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國際化學(xué)工程與應(yīng)用雜志。 1，第2號，2010年8月ISSN：2010-0221
循環(huán)流化床鍋爐旋風(fēng)分離器的流體力學(xué)運(yùn)用的實(shí)驗(yàn)研究
K．M．Pabdey,Member,IACSIT 和 M.Ray
摘要 關(guān)于重循環(huán)流化床電路元素的旋風(fēng)分離器中的流體力學(xué)已經(jīng)開始了實(shí)驗(yàn)研究。主要的工作已經(jīng)在固體懸浮密度分布以及旋流器軸線在各種固體流通率方向展開。懸浮密度在一般情況下，在向下的方向減小，在旋流器中的圓錐形部分變成最小。在氣旋出口開始增加，這種趨勢仍然存在降液管的料腿。懸浮密度隨著床的庫存在旋流器的入口邊的增加而降低，和旋流流化床電路的降液管的分支的固體循環(huán)速率一樣。但是應(yīng)當(dāng)指出的是，采用流化床保持環(huán)境更加清潔。
索引條款 旋流分離器，懸浮密度，循環(huán)流化床，高固體庫存。
一、引言
流化床操作的上下文中有一個寬泛的文字范圍，但他們大多是這里沒有給出細(xì)節(jié)。在這些參考文獻(xiàn)中給出。只有極少數(shù)是在這里討論誰是與本研究相關(guān)。兩個實(shí)驗(yàn)室規(guī)模大小的模型已被設(shè)計(jì)用于模擬流體動力學(xué)行為和學(xué)習(xí)效果對近壁的流體力學(xué)Noymer等床直徑。 [1]在三個不同直徑的循環(huán)流化床反應(yīng)器（76，100和203 mm內(nèi)徑立管）的立管上的軸向和徑向的固體通量和流開發(fā)研究的立管直徑的影響。用于直接測量的吸入探頭，而計(jì)算出的固體從固體中得到的通量數(shù)據(jù)被用來比較由兩個獨(dú)立的光纖探頭測得的速度和濃度。兩個形狀找到的固體通量的徑向分布的，為拋物線形狀，平坦的磁芯形狀。可以預(yù)測，得到的形狀的操作條件的基礎(chǔ)上，使用一個新的概念的有效承載能力的固體飽和。比在一個較小的提升管的立管在一個較大的固體通量的徑向分布不太均勻。流開發(fā)與立管直徑的增加要慢。的操作條件下，發(fā)現(xiàn)影響在每個反應(yīng)器中在相同的一般方式的固體通量增加氣體速度，在立管向下流動的固體的量減少，固體循環(huán)速率的增加，造成更多的向下流動的固體。從這項(xiàng)研究中可以得出以下結(jié)論：固體通量數(shù)據(jù)確定。
K.M.Pandey M.Ray，國家技術(shù)研究所，機(jī)械工程學(xué)系，錫爾杰爾，阿薩姆邦，印度提交的文件進(jìn)行審查03-06-2010。
通過直接測量與測量固體的濃度和速度計(jì)算吻合良好。被發(fā)現(xiàn)在三個提升管的徑向固體通量的檔案的形狀是平下降的環(huán)形帶或拋物線形，這取決于操作條件。可以預(yù)測固體徑向磁通分布的形狀，使用實(shí)際的飽和容量，上述的拋物線輪廓為準(zhǔn)由于近壁向下流動的固體增加。比在一個較小的提升管的立管在一個較大的固體通量的徑向分布不太均勻。在提升管的下部向下流動的固體的量是最高的，但然后開始減小測量點(diǎn)從分配器移開。增加Ug的（表觀氣速）導(dǎo)致上面的壁向下流動的固體的量減少，從而導(dǎo)致更加扁平化的固體通量的徑向分布中的列。增加氣孔導(dǎo)（總固體循環(huán)速率）向下流動的固體的量的增加，導(dǎo)致更拋物線形狀。流發(fā)展的影響以同樣的方式在不同直徑的柱：UG或跌幅GS增加減少發(fā)展的長度。燕等冒口直徑增加流量發(fā)展較慢。 [2]。開展試點(diǎn)工作，在12 MWth的循環(huán)流化床鍋爐的并在寒冷的CFR三種不同的泡沫流在時(shí)間和空間分布，稱為流態(tài)化制度，確定了冷循環(huán)流化床多泡沫政權(quán)，許多小氣泡均勻分布在床上一躺，單個氣泡制度，其特征在床上時(shí)間的存在，只有一個泡沫和泡沫大，單從空氣分配器床面伸展，不規(guī)則的空隙政權(quán)。這些發(fā)泡條件下，觀察期間中的氣體速度和分配器的壓力降的變化。 2平方米截面循環(huán)流化床鍋爐中的比較表明該鍋爐始終工作在單或泡沫制度，這表明了氣泡流動的是不連續(xù)的，并不能很好地分布在床的橫截面。 Gungor Afsin曾[3]一個動態(tài)的二維模型考慮循環(huán)流化床流體力學(xué)行為。 CFB提升管中的建模，分析在兩個區(qū)域：詳細(xì)建模，它被細(xì)分為一個不含固體顆粒的氣泡相和含有固體雜質(zhì)的乳化相的二相流在湍流流化區(qū)的底部區(qū)域。在上部區(qū)域核心環(huán)固體流量結(jié)構(gòu)的建立。仿真模型考慮了軸向和徑向的空隙率，流速和壓力降的氣體和固體相的分布，和用于固相的固體體積分?jǐn)?shù)和粒度分布。該模型的結(jié)果進(jìn)行了比較和驗(yàn)證對大氣冷床CFB單位的實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)在文獻(xiàn)中給定的軸向和徑向分布的空隙率，固體體積分?jǐn)?shù)和粒子速度，總壓降沿床的高度和徑向固體通量。在比較中使用的實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)范圍如下：床直徑從0.05-0.418米，床的高度從5-18米，平均粒徑從67-520微米，顆粒質(zhì)量通量的密度kg/m3的1398年至2620年，從21.3 300的kg/m2s和表觀氣速度從2.52-9.1米/秒。靈敏度分析的結(jié)果，平均粒徑和空塔速度的變化，并影響的壓力，特別是在芯區(qū)，它并沒有很大的影響，在環(huán)隙區(qū)域的壓力。徑向壓力分布是平坦的核心區(qū)域的平均粒徑增大。較低的表面速度，可以得到類似的結(jié)果。也已發(fā)現(xiàn)，由氣體和固體摩擦部件的總壓降的貢獻(xiàn)相比是小到可以忽略不計(jì)的加速度和固體流體動力頭組件。在提升管的底部，在芯區(qū)的加速度分量的環(huán)形區(qū)域內(nèi)的加速度分量的總壓降的變化來自立管的中心的核心環(huán)空接口，分別從0.65％至0.28％的中的壓力降;總壓降的變化從0.22％到0.11％的從核心纖維環(huán)接口徑向邊壁。中村英也提出[4]在旋轉(zhuǎn)流化床顆粒流態(tài)化行為建模（RFB）進(jìn)行。建議的數(shù)值模型是基于一個DEM（離散元方法）CFD（計(jì)算流體動力學(xué)）耦合模型。計(jì)算流體運(yùn)動二維解決當(dāng)?shù)仄骄痉匠?。二維計(jì)算粒子的運(yùn)動由DEM。同時(shí)在目前的模型進(jìn)行計(jì)算流體運(yùn)動的CFD和粒子運(yùn)動的DEM。 Geldart這樣的B組顆粒（直徑和顆粒密度分別為0.5毫米和918 kg/m3時(shí)，分別），用于計(jì)算和實(shí)驗(yàn)。計(jì)算出的流化行為，如定期冒泡流態(tài)化和的流態(tài)化政權(quán)過渡是一個高速攝像機(jī)觀察到的很好的一致性。 UMF和Pf和估計(jì)的實(shí)驗(yàn)結(jié)果之間的比較，我們所提出的模型和其他分析模型進(jìn)行了評估我們的模型的準(zhǔn)確性。 UMF和PF計(jì)算結(jié)果與實(shí)驗(yàn)結(jié)果吻合良好。特別是，估計(jì)PF使用我們所提出的模型與實(shí)驗(yàn)結(jié)果表現(xiàn)出更好的協(xié)議，而其他的分析模型高估了30％PF。
S.薩蒂什南比亞討論的[5]涉及的工作的固體床層溫度，氣體流量，固體流率和初始水分含量的固體覆蓋不同的變量，如在一個連續(xù)的流化床干燥機(jī)的干燥實(shí)驗(yàn)。利用人工神經(jīng)網(wǎng)絡(luò)建模的數(shù)據(jù)。人工神經(jīng)網(wǎng)絡(luò)得到的結(jié)果進(jìn)行比較與使用系列坦克模型所得到的。結(jié)果發(fā)現(xiàn)，從神經(jīng)網(wǎng)絡(luò)得到的結(jié)果更準(zhǔn)確的RTD模型相比，具有以下的百分比誤差擬合實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)。從上面的結(jié)果所看到的第一個數(shù)據(jù)集所得到的網(wǎng)絡(luò)是簡單的百分比誤差準(zhǔn)則評價(jià)其性能也令人滿意。另一方面，引入一個輸入變量，使得網(wǎng)絡(luò)更加復(fù)雜，從第二組的結(jié)果。據(jù)觀察兩個隱層的反向傳播網(wǎng)絡(luò)優(yōu)于預(yù)測的問題時(shí)，適用于單隱層網(wǎng)絡(luò)。 MJ Cocero工作[6]超臨界流化床仿真結(jié)果流利CFD軟件。模擬多流體歐拉模型動力學(xué)理論固體顆粒和使用Gidaspowdrag功能的基礎(chǔ)上進(jìn)行了超臨界二氧化碳（SC-CO2）環(huán)境在一定范圍內(nèi)的壓力從8至12MPa的溫度從30到50 0C。流體的速度已被更改，從1到6倍的最小流化速度（UMF）。多流體歐拉模型納入流利的CFD軟件，將固體顆粒動力學(xué)理論和使用Gidaspow的拖曳功能，已成功應(yīng)用于高壓（8-12MPa的）模型在SC-CO2流態(tài)化和接近環(huán)境溫度（30 - 50°C）。該模型預(yù)測在所研究的操作條件下的固體的速度矢量的顆粒流化的床（噴射效果）的中心和旁邊的床的壁向下運(yùn)動的固體顯示一個向上的循環(huán)。 F.奧卡薩和M. Miccio的重點(diǎn)[7]上的一個簡單的數(shù)學(xué)模型已經(jīng)發(fā)展到模擬在流化床中的濕式噴射。射流區(qū)里面涉及的不同階段，估計(jì)和分析。通過噴射耀斑旅游液滴蒸發(fā)階段已處理。每個大小沿射流火炬在所有位置的蒸發(fā)率估計(jì)的速度和周圍環(huán)境。最終的液滴尺寸已經(jīng)確定。此外，總蒸發(fā)率旅行液滴，夾帶沙?；蚧鹁孢吔缗鲎睬埃呀?jīng)估計(jì)。交通水滴，部分蒸發(fā)，可能會碰撞和解決夾帶沙粒。該模型預(yù)測液滴夾帶沙粒的結(jié)算利率。總部分據(jù)估計(jì)從落戶液體蒸發(fā)。該研究已被應(yīng)用到液體燃料的氣動輸送到流化床燃燒器中，在850 0C。該模型已被用來預(yù)測比燃油蒸氣噴射耀斑，釋放里面。模型結(jié)果表明，只有非常小的液滴完全蒸發(fā)里面的耀斑。在夾帶沙粒的液體的穩(wěn)定起著至關(guān)重要的作用，在燃油蒸發(fā)里面的耀斑。已經(jīng)開發(fā)的數(shù)學(xué)模型來模擬濕式噴射區(qū)。模型管理的不同階段參與射流區(qū)，尤其是液滴夾帶的沙顆粒和估計(jì)其特征利率結(jié)算。該模型有沒有可調(diào)參數(shù)。 [8]循環(huán)流化床燃燒系統(tǒng)的數(shù)學(xué)模型，根據(jù)質(zhì)量和能量守恒方程，成功地提取Aboozar Hadavand。利用這些關(guān)系，面向床溫的狀態(tài)空間動力學(xué)模型已獲得基于子空間的方法。床層溫度，從而影響鍋爐整體效率和污染物排放率，在這些類型的系統(tǒng)的操作的最重要的參數(shù)之一。有動態(tài)和參數(shù)模型中的不確定性，基于線性矩陣不等式（LMI）的魯棒控制算法已應(yīng)用于輸入?yún)?shù)，即煤炭進(jìn)給速度和流化速度控制床溫。循環(huán)流化床（CFB）燃燒系統(tǒng)越來越多地用作優(yōu)于燃煤發(fā)電系統(tǒng)由于其較高的效率和較低的排放。然而，由于其非線性和復(fù)雜的行為，它是很難建立一個全面集成了所有的系統(tǒng)動力學(xué)模型。循環(huán)流化床的氣體和固相之間的相互作用引起的表現(xiàn)出非常復(fù)雜的流體動力學(xué)。氣體和固體的運(yùn)動的驅(qū)動機(jī)制，是很難確定和描述。提出一種新穎的數(shù)學(xué)模型在循環(huán)流化床燃燒室的床層溫度。得到的數(shù)學(xué)模型是建立在質(zhì)量和能量守恒方程，讓我們把所有的過程動力學(xué)模型中。 L.X.香港和P.D.的霍奇森曾在[9]要提高傳熱機(jī)理的理解，并找到一個可靠和簡單的傳熱模型之間流化床沉浸對象的表面，氣體流動與傳熱進(jìn)行了數(shù)值模擬，基于雙顆粒層和多孔介質(zhì)模型。的氣體和粒子的速度場和溫度分布進(jìn)行了分析過程中的傳熱過程。雙顆粒層和多孔介質(zhì)模型模擬浸沒在流化床中的對象的表面附近的氣體的流動和傳熱的能力，并且被成功地用于計(jì)算的動態(tài)特性的氣相的溫度變化的顆粒的顆粒群的輻射參數(shù)。結(jié)果提供足夠的信息，以提高傳熱過程的理解浸沒表面附近。
J.C.S.C.巴斯托斯集中在[10]徑向固體軸向水平的提升高通量循環(huán)流化床（HFCFB）的速度分布計(jì)算使用一個兩階段的3-D的計(jì)算流體動力學(xué)模型。與實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)在立管上的內(nèi)直徑為76毫米，高度為10米，在高固體通量300 kg/m2.s的空塔速度為8米/秒，比較計(jì)算所得的固體的速度。數(shù)百循環(huán)流化床實(shí)驗(yàn)和數(shù)值模擬研究已經(jīng)開展在低通量小于200 kg/m2.s的，而只有少數(shù)有限的研究都涉及高固體通量。的k-E氣粒湍流模型進(jìn)行比較實(shí)驗(yàn)徑向固體76毫米ID七軸向水平的速度和高度10米，高通量循環(huán)流化床（HFCFB）的高通量300公斤/ m2.s和膚淺的速度為8米/秒。該HFCFB提升板被分為三個區(qū)域的底部部分中的致密固體區(qū)域度（h = 0 - 4公尺），流動度（h = 4-8米）和稀區(qū)域的上半部分（h = 8時(shí) - 10米），一種循環(huán)流化床氣化爐的三維模型是由[11] I. Petersen和J.Werther的，它使用的速度和固體的連續(xù)輻射公司持有流體力學(xué)的描述方面。污水污泥氣化模型中包括一個復(fù)雜的反應(yīng)網(wǎng)絡(luò)。在模擬中計(jì)算的軸向饋電點(diǎn)的位置及數(shù)量的影響進(jìn)行了檢查不同尺度的氣化爐。有人發(fā)現(xiàn)，由于非?？焖俚姆纸?，揮發(fā)物和揮發(fā)物含量高的污水污泥中，側(cè)供給口周圍的氣體的混合是不完整的，并形成具有高的熱解氣體濃度的羽狀物。非?？斓尼尫诺膿]發(fā)物和揮發(fā)物含量高的污水污泥中，混合氣體的供給口周圍，由于是不完整的，并形成與高量的熱解氣體濃度的羽狀物。如果污水污泥的水平以下的固體返回到在底部區(qū)域的熱分解氣體供給將被消耗的流化空氣的熱點(diǎn)附近的燃料供給點(diǎn)時(shí)的風(fēng)險(xiǎn)。 Vidyasagar Shilapuram的工作[12]進(jìn)行實(shí)驗(yàn)液固循環(huán)流化床（LSCFB）的研究流動制度，運(yùn)行不穩(wěn)定，三個關(guān)鍵的過渡速度循環(huán)流化床（CFB）政權(quán)，固含固體循環(huán)速率實(shí)驗(yàn)方法。結(jié)果表明，如拱形成，液 - 固分離器的堵塞和固體返回管道堵塞的操作不穩(wěn)定性，觀察在這些方法中的兩個大的初級和輔助液體速度。關(guān)鍵的過渡速度標(biāo)定膨脹床從CFB制度觀察這三種方法是不同的。宏觀的流動性（流動制度，發(fā)病的平均固含，平均顆粒濃度和顆粒循環(huán)率冒口）是由不同的操作方法不同。
二、問題制定
以前的研究工作表明，循環(huán)流化床（CFB）的直徑有一個顯著的傳熱率的影響，重要的是為應(yīng)用程序的循環(huán)流化床燃燒器和鍋爐的周壁。因?yàn)檩^大直徑的床具有較低的周界橫截面的面積比，從而積累更多的圓周上的顆粒，在內(nèi)部再循環(huán)，在核心中的每單位面積的固體不改變，可能預(yù)測的現(xiàn)象。因此，床的直徑影響的流體力學(xué)和熱傳遞，需要實(shí)驗(yàn)室測試之前，實(shí)現(xiàn)工業(yè)規(guī)模的燃燒器的移動設(shè)備規(guī)模的增加。
A.客觀性和目的
問題制定客觀的工作是：
1）氣旋和降液管中的經(jīng)營狀況對該懸浮液密度的影響。
2）懸掛系統(tǒng)的密度分布以及旋流器軸線。
3）懸掛系統(tǒng)沿水平或垂直插入配備的降液管的密度分布。
4）懸掛沿提升管高度和密度分布的影響，對它們的操作條件。
三、實(shí)驗(yàn)
A.實(shí)驗(yàn)設(shè)置
進(jìn)行實(shí)驗(yàn)與兩個laboratorysized比例模型已建成并在室溫下運(yùn)行。這兩個單元是相同的高度，并在運(yùn)行相同的操作條件。顯示原理設(shè)計(jì)在圖中示意性地。 1和操作原則條件列于表Ⅰ中的屬性使用固體總結(jié)于表Ⅱ。
1、主塔2、 返回段3、 配電板4、 孔板流量計(jì)5、 空調(diào)閥6、 空調(diào)閥（次要的）7、 離心式鼓風(fēng)機(jī)8、 發(fā)動機(jī)9、 壓力計(jì)10、 計(jì)量塔11、蝶閥12、旋風(fēng)分離器13、排水閥14、疏通閥15、傳熱探針16、
圖1.1實(shí)驗(yàn)示意圖
旋風(fēng)分離器單元測試與顯示示意在圖1.2
四、測量技術(shù)
A.空氣流量和壓力損失
通過床層的氣流速度，測定使用一個標(biāo)準(zhǔn)的孔板流量計(jì)設(shè)計(jì)為D和D/2磁帶錄音。的公式用于估計(jì)的體積流匯率的空氣通過節(jié)流孔米。壓力磁帶錄音，設(shè)置在四個不同的位置沿提升管高度在0.6米井段之間的兩個相鄰的列（有機(jī)玻璃），以確定的軸向懸浮密度的床。四壓力還提供了磁帶錄音沿氣旋長度的軸線以確定軸向懸浮密度沿旋風(fēng)高度。這些壓力席上連接到水填補(bǔ)U型管壓力計(jì)。細(xì)鐵絲網(wǎng)（B.S.400）和香煙過濾嘴，使用壓力攻兩端在壓力計(jì)的壓力波動最小化。
B.固體流通率
位于中間的返回腿的蝶形閥用于測量和控制固體循環(huán)速率在CFB循環(huán)。關(guān)閉閥和測量它上面的在一段時(shí)間內(nèi)收集的固體量時(shí)間測量固體循環(huán)速率。以穩(wěn)定的速度蝶閥收盤大幅的幫助下，秒表，時(shí)間記錄，可存儲一定量它上面的固體。
五、實(shí)驗(yàn)程序
實(shí)際實(shí)驗(yàn)的起動之前，一些試運(yùn)行被視為有控制的想法，操作參數(shù)的測量。已知量的通過頂部的砂送入主列旋風(fēng)。袋式過濾器，然后覆蓋的出口旋風(fēng)。開始送風(fēng)機(jī)和空氣被允許流與空氣的幫助下，通過立管列控制閥。的氣流速率緩慢地增加，并床開始擴(kuò)大，并在短期內(nèi)達(dá)到完整的流態(tài)化狀態(tài)時(shí)空氣流速超過夾帶的固體顆粒開始，實(shí)際上觀察通過有機(jī)玻璃列。該保持所需的氣流速度，通過調(diào)整流過孔板流量計(jì)，確定從的壓降數(shù)據(jù)在孔板流量計(jì)。該夾帶的固體顆粒被允許返回到主列經(jīng)營曝氣循環(huán)蝶閥在打開位置。因此，乳化液的時(shí)間是一個連續(xù)的循環(huán)建立。下面的數(shù)據(jù)記錄在實(shí)驗(yàn)：
1）壓力表讀數(shù)（孔板流量計(jì)跨接）
2）壓力表讀數(shù)（沿床高度連接）
3）壓力表讀數(shù)（沿旋風(fēng)連接高）
4）固體循環(huán)速率的數(shù)據(jù)。
六、結(jié)果與討論
A.懸浮密度的變化旋風(fēng)降液管
沿軸向變化的懸浮密度以及一直下降管旋風(fēng)分離器在圖1.3（A-C）。三種不同的膚淺速度，即，2.67米/秒，2.9米/秒和3.2米/秒，用于實(shí)驗(yàn)。測量取自旋風(fēng)分離器入口（冒口端）向向下的方向（圖1.3（b）條）。的懸浮液的密度達(dá)到最高氣旋進(jìn)氣口，開始減少在沿旋流器軸線向下的方向，并成為至少在錐形區(qū)域。
另外，它增加了在向下的方向。該原因是旋轉(zhuǎn)流的強(qiáng)度在圓錐部分比在靠近進(jìn)氣口的部分更密集。因此，較低的旋流強(qiáng)度，較高的粒子沉積。在氣旋出口懸浮密度開始增加，這種趨勢仍然存在料腿降液管。的氣體空塔速度的增加產(chǎn)量增加了進(jìn)入旋風(fēng)分離器的固體量，隨之增加的匝數(shù)和粒子數(shù)與壁接觸。圖中的數(shù)據(jù)。 1.3（三）對應(yīng)于兩種不同的存貨8KG和11公斤。對于這兩種情況懸浮密度的減小，在床中增加只有在旋風(fēng)分離器入口部分由于高固體庫存載入中冒口。后來索性意味著對于相同空塔速度減少每單位體積的固體量氣體流進(jìn)入旋風(fēng)分離器。另外，在向下的方向的旋流器和降液管中，太多的懸浮液密度相對較高，高存貨是合乎邏輯的結(jié)果，因?yàn)榱Ｗ釉谛L(fēng)的濃度是簡單的正比到固體清單。
有關(guān)的數(shù)據(jù)中的懸浮密度的變化與3固體循環(huán)速率的變化，測量在不同點(diǎn)（即，沿1.01米0.68米0.44米軸氣旋下降管）列于圖中。 1.3（d）中這些數(shù)據(jù)僅僅揭示了懸浮密度隨著顆粒循環(huán)速率增加。因此，考慮到該傳熱系數(shù)的增加而線性與懸架密度更可以將熱量從旋流器入口中的固體提取;在本節(jié)中提取的熱通量超過在降液管和錐形部分的去除分隔符。
B.軸向懸浮密度分布在旋風(fēng)配備有插入的降液管
軸向懸浮密度分布在旋風(fēng)不同類型的插入如圖所示。 1.4（A，B）。該結(jié)果提出了8公斤的床上庫存和三不同的膚淺速度。從這些數(shù)字是觀察到的懸浮密度幾乎示出了相同類型的沿軸線的旋流器和向下的趨勢后起之秀旋風(fēng)相比，有沒有插入。
圖中的曲線。1.5顯示效果上的插入式懸浮濃度剖面里面的旋風(fēng)。這些圖表明，在懸浮密度達(dá)到的水平插入的分離器進(jìn)口高比那些垂直插入的情況下，空氣旋。這些結(jié)果意味著增加固體濃度增加氣體引發(fā)的進(jìn)口部分由于水平插入混合與比較垂直對口;漩渦中梗阻水平插入所造成的氣旋芯強(qiáng)通過垂直。
懸浮液的密度分布沿旋流器軸線的錐段表示高濃度的固體幾乎雙重推動下垂直插入然后水平。這是由于固體偏析增強(qiáng)的垂直管安排。在旋風(fēng)退出節(jié)還有不同的是沒有可檢測的效果插入用于所有的情況下，示于圖。 4C表現(xiàn)類似在懸浮液中的密度變化的趨勢。
C.軸向懸浮密度分布在冒口
人們普遍認(rèn)識到的橫截面的平均懸浮密度是最重要的特性影響床之間的傳熱和爐水墻。常用的傳熱系數(shù)是平均懸浮密度函數(shù)。然而，懸浮密度不是一個獨(dú)立的參數(shù)，但與許多操作系統(tǒng)的變化而變化變量，不同的粒子，其中：流化速度和固體回收率，床幾何床上抱了起來。此外，也可以是有關(guān)指出由于熱傳輸?shù)挠绊懲ㄟ^的氣體和粒子的運(yùn)動在緊鄰的傳熱面，本地的懸浮密度是物理上更有意義的比橫截面的平均密度。該的結(jié)果相關(guān)的軸向懸浮密度的檔案如圖所示。 1.6（一）在三個不同的表面速度（即2.67米/秒，2.9米/秒和3.2米/秒）的曲線清楚地表明，約一的初始部分內(nèi)米床（從底部測量）暫停密度大幅下降，也就是說，曲線斜率此初始部分高于進(jìn)一步觀察朝著冒口退出。
軸向懸浮液的固體庫存的效果在提升管中的配置文件如圖所示。 1.6（b）條。這兩個數(shù)字顯示的效果的固體循環(huán)速率，這可能是在一個固定的氣體流量由固體庫存co9ntroled（圖1.6（b）條），反之亦然（圖1.6（A））。
七、結(jié)論
實(shí)驗(yàn)進(jìn)行允許得出一些結(jié)論，其中包括：
?懸掛密度最高的入口旋風(fēng)分離器。它減少了向下氣旋垂直軸平行，并成為至少在所述錐形區(qū)域。在旋流器的出口處的隔板懸浮液密度開始增加，由于增加粒子濃度。同樣的趨勢仍然存在浸入管，下降管。懸浮密度的增大而增加在不同高度的固體循環(huán)速率主要受氣旋和下降管固體庫存。
?在首段立管（1米長的測量從床上底部），懸浮密度大幅下降此后逐漸降低
致謝
筆者強(qiáng)烈有義務(wù)教授Dr.P Mahanta和Head，能源中心，IIT印度古瓦哈提允許有關(guān)使用流化床畢業(yè)的學(xué)生。作者承認(rèn)有價(jià)值建議從USDixit教授，前系主任機(jī)械工程，IIT印度古瓦哈提不時(shí)時(shí)間內(nèi)完成這項(xiàng)工作。作者承認(rèn)經(jīng)濟(jì)上的幫助，AICTE項(xiàng)目AICTE8023/RID/BOIII/NCP（21）2007 - 61346222項(xiàng)目ID在IIT Guwahati是 ME/P/USD/4。
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