μm的粉尘有效捕集下来,但设备庞大,造价和运行费用高,且不能处理有结露或粉尘吸潮性强的物系;静电除尘器对0.01～1μm的粉尘有较好的分离效率,但设备造价过高,操作和管理的要求也比较高。

由青岛科技大学经过十年研究和开发的环流式旋风除尘器和环流循环除尘系统,有效地克服了上述除尘装置的不足。

鉴定专家组认为,该系列技术以多相流体湍流流动的理论研究成果为基础,所开发的环流式旋风除尘器的各项性能指标,均处于同类设备的领先水平。

所开发的8项专利技术为企业解决了四十余项工程技术难题,并拓展了旋风技术的应用领域。

该系统的除尘颗粒半径最小可达到1μm,达到了静电除尘级的水平;比传统的旋风除尘器的气体处理量提高10倍以上;同时具有压降低、放大效应小、占地省、投资少、运行费用低等优点。

工作原理及特点
如附图所示，环流式旋风除尘器的外形为圆
柱圆锥形，但直筒段内设有由李建隆等人开发的
与直筒同轴的内件。

启用时，气体从直筒段下部
以切向方式进入器内内件，在内件中螺旋上升进
行一次分离，达到净化要求的大部分气体直接从
顶部排出，少部分气体连同被分离下来的粉尘由
顶部特设旁路引入锥体，在锥体内进行二次分
离，分离后的流体在锥体下部沿轴心返回一次分
离区，少量气体将粉尘送入灰仓后返回器内。

[1]
此新型旋风除尘器的特点在于：
(1)压降低。

流体由直筒段底部旋转而上，直接从
顶部出气口排出，流体流动路线短，且内件中只
有一个向上的旋涡，流体沿径向、轴向速度梯度
小，流体剪应力小，故压降和能耗低（压降仅为
常规型旋风除尘器的二分之一左右）。

(2)放大效应小。

由于器内剪应力小、能耗低，在
大直径设备中仍能保证多相流分离所需要的旋转速度，器内流体不易发生湍动，故放大效应小。

克服了常规型设备放大效应显著，在大处理量时需多台并联操作的弊病。

(3)分离效率高。

特殊的流路设计，防止了流体的短路及锥体和灰仓内颗粒的卷扬，使分离效率大幅度提高，且具有操作弹性大、操作稳定性好等特点。

大量工业应用的结果表明，大型环流式旋风除尘器（直径在1.2m以上）的分割粒径可达1.2μm左右，压降仅为500～1000Pa，且直径放大后，不会产生分离效率的显著下降，并具有操作稳定性强，操作弹性大的优点。

该系列专利成果分别于2004年12月、2010年12月通过了由山东省科技厅组织、中国科学院余国琮院士和李洪钟院士、工程院金涌院士主持的项目鉴定，其鉴定意见为：达到了同类技术和设备的国际领先水平。

并于2005年获山东省技术发明二等奖，2011年获山东省技术发明一等奖。

推广业绩
由青岛科技大学化学工程研究所自主开发的环流式旋风除尘器在1997年获国家发明专利（专利号：ZL 92106712.7），环流循环除尘系统、直流降膜式旋风除雾器等获5项国家实用新型专利（专利号：01243742.5；01243741.7；
ZL92219769.5；ZL 02270076.5；ZL 01243740.9），2006年环流循环除尘系统的导流整流器获国家发明专利（专利号：031350585）。

近年来，我公司利用环流式旋风分离系列专利技术的优越性能，针对工业生产过程逐一进行流场模拟，并依据过程的耐磨损、耐高温、防堵塞等要求调整结构和内构件。

累计推广应用600余台套，攻克了四十余项工程技术难题，企业应用后的经济、社会效益显著。

现列举部分应用实例如下：
（1）、由大连理工大学开发的褐煤干馏工艺，其中因烟气温度高（550℃以上）、粉尘含量高等因素，采用常规旋风分离器难以满足分离要求，采用我单位开发的环流式旋风分离器两级串联除尘分离效率可达99.5%以上。

已成功应用于陕西神木富油能源科技有限公司褐煤干馏工艺。

目前环流式旋风分离器已顺利投入使用（2）、多晶硅、有机硅单体生产多采用流化床反应器，催化剂为硅铜粉，因涉及军工，多年来国外一直对中国进行技术封锁。

该系统除尘的难度在于，硅粉硬度极高，对器壁冲刷严重；要求一级除尘器具有颗粒分级功能，只回收5～10μm 以上的粉尘，二级对5μm以下粉尘应彻底去除；一级分离下来的粉尘在不影响反应器内取热构件的前提下，顺利回床。

针对上述要求，我公司采用特殊材料制成衬里以提高设备的耐磨性能。

由于采用衬里，内构件壁厚大为提高，需对除尘器流场逐一模拟以调整结构尺寸。

现已在多晶硅，有机硅行业应用二百余台，为企业创造了良好的经济效益，且使用周期从过去使用E—Ⅱ型高效旋风除尘器仅3个月延长至5年以上。

（3）、国内由乙炔和醋酸生产醋酸乙烯时，大多数采用流化床反应器，催化剂为椰壳活性炭浸渍醋酸锌经干燥而成。

流化床出气的除尘器原采用DⅢ型，存在活性炭对器壁冲刷严重，设备使用周期仅半年，而且因除尘效率不高，催化剂损失严重，并造成后续工段堵塞问题。

针对上述工况，采用导流形式降低活性炭对器壁的冲刷。

因活性炭为多孔介质，表观密度小，经反复使用后粒度极细，湍流旋涡对颗粒的运动行为影响大，故设计时，在流场模拟的基础上，对整流构件结构进行了反复调整。

自2001年始，环流式旋风除尘器已在该行业推广应用40余台，为企业创造了良好的经济效益。

在山西三维集团运行的除尘器，一年可为厂家节省催化剂二十余吨，年节约和增收资金壹仟叁百余万元。

且设备的使用周期提高到了5年以上，消除了生产中的安全隐患。

（4）、安徽安庆曙光化工有限公司为我国最大的氰化钠生产基地，年产固体氰化钠4万吨，干燥过程采用从美国引进的高温闪蒸成套技术与装备。

生产中发现干燥系统所用旋风分离器效率低、易堵塞、物料损耗高。

虽后设洗涤塔进一步净化排气，因氰化钠为剧毒物料，对排气含尘的要求非常高，环评不达标。

针对上述工况，我公司在设计时首先通过流场模拟加长了一次分离区高度，调整了导流整流器结构，以提高除尘效率。

然后对易积存物料的区域加设导流输送板，利用气体对易积存物料区域的冲击，防止堵塞；同时，依据工况下气体的含水蒸汽量计算出了水分凝析温度，通过调整操作条件与壁面伴管加热，防止水分析出；由此设计的环流式旋风除尘器于2003年5月投入工业使用。

经用户测算，环流式旋风除尘器的收率达到了99%以上，解决了设备易堵塞的工程难题，洗涤塔更换循环液的时间从8小时延长至96小时，并于2004年12月顺利通过了“环境管理体系”认证，并为企业年创经济效益近500万元。

因环流式旋风除尘器使用效果好，安庆曙光化工集团有限公司已将原美国进口的干燥生产线上的旋风除尘器拆除，更换了环流式旋风除尘器。

（5）、环流循环除尘系统在超细粉体气流干燥中的应用。

环流循环除尘系统于
2002年用于广西瑞泉公司超细膨润土气流干燥的除尘。

二级旋风除尘器除下的粉尘粒度在2mm以下的达到了75%，应用效果良好。

（6）、北京矿冶研究总院在浙江、江苏、大连、吉林、内蒙、甘肃等地建立的24条粉末炸药生产线中全部采用环流式旋风除尘器进行炸药收集。

使炸药收率从90%提高到98%以上。

每年多回收的炸药价值近4千万元。

由于压降低，全年可节省电费114万元。

（7）、同时环流式旋风除尘器还分别用于中国石化齐鲁分公司的高压聚乙烯装置和热电厂硫氨净化装置、北京利德恒环保公司的供热锅炉排烟脱硫除尘、石家庄以岭药业的原料回收等工程。

2.回流型动态旋风分离器
旋风分离器设计研究至今已有一百多年历史,然而旋风分离器的结构设计与性能计算仍不能完全摆脱经验,多年来对旋风分离器的基础研究和技术改进从未间断,内容涉及许多方面,包括分离机理探究、内部流场描述、分离性能计算模型建立、结构设计开发等,所有研究的目的最终是为了提高细粉分离能力、降低阻力、减小设备尺寸。

到目前,各国学者、科研机构和生产企业都为此做了各种改进的措施,现就几个典型方法做以介绍。

（1）改变入口形式:进气口对分离性能有着重要的影响,选择合理的进口形式具有可使内部流场对称、稳定,避免形成上灰环,减小压损等许多优点。

关于进气口形式,前面已经做了大量叙述,在此不再赘述。

（2）改变筒体结构:对于旋风分离器筒体,较常采用的是直筒单锥式结构,如前面介绍过,筒体直径以及筒体高度对分离性能都有一定的影响。

对这方面的研究已经很成熟普遍,除了通过确定最优的直径尺寸、筒体高度来提高分离性能外,还可以改变传统的筒体结构来优化分离器的性能。

（3）为了消除“上灰环”的影响,Buell公司、上海化工研究院等单位设计开发了旁路式旋风分离器。

这种分离器是在主体外部、距顶部一定距离处开设一个螺旋面式的旁路分离室,用来将上灰环中的颗粒引出返送回分离室,改善分离性能,将筒锥式旋风分离器圆锥段倒置改装成扩散式旋风分离器,气流在筒体内向下旋转过程巾,流通面积逐渐变大,减小了颗粒向中心运动从排气管排出的可能性,并且反射屏也有效减弱了微细粉尘的返混,提高了分离效率。

另外提高分离效率,增大处理量,多管式分离器结构也进行了大量的研究,并取得了很好的效果。

3.国外研究进展
国外关于旋风器分离模型的研究始于20世纪60年代,并分别基于上述分离理论从不同的角度采用不同的方法进行研究,较为全面、系统和详细。

代表性的研究有:综述2003年第6期46中国粉体技术臼井于1969年假设旋风器内气固两相的分离过程是一次分离、二次分离及过渡区域内分离过程的综合值,进而给出了效率分离模型的综合表达式。

Sproull于1970年采用与电除尘器相类似的方法,给出了旋风器效率的分离模型计算公式,该式的表达形式与Deutsch公式一致。

D. Leith和W. Licht于1972年考虑湍流扩散对固相颗粒分离的影响,基于边界层分析理论,把气流中悬浮颗粒的横向混合理论与旋风器内气流的平均停留时间相结合,从理论上严格推导出了分级效率模型,该模型把旋风器的分级效率表示为由旋风器结构参数确定的无因次特性系数C、由运行参数确定的修正惯性系数7以及切向速度分布指数n的函数。

水田和木村典夫于1974年结合实验数据,给出了
旋风器分级效率的计算式,该式把分级效率表示为固相颗粒粒径与分割粒径dc50的指数函数形式。

Dietz于1981年基于ter Linden的实验结果,将旋风器内的气固两相分离区域划分为3个区域即:入口分离区域、下降流分离区域和上升流分离区域,并根据D. Leith和W. Licht的横向混合模型的思想,推导出了旋风器内气固两相分离模型。

在筒径为200 mm的旋风器上,采用燃煤飞灰作为固相颗粒进行分离实验时,模型的预测结果与实测结果比较吻合。

Mothes和Loffler[9,10]于1988年将Dietz三分离区域的假设扩展为四分离区域,即在原有基础上增加了排气芯管分离区域,从而修正了Dietz模型对于分离过程预测的不连续性,引入粒子沉降系数修正了旋风器内、外涡固相的浓度扩散效应,并考虑了排尘口底部的返混现象和浓度的径向梯度变化,提出了另一分离模型,模型的假设条件比较接近旋风器内实际的分离状况且考虑较为全面。

在筒径为190 mm的旋风器上,该模型的预测结果与实测结果相吻合。

Clift[11 ]等于1991年根据已有的实验数据比较了以上3种旋风器内气固两相分离模型。

结果表明,D. Leith和W. Licht模型在计算气流在旋风器内的平均停留时上有一定的局限性,并在其假设条件下重新推导了 D. Leith和W. Licht模型,计算结果表明分级效率图为S形曲线;Dietz模型亦存在同样的问题,但在小直径旋风器的固相颗粒物分级效率预测上, Dietz模型仍具有一定的准确性;而Mothes和Loffler模型总体上优于其它两个模型。

Li. E和Y. Wang[12]于1989年假设在外涡内固相颗粒的沉降可被忽略,且壁面上固相颗粒的浓度梯度为0，仅存在有限的湍流扩散,并考虑了固相颗粒的径向浓度分布并在不同的分离区域做出不同的假设,推导了新的分离模型,尽管该模型在理论上与Dirgo和Leith[13]于1985年的实验数据较为吻合,但其边界条件的假定在一定程度上仍值得商榷。

R. L. Salcedo[14]1993年从理论上分析了L-L模型、Dietz模型、M-L模型和L-W模型4种旋风器气固分离模型的优缺点，并在筒径为305 mm的旋风器上实验加以比较验证,结果表明,Mothes和Loffler模型在理论考虑的相对完备性和估算结果的准确性使它的描述与旋风器内部的气固两相流动较为接近并优于其它几种模型。

ZhaoZhong-ming和R.Pfeffer[15]于1997年以D. Leith和W. Licht分离模型为基础,按照旋风器分离模型与重力沉降室的横向混合分离模型表达形式的相似性，将L-L模型中的参数7运用固相颗粒服从对数正态分布的规律进行积分简化，推导出了以750为参数的旋风器总分离效率简化模型,与经典研究结果的对比表明，结果比较一致，但该模型仅能在一定程度上反映旋风器的总体分离能力。

W. S. Kim和J. W. Lee[16]于1989年同时考虑湍流扩散和边界层固相颗粒的沉降作用,将旋风器内部分为两个主要的分离区域即湍流核心区和近壁边界层区，根据Mothes和Loffler以及Enliang和Yingmin分离模型，推导出了基于边界层特性的旋风器气固两相分离模型，并于2001年在此基础上进行了改进[17]。

与实验对比的结果表明该模型的实用性较好，但其边界层条件的简化仍需进一步探讨。

4．国内研究进展
国内关于旋风器分离模型的研究较晚,大都始于20世纪90年代,并有相当一部分借鉴了国外旋风器分离模型的研究思想,代表性的研究有:
向晓东[18]于1990年考虑固相颗粒在旋风除尘器内的输运过程,引入了分离空间的概念。

通过建立气体流动和颗粒运动的数学模型,得出在适当边界条件下。