【正文】 /tAO % 重油燃燒熱 氧化鋁帶走熱 15 重油帶入物理熱 附著水 蒸發(fā)吸熱 空氣帶入物理熱 氫氧化鋁 分解熱 濕氫氧化鋁 帶入的物理熱 廢氣帶走熱 氧化鋁 晶型轉變放熱 爐體散熱損失 總熱收入 100 總熱支出 100 誤差 =總熱收入 總熱支出 == 氧化鋁循環(huán)流態(tài)化焙燒工藝的物料平衡計算 按產(chǎn)出 1 噸 AO 計算。 一、進入物料計算 氫氧化鋁及附著水計算 2 Al(OH)3 = Al2O3+3H2O 278 = 102+318 Al(OH)3=1Kg Al2O3+ H2O 所以，產(chǎn)出 1 噸氧化鋁耗干氫氧化鋁量 噸，折合成濕氫氧化鋁為 （ 1+10%）= 噸，其中附著水為 = 噸； 重油量計算 由熱平衡計算可知，重油耗量為 空氣量計算 在空氣過剩系數(shù) n= 時，重油燃燒耗空 氣量為 Nm3空氣 /Kg重油。氧化鋁耗重油量為 。則， = /tAO，即，氧化鋁耗空氣量為 = /tAO（標態(tài)下，空氣密度 ）。 二、產(chǎn)出物料計算 AO=1 噸。 煙氣量得計算 重油燃燒時，單位重油產(chǎn)生氣體體積分別為 ???COV Nm3空氣 /Kg重油 ???????? ??OHV Nm3空氣 /Kg重油 ??? Nm3/Kg重油 ? ? ??OV = Nm3/Kg重油 ????? Nm3/Kg重油 則，產(chǎn)出 1 噸 AO 時，產(chǎn)生的氣體質量分別為 ????COm Kg/tAO ????OHm Kg/tAO ????SOm Kg/tAO ????Om Kg/tAO ????Nm Kg/tAO 另外，產(chǎn)出 1 噸 AO 時，有 530Kg 結晶水和 153Kg 附著水形成蒸汽進入氣相，所以，產(chǎn)出 1 噸 AO 時，干煙氣質量為： 2222 NOSOCO mmmm ???=+++= /tAO 體積： ? ? XNOSOCO VVVVV ????2222 =（ +++ ）179。 =水蒸氣質量 : OHm2 +530+153=+530+153=根據(jù)計算，可列出氧化鋁循環(huán)流態(tài)化焙燒工藝物料平衡表 32氧化鋁循環(huán)流態(tài)化焙燒工藝物料平衡表 進入物料 輸出物料 項目 數(shù)值 項目 數(shù)值 Kg/tAO % Kg/tAO % 入爐重油 產(chǎn)品氧化鋁 1000 入爐干 AH 1530 出爐干煙氣 AH 附著水 153 出爐水汽 入爐干空氣 進出差值 收入物料總量 100 支出合計 100 第四章 循環(huán)流態(tài)化焙燒主爐的設計 循環(huán)流化焙燒系統(tǒng)主體（如圖 41 所示）主要由三大部分組成，即流化焙燒主爐、再循環(huán)旋風分離器和返料器 [5]。 17 圖 41 氧化鋁循環(huán)流態(tài)化焙燒系統(tǒng)主體部分結構示意圖 1— 流化床焙燒爐； 2— 連接管道； 3— 再循環(huán)旋風筒； 4— 卸料閥； 5— 密封閥； 6— 主燃燒器； 7— 風管與流 化格柵； 8— 二次風進口； 9— 物料進口 焙燒主爐簡介 焙燒主爐是整個焙燒系統(tǒng)中的主體設備，它負責脫去氫氧化鋁最后部分的結晶水，使之成為氧化鋁成品產(chǎn)出。 焙燒主爐截面一般為圓形，在焙燒主爐中，固體顆粒是吸熱物質，為了保證成品顆粒的清潔，通常以重油或天然氣作為燃料，燃料燃燒的熱量供不斷循環(huán)的固體顆粒脫去結晶水之用。 根據(jù)循環(huán)流化床內(nèi)顆粒的運動速度分布，可以將床層分為底部的加速區(qū)和上部的充分發(fā)展區(qū)。來自沸騰冷卻器中被預熱的一次風從焙燒主爐的底部進入，促使顆粒在焙燒主爐中的流化以及提供燃料燃燒所需的空氣，二次 風則從床層上一定高度送入，從而使氣流速度沿床高發(fā)生變化。通常認為下部的加速區(qū)為湍流流化床，細顆粒在該區(qū)域內(nèi)向上運動，但由于該區(qū)域顆粒濃度很高，在二次風口以上區(qū)域仍有一個加速段，循環(huán)流化床底部的加 速區(qū)對循環(huán)流化床內(nèi)的傳熱傳質及上部的充分發(fā)展區(qū)都有很大的影響。在焙燒主爐底部加速區(qū)，顆粒垂直方向的平均速度由接近于零（布風板處）逐漸增加，在該區(qū)域，顆粒濃度大，氣固間運動激烈亦很復雜。在二次風進口上方，由于二次風的影響，物料顆粒濃度逐漸降低并向上擴散到達焙燒爐的頂部。此時高溫煙氣攜帶物料顆粒由聯(lián)通管道沿切線方向進入旋 風分離器，分離出來的部分高溫氧化鋁通過返料器重新進入燒爐主爐，煙氣從旋風分離器的頂部排出進入了預熱系統(tǒng)，在整個焙燒段物料顆粒的循環(huán)使物料與氣體的溫度基本相同。焙燒脫去所有結晶水的氧化鋁通過卸料閥進入冷卻系統(tǒng)進行冷卻，卸料閥的調節(jié)直接控制著焙燒系統(tǒng)的生產(chǎn)量 焙燒主爐的設計 顆粒臨界流化速度和顆粒帶出速度 [15] 顆粒臨界流化速度 umf 當流體流過顆粒床層的阻力等于床層顆粒重量時，床層便開始進入流化狀態(tài)，此時流體的流速便是起始流化速度，即 umf。 umf 僅僅與流體的物性和顆粒的物性相 關。因此可有以下公式來計算： ? ?? ?? gdu gspmf ???? ， ?? /Regmfpp ud? 20 (41) ? ?ggspmf gdu ??? ?? , ?? /Re gmfpp ud? 100 (42) 式中： dp —— 顆粒平均直徑， m s? —— 固體顆粒密度， Kg/m3； g? —— 空氣密度， Kg/m3； g—— 重力加速度， m/s2； ? —— 空氣粘度， Pa178。 s； pRe —— 流體雷諾數(shù)。 對于氧化鋁顆粒來說，一般 pRe 都遠遠小于 20，所以，氧化鋁流態(tài)化焙燒的臨界流化速度可根據(jù)（ 41）計算。 其中，氧化鋁顆粒平均直徑 pd =179。 10﹣ 5m，氧化鋁密度 s? =3900Kg/m3 950℃下 空氣密度 g? =，空氣粘度 ? =179。 105 pa178。 s，則根據(jù)（ 41）有 ? ? ? ?5254 ??? ? ???????mfu = 310?? m/s 19 此時 ?? /Re gmfpp ud? =535 ??? ? ???? = 310?? 20 mfu 計算正確。 顆粒帶出速度 tu 即顆粒的終端沉降速度，當氣流速度大于沉降速度時，顆粒會被氣體帶出，其計算公式為： ? ????182 gdu gspt?? ， ?? /Re gtpt ud? ? (43) ? ?pg gst dgu 3/1222254 ???????? ?????? , ?? t (44) ? ? 2/???????? ??ggspt gdu ? ?? ， 500 tRe 2 510? (45) 考慮到 Ret 會比較小，故用（ 43）來計算 ut 。 ? ? ? ?525 ?? ?? ?????tu =此時， ?? /Re gtpt ud? =55 ??? ??? = tu 計算正確。 焙燒主爐爐型選擇及尺寸設計 爐形選擇 流化床斷面有圓形，方形兩種。圓形斷面的爐 子具有爐體結構強大，材料節(jié)省，空氣分布和流化均勻等特點。本設計流化床斷面采用圓形。 縱向看，硫化床有柱形和錐形兩種，氧化鋁焙燒過程中反應氣體體積有 增大 ， 所 以采 用 上大 下 小的 錐 形床。 爐 膛形 狀 有 擴大 型 和 直筒 型 兩種。為提高操作氣流速度，較少煙塵率和 延 長 煙塵 在 爐膛 內(nèi) 的停 留 時 間以保證煙塵質量的情況下，多采用擴大型爐膛，氧化鋁循環(huán)流態(tài)化焙燒工藝操作氣流速度已經(jīng)較高，而且有多級旋風收塵設備保證煙氣質量，所以采用直筒型爐膛。 本設計中，氧化鋁循環(huán)流態(tài)化焙燒主爐的結 構尺寸如圖 42 所示。 圖 42 焙燒主爐結構尺寸示意圖 流化床直徑 D1 的設計 對 于流 化 床 直徑 可 采 用截 面 風速法計算，然后再根據(jù)流化床的床能率來校核驗證其值。爐子的直徑一般是根 據(jù) 單 位面 積 的生 產(chǎn) 能力 來 計 算得出。 （ 1）截面風速 法計算流化 床直徑 D1 D1=1136004gguV? （ 46） 式中： D1—— 錐體段的直徑， m； 1gV —— 實際情況下進入主爐的一次風量， m3/h；氫氧化鋁焙燒 爐中的一次風一般為總 21 風量的 30~50%。本設計取 40%。由熱平衡計算可知，重油燃燒耗風量為 ， 實際情況下，一次風是預熱到 520℃左右進入流化床的，所以一次風實際體積為： 1gV =179。 40%179。﹙ 520+273﹚／ 273= 3m /h 1gu —— 流化風速， m/s；根據(jù)經(jīng)驗數(shù)據(jù)和參考文獻推薦數(shù)據(jù)[ 12 13], 一般選布風板區(qū)的 流化速度為 3~，并要滿足流化風速至少大于最大顆粒的終端沉降速度。本設計取 1gu =3m/s。 所以， 0 5041 ????D=，取 1D = （ 2）根據(jù)床能率校核流化床直徑 D1 一般來說對于焙燒爐的單位生產(chǎn)率（即床能率）的發(fā)展至今沒有很大的突破，都在一定的范圍內(nèi)變化，而生產(chǎn)能力的增加主要是依賴于爐床面積的擴大，因而可取床能率 S1，由 S1A / a 計算出流化床截面積， 即可得直徑為：?11 4SD ?,即214DA??? 式中： S1 —— 流化床的橫截面積， m2； A—— 焙燒爐的日生產(chǎn)能力， t/d； a——流化床的床能率， t/m2d ；對于氫氧化鋁循環(huán)焙燒爐來說，流化床的床能率一般 在 150~300t/；對于日產(chǎn)量大的取上限、日產(chǎn)量小的取下限；對于日產(chǎn)量在 800t 以下的爐子其床能率更低，甚至有的可到 120t/m2d 。 所以， ????? 221 140044DA?? ? ?22 /300~150/ mtmt ? D1 設計取值符合要求。 爐膛直筒直徑 D2 的設計 爐膛直筒段直徑可根據(jù)來床層流化運行風速計算確定，然后再根據(jù)截面熱負荷來校核。 （ 1） 流化速度法計算爐膛直徑 D2 222 36004gg uVD ?? (47) 式中： 2gV —— 實際狀況下主爐中上部的總煙氣量， m3/h；重油燃燒產(chǎn)生的煙氣量，在焙燒爐中，煙氣溫度約 1000 ℃，所以實際狀態(tài)下，煙氣量?????? 273 。 2gu —— 流化風速， m/s；根據(jù)經(jīng)驗數(shù)據(jù)和參考文獻推薦數(shù)據(jù) [1213]，一般當爐膛的截面 熱負荷為 2~4MW/m2 時其對應的流化速度應該為 3~6m/s，并要滿足流化風速至少大于最大顆粒的終端沉降速度 ( max2 tg uu ? )，本設計取 smug / ? 。 則 ????D=，取 2D =。 （ 2） 截面熱負荷法校核爐膛直徑 D2 爐膛截面熱負荷 ： 32232 1036004103600 ?? ???? DBQSBQq dwdws ? (48) 式中： qs —— 焙燒爐的截面熱負荷， MW/m2；一般為 2~4MW/m2，日產(chǎn)量大的爐子取偏大值，日產(chǎn)量小的爐子取偏小值； S2 —— 爐膛的橫截面積， m2； B—— 進入焙燒爐燃料量， Kg/h； B ?? / h； Qdw —— 燃料低發(fā)熱值， KJ/Kg； Qdw= / Kg 重油 KJ/Kg重油 D2 —— 爐膛的直徑， m； D2 =。 所以 32 ???? ???sq =2 ? ?2/4~2 mMW? D2 設計取值符合要求。 爐膛出口尺寸（高 a、寬 b）的設計 爐膛出口應考慮與高溫旋風分離器的進口連接，因此其結構形式和尺寸大體上應接近于分離器的進口，則其出口為矩形通道，由于分離器的高 a 和寬 b 是一定的，則爐膛的出口高也就一定，但寬可以改變，這主要是使分離器進口形式成漸變寬入口，從而可以達到提高分離效率的目的。因此可得到爐膛出口的截面積為： 333 3600gg uVS ? （ 49） 式中： S3 —— 焙燒爐出口的橫截面積， m2； S3 ??ab ； Vg3 —— 實際狀況下主爐出口的總煙氣量， m3/h， Vg3= Vg2 =ug3 —— 出口風速， m/s；根據(jù)經(jīng)驗可知，焙燒爐與分離器間的連接通道內(nèi)的氣速一般在 16~25m/s 間才能保證顆粒不至于在通道中沉積下來，因此可取出口煙氣速度為 16~25m/s。本設計取 ug3 =20m/s。 則 ??? 2036 00 14123S，取 3S =ab=3m2。 最后，可取焙燒爐的出口高 a 等于分離器的進口高，那么出口寬則為： b=S3/a，并根據(jù)實際情況對寬可作適當?shù)恼{整。 流化床高度 H1 的設計 焙燒爐的流化床直徑和爐膛直徑確定后，可根據(jù)焙燒爐的腹角 q