Transcript 第05章-水泥熟料煅烧
第三节 新型干法窑系统中预烧过程和设备 悬浮预热器＋分解炉＋窑 生料 Ⅰ 预热器 Ⅱ Ⅰ Ⅲ Ⅳ 回转窑 窑气 预 热 器 悬浮预热器 分类 悬 浮 预 热 器 旋风预热器 盖波尔型 立筒预热器 ZAB型 普列洛夫型 在新型干法窑系统中预烧过程包括生料的预热和预 分解，分别在悬浮预热器和分解炉中完成。 一、悬浮预热器（SP）和悬浮预热器窑（简称SP窑） 充分利用窑尾排出的废气中大量热能将生料粉 预热后入窑，以降低系统热耗，提高熟料产量，是 预热的主要任务。最大限度换热、最低的流体阻力、 最省时的基建投资和运转可靠是对预热器的基本要 求。为此将细小生料粉悬浮在热气流中，进行气固 直接换热，将是可供选择的最佳技术思路。 （一）、悬浮式预热器的共性 目前用于生产的预热器型式很多，但基本上可归纳为 两大类：立筒式和旋风式，它们都具有如下共性： （1）稀相气固系统直接悬浮换热 因为干法窑尾废气温度一般在1000℃上下，气固 （粉体）之间换热方式应以对流为主（经测算对流换 热点总换热的70～90%），因此换热率Q（W）可用 一般牛顿方程式，即： Q=a A ΔT 式中： a—气固间换热系数，W/m2℃； A—气固接触面积，/m2； ΔT—气固之间平均温差，℃。 结合实际分析：由于受工艺条件的限制，a值与 ΔT值允许波动幅度都不大，因此强化气固之间换热 速率的最敏感因素是接触面积A。生料粉的比表面 积很大（250～350 m2/g），其在气流中分散程度不 同，使暴露的表面积有极大差异。由此可见气固悬 浮换热效果在很大程度上与生料在气流中分散状况 有关。 （2）预热过程要求多次串联进行 对于每一级预热器其预热过程，即使换热效率极 佳，最终也只能达到气固温度相等的平衡状态。也就 是说对给定系统来说，从热力学观点来看，热交换有 个极限温度。 根据实验数据估算： Tm 40 0.5 0.95 1000 Tg 1.0 计算得 Tm Tg 690 0 C Tcp 即最大限度换热后，气体温度只能降到690℃（热 力学 极限温度 Tcp ）。此时相应回收热量仅仅337kg/kg 气体左右。仅占废气总热焓的30%不到。可见一次换热 是达不到大量回收废气热的要求的，为此需要利用预热 器进行多级串联。参见P41图2-22，4级旋风筒串联使用 时气体与生料温度变化的实例。 这种组合方式形成了单体内气固同流而宏观（级间） 气固逆流的系统。多级串联组合就决定了每个预热单元 （级）必须同时具有气固混合（物料分散）、换热与分 离三个功能。 要强化这三个功能所可能采取的措施有： 强化分散：提高气固相相对运动速度 uR u g um ；形成气流脉冲；增设某种异形结构或加装撒 料器等。 强化换热：提高相对速度 uR u g um 以增大换 热系数；延长气固在设备中的停留时间；增大气 流与粉料的换热表面A等。 强化分离：利用离心力、重力惯性力、电力、磁 力等或相互组合以强化分离作用。 认识这些规律，是深入理解、掌握和开发各类预热器 的基本思路。 （二）、悬浮式预热器类型 悬浮预热器发展很快，种类很多，分类方法不统一。 习惯上常用制造厂命名。也有按预热器流动换热特征 和组合型式分类。参见P43表2-11。 主要有： 1、洪堡型旋风预热器 特点是：结构简单，旋风筒体积和高度相对比较小； 有利用减少投资和便于布置等。曾一度被认为是标准 型旋风筒。 旋风预热器分类以及几种典型的旋风预热器 分类： 传统的——洪堡型旋风预热器（阻力大） 新型的——低压损旋风筒（阻力小） 旋风筒改进的几个方面： 1）旋风筒入口或出口处增设导向叶片； 2）旋风筒筒体结构的改进； 3）旋风筒进风口与排气管（内筒）结构的改进； 4）旋风筒下料口结构的改进 5）旋风筒旋流方式的改进 生料 Tg1=350℃ Tm0=70℃ C1 排风 Tm1 C2 Tm2 图2-23 C3 Tm1=315℃ Tm2=495℃ 洪堡型预热 器预热效果 Tm3 C4 Tg=1050℃ 窑 Tm3=670℃ Tm4=800℃ 2、史密斯型旋风预热器 旋风筒早期结构与洪堡型相近。 其特点是：强调一级筒分离效率高，因此内筒（气体 出口管插入旋风部分）较长，直筒高度也较大。而四 级筒因为温度高，内筒容易烧坏，所以主张该级不设 内筒。 但实践证明内筒插入深度对分离效率和阻力损失影响 都明显。后经改进，开发了一种高效低阻新型旋风筒。 特点：进风口截面有矩形改为多边形，通体改为双柱双锥的组 合，柱体直径相对减小，内筒直径加大，插入深度减小 等。 试验研究证明：其流速分布比较较合理，气固分离效率较高 (90％～96％)，处理气体量较大，流体阻力较小。 3、KS—5型预热器 这是一种由日本川奇公司设计制造的一种预热器。它 由五级旋风筒串联而成。其中二、三两级为降低高度 和气体阻力而采用卧式旋风筒。 与传统旋风筒相比，其气流沿水平方向旋转以分离物 料。卧式旋风筒断面风速较高（＞10m/s），因而直 径可减小。处理气量较同直径立式旋风筒高一倍。 主要特点是：压力损失低，但相应分离效率也比较低， 仅80%左右。带两级卧式筒所组成的五级预热器总压 降与一般四级预热器相当。据称KS-5可节约热耗4% 左右，电耗降低158kJ/t熟料。 特点：结构卧式，压损较低，高度较低，降低预热器系统 的阻力和框架高度。 缺点：气固分离效率较低，适用于作为旋风预热器系统的 中间级 特点：最上一级为高型圆柱型旋风筒；最下一级的旋风筒则采 用较陡的锥角；目的是为提高分离效率。中部各级采 用的是低压损旋风筒，其排气管(内筒)部位采用了导向 板，以便使旋风筒内的大部分循环气流由导向板直接 引入排气管，从而保证在不降低气固分离效率的前提 下，降低旋风筒中的阻力损失。 4、多尔波型预热器 是德国Polysius公司开发的。 其特点是：生料在双系列预热器内进行预热。一般布 置是：四个一级，两个二级，一个三级，两个四级。 第三级是个涡流立筒，生料由两个二级下料管送入涡 流立筒的肩部，与四级排出的气体进行逆流热交换。 热生料从涡流立筒的底部排料口送到窑尾上升烟道中， 再被分别带入两个四级入口。 发展这种型式的目的是减小单体尺寸，提高分离效率， 也是为了适应大型窑的需要。 涡流立筒的设置一方面可以使从两个二级来的热生料 的均匀性得到提高，另一方面也有利于防止结皮。因 此这种型式的预热器系统应用较广。 随着生产的发展，涡流立于筒又被双进风的旋风筒所 代替。 5、米亚格型预热器 德国Buhler-Mlag公司开发的。 其特点是：第四级用一个倒锥形立筒代替旋风筒，由 于喷射作用和气流变速延长了生料在这一级的停留时 间，同时由于立筒与窑尾联接的过渡管断面积大，有 利用防止结皮堵塞。 6、维达克预热器 德国Wedag公司的产品。 其主要特点： 一是窑尾到第四级之间的上升管道做成变径（灯笼 形）立管，可防止结皮和强化换热。 二是第三级气流出口处设有一个涡室，第一级来的 生料先喂入涡室，以加强混合均化。 这种预热器阻力比较大，但运行比较可靠。早其的 5000吨/日熟料的大型窑就是用这种型式。 7、Krupp型与ZAB型立筒预热器 Krupp型立筒预热器又称Gepol型， 是由带三个正锥缩口的立筒和一级旋 风筒所组成的预热器系统。生料从立 筒顶部上升管道喂入，经第一级旋风 筒预热分离后送到立筒肩部。立筒用 缩口将内部分成若干钵室，作为换热 单元。由于缩口的喷射作用，使窑尾 上升的废气变速运动，生料在其中上 下回流形成悬浮状态，并进行热交换。 生料在每一室内的换热以同流为主， 但室间形成宏观的物料逆气流而下的 运动。被预热以后的生料自立筒底部 被送入窑内。 ZAB型与Krupp型基本结构相同， 其特殊之处在于缩口设计成彼此 偏心，目的是加大扰动，形成较 强的涡环，促进气固换热与分离。 ZAB型通常是由三个钵室和两级 旋风筒所组成。 特点是：立筒结构简单、无任何 运动部件，而且还可以不需另建 框架，因此投资省；立筒底部生 料入窑通道尺寸相对较大，不易 产生堵塞现象，因此对生料的适 应性较强，即对其中的有害成分 如氯、硫、碱的含量限制可适当 放宽，同时对原料的塑性也无特 但其换热效果一般不 殊要求。故适用于中小窑上使用。 如旋风筒好。 8、普列洛夫型立筒预热器 这是捷克开发的，又称捷克立筒， 其特点是筒内不设缩口，窑气自筒 下部切向进入，螺旋上升，生料从 上部加入，回旋气流作用下沿筒壁 向下运动，直至入窑。气固之间形 成了逆向运动并完成换热。 这种预热器当H/D等于5时，其预 热效果可与旋风筒相当。 其优点是：结构简单、操作方便、 漏风少，系统压降不超过3.5kPa , 在窑气量产生较大波动时，也不致 给操作带来困难。国内使用效果也 较好。 （三）、悬浮预热器的工作原理 悬浮预热器的基本流动方式：一是旋转流，二是喷射流。 1、旋风筒式预热器的工作原理 作为预热单元的旋风筒是从旋风分离器延拓而来的， 其渊源已有100多年的历史。 （1）旋风筒式预热器与旋风分离器的区别 其工作原理随两相流理论和测试方法的发展，已渐 趋深入，但作为预热器的旋风筒尚有其特殊性。 首先，所处理的气体温度和含尘量均很高； 其次，是旋风预热器多半是多级组合使用； 第三，是其功能要求集分散、换热、分离与一身。 正因为如此，在沿用旋风分离器理论时要作某些修正。 （2）旋风预热器的工作原理与基本功能 旋风预热器的功能分布如图2-36所示。 旋 风 预 热 器 功 能 分 析 图 换热管 换热 气 旋风筒 料流 分散 分离 气流 料 换热区 分离区 旋风筒的入口 管道内高速气流使 物料分散；分散后 气固同流进行热交 换；进入旋风筒后 继续部分气固换热， 但旋风筒本身主要 是分离物料，也就 是物料在旋风筒中 进行分离。这样旋 风预热器完成了物 料分散、气固换热 和气固分离。 工作原理 低温粉体物料均匀分散在高 温气流之中，在悬浮状态下进行 热交换，使物料得到迅速加热升 温。起换热和气固两相分离的双 重作用。 据经验计算： 传热系数：1400W/(m2·℃)； 传热面积：29.4 m2/kg 据研究： 100 80 将平均粒径40μm左 右水泥生料喂入74060 760℃、流速为9-12m/s 40 的气流中，在料气比为 0.5-0.8kg/Nm3，在完全 20 分散的条件下，只要 0.07-0.09秒，即可将气 0 0.05 0.1 0.15 流和生料的温度温差减 加热时间（s） 少到30-90 ℃。 不同石灰石颗粒悬浮在气流中的加热时间 热流比可达0.908-0.968(热流比是指管道内有效传 热量与最佳传热量的比值，当热流比为1时，气固相温 度达完全平衡) A. 管道内的物料分散 生产中的旋风筒，进口 风速一般在16～22m/s之间， 气体流动时Re＞104，基本 L 属于高度湍流状态。 由加料管自然滑落的物 气流 料，在高速气流的冲击下， 折转方向，随气流向上运动， 与此同时被分散。 图2-37 料粉落入管道后运动轨迹示意图 粉尘下落点到转向处的距离L（见图），取决于料团的 大小和气速的高低。落料团小，气速高，物料容易被分散 而折流。 为了防止大块难以分散，在加料管口下部，适当位置上 设置撒料装置是有利的。 生料 Ⅰ 预热器 Ⅱ Ⅲ Ⅳ 回转窑 窑气 上长管道中的分散装置 下 料 溜 子 下料管 管道分散装置 闪动阀 NC单板阀结构 B.管道内的气固换热 就实际工况条件分析，可以认为气固运动由逆向变 为同向，属于非稳态对流换热。 以此为基本出发点建立的数学模型，适用于单个团 粒，可以计算出充分换热所需的时间和距离。（略） 例：经理论计算，对于团粒粒径为100μm 的颗粒， 在风速为20m/s时，有效换热时间＜ 0.01s，说明气固 换热速度是非常迅速。 众多资料已表明，气固之间80%甚至90%的热量 是在入口管道内进行传递的。当团粒粒径为100μm， 换热时间也只需0.02～0.04s内完成，与前述理论计算 基本一致，相应换热距离也仅为0.2～0.4m。由此可以 肯定，气固换热主要在进口管道内瞬间完成，即粉料 在转向被加速的起始区域内完成的。 理论与实验还进一步证明，旋风筒本体也具有一 定的换热能力，只是因为入口处气固温差已很小，旋 风筒没有发挥换热能力的机会，因此在设计时只要考 虑其分离效果即可。 C.气固分离 旋风预热器中气流所承载的粉体粒径很细，因此气 体流动状态对尘粒的运动起着决定性作用，对所能分离 的粉粒数量和大小有很大影响。 研究旋风预热器中气固分离问题，应着眼于气体流 动的流型、速度和压力分布等特征，给分析认识分离作 用提供依据。 其他因素如尘粒间的碰撞、凝聚、粘附和静电效应 均会对分离作用产生影响。 （关于分离效果的相关参数略）。 影响旋风预热器预热效率的因素 因素之一：粉料在管道中的悬浮 保证悬浮效果的几项措施： （1）选择合理的喂料位置： 一般情况下，喂料点距出风管起始端应 有大于1m多的距离，此距离还与来料落差、 来料均匀程度、内筒插入深度以及管内气体 的流速有关。 (2)选择适当的管道风速 一般要求粉料悬浮区内的风 速在10—25m/s之间，通常要求大 于15m／s以上 气流的冲击悬浮能力，可在悬浮 区局部缩小管径，使气体局部加 速以增大冲击力。 (3)在喂料口加装撒料装置 -------目的是促使物料分散 （4）来料均匀性 因素之二： 气、固相的传热 换热方式已对流换热为主 悬浮换热效果取决于生料 在气流中的分散程度。 用多个旋风换热单元相串 联组成旋风预热系统。 因素之三：气、固相的分离 气、固相的分离的效果直接影响到换热效率。 提高分离效率的措施： （1）开发新型高效、低阻的旋风筒 （2）开发新型换热管道 （3）开发新型锁风阀 （4）开发新型撒料装置 2、立筒（正锥缩口）预热器的工作原理 （1）立筒预热器内气速的分布特征 通过模试验所测定的速度值经无因次处理后，以 及二维床层示踪试验的结果均表明： 立筒中气速分布仍然具有喷射流二维正态分布的 基本特征。 （2）等速线与功能区 立筒预热器的功能：物料在立筒内同样要完成分 散、换热和分离三个功能。 等速线：为了分析方便，将流股中与主流方向（向上） 相一致且速度u相等的各点联成线称之为等速线。 功能区的划分：根据等速线的分布可将两个缩口之 间的钵室，划分为四个区，如图所示。 核心区：保持喷射初 速不变，是一个缩口 截面为底边的圆锥区 域。当Re＞104，此 区气体高度湍流，其 范围与高度均不再发 生变化。 喷柱（射）区：指流 向不变，中心风速不 断衰减的区域。 稳流区 等速线 回流区 喷射区 涡流区 缩口 核心区 图2-45 立筒中射流运动分区示意图 涡流区：由于气体微团作剧烈的、无定向的运动与边 界处气体进行动量交换的区域。在速度矢量测量中表 现流动方向的随机性，经数据处理可以确定出扰动强 烈的环形涡流，称涡环。 回流区：即气体产生反向运动的区域，是由涡流作用 对周围气体的卷吸作用而形成的。 由于尺寸的限制，稳流区（类似于直管内的流内） 在立筒中不存在。 正因为立筒中气体具有受限射流运动的特征，才 表现出流动的复杂性。复杂的流场对于微粒的运动与 换热起着非常重要的作用。 （3）物料在立筒中运动的物理模型 粉料加入立筒后形成了复杂的两相流动。 粉料以团块的形式自上一室落下，由于重力的作 用进入下一缩口的核心区被高速气流所分散。细粉随 着气流上升，并被卷吸扰动而入涡流区，在此方向不 定的气流中粉料有机会被推向近壁处而产生气固分离。 经回流区再沉落到缩口斜坡上。在斜坡上堆积到一定 程度，并凝成团块，在重力作用下滑过缩口逆气流而 落入下一室。重复以上过程直至入窑。 概括地说，就是图上所表示的，粉料在每一室中 经历分散—分离—堆积—滑落等几个过程，是在不同 的气流区域中进行的，又分别对于完成立筒预热器的 主要功能：分散、换热与分离。 分散：是被高速上升气流冲散而完成的。 换热：是在粉料被分散并被气流喷射作用反向扬起并 不断加速的过程中进行的，可以认为是同流加速阶段 非稳定的有效换热。 分离：是由于源流推动已经换热的粉料向周边移动而 分离，再在重力和回流气体作用下沿壁沉落到缩口斜 坡上完成的。由此可以认为涡环的存在是立筒中气固 分离的基本原因。 ZAB型立筒预热器工作原理基本类似。只是缩口 彼此错开，目的是加大气流扰动，强化分散换热。 3、各级旋风预热器性能的匹配 由于各级旋风筒作为换热单元在系统中所处的位 置不同，对其性能的要求也有区别，因此存在着合理 匹配的问题。 根据理论分析和适当简化所建立的数学模型，取 系统总热效率作为目标函数，通过计算机模拟试验结 果，有如下若干观点，与生产实际经验基本一致： （1）各级分离效率对热效率η的影响顺序是： c 4 c3 c 2 c1 式中 c 4 代表最下一级即第4级旋风筒分离效率， 其余类推。但考虑到C1排尘量对系统运行经济性影 响最大，因此应调整其顺序为： c1 c 4 c3 c 2 最下一级分离效率不仅对热效率有明显的影响， 而且直接决定回流上一级旋风筒物料量的多少，且在 高温下，C4分离效率低容易造成C3的堵塞，影响正常 操作。因此从指导思想上力求保持较高的。但实际上 由于C4所处环境温度高，流速大，内筒容易变形烧坏 等原因，往往又很难提高C4的分离效率，因此是近年 来预热器改进的重点研究课题之一。 （2）各级漏风量对热效率的影响顺序是： Lc 4 Lc3 Lc 2 Lc1 式中：Lci —表示i级的漏风量对热效率的影响的程度 计算表明，同样漏入1%冷风，如果从C4漏入对 系统热效率的影响要比从C1漏入大得多。这就是说， 对于预热器窑中，尽管堵漏是共同任务，但重点应放 在高温级预热器的堵漏。 （3）各级表面散热损失对热效率的影响顺序是： qc 4 qc3 qc 2 qc1 式中：qci —表示i级的表面散热损失对热效率的影响 程度。 由此可见，对高温级预热器采取隔热保温措施实 际效益更好。 凡此均可说明，对于预热器系统各级性能应有合 理匹配，以求满足总体最佳的要求。 4、预热器串联的级数 研究表明，气固悬浮换热速率很快，因此每一级 预热单元热交换后，出口时实际气固之间的温度差大 约是0～30℃，而且几乎与入口气固各自温度无关。 根据理论分析与计算还表明： 预热器废气温度随级数n的增加而降低，即回收 热效率有所提高。但它们之间不是线性关系，而是随 着n值增大、废气温度的降低趋势不断减小。也可以 说，级数愈多，平均每级所能回收的热量趋于减少。 反过来说物料预热升温曲线趋于平缓。 从理论上来讲，级数愈多，愈趋于可逆过程，能 量品位熵的损失愈小，愈合理。 但实际生产中，每增加一级预热器，需要克服更大 的阻力，动力消耗相应增大，而且还增大了土建和设备 投资。因此对于工厂的具体条件，显然不是级数愈多愈 好，而是存在一个最佳级数 佳 。 佳 的确定不仅需要完整的技术经济数据，而且还 要有明确的目标函数和某些约束条件。若以我国现有的 旋风预热器窑生产中有代表性的操作参数为基础，综合 考虑原料、燃料、电力、成品的价格、土建投资及设备 投资等情况，认为预热器级数对某些经济技术指标的影 响如下： （1）若以单位热耗值最低值为目标函数时： 佳 ≈7～8级 （2）若以单位产品综合能耗（包括热耗和电耗）为计 算的目标函数时： 佳 ≈6～7级 （3）若以单位产品成本最低为目标函数时： 佳 ≈5级 （4）当预热器系统操作条件欠佳，如物料在气流中分 散不好，传热效果差，表现为出口气固温差大（大 于30℃）、表面散热大、漏风系数大等，均将使上 述最佳点向级数低的方向偏移。反之如果条件改善， 如选用新型低阻高效预热器，则系统可能取更多级 （如6级）串联更为经济合理。 总之，需要强调两个基本概念，一是预热器多级 串联级数有一个最佳值 佳 ；其次是 佳 不是一个固 定值，而是取决于一系列技术与经济条件的一个参数。 （四）悬浮预热器结构参数与技术参数 预热器结构（包括联接管道）尺寸设计和组合以 及操作技术参数的选取，直接关系到设备功能的发挥、 热回收效果和动力消耗，从而也影响到窑系统的产量 和各项指标，因此一直是预热器窑技术改进的重要方 面。 1、预热器结构参数的确定 如前所述，作为预热器单体，分散换热主要是在 管道内完成，而分离功能则主要是在旋风筒体中完成。 经验表明，旋风筒分离效率与其阻力损失往往又 是同步增减的。即分离效率高的旋风筒相应阻力损失 大。 旋风预热器的几个重要参数： 分离效率（η） 阻力（ΔP） 操作断面风速（Vi）、气流进口风速（V进口） 顶部旋风筒 高径比 2.8-3.1 高径比 1.9-2.0 五级总压降：4800±300Pa， 单体压损：550±650Pa，分离 分离效率：C192-96%,C2效率：C1＞95%,C2-C486-92。 C487-88%,C588%。断面风速： 3.5-5.5m/s。 旋风预热器结构尺寸的确定包括： （1）旋风筒柱体直径D 柱体直径D是旋风筒设计的定型尺寸，是比较关键 的，目前尚无理论计算式，通常按以下两种经验方法来 确定： ①按旋风筒排气管（内筒）所需要的尺寸d反推算柱体 直径D，即按下式求取D： D 1.27 KQ 0.785d n2 m 式中： D—旋风筒柱体内径，m； d n —内筒外径，根据处理气量Q及经验排气风速确定，m； Q—系统单位时间要求处理的含尘气体量，m3/s； K—负荷系数，经验值约为1.2～1.7（m2/m3/s），通常Q、 D值大，K取小值。 按旋风筒截面风速 u A 的经验值计算，即： D 1.27 Q uA 式中：u A —假想气流沿旋风筒全截面通过的平均流 速，即表观风速，m/s。 各厂的取值有一波动范围，一般取3.5～5.5m/s，在 一定范围内，u A 高，随之进口风速也高，分离效率 略有改善，但阻力相应也有所增加。但对不同结构 的旋风筒二者变化规律不心一致，因此最好是通过 试验确定。 （2）旋风筒进口形状、尺寸和气流进入方式 ①进口形状 进口风管的形状目前多数采用矩形，其高宽比b/a 一般取2左右。根据统计资料，进口面积系数 入 ab D2 ， 平均为0.2，中间级较大，以降低阻力。 ②气流入口方式 一般有两类，进口气流外沿与圆柱体相切，称为直 入式；进口气流内沿与圆周柱体相切称涡壳式。 涡壳式又有两种，90度相切和180度相切。 旋风筒进口形式与结构 进口风速：15-25m/s。 由于涡壳式进口能使进入旋风筒气流通道变窄， 有利于减小颗粒间筒壁移动分离的距离，而且增加 了气流通向排气管的距离，避免产生短路，因此可 提高分离效率，同时处理风量较大，故常采用。 但阻力比直入式大。 （3）内筒（排气管）尺寸与插入深度 内筒结构多数是圆形管道，其结构尺寸对旋风筒的 流体阻力和分离效率影响很大。若设计不当，其下端面 附近会产生乱流区，会起二次扬尘的作用或产生入口气 流短路。 ①内筒直径 一般认为内筒尺寸决定了扬析区域的大小，可见内 筒直径 d n 小，飞扬量少，分离效率高，但流速高，阻 力相应增大。因此内筒直径受到出口风速的制约。 经验数据：内筒面积系数 =0.5D较为适宜。 出 d n2 D2 为0.2左右或 d n ②内筒插入深度 一般情况下插入深度 h3 对分离效率影响显著。 h3 小，易造成短路，飞扬量大；h3 过大，影响流场分布， 在顶盖处折流后易产生涡流，徒增流动阻力而与分离作 用无补。由此可见，内筒插入深度与空间流场有关，也 就是与进口气流与筒体结构有关，往往需要通过试验来 选定。 （4）圆柱体高度 h1 柱体的高度关系到生料粉是否有足够的沉降时间。 理论认为，可根据粉粒体从旋风筒上部环形空间位移到 筒壁的时间和单位时间气流螺旋运动轴向位移大小而定。 但这种计算方法干扰因素很多，精度也有限。故一般仍 按下式要求计算： h1 式中： 2Q D d n u D 2 u A 2D d n u u —指气体在柱体上部环形空间内螺旋运动时向 下有效线速度，它取决于入口风速 u i ，经 验取 u =0.67 u i ； u A —柱体断面表观速度，m/s。 （5）圆锥体尺寸 锥体尺寸包括高度 h2 和锥度θ（或者在 h2 一定 时用排料口 d m 表示）。 锥体的作用是缩小粉尘向壁面运动的距离，同时 有效地将帖壁捕获的颗粒向排料口输送，并且提供旋 转气体折流向上的空间。合理的形状和尺寸，将有利 于气固分离并将折流扬析量减到最小。锥体过长，使 设备增大，流体阻力也增加。由于影响因素很多且复 杂，其尺寸基本上是根据经验选定。通常锥体高收尘 效率也高。 （6）旋风筒联接管道之间的尺寸 管道中气流运动要完成分散物料和传递热量的任 务，因此尺寸设计也不容忽视。关键是要确定管道内 合适的平均风速 u0 。 这要从两方面考虑，一是从阻力角度看，应选低值； 二是从承载、分散和换热能力考虑，宜选高值。为了 防止加料团块沉落到下一级破坏系统的正常运行，管 道风速应不低于11～12m/s为宜。从我国情况来看，一 般管道风速在17～23m/s。 管道风速选定后，其尺寸即可根据风量计算而得： d管 Q 1.27 u0 式中： d 管道 —管道内径，m； Q—处理风量，m3/s； u0 —管道所选定风速，m/s。 2、立筒预热器结构参数的确定 立筒预热器的设计，关键是确定立筒直径，缩口 直径以及每一换热单元（室）的高度。 目前确定立筒直径基本上还是以经验方法为基 础，简单方法如下： （1）立筒内径 Di 根据生产能力要求及实际条件，估算出通过立筒 烟气总量Q（m3/s），再选定立筒出口处气体工况速 度 u0 ，按下式计算立筒内径 Di Di Q 4 m u0 式中： u0 —立筒出口断面平均工况气流速度，一般取1.8～ 2.5m/s，大窑取高值 （2）立筒高度 按经验的高径比 K H1 / H i ，确定每室高度及室数， 最后确定总高H H nKDi 式中： K—立筒总的高径比，一般取4.5～5.5。 （3）缩口直径 d0 可根据立筒断面积计算，一般缩口断面取为立筒 断面的1/3～1/4。即： 1 2 1 d 0 Di 4 3 例：P60【例2-3】 m。 （五）旋风预热器结皮堵塞与旁路放风 众所周知，旋风预热器窑对生料中有害成分如碱、 氯、硫含量很敏感，结皮堵塞成为操作中遇到的难题， 在早期甚至成为预热器窑发展的障碍。 1、碱、氯、硫等挥发性有害成分在SP系统中的富集 与循环 水泥生料中 Na2O, K 2O, Cl 和S 2 发性。以 R2 O 为例： 都具有一定的挥 （1）R2 O 在中空干法窑、湿法窑与SP窑内的比较 在中空干法窑中，生料带入的 R2 O 中有部分被出窑 气体带出，因窑尾废气温度高（800℃左右），这部分 R2 O 并不会在窑尾冷凝富集，而会被烟气带走，所以中空干法 窑尾不会构成 R2 O 的富集与循环。 在湿法窑中，因窑尾废气温度低（220℃左右），被烟 所带出进入冷烟室的 R2 O 会冷凝，并重新回窑，所以湿法 窑内从窑尾生料中进入的 R2 O 与从窑头熟料中排出的 R2 O 是平衡的。 而在SP窑中，生料带入的 R2 O 部分被离窑气体带出后， 会在预热器内进行循环富集，使窑尾预热器系统中的 R2 O 大于从窑实排出的 R2 O ，造成不平衡，至使 R2 O 在预热器 的富集。 （2） R2 O 在SP系统内循环的过程 内循环： 指 R2 O 等在高温带自生料和燃料中挥发，窑尾系统合适 部位（如第三级、第四级和入窑生料管道），由于温度较低 而冷凝在生料颗粒表面，随着生料沉集又一次入窑。如此循 环，就使入窑生料的 R2 O 含量增加而富集。可见，挥发分 有害物质在系统中有累积作用而造成危害。 外循环： 指被冷凝在生料上的 R2 O 等有害物质，随细小未被 预热器收下来的飞与废气一道排出，则在后续设备如增湿 塔、收尘器，甚至生料磨或烘干系统中又被捕集下来，再 次配料，随生料重新入窑，这就使进入系统的生料中有害 成分富集增加。这种在窑系统外设备中产生的 R2 O 循环 称外循环。 显然，只要出预热器的飞灰收集重新使用，外循环就 必然存在。其循环的多少与流程及设备有关。 （3）R2 O 等有害物的富集对生产和水泥质量的危害 ① R2 O 在系统中的富集到一定程时，即可达到平衡， 此时如果熟料中 R2 O ≥0.6%时，即可能造成对水泥质量 的破坏性危害。 ②在 R2 O 等的富集过程中由于结皮堵塞，还会造成 窑尾系统操作上的事故。 2、结皮堵塞的机制 （1）生料粘结物的物理化学机制 有学者认为含挥发性有害物质的生料是由于湿液薄 膜而造成的熔融粘结。其物理过程可能是表面有粘膜再 与纤维状或网状物质（如硫酸盐）交织在一起而形成的。 湿液薄膜是部分易熔成分熔融作用的结果。当生料 在 K 2 SO4 , Na2 SO4 , KCl 等多组分共存时，生料最低共熔点 可能降到650～700℃。因此可以认为650～1000℃区域内， 均可能出现部分熔融物，即湿液薄膜。这些熔融物会粘 附在生料颗上在窑尾预热器内适当部位聚集粘着。 （2）结皮部位 旋风预热器结皮部位主要在窑尾烟室、下料斜坡、 烟道缩口，C4锥体和 C3与 C4的下料管中。结皮本身质 地疏松，结到一定厚度，往往自行塌落，造成通道堵塞。 至C2 C3 分 解 炉 C4 上升 烟道 缩口 下料 窑 图2-54 结皮的可能部位示意 （3）结皮在工艺和热工上的原因和结皮物组成 实践证明，结皮的工艺和热工原因主要有： 生料组成及其有害成分的熔融温度； 生料成分波动； 喂料不均匀； 火焰组织不当； 预热器局部过热； 燃烧不完全； 窑尾及预热器漏风； 预热器内衬料剥落； 下料锁风阀门不灵等。 归纳之，可以认为结皮的主要原因是生料成分（如 硫/碱摩尔比高，挥发物多）、温度、气氛和某些区域的 结构形状和物理因素。 生料在窑内挥发出的有害成分愈多，结皮的可能性 愈大。 结皮物的矿物组成，被认为主要是硅钙石 2C2 S CaCO3 和硫硅钙石 2C2 S CaSO4 。 （4）防止结皮堵塞的措施 ①限制原料中有害物含量，通常控制范围是，生料中： R2 O 1.0% Cl 0.01% S 1.3% SO3 / K 2 O 0.8% ②限制燃料中的S含量小于3%。灰分高或灰分熔点低 的煤粉要慎重。 ③稳定操作，避免窑尾各部位温度波动。 ④特殊措施： 高压空气定期吹扫或采用空气炮消除粘附物。 窑灰不再使用，排除外循环富集。 旁路放风，排放部分有害物，破坏内循环，缓解富 集速度或建立新的平衡。 其中旁路放风技术性较强。 （5）旁路放风技术 旁路放风是在原燃料不符合要求，有害成分在系 统内富集严重，直接影响到操作可靠性和熟料质量的 情况下，所采取的技术措施。 旁路放风是在窑尾排气烟道上开口引流出一部分 带有冷凝有害物的生料和含挥发物的高温烟气，使从 系统内循环中排放出去。放风口位置直接影响到放风 效果，原则上应设在气流中碱浓度高的地方。 放出的含尘气流要采用掺冷风的办法立即降温到 400℃以下再进行收尘处理。因此旁路放风需要增加基 建投资，并提高单位热耗。这些在设计之初就应作充 分考虑。 C3 图2-55 一般放风的位置 C4 上升烟道 ① ② ③ 窑 烟室 下料溜子 放风位置：①上升烟道；②下料溜子前端；③烟室后侧 经验表明：每放出废气量的1%，旋风预热器的 单位热耗增加17～21kJ/kg熟料以上。如果放风量高 达40%，热耗会增加30%，相应预热器内气量会减少 26%，使预热器操作发生困难。因此一般旋风预热器 窑的放风量不超过25%，通常仅3～10%。 工厂实际合适的放风量，需根据原、燃料具体情 况作出初步估算，再通过实践摸索而确定。 对于预分解窑，因窑头用煤量大为减少，因此窑 尾气体中有害成分浓度相对高出一倍左右，因此这种 窑旁路放风效果比较显著。甚至可以100%放风而不 影响系统运转。这就时NSP窑比SP窑对原料适应性强， 可以生产低碱水泥的主要原因。 结皮引起的堵塞在立筒预热器上很少见，因此一 般不引起操作上的危害。但硫碱循环仍存在，只是结 皮后易自行脱落，不会引起堵塞。 （六）旋风预热器窑的优缺点 优点： 所有各类窑型中，速旋风预热器的窑的熟料热耗最低， 且随着窑的能力增大，热耗愈低。 旋风预热器窑的单位容积产量大幅度提高，与干法 长窑比，平均提高约1.2～3倍。 旋风预热器窑没有运动部件，附属设备不多，维护 工作量不大。 与同规格窑相比，带预热器窑占地面积相对较小， 仅为一般干法窑的1/2。 SP窑单位产量投资费用仅为干法长窑的90%。 正是由于这些优点，使旋风预热器窑的发展十分迅速。 缺点： 流体阻力大，动力消耗高，窑尾排风机电耗高。 建筑框架高，所需投资大。一般框架都在50米以 上，大型预热器框架甚大至达80m以上，因此要 有很好的地耐力，土建费用高。 生料、燃料中碱、氯、硫含量高时，易结皮堵塞， 影响正常运转。故对原料的适应性较。 二、分解炉与预分解窑 （一）预分解窑的基本流程与一般操作参数 预分解窑基本流程见下图。图中粗线框内是分解 炉，它处于窑尾与预热器之间，是系统提供二次热源 与进行分解反应的区域。 生料 废气 C1 图12 C2 分解炉 C3 三次风 喷煤管 燃料 C4 入窑料 上升烟道 回转窑 烟室 冷却机 预 分 解 窑 基 本 流 程 在悬浮预热器与回转窑之间增加一 个新热源——分解炉，将生料中碳 酸钙分解过程提到窑外进行，加快 其分解提高其分解率，如要分解率 可提高到85%-90% 预分解窑窑尾废气的操作参数大体如下： 窑尾气体温度：1000～1150℃； 分解炉出口气体温度：850～950℃； C4出口气体温度：850～900℃； C3出口气体温度：710～750℃； C2出口气体温度：550～600℃； C1出口气体温度：330～390℃； 入窑生料温度：800～860℃； 入窑生料表观分解率：85～95%； 三次风温度：700～800℃； 窑尾负压：0.3～0.4kPa； 预热器出口气体含尘浓度60～80g/Nm3； 预热器出口气体O2含量：2.5～4.0%； 窑与炉所用燃料比：0.6/0.4～0.4/0.6。 （二）分解炉的功能与类型 1、主要功能 目前投产使用的分解炉有几十种之多，特具特色。 但所具备的功能是共同的，即属于高温气固反应器。 分解炉主要具备：流动、分散、换热、燃烧、 分解、传热和输送六大功能 。 分散是前提，换热是基础，燃烧是关键，分解是目的。 2、分类方法 为了完成上述功能，而开发了各具特色的炉型 结构。可以从不同的角度加以分类：如根据生产厂 家命名与分类，也可以按炉内气固流动的基本特征 来分类。 （三）各类典型分解炉结构特征简介 SF、N-SF、C-SF型分解炉 N－SF SF C－SF 1、NSF与CFF炉 如图，NSF系在早期SF分解炉上作了合理改进后而 设计的，其特点是： 三次风以强旋流与上升窑气在涡流室混合后形成迭 加湍流运动，强化了粉料的分散与混合； 燃料分别由几个喷咀自涡流室顶侧向下倾斜喷入热 流中，进行初步燃烧；再随气流一道进反应室，反 应室底部是主要燃烧区，由于高效混合防止了不完 合燃烧，可使空气过剩系数降低1.5～2.0%。 生料自C3可分两部分加入，一部分从上升烟道加 入，另一部分从反应室锥体部分加入，用以调节 气流量的比例，从而不需在烟道上设置缩口，同 时减少了这一部分结皮的机遇。 上述特点主要是改善了分解炉系统的气体流动 状态和气固之间的混合，在生产中收到了降低炉温 （约20℃）和减少热耗的实际效果。 C3来料 至C4 C3来料 燃料喷嘴 燃料喷嘴 三次风 C3来料 上升烟道 窑气 图13 CFF炉工作示意图 (1)、NSF型和 CSF型 NSF型炉： 结构： 上部：圆柱+圆锥体， 为反应室 下部：旋转涡壳——涡旋室 特点： 气体： 窑气、预热空气经涡旋室混合后 形成喷旋叠加的湍流运动混合， 回旋进入反应室 燃料：通过几个喷煤嘴从漩涡室顶侧向下 斜喷入三次风的空气流中，部分燃料 开始燃烧，边燃烧边进入反应室。 生料：分两部分，一部分从反应室锥体部加 入，另一部分从上升烟道中加入。 优点：气固之间的混合得到了改善，燃料燃烧完全，碳酸盐的 分解程度高，热耗低。 CSF型（在NSF上改进） 主要改进： 1）在分解炉上部设置了一个涡流室， 使炉气呈螺旋形出炉。 2）将分解炉与预热器之间的联接管 道延长---相当于增加了分解炉的容 积)，其效果是延长了生料在分解炉 内的停留时间，使得碳酸盐的分解 程度更高，更重要的是有利于使用 燃烧速度较慢的一些燃料。 DD炉 2、D-D炉 D-D炉的开发目的是降低能耗，优化燃料比，降低 排放量，同时节省工厂投资和操作费用。 其主要特点是： （1）D-D炉直接装在窑尾烟室上，无中间联接管道。 窑气喷射入窑（30～40m/s）入炉与径向（或略偏）送 入的三次风形成交叉流动（或略有旋转流动），压损小； （2）精心布置煤粉喷嘴，合理控制气氛，既降低生成， 又保证燃料完合燃烧。 D-D炉可分四个区作业。 D-D炉： 结构：上部：圆柱体 中部：圆柱体 下部：倒锥体 两个圆柱体之间设有缩口，形成二 次喷腾。强化气流与生料间混合 气体：三次风径向而入，窑气喷腾进 入 燃料：分两部分，90%的燃料在三次 风处进入，与空气充分 燃烧。10%的 在下部倒锥体进入。燃料燃烧处于还 原态 生料：生料在中部圆柱体进入，处于 悬浮态 根据工艺性能分四个区段： 第一区：为脱NOx的还原区，位于 D-D分解炉底部倒锥体部分； 第二区：为生料分解及燃料燃烧区，位于D-D分解炉中部圆筒中线之下部位； 第三区：为主燃烧区，位于D-D分解炉圆筒部分中线之上 第四区：为完全燃烧区，位于上部 圆柱体内 3、N-KSV分解炉 结构：上部：圆柱体 中部：圆柱体 下部：倒锥体 两个圆柱体之间设有缩口，形成二 次喷腾。强化气流与生料间混合 气体：三次风切向旋转而入，窑气喷 腾进入。 燃料：分两部分，主喷嘴在三次风管 上方，与空气充分 燃烧，辅助喷嘴 在下部倒锥体进入。燃料燃烧处 于还原态 生料：分两部分一部分从三次风管上 部喂入，一部分则从中部圆柱体喂 入。 根据工艺性能分四个部分：喷腾床、旋流室、辅助喷腾床、混合室 RSP 4、RSP分解炉 RSP型炉： 结构：左部：混合室（MC室） 右部：上部旋风预燃室(SB炉) 下部涡旋分解室(SC炉) 特点： 燃料：在旋风预燃室喷入，与热空气直接接触而燃烧， 燃烧效果好。 生料：从SC室喂入，被三次风分散。 气体： 窑气经上升管道喷腾进入，热空气从SC炉的内侧 以切线方向送入，两股气流一起进入混合室。 优点：对燃料适应性强 缺点：结构比较复杂，系统通风调节比较困难，流动阻力损失 大。 改进型RSP型炉： 5、FLS分解炉 FLS (F．L．Smidth)型 SLC分解炉 结构：上部：缩口 中部： 圆柱体 下部：圆锥体 特点 燃料：喷嘴布置在喷腾处，与喷腾 而入的空气充分燃烧，燃烧 效果好。 生料：生料分两次加入，分散效果好 气体：三次风喷腾而入，无窑气进 入。 SLC-S分解炉 SLC-D分解炉 6、N-MFC分解炉 MFC型 该炉分四个区： (1)流化层区 (2)供气区 (3)稀薄流化区 (4)悬浮区 N-MFC型炉： 结构：上部：圆柱体 下部：倒锥体 气体：三次风切向而入，流化空气入炉 窑气喷腾进入。 燃料：从倒锥体下部进入，与流化空气 直接接触。 生料：从倒锥体上部进入 根据工艺性能分四个区： 流化区、供气区（涡流区）、 稀薄流化区、悬浮区 7、国内开发的分解炉炉型 TJ院开发的系统分解炉 南京院开发的NC－SST型炉(或NST炉) 成都院开发的CDC型炉 “综合效应”的发展主要体现在以下几个方面： ① 适当扩大分解炉的容积，延长分解炉的出口管道形成“炉体+ 管道的结构，延长其留在分解炉内的停留时间 ② 改进分解炉的结构，使炉内具有合理的三位流场，力求提高炉 内气、固滞留时间比(τs/τg)，延长生料在分解炉内的滞留时间。 ③ 保证生料向分解炉内均匀喂料，尽快使生料分散且均匀分布。 ④ 改进和保证分解炉用燃料燃烧器的形式与结构，以及合理的布 置燃烧器，使燃料尽快点燃和燃烧，并能踢高燃料的燃尽率。 ⑤ 合理匹配下料、下煤点及三次风管，保证分解炉内有合理的温 度场，以利于燃料的着火、燃烧和碳酸钙的分解。 ⑥ 分解炉优化布置在预分解窑系统的流程中 ⑦ 扩大分解炉用煤的品种。 分解炉 分解炉窑优点： (1)单位容积产量高，例如：秩父一厂立波尔窑改为SF窑 后产量约提高一倍。 (2)相同生产能力下，窑的规格减小，因而占地少，设备 制造、安装容易，基建投资相对较低。 (3)有利于生产大型化，目前，单价生产能力可达12000t/d 以上。 (4)由于烧成带热负荷减轻，窑衬寿命延长。 (5)有利于旧窑改造。 (6)有利于利用低质燃料。 (7)减轻了大气污染，因分解炉为低温燃烧，故NOx降低， SF窑比SP窑NOx低1/3-1/5，排放量为1/10000左右。 (8)对含碱、氯、硫较高的原燃料的适应能力比悬浮预热窑 强，放风效率高。 （四）分解炉的工作原理 1、物料在气流中的分散 粉料被充分分散和均布是分解炉有效工作的前提。 （1）分散的原理 目前采取的有效措施是，以流体力学方法为主， 利用： 旋流（切向速度 u t =30～40m/s）效应； 喷腾（局部轴向速度 u z =30～40m/s）； 流化效应（气固均布、接触时间长，且可以控制）； 湍流效应（一般为高速气固同流形成稀相输送）等， 来达到分散的目的。 （2）流型对分解炉功能的影响 合理流型对分解炉功能发挥有着明显的影响： 单纯旋流：虽然能增加物料在炉内的停留时时，但旋 流强度过大易造成粉料贴壁运动，对均匀不利。 单纯喷腾：有利分散和纵向均布，但会造成疏密两区， 同时会引起部分物料短路。 单纯流态化：由于气固参数相一致，降降低传递和反 应的推动力，若要反应程度高，对炉温要求相应较高， 且阻力损失过大。 简单的湍流：设备高度过高。 因此，实践结果表明，原来不同类型和结构的 分解炉有目趋接近的倾向，即采用：喷（腾）—旋 （流）或湍（流）—旋（流）迭加的流动方式，效 果更好。 但仍需深入研究不同流型的最佳配合和适宜的 加料混合方式以谋求理想的综合效果。 2、燃料的燃烧 如前所述，燃烧过程是分解的基础，已经证明燃 烧反应的速度比分解反应速度慢，因此是控制因素。 （1）影响燃烧反应速率的因素 首先，与温度呈指数的变化关系； 其次，受环境中氧气和二氧化碳分压的影响，因 此气流合理流动非常重要； 再是燃料燃烬的程度与燃料的粒度、燃料的组成、 燃料活性、炉子结构、燃料加入方式、燃料在炉内停 留的时等均有直接关系。 对于上述因素，目前还难以作定量的计算，尚需 根据模拟分解炉进行反应动力学对比试验或根据经验 估计。 （2）燃料在分解炉中的燃烧特点 燃料在分解炉中燃烧与在其他炉中燃烧有所不同： 在分解炉中燃烧放出的热量，瞬间被生料所吸收， 因此不形成火焰。 也因生料吸热快，炉温受热平衡制约。 充分分散、均布的气固相，在完全分解前，理论 上应停留在分解温度位上，但由于分解炉加燃料 量不同且实际分散均布不充分的情况存在，炉温 也可出现局部高温。这种局部高温不宜出现在炉 壁附近，因此在实际生产中应注意操作。 （3）分解炉用燃料量 分解炉用燃料量对于窑系统的增产直接相关，但 在生产中应综合考虑，不应出现不完全燃烧，也不宜 使分解炉热负荷枪实弹过大。 目前炉用燃料量占总用量的35～60%范围内。 前述各种分解炉均可烧煤、油、气。有的分解炉 还可烧粗粒煤或块状工业废料（如轮胎等），但在炉 子设计上均要作充分考虑。 目前仍以烧煤为主。 3、碳酸钙分解反应 分解反应属于典型的气固相反应，服从气固相反应 的规律。因此，在给定的条件下，要达到一定分解率所 需时间必须保证，这也是分解炉设计的原则之一。 实践表明：分解炉内所能达到的分解率，关键在于 炉温和气体流型。 炉温低，要达到同样分解率，必须明显地延长物料 在炉内的时间（改变流型或增大炉子容积）或采取大于 100%循环量的再循环流程来给以补偿。 粉料是随气流运动的，气体和物料在炉内停留的时 物料 间比 ，是随气体流型的不同而变化的，实验测得 气体 取波动在1～ 10之间。因此优化选择气流的运动特征， 也是优化分解炉设计的一个方面。 （五）预分解窑系统的流程组合 随着生产的发展，除了出现了多种多样的结构不 同的分解炉和预热器外，同时还出现了许多不同预分 解窑的流程组合系统。 这些组合都是为了某些给定的目标或适用某些厂 的特殊要求面开发的。归纳其特点，主要有两类组合。 1、气体流动流程的不同组合 预分解窑三种基本气流流动组合方式 排风机 排风机 排风机 煤粉 煤粉 煤粉 冷却机 冷却机 冷却机 (a):特点：分解炉所需助燃空气全部由窑内通过，无三次风管。 优点是可节省投资、操作简便、冷却机选型不受限制。 缺点是过多的空气通过窑内，影响窑的操作。 (b): —目前常用形式 特点：分解炉所需助燃空气由三次风管提供，并在炉内与窑气混合。 (c):特点：分解炉所需助燃空气由三次风管提供，窑气不入炉。 优点是保证炉内燃料在纯空气中燃烧。 分解炉与窑的连接方式 同线型 分解炉直接坐落在窑尾烟 室之上，称为同线型分解 炉。这种炉型实际是上升 烟道的改良和扩展。它具 有布置简单的优点，窑气 经窑尾烟室直接进入分解 炉，由于炉内气流量大， O2含量低，要求分解炉具 有较大的炉容或较大的 Kτ值（固气滞留时间 比）。这种炉型布置简单、 整齐、紧凑，出炉气体直 接进入最下级旋风筒，因 此它们可布置在同一平台， 有利于降低建筑物高度。 同时，采用“鹅颈”管结 构增大炉区容积，亦有利 于布置，不增加建筑物高 度。 离线型 分解炉自成体系，称 为离线型炉。采用这 种方式时，窑尾设有 两列预热器，一列通 过窑气，一列通过炉 气，窑系列物料流至 最下级旋风筒后再进 入分解炉，同炉系列 物料一起在炉内加热 分解后，经炉系列最 下级旋风筒分离后进 人窑内。同时，离线 型窑一般设有两台主 排风机，一台专门抽 吸窑气，一台抽吸炉 气，生产中两列工况 可以单独调节。 半离线型 分解炉设于窑的一侧，称半离线型 炉。这种布置方式中，分解炉内燃 料在纯三次风中燃烧，炉气出炉后 可以在窑尾上升烟道下部与窑气会 合(如RSP、MFC等)，亦可在上升 烟道上部与窑气会合(如N-MFC、 SLC—S等)，然后进入最下级旋风 筒。这种方式工艺布置比较复杂， 厂房较大，生产管理及操作亦较为 复杂。其优点在于燃料燃烧环境较 好，在采用“两步到位”模式时， 有利于利用窑气热量和防止粘结堵 塞。 半同线型 异线型 旁路放风型 (c1)：窑气在分解炉后与出分解炉的炉气混合，再入预热器系统。 (c2)：窑气不与出分解炉的炉气混合，各自经过一个单独的预热 器系统 (c3): 窑气从窑尾排出，可余热利用或旁路防风 2、生料流程的不同组合 ①生料再循环流程——FR5 至C4 C5 分解炉（SF） 燃料喷嘴 将几倍于产量 的生料粉循环送回 到分解炉中，这就 使粉料有机会多次 通过分解炉，从而 大大延长物料在高 温气流中停留的总 时间，提高生料的 分解率。 分料板 C4来预热料 燃料 气流 入窑料 料流 窑气 ②生料连续通过两个系列的预热器——PASEC组合 这种组合方式的特点是让生料粉在两个平行的 预热器系列中，交叉连续通过，而气体只通过其中 的一个系列因而使气固接触机会比通常情况下增加 一倍，相应各预热器中生料粉浓度也提高一倍，从 而大大强化了换热效果。 排风 0系列 V系列 生料 V1 至CV4 至C04 01 分 解 炉 CV5V 02 V2 缩口 03 CV50 V3 04 喷嘴 V4 三次风 切向进入 05 V5V V50 入窑料 窑 冷却机 （六）分析评议分解炉特征的要点 1、气体流动与气量平衡的方式 分解炉实质上是气固悬浮态高温反应器，气体 流动类型与气量平衡关系，直接关系到反应换热器 的最终效果，包括窑气和三次风入炉方法、流型、 数量、温度以及气量平衡的控制手段等均是分析评 议分解炉特性的重要因素。 2、炉内燃料燃烧的条件 燃烧供热是分解反应的前提，因此燃烧条件的保证 十分重要，包括燃料用量、质量、特性及其波动情况、 燃烧温度、空气供方式，O2和 CO2含量、燃料的分散情 况、燃料在炉内平均停留的时间等都直接影响燃料的燃 烬和分解反应的完成度。 3、加料点与加煤点的位置 对于一定的炉型，选定合理的加料点和加煤点及 其方式，既关系到气固分散与均布，又影响到炉温的 分布和生料、燃料反应的完全程度，也涉及到操作稳 定可靠和NOx的排放。 物料 4、粉料与气体在炉内的停留时间比 气体 物料 的值与炉型结构和气体流型有密切的关系，也 气体 受实际操作气速的影响。比值大，相应分解炉容积效率 高。从反应程度考虑，粉料在炉内实际停留时间应尽可 能长一些，但也要适当，除了考察平均停留时间 物料 外，还要兼顾其离散程度即方差 2 ，希望在时间意义 上的返混程度要小，即 →1.0。 2 5、分解炉内的温度 炉温对燃烧和分解反应至关重要的。 一般来说，希望分解炉内有个均匀的温度场，不 要出现局部过热现象，影响到操作的稳定性和可靠性。 但从实际情况看，炉内仍不可避免的存在温差，且在 某种情况下，这种温差的存在对强化反应还是有利的， 只是希望近炉壁处的温度尽量不要过高。因此，分解 炉内应该有个合理而稳定的温度场，并且要求有灵活 调节控制的手段，以满足给定的生产要求。 （七）窑外分解窑优缺点的评述 单机生产能力增大近一倍；以窑单位容积产量比较： SP窑： Gv =70～105（kg/m3·h） NSP窑： Gv =130～206（kg/m3·h） 窑衬砖寿命可以延长到4倍，达20000h。火砖消耗减 少1/2～1/3。 NSP窑运转率比SP窑提高约10%。大型NSP窑运转周 期约85～90天，SP窑则为75天左右。 NOx生成量少50%，NSP窑平均值仅140～160ppm。 可选用低质燃料或低价废物（如轮胎）作燃料。 生产规模大，经济效益好，设备投资、基建投资可降 低10%。 可节省约5%燃料（约相当于42～84kJ/kg熟料）。 自动化程度高，操作稳定，事矿相对少，结皮堵塞出 现次数少。 窑尾废气中有害成分富集浓度大，放风效果好，因此 对原料的适应性相对比较强。 但与传统水泥窑相比，NSP窑也存在电耗高，窑尾系统框 架高，投资大，原料要求高，耐火砖质量要求高等缺点。 三、新型干法窑的调节与控制的内容与原则 新型干法窑重点监控的主要参数： 1、烧成带物料温度 目前多数使用比色高温计测量烧成带物料的温度 来表征烧成带温度，显然这只能作为综合判断的参考。 2、氧化氮NOx浓度 燃烧过程中NOx的生成量除与燃料中含N2量多少有 关外，在扣作中主要还与过剩空气系数和燃烧温度有密 切关系。当气流中O2含量高、燃烧温度高、烟气中NOx 生成量就多。 窑系统中测量NOx ，一方面是为了控制其含量，以 保护环境。更重要的是，在生产条件下，燃料种类（即 煤中氮含量），过剩空气系数大致固定的情况下，窑尾 废气中NOx浓度直接与烧成火焰温度密切关系。故可以 用废气中NOx浓度作为表达（控制用）烧成带的一种间 接标志。由于气体流动快，因此响应也快，故很有参考 价值。可与烧成带物料温度及其他参数联系起来对烧成 带情况作出判断。 3、窑转动力矩 由于煅烧温度较高的熟料，被窑壁带动的高度也 较高，因而窑体的转动力矩较煅烧温度低的熟料为大。 故也是表征烧成带情况的另一个数据。但由于窑内掉 窑皮及喂料量的变化等都会影响到转动力矩的测量结 果，因此还得结合现场条件加以分析。 以上三个参数都是为了综合反映烧成带温度。 4、窑尾、分解炉出口或预热器出口气体成分 利用装在相应部位气体成分分析仪器检测。它可 指示出窑内、分解炉内或全系统燃料燃烧的情况及通 风情况。 O2含量多，表示供风（或漏风）过剩。 CO的存在表示风量不足。 均可通过系统主排风机风门开度或风机转速来调 节。分解炉内的通风情况，则可用三次风管上的风门 闸门进行平衡和调节。 对于装有电收尘的系统，分解炉出口或C4与C1 出口气体中 （CO+H2）含量要严格控制，否则会出 现爆炸事故。当预热器出口处气体中（CO+H2）＞ 0.2%要报警，若＞0.6%时要自动跳闸，以保证安全。 5、窑尾气体温度 窑尾气体温度可以反映窑内热力分布，因此也很 重要。适当控制窑尾温度在合理范围内，对于窑系统 内物料的均匀加热和防止结皮堵塞都有很大意义。但 测点位置和热电偶安装方式，对窑尾气体温度的绝对 值会有影响，在分析问题时要注意。 一般情况下，窑尾气体温芳控制在900～1050℃为宜。 6、分解炉或最下一级旋风筒出口气体温度 （记为 T f 或 Tgc 4 ） 对于NSP系统 T f 或 Tgc 4 表征物料在分解炉内预分 解状况。这个值的控制范围与炉型及与其它换热单元组 合匹配以及设计时的意图有关，有较大的选择幅度。对 NSP窑 T f =900℃，对SP窑 Tgc 4 =800～850℃。但对系 统来说，其波动值应尽量小。 除以上各参数外，其他参数如C1的出口气体温度 Tgc1 ，反映生料供应、漏风或堵塞情况；最上一级和 最下一级旋风筒出口负压，反映供料、通风、漏与堵 塞情况等也是需要了解的。多数大窑上还装有红外线 扫描测温仪，定时有序地测量窑烧成带胴体表面温度， 经转换描绘出窑皮情况，也是反映烧成带长度和煅烧 特征的直观标志。 测出上述参数后，经计算机处理（或用数学模型及 用表格选择法）作出调整决策。调节参数主要是加料量、 窑转速、燃料加入量、通风闸门等，在正常小范围内根 据给定值加以调节达到控制目的。 至于窑速与喂料是否同步的问题，这在传统回转窑 操作中一直强调二者必须同步变化，以适应窑热工制度 的改变，但对于SP窑和NSP窑，有另一种观点，即由于 许多现代化技术装备的采用，基本上能保证窑系统的稳 定运转，窑速在小范围内变动时，不必同步改变喂料量 以避免干扰预热器或分解炉的正常工作。但在窑速变动 大时，二者仍需协调一致。 预热器窑和分解炉窑的预热器级数的选取 提高预热器级数 的提前条件： 保温措施 总经济效益比 比值 低阻预热器的应用 100 50 综合能耗比 密封等 热耗比 0 1 2 3 4 5 6 7 8 不同级数预热器技术经济指标对比 预热器窑和分解炉窑的煅烧进程及制度 进程 制度 预分解窑的旁路放风系统 各种碱化合物的熔点 化合物 熔点（℃） 化合物 熔点（℃） KOH 361 NaOH 319 KCl 768 NaCl 801 K2CO3 894 Na2CO3 850 K2SO4 1074 Na2SO4 884 内循环 分解炉中碱、氯、硫的循环 外循环 K2O的冷凝率81－97%。Na2O冷凝率较低。 硫酸钾、钙、氯化钾等多组分系统最低共点为650 ℃ -700 ℃ 法国拉法基水泥公司研究中心认为，结皮主要与下列三 个因素有关： （1）与物料的钾、钠、氯、硫的挥发系数大小在关， 特别是在还原气氛中，挥发系数增大，易结皮； （2）生料易烧性好，烧成温度相应偏低，结皮不易发 生； （3）与硫/钾比，可挥发物含量等有关。 研究表明：结皮试样中大多有灰硅钙石（2C2S·CaCO3） 和硫硅钙石（2C2S·CaSO4 ），美国波特兰水泥协会认为，灰 硅钙石是结皮的主要成分，其结构式为2C2S·CaO·CaCO3， 并认为RCl是其形成的矿化剂。 结皮解决办法：过程控制、旁路放风 每增加1%旁路放风，热耗增加17~21kJ/kg·cl，一般 放风＜25%，通常为3~10%。 耐火材料 耐火材料性能 耐火度、常温耐压强度、高温结 构强度、高温体积稳定性、热震稳定性、抗侵蚀 性、热传导性、热膨胀系数、耐磨性、电传导性、 形状及尺寸的准确性。 预分解窑耐火材料的使用环境 窑径增大使窑内衬料单位热负荷增加；窑速增快，使窑内 衬料热震应力增大；高质量熟料硅酸盐矿物增多，煅烧温度增 高，窑内衬料易受过热损坏和熔融；工业废料的应用，不仅使 燃料化学成分易于波动，并且它们的碱、琉、织有害成分及低 熔点的重金属，都会增大耐火材料的化学侵蚀及应力；原来使 用较多的镁铬砖，由于在窑内碱性气氛下，稳定的3价铬转化 为氧化能力极强的6价格，污染水源，导致人体的伤害。 水泥工业常用的耐 火材料有黏土质、高铝 质、镁质、镁铝质、镁 铬质以及耐碱、隔热耐 火材料等种类。 20世纪90年代以来，耐火材料上业通过 技术创新，已推出许多使用及环保性能兼备 的新型产品，如镁铝尖晶石砖、镁铁尖晶石 砖、高温硅酸钙板、抗结皮SiC浇注料等，以 满足生态环境材料型水泥工业新的需求。 本节结束 祝各位愉快！ 谢谢大家