流态化焙烧炉解析(analysis of fluidized bed roaster)

为优化流态化焙烧过程及其设备而进行的数学解析。流态化焙烧炉为火法冶金反应器的一种，湿含量极大的细粉状硫化物精矿粉，在流态化炉中高度分散，与空气流充分接触进行快速、高转化率的氧化焙烧。焙烧产出金属氧化物和二氧化硫气体，前者可经浸出等进一步处理，后者可用于制造硫酸。

炉子结构流化床是圆形或矩形截面中空设备，如图1所示。下部装有空气分布板，分布板上开孔或装有带风帽的喷嘴，经小孔喷入床内的空气流速足够大时能将矿粉吹动，使成悬浮状态。这种气一固悬浮物具有流体的性质，故称为流化床，又因此悬浮物体系处于不断上下翻腾状态，很像沸腾的液体，所以又称沸腾床或沸腾炉。空气与硫化矿在床中进行反应所生成的二氧化硫气体夹带一部分细颗粒，由炉顶部排出，进入旋风分离器中进行气固分离，回收的粉料返回与烧渣合并，焙烧渣几乎全部转化为氧化物。

 

操作分析   开始炉内粉料堆积高度为Lo，这时称为固定床。随着空气的通入及其流率不断增加，粒子问的空隙随之增大，也即床层不断膨胀，空气通过床层存在一压力降Δp(如图2)。在双对数坐标纸上，前一段△声与气速成正比增大，气速达到一个临界速度u_mf后，Δp不再随气速增加而增加而成为一条近似的水平线，气体流速是以空床面积算的。当气速达到u_mf时，粒子开始流动，故又称u_mf为起始流化速度。这时床层增加到L_mf，粒子间的空间与床层体积之比称孔隙率，ε_mf为起始流化时的孔隙率(或称空隙率)。计算公式为：

 

式中W为床中固体粒子质量，A为床面积，ρ_p、ρ分别为粒子和空气密度，g为重力加速度。

 

两相的形成   当空床气速u_o超过u_mf，并继续增加气体流量时，便有气泡生成。粒子间孔隙率ε_mf不变，通过粒子间的气体仍以u_mf速度流动，多余的气体则成为气泡通过床层，粒子间的气速仍维持在u_mf，气泡中所含的固体粒子很少。气泡称为气泡相，气泡以外的部分称为乳化相，焙烧反应在乳化相中进行。

床层高度、夹带分离高度   流化床多为连续稳定操作。床层高度为L_f处有一不十分清晰的表面，此面之下称为浓相，由乳化相与气泡相构成的流化床，此面之上为气体及气体所夹带的极少量细粒子的空间，称为自由空间或稀相。自由空间的作用是要使固体从气流中分离出来，当它的高度增加时，夹带量就减少。最后达到一个高度，超过这个高度夹带量不再减少，这时就称为夹带分离高度(TDH)。气体夹带粒子的基本条件是u_o≥u_t，u_t称为终端速度，即粒子的自由沉降速度。但气泡上升到床面上爆裂时，会把粒子抛向远处使自由空间的固体粒子含量增高。这部分空间对焙烧反应的影响不大。

设计及模型   最一般的设计参数及模型有终端速度、起始流化速度和操作气速。

(1)终端速度u_t。球型颗粒，Re_P<0.4时为：

 

球型颗粒，0.4<Re_P<500时为：

 

(2)起始流化速度u_mf。小粒子，Re_P<20时为：

 

大粒子，Re_P>1000时为：

 

(3)操作气速。为u_o=(1.5～1.0)u_mf范围之间，或按u_o=(0.1～0.4)u_t选取。通常流化床实际操作气速为0.15～0.5m／s左右。u_o／u_mf称为流化数。

气泡的结构及模型   气泡对流化床性能的影响极大，人们对气泡作用进行过大量的研究，目前较为普遍采纳的成果，有些对生产有一定的指导意义，另一些适用范围有限。

气泡生成、长大与破裂   气泡在分布板区生成，开始很小，但很快即互相合并长大。随着气泡的上升，这种合并一直继续进行，因此气泡的直径与床层高度大体上成正比关系。气泡长大到一定程度又会破裂，因此有一个最大泡径是气泡长大的极限。

气泡的形状   如图3所示，上部为球形，下部为略带凹陷，随着气泡向上运动，此处压力偏低，故有粒子被吸引进来，成为气泡的一个组成部分，称为尾涡。尾涡的体积约占全体的三分之一左右，气泡与尾涡构成整体呈球形的气泡。

 

气泡云   气泡在上升过程中，泡内部气体会穿过气泡顶部，又从气泡周边向下流动，形成环流和气体交换，如此使一部分粒子在气泡外形成一个有一定厚度的粒子层，称为气泡云。气泡云与尾涡统称气泡晕。气泡晕不与乳相互混，是气泡构成的一部分。但在气泡运动过程中有一部分粒子会脱离气泡晕，又有一部分粒子补充进来，这形成了气泡晕与乳相中粒子的互相交换。

粒子的流动   床层中大量的上升气泡以气泡晕夹带粒子向上运动，形成剧烈地向上的气泡群流动，其所夹带的粒子量相当可观。其余的粒子相对地向下运动，如此床层中心气泡密集的部分粒子向上流动，在周边区向下流动，形成了粒子的循环流动，促成了床层内粒子迅速达到均匀混合。

乳化相中的气体流动   气速较小时，乳相中的气体以u_mf速度通过粒子间隙向上流动。同时也有部分气体随向下的粒子流而回转向下，因此乳相中有向上气流也有向下气流。气速较大时，回流部分增大，甚至有时下行的气流量会大于上升气流量。

传热   包括物料对炉壁的传热和浸没管的传热。

物料对炉壁的传热   有很多这方面的研究成果，鞭严在他的新著中作了系统的归纳，这些都是实验数据归纳的准数式。列文斯皮尔的式子为：

 

式中κ_g为流体导热系数，h_W为给热系数。

浸没管的传热   直立管为：

 

式中C_R为排管位置校正系数，其值在1.0～1.6之间，中心较小。

水平管为：

 

式中d_ti为管内径。

传质   气泡相与乳化相之间的气体交换对焙烧反应影响很大，反应通常在颗粒表面上进行。气体从气泡中经气泡晕到乳相的串联过程可写成：

 

式中(K_be)_b是总括交换系数，b表示气泡相，e为乳相，c为气泡晕，A为气相中成分A。

 

式中(K_bc)_b及(K_ce)_b可由下式估算：

 

式中D为气体扩散系数，D_e可取D与ε_mf之间的值。

流化床数学模型   对设计很重要，一些专著已有很多介绍，但因过程复杂，大多尚未十分完善，主要有两相模型和鼓泡床模型。

两相模型   将流化床简单地设想为两个相，不考虑气泡的具体情况。乳相可用扩散模型：

 

气泡相用活塞流模型：

 

式中E_z为乳相的混合扩散系数，u_e为乳相中气体的空床流速，ƒ为经过乳相部分的气体所占的体积分率，ξ=L／L_f为一无因次参数，r为反应速率，N为床层中间交换的气量与乳相气量之比。

鼓泡床模型   在流化数U_o／u_mf>6～11时，假定床顶部出气组成完全可用气泡中的组成代表，不必考虑乳相，乳相中的气体被认为全部向下流动。经过计算可得到积分后的转化率的式子为：

 

K_f是一个无因次数。