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水平直圆环管内惯性煤粉浓淡分离器
气固两相流阻力特性研究
刘建忠，周俊虎，曹欣玉，岑可法
（浙江大学热能工程研究所，浙江杭州310027）
摘要：采用多元回归，获得各种条件下流动阻力系数的计算公式，对水平直圆环管内惯性煤粉浓淡分离装置的气相及气固两相的流动阻力特性进行了详细的研究，结果表明，水平直圆环管内实现内浓外淡的分离装置的阻力除与Re有关外，主要与浓缩环、速度平衡件的高度（节流比）等因素有关。试验结果对燃烧器的设计与应用有重要指导意义。
关键词：流动阻力；惯性分离；燃烧器；煤粉；多相流
1 引言
煤粉浓淡燃烧技术因具有低负荷稳燃、低NOx排放而受到广泛应用，衡量其技术性能的主要指标是浓淡比和阻力损失，但它们往往互相矛盾。要想稳燃性能好，需要较高的浓淡比，而这又会造成较大的阻力损失；反之，则浓缩效果差，影响低负荷稳燃。在燃烧器改造中，浓淡分离装置阻力过大，不仅要影响燃烧器四角风粉分配的均匀性，还会使空预器的漏风量增加。因此高浓淡比、低流阻的技术性能对煤粉浓淡分离装置来说是非常重要的。本文结合已开发的旋流浓淡燃烧技术［1］，对水平直圆环管内撞击式惯性煤粉分离器的阻力特性进行研究，以获得最佳的设计和运行参数。
2 气固两相阻力损失描述
管道中粉粒体气固两相流由于颗粒的存在，使流动阻力损失ΔP比纯空气流要复杂得多，与纯空气流动下的阻力损失ΔPa之间有如下关系［2］： ΔP／ΔPa＝1＋kμ·μ（1）
式中 μ为煤粉的浓度kg／kg；kμ为浓度修正系数，由实验确定。
尽管上式简单实用，但很多人仍用多种表达式来描述两相流颗粒浓度对阻力的影响，且与由试验所得的ΔP有很大差别，原因是式中kμ不能直接表达由固相所引起的阻力增加项ΔPs（ΔP－ΔPa），而且kμ不是一般的浓度修正系数，而是浓度、流动雷诺数Re、颗粒性质、装置结构等的函数。
颗粒相存在对气固两相流阻力影响研究较多，但差别也较大。有人认为带粉和不带粉的一次风阻力系数几乎没有差别，即kμ＝0［3］；也有人认为ΔP随浓度增加的幅度微弱，ΔP／ΔPa线的斜率大致相同，而实际kμ变化幅度很大［4］；文［2］认为，输粉管道中浓度对流体流动特别是边界层的流动状态有很大影响，对于水平管道，在浓度0．2～0．4kg／kg至0．7kg／kg的范围内，阻力系数随浓度的增加反而降低，国外有文献称之为托马斯效应。可见气固两相流阻力特性较复杂，应予重视。
3 实验装置及方法 按多相流模化理论设计的试验系统如图1。物料采用闭式循环，既能充分利用、减少环境污染，又保证了物料颗粒分布特性的稳定性。空气流量由文丘利管的U型差压计监控，试验物料由给粉机送入该系统，经试验管段后的粉料送入旋风分离器，气流被再次送入送风机入口，构成闭式循环；经旋风分离器分离下来的粉料落入料斗。 撞击式惯性煤粉浓淡分离器见图2。装置由带中心管的一次风道、浓缩环、速度平衡件及带平衡孔的分隔圆环组成，浓缩环和速度平衡件截面均为三角形的环状体。当煤粉气流流经时，由于浓缩环的导向作用及煤粉颗粒运动的惯性作用，大部分煤粉颗粒反弹至浓侧通道，同时由于导流作用在浓缩环后形成1个低压区，小部分煤粉随空气在压差作用下绕流浓缩环进入淡侧通道，这样形成了内浓外淡2股气流。
进行单相气相阻力试验时，给粉机不投入，风量由文丘利管监控。进行气固两相流阻力试验时，先调节好气相参数，如风量等，然后投入给粉机，产生一定浓度的气固两相流后进行试验。由文丘利管得到分离器入口平均流速w并测得ΔP后，可利用下式得到阻力系数ξ：ζ＝2ΔP／ρw2（2）
4 惯性煤粉浓淡分离器气相阻力特性研究 气相压力损失ΔPa主要是流动雷诺数Re和浓淡分离装置几何特性的函数。对浓淡分离装置，反应阻力损失的阻力系数ζa可表示为:ζa＝f（Re、mi、L、αi、βi）。试验时圆环管道内流速范围为15～28m/s，相应雷诺数Re范围为2.33×105～4.34×105，流动阻力可表示为ΔPa＝ζaρw2a/2（Pa）（3）式中ξa为气相阻力系数；wa为空气流速度，m/s；αi、βi为浓缩环及速度平衡件前、后倾角(见图2)，mi为节流比。m1＝(d12－d02)/(D02－d02),m2＝(d32－d02)/(d22－d02)。4.1水平直圆环管内加浓缩环后的阻力系数ξa
加浓缩环后的阻力损失的试验结果见图3～图6。图3表明，当浓缩环与分隔圆环之间距离的L一定时，随挡环高度h（D0／2－d1／2）的增大，ΔPa增加，且增幅变剧，这是因为由于气流的收缩及扩展造成涡流区的存在，挡环越高，涡流区越大；此外分隔圆环段的内外速度比也越大，在相同流量下，会使阻力系数加大。 图4和图5为h变化时，L对ΔPa的影响。由图可见，L增大，由于内外圆环气流速度趋向均匀，相应地使ΔPa减小。在图4中，L＞8h后，ΔPa几乎不变化，这可理解为经过挡环收缩、扩展后的内外环速度比变化幅度很小，可认为当L＞（7～8）h时，L对ΔPa的影响可忽略。 图6为浓缩环前倾角α1与ΔPa变化关系。α1从25°增大到30°时，ΔPa基本不变化；再增大到45°，ΔPa增大幅度为4．9～19．6Pa。浓缩环后产生的涡流区变大，是ΔPa增大的原因，但总体上h不变，α1变化对ΔPa影响不大。试验结果还表明,变化后倾角（15°～45°）对于阻力损失影响同样很小［5］。 由此可近似认为纯空气流阻力系数主要与流速及浓缩环高度（节流比）有关，即ξa＝f（Re、m1）。整理后阻力系数与Re及m1的关系见图7、图8。 用最小二乘法采用几何（幂指数）回归将图7和图8的数据整理如下：ζa＝2．501×103Re－0．700（m1＝1．0；r＝0．982）（4）
ζa＝1．344×103Re－0．610（m1＝0．829；r＝0．993）（5）
ζa＝5．553×103Re－0．697（m1＝0．750；r＝0．998）（6）
ζa＝5．461×103Re－0．688（m1＝0．673；r＝0．996）（7）
ζa＝0．429m1－2．919 （Re＝2．33×105，r＝0．953）（8）
ζa＝0．365m1－3．061 （Re＝2．95×105，r＝0．965）（9）
ζa＝0．311m1－2．989 （Re＝3．72×105，r＝0．961）（10）ζa＝0．282m1－2．960 （Re＝4．34×105，r＝0．960）（11）式中 r为相关系数。用ζa＝C1×ReC2整理的优点是由于上述公式C2值相差不大，只须比较C1值大小便可知对应工况的ζa悬殊程度。
浓缩环类似圆环形节流元件，回归结果表明，m1＜1．0时，其负指数约等于3，故m1由1．0递减时，ζa急剧增大，即挡环高度增加，节流比m1逐渐递减，随之ζa将急增。
将上述实验点用多元回归成ζa＝f（Re，m1）的关系式：ζa＝1．659×103Re－0．6687m－2．9851（12）
上式适用范围为：Re＝2．33～4．34（×105），m1＝0．67－1．0。 上式结果与试验结果最大绝对误差不超过5％，平均误差为1．5％。图9综合地表示了ζa＝f
（Re，m1）的试验结果。4．2 水平直圆环管内加浓缩环和速度平衡件后的阻力系数ζa 保持其他参数不变，仅改变浓缩环及速度平衡件高度（节流比）以及来流速度。结果如图10，对试验数据进行回归可得：ζa＝13．625×103Re－0．728（m1＝0．75，m2＝0．67，r＝0．992）（13）
ζa＝1．492×103Re－0．537（m1＝0．75，m2＝0．42，r＝0．991）（14）
ζa＝3．334×103Re－0．590（m1＝0．673，m2＝0．42，r＝0．988）（15）将上述3式中的试验结果用多元回归如下：ζa＝2．255×103Re－0．6265m－1．2271m－42022（16） 上式适用范围为：Re＝2．33～4．34×105，m1和m2＝0．42～0．75。 上式计算结果与试验结果最大绝对误差不超过2．5％。 比较式（13）、（14），负指数从0．728回落到0．537，原因是内环速度平衡件，节流比m2下降，会引起内外环从W内＞W外变到W内＜W外，故阻力损失上升较大。5 惯性煤粉浓淡分离器气固两相流阻力特性研究5．1 两相流阻力变化与煤粉浓度关系 考虑气固两相流后，有关ΔP与ΔPa的比值与浓度的关系如图11和图12。由图可知，水平直圆环管内无浓淡分离装置时，ΔP与ΔPa相差较大（ΔPS约49～78Pa），加浓淡分离装置后，相差反而减少（大部分为20～29Pa）。而当浓度大于0．3～0．4kg／kg后，上述2种情况下ΔP／ΔPa反而减少，即由于固相引起的阻力损失ΔPS减少。
输粉气流中粉粒的存在使边界层中的流动状况发生了变化。在水平管道中，由于重力的影响使管道截面上粉粒分布不均匀，靠近管底的粉粒分布相对较密，并使气流受阻，流速减小，这样截面上流速分布有了显著变化，速度最大值由纯空气时的管中心移至管上部，这种速度场的改变随浓度增加和流速的降低而加剧。当浓度较低时，粉粒对速度场的影响较小，摩擦阻力系数随浓度增加而增加，即有更多的能量损耗在粉粒上。当浓度达到一定值时，水平管道下部流速有了较大减小，降低了边界层气流的涡流强度或速度梯度。当由此而减小的压力损失超过输送粉粒所加的压力损失时，ΔPS反而减小。
此外，浓淡分离装置不同于弯管或节流元件，关键之处在于它改变了管道中内外环浓度分布和减少了气流的横向脉动。内环与粉流的摩擦面积显著小于外环与粉流的摩擦面积。当内浓外淡时，粉粒与管壁的摩擦阻力比内淡外浓时小得多。由于分隔圆环的存在，气流的横向脉动减少了，湍流摩擦也大大减少，这时ΔPS较水平圆环管的ΔPS要小。
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气固两相流阻力特性研究
刘建忠，周俊虎，曹欣玉，岑可法
（浙江大学热能工程研究所，浙江杭州310027）
摘要：采用多元回归，获得各种条件下流动阻力系数的计算公式，对水平直圆环管内惯性煤粉浓淡分离装置的气相及气固两相的流动阻力特性进行了详细的研究，结果表明，水平直圆环管内实现内浓外淡的分离装置的阻力除与Re有关外，主要与浓缩环、速度平衡件的高度（节流比）等因素有关。试验结果对燃烧器的设计与应用有重要指导意义。
关键词：流动阻力；惯性分离；燃烧器；煤粉；多相流
1 引言
煤粉浓淡燃烧技术因具有低负荷稳燃、低NOx排放而受到广泛应用，衡量其技术性能的主要指标是浓淡比和阻力损失，但它们往往互相矛盾。要想稳燃性能好，需要较高的浓淡比，而这又会造成较大的阻力损失；反之，则浓缩效果差，影响低负荷稳燃。在燃烧器改造中，浓淡分离装置阻力过大，不仅要影响燃烧器四角风粉分配的均匀性，还会使空预器的漏风量增加。因此高浓淡比、低流阻的技术性能对煤粉浓淡分离装置来说是非常重要的。本文结合已开发的旋流浓淡燃烧技术［1］，对水平直圆环管内撞击式惯性煤粉分离器的阻力特性进行研究，以获得最佳的设计和运行参数。
2 气固两相阻力损失描述
管道中粉粒体气固两相流由于颗粒的存在，使流动阻力损失ΔP比纯空气流要复杂得多，与纯空气流动下的阻力损失ΔPa之间有如下关系［2］： ΔP／ΔPa＝1＋kμ·μ（1）
式中 μ为煤粉的浓度kg／kg；kμ为浓度修正系数，由实验确定。
尽管上式简单实用，但很多人仍用多种表达式来描述两相流颗粒浓度对阻力的影响，且与由试验所得的ΔP有很大差别，原因是式中kμ不能直接表达由固相所引起的阻力增加项ΔPs（ΔP－ΔPa），而且kμ不是一般的浓度修正系数，而是浓度、流动雷诺数Re、颗粒性质、装置结构等的函数。
颗粒相存在对气固两相流阻力影响研究较多，但差别也较大。有人认为带粉和不带粉的一次风阻力系数几乎没有差别，即kμ＝0［3］；也有人认为ΔP随浓度增加的幅度微弱，ΔP／ΔPa线的斜率大致相同，而实际kμ变化幅度很大［4］；文［2］认为，输粉管道中浓度对流体流动特别是边界层的流动状态有很大影响，对于水平管道，在浓度0．2～0．4kg／kg至0．7kg／kg的范围内，阻力系数随浓度的增加反而降低，国外有文献称之为托马斯效应。可见气固两相流阻力特性较复杂，应予重视。
3 实验装置及方法 按多相流模化理论设计的试验系统如图1。物料采用闭式循环，既能充分利用、减少环境污染，又保证了物料颗粒分布特性的稳定性。空气流量由文丘利管的U型差压计监控，试验物料由给粉机送入该系统，经试验管段后的粉料送入旋风分离器，气流被再次送入送风机入口，构成闭式循环；经旋风分离器分离下来的粉料落入料斗。 撞击式惯性煤粉浓淡分离器见图2。装置由带中心管的一次风道、浓缩环、速度平衡件及带平衡孔的分隔圆环组成，浓缩环和速度平衡件截面均为三角形的环状体。当煤粉气流流经时，由于浓缩环的导向作用及煤粉颗粒运动的惯性作用，大部分煤粉颗粒反弹至浓侧通道，同时由于导流作用在浓缩环后形成1个低压区，小部分煤粉随空气在压差作用下绕流浓缩环进入淡侧通道，这样形成了内浓外淡2股气流。
进行单相气相阻力试验时，给粉机不投入，风量由文丘利管监控。进行气固两相流阻力试验时，先调节好气相参数，如风量等，然后投入给粉机，产生一定浓度的气固两相流后进行试验。由文丘利管得到分离器入口平均流速w并测得ΔP后，可利用下式得到阻力系数ξ：ζ＝2ΔP／ρw2（2）
4 惯性煤粉浓淡分离器气相阻力特性研究 气相压力损失ΔPa主要是流动雷诺数Re和浓淡分离装置几何特性的函数。对浓淡分离装置，反应阻力损失的阻力系数ζa可表示为:ζa＝f（Re、mi、L、αi、βi）。试验时圆环管道内流速范围为15～28m/s，相应雷诺数Re范围为2.33×105～4.34×105，流动阻力可表示为ΔPa＝ζaρw2a/2（Pa）（3）式中ξa为气相阻力系数；wa为空气流速度，m/s；αi、βi为浓缩环及速度平衡件前、后倾角(见图2)，mi为节流比。m1＝(d12－d02)/(D02－d02),m2＝(d32－d02)/(d22－d02)。4.1水平直圆环管内加浓缩环后的阻力系数ξa
加浓缩环后的阻力损失的试验结果见图3～图6。图3表明，当浓缩环与分隔圆环之间距离的L一定时，随挡环高度h（D0／2－d1／2）的增大，ΔPa增加，且增幅变剧，这是因为由于气流的收缩及扩展造成涡流区的存在，挡环越高，涡流区越大；此外分隔圆环段的内外速度比也越大，在相同流量下，会使阻力系数加大。 图4和图5为h变化时，L对ΔPa的影响。由图可见，L增大，由于内外圆环气流速度趋向均匀，相应地使ΔPa减小。在图4中，L＞8h后，ΔPa几乎不变化，这可理解为经过挡环收缩、扩展后的内外环速度比变化幅度很小，可认为当L＞（7～8）h时，L对ΔPa的影响可忽略。 图6为浓缩环前倾角α1与ΔPa变化关系。α1从25°增大到30°时，ΔPa基本不变化；再增大到45°，ΔPa增大幅度为4．9～19．6Pa。浓缩环后产生的涡流区变大，是ΔPa增大的原因，但总体上h不变，α1变化对ΔPa影响不大。试验结果还表明,变化后倾角（15°～45°）对于阻力损失影响同样很小［5］。 由此可近似认为纯空气流阻力系数主要与流速及浓缩环高度（节流比）有关，即ξa＝f（Re、m1）。整理后阻力系数与Re及m1的关系见图7、图8。 用最小二乘法采用几何（幂指数）回归将图7和图8的数据整理如下：ζa＝2．501×103Re－0．700（m1＝1．0；r＝0．982）（4）
ζa＝1．344×103Re－0．610（m1＝0．829；r＝0．993）（5）
ζa＝5．553×103Re－0．697（m1＝0．750；r＝0．998）（6）
ζa＝5．461×103Re－0．688（m1＝0．673；r＝0．996）（7）
ζa＝0．429m1－2．919 （Re＝2．33×105，r＝0．953）（8）
ζa＝0．365m1－3．061 （Re＝2．95×105，r＝0．965）（9）
ζa＝0．311m1－2．989 （Re＝3．72×105，r＝0．961）（10）ζa＝0．282m1－2．960 （Re＝4．34×105，r＝0．960）（11）式中 r为相关系数。用ζa＝C1×ReC2整理的优点是由于上述公式C2值相差不大，只须比较C1值大小便可知对应工况的ζa悬殊程度。
浓缩环类似圆环形节流元件，回归结果表明，m1＜1．0时，其负指数约等于3，故m1由1．0递减时，ζa急剧增大，即挡环高度增加，节流比m1逐渐递减，随之ζa将急增。
将上述实验点用多元回归成ζa＝f（Re，m1）的关系式：ζa＝1．659×103Re－0．6687m－2．9851（12）
上式适用范围为：Re＝2．33～4．34（×105），m1＝0．67－1．0。 上式结果与试验结果最大绝对误差不超过5％，平均误差为1．5％。图9综合地表示了ζa＝f
（Re，m1）的试验结果。4．2 水平直圆环管内加浓缩环和速度平衡件后的阻力系数ζa 保持其他参数不变，仅改变浓缩环及速度平衡件高度（节流比）以及来流速度。结果如图10，对试验数据进行回归可得：ζa＝13．625×103Re－0．728（m1＝0．75，m2＝0．67，r＝0．992）（13）
ζa＝1．492×103Re－0．537（m1＝0．75，m2＝0．42，r＝0．991）（14）
ζa＝3．334×103Re－0．590（m1＝0．673，m2＝0．42，r＝0．988）（15）将上述3式中的试验结果用多元回归如下：ζa＝2．255×103Re－0．6265m－1．2271m－42022（16） 上式适用范围为：Re＝2．33～4．34×105，m1和m2＝0．42～0．75。 上式计算结果与试验结果最大绝对误差不超过2．5％。 比较式（13）、（14），负指数从0．728回落到0．537，原因是内环速度平衡件，节流比m2下降，会引起内外环从W内＞W外变到W内＜W外，故阻力损失上升较大。5 惯性煤粉浓淡分离器气固两相流阻力特性研究5．1 两相流阻力变化与煤粉浓度关系 考虑气固两相流后，有关ΔP与ΔPa的比值与浓度的关系如图11和图12。由图可知，水平直圆环管内无浓淡分离装置时，ΔP与ΔPa相差较大（ΔPS约49～78Pa），加浓淡分离装置后，相差反而减少（大部分为20～29Pa）。而当浓度大于0．3～0．4kg／kg后，上述2种情况下ΔP／ΔPa反而减少，即由于固相引起的阻力损失ΔPS减少。
输粉气流中粉粒的存在使边界层中的流动状况发生了变化。在水平管道中，由于重力的影响使管道截面上粉粒分布不均匀，靠近管底的粉粒分布相对较密，并使气流受阻，流速减小，这样截面上流速分布有了显著变化，速度最大值由纯空气时的管中心移至管上部，这种速度场的改变随浓度增加和流速的降低而加剧。当浓度较低时，粉粒对速度场的影响较小，摩擦阻力系数随浓度增加而增加，即有更多的能量损耗在粉粒上。当浓度达到一定值时，水平管道下部流速有了较大减小，降低了边界层气流的涡流强度或速度梯度。当由此而减小的压力损失超过输送粉粒所加的压力损失时，ΔPS反而减小。
此外，浓淡分离装置不同于弯管或节流元件，关键之处在于它改变了管道中内外环浓度分布和减少了气流的横向脉动。内环与粉流的摩擦面积显著小于外环与粉流的摩擦面积。当内浓外淡时，粉粒与管壁的摩擦阻力比内淡外浓时小得多。由于分隔圆环的存在，气流的横向脉动减少了，湍流摩擦也大大减少，这时ΔPS较水平圆环管的ΔPS要小。
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