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一、管道和旋风筒的传热_gWK_NC
_$_.g）%#h:
每一级旋风预热器（包括管道）可以看作一个热平衡单元，气流和生料依次在每级旋风预热器内进行热交换。
Cbq|<
p##o
管道传热按不同加料量和不同的气流速度进行试验:
8YLS/dN0w
当加料量为0.5～0.8公斤/标米3，气流速度为9～12米/秒时，以20℃生料加入到740～760℃的热气流中，只要0.07～0.09秒时间，物料立即升温到440～450℃，气流和生料温度差仅为30～90℃，热流比〔3〕（管道内有效传热量与顺流中最佳情况下传热量之比值，当热流比为1.0时，气固相温度达到完全平衡）达0.908～0.968，传热速度非常快。
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4s_）&
-F
管道内传热系数，由于气流温度不高，主要是对流传热的稀相悬浮体，可应用下列方程〔8〕。
#_R#_o_/@|
J_tI]?
j_rU
式中：
_-A_X_[vTB
Nu——努塞特准数，；
D,）^_l@UP
Rer——相对雷诺数，；
|#rP~Nj_）
dm——生料颗粒当量直径（米）；
Dj$W?
dC"
^
λg——气体导热系数（千卡/米·
时）；
NW=tZVQ<
X
ur——气、固相间的相对速度（米/秒）；
ap_%_Y}
μg——气体的动力粘度（公斤/米·
秒）；
4-dV_%DgC
h——气固相间的传热系数（千卡/米2·
℃时）；
:
:
2p_DtMS
rg——气体密度（公斤/米3）。
k"
_V@_9q;
*
根据试验、测定，计算数据为:
@N'
0:
0Nb_
故管道内气固相传热系数比回转窑内综合传热系数大13～23倍eK]$8l|_LI
管道内传热面积可根据基本传热方程计算:
nnm9pn__x_
Q=G·
Cm·
△tm
（2）!
UV/p"
CfX
式中:
Q——管道内或传热设备内物料吸收热量（千卡/时）；
;
{_P"
~（S%
Cm——物料比热（千卡/公斤·
℃）；
"
V:
24__\vO
△tm——物料温度差（℃）；
_xlH?
_J;
$
G——加料量（公斤/时）。
D_n#GoDMJ[
Q=h·
△t （3）J_mR_）g_
Q——气体传给物料的热量（千卡/时）；
N9M'
'
H*VS
h——传热系数（单位同前）；
l_u^fK__Q
F——传热面积 （米2）；
I_#Sm;
_
△t——气固相间对数平均温差℃。
W:
8*_Z8_?
7
则 Qv=Q/V=h·
Fm·
△t·
C （4）#0hX'
8];
（
Fm——每公斤生料的传热面积（米2/公斤）；
YGA（_"
<
V——管道或传热设备容积 （米3）；
s___h_6F-g
C——单位气体中生料浓度（公斤/米3）。
C_Z/_bO#~
联立方程
（2）、（4）_Gf.1Bsf@S
则:
Q/V=h·
C|vZ\tQ___
=G·
△tm/V （5）<
&
?
gpRK_
根据试验测定:
Sv7_-#SW<
G=500 Cm=0.24m\h/D_7z_g
△tm=260 △t=170ICD（__#__m
V=0.0244 C=0.75（公斤/标米3）FTy`#*7Ul
h=1193 =0.234（公斤/米3）_[m_SK!
Y@u
P_&
/PCS_f
这为理论上40微米当量直径的颗粒全部分散时面积55.55米2/公斤的53%，相当于75.5微米颗粒理论上全部分散时的传热面积，比回转窑内物料传热面积大2390倍。
g<
[_h（xDeG
按我们试验，当生料浓度为0.5～0.8公斤/标米3管道内气体流速9～12米/秒时，物料在管道内温升为420～430℃，而旋风筒内温升为30～70℃，据此，可计算得在管道内的传热量占每级总传热量的87.5～94%，而旋风筒内只占6～12.5%。
E6SGK,f0D
提高旋风筒的收尘效率，是减少外部和内部生料循环，减少热损失和加强传热效果的重要措施。
按B·
Vosteen〔3〕计算，窑废气中带入到预热器中的窑灰量等于生料喂料量时，将使废气温度升高38℃，内部生料循环量愈大，传热情况愈差，将使废气温度愈高。
因此，一级旋风筒我们采用了并联扩散式旋风分离器，并对二、三、四级旋风筒上每级装与不装出气内套筒进行了比较，安装后收尘效率大大提高，内部循环大为减少，传热情况良好，从而使窑的产量提高了10～20%。
因此，我们认为管道内传热速度快，主要是生料在管道内分散得好，传热面积很大的缘故。
而旋风筒传热效果差，虽然气固相相对速度较管道内为慢，传热速度会低些，但绝对值降低不多。
主要是由于气固相进入旋风筒后，生料开始从气流中分离出来，中间浓度很小，边壁浓度很大，且边壁流速很小，物料很容易在边壁凝聚，使传热面积迅速下降；
而且旋风筒直径较小，原管道内分散的颗粒在旋风筒中的运动距离，比管道长度小得多，因而传热效果较管道为差。
苏联彼·
季明特〔9〕根据旋风预热器中气体和生料的实际温度曲线进行计算表明，在管道内传给生料的热量占该级总传热量的80%，而旋风筒仅占20%，也证明了这点，所以，旋风筒的主要任务是收尘而不是传热。
_@15%fX`*o
OC__z_WP,
二、分解炉的传热u_f*_sI
|0___Dt|$
我们将平均粒径约为40微米的生料粉喂入分解炉内，使之比较充分分散，并与燃料充分混合，燃料的燃烧过程和生料的预热、分解、吸热过程均在悬浮状态下，在同一空间内激烈地进行。
当生料分散得较好，并通过燃烧火焰时，即形成无焰燃烧，这时燃烧稳定，温度易于控制，传热效果很好，生料的分解率也较高，可达85～90%。
如加料量为0.5～0.8公斤/标米3·
时，预热到300～700℃比较充分分散的生料于850～900℃，负压下实现无焰燃烧，只要0.8～2.0秒，分解率为85～90%；
不经过预热的生料直接进入分解炉在0.8～2.0秒内，分解率也可达70%左右。
IKM=Q._7j
分解炉气体平均温度约为850℃的稀相悬浮体，其传热系数仍可用方程
（1）计算。
根据分解炉试验测定:
C#X0Cn0l_n
oJK]_oVX9i
比回转窑内传热系数大2.5～4.5倍。
qoB_m!
__|q
分解炉内传热面积也可按基本传热方程计算。
其气体传给物料的热量即分解炉内物料吸收热量，应该是物料温升吸收显热和物料分解反应热之和，即:
+___MKr.k2
△tm+G·
P·
D·
Cc （6）x`_^~|_Q_
P——生料中CaCO3含量（%）；
M:
c^[9_）y
D——生料CaCO3分解率（%）；
8#_S|j_BV
Cc——CaCO3分解反应热（千卡/公斤CaCO3）。
EI_2V<
v___
测定结果为:
A^9WhU_pJ
G=321 Cm=0.24_WO*_YBH@
P=76.2% D=85.4%;
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△tm=350℃ Cc=3967Xv._C&
jzd
△t=213.7℃+Ij>
\;
vM"
按公式（4）~=_P&
wBnJ_
gO___a'
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比回转窑内每公斤物料传热面积大4065倍，相当于44.45微米颗粒理论上全部分散时的传热面积。
R{kZ__KD=
石灰石颗粒的分解一般取决于五个相互关联的过程:
'
=@O]7o~
1.气体向颗粒表面传热；
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T!
__1
2.颗粒内的导热；
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e
3.分解面上发生的化学反应；
z__?
_c:
]D
CaCO3→CaO+CO2↑'
__A=__x
4.分解析出的CO2在颗粒内向颗粒表面扩散；
S1wt>
}_w0$
5.CO2由颗粒表面向气流中扩散。
）:
jKsP_,
碳酸钙分解反应速度（V）在简化的情况下，可用下列方程表示:
h_o?
.\Jq
#Qc[W_+%
k——分解速度常数；
__gvY_a&
N
F——分解反应的表面积；
jwyJ__=W_-
△——碳酸钙平衡分解压力和气相中CO2气体分压压力差。
__~lC85
从上述测定计算和碳酸钙分解过程可知，颗粒愈小，其表面积愈大，气体向颗粒表面的传热速度愈快，颗粒内部导热也愈快，CO2从颗粒内向外愈易扩散，CaCO3分解反应速度也愈快；
而且当生料在负压下于分解炉内作激烈运动时，一方面及时排除CO2，降低固相中CO2分压，同时也使在颗粒表面上的CO2薄膜愈薄，愈易使CO2从颗粒表面向外扩散，因而使生料在悬浮状态下作激烈运动时，具有非常快的分解速度。
相反，生料在分解炉内分散不好，一方面传热面积和分解反应面积大大降低，并增厚CO2气体薄膜，增加扩散阻力，使CaCO3分解速度大大下降，分解率低到40～70%；
另一方面还导致在炉内沉料，甚至不能实现无焰燃烧，燃烧不稳定，直至熄火。
提高分解炉的温度，如提高到900～1000℃，由于温度提高，传热速度加快，生料分解率也可以迅速提高到90～95%以上，但废气温度也随之增加，且生料易于在四级旋风筒内结皮聚结甚至堵塞。
因此，生料分解率应控制在85～90%，不要超过90%。
L·
Smith公司〔12〕来华座谈也曾提到控制碳酸钙分解率问题，如图1所示，当分解率超过90%以后，要进一步提高分解率，会使分解温度迅速上升而不经济。
图1 分解温度和碳酸钙分解率关系'
81$8x_xdY
Z%6I$KA_N8
三、流化床_jY$Bns&
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BQ,]]}e43z
沸腾窑温度的均匀性是流化床系统的特点之一。
直径从100毫米到12米的流化床内，不论径向或轴向的温度基本上是一致的，温度差小于10～20℃。
温度的一致性是由于流体的湍流运动和固体颗粒的快速循环以及固体颗粒的高热容量而制止了温度的快速变化，因而气固相温度、介质温度和物料温度基本趋于一致，只有床的底部因为进入温度较低的二次空气而存在一小段（一般小于200毫米）温度梯度层。
L{_N_9h1]
从温度特点可知，沸腾窑传热速率是非常高的，它不同于立窑和立波尔窑加热机，前者物料是激烈运动，快速循环，后者是静止的，气体流速低得多。
从图2可知，固定床和流化床的传热系数就有较大差别〔13〕，在气速低时，颗粒是固定床状态，如立窑和立波尔窑加热机。
增加流速，仅能稍为增加传热系数，但在固定床与流化床的转折点后，传热系数随着气流速度的增加而迅速增加，基本上呈直线关系，当传热系数再度增加而达最高值后，随着流速增加反而降低。
开始增加到最大值是由于较大的颗粒循环，但在更高气速时，由于降低了固体浓度，反而降低传热系数，因而流化床的传热系数较立窑、立波尔窑高得多。
按J·
Franty试验，当颗粒直径dm=70～400微米时，其传热系数为100～500千卡/米2·
时·
℃〔5〕。
根据Heertier和Watton等试验，由J·
Franty导出的流化床中流体和颗粒间的传热系数公式〔5〕还比较接近实际。
其公式是:
&
9,6<
bToP
w_'
~fZ*
h-传热系数 （英热单位/呎2·
°
F）；
fxXZ^_#2wX
Dp-颗粒直径 （呎）；
L,_p5:
EW8.
K-导热系数 （英热单位/呎·
^,q\__S__
G-质量流速 （磅/时·
呎2）；
8k2_p_rv^
μ-流体粘度 （磅/呎·
zK（9_k_0+s
Cp-等压时比热 （英热单位/磅·
F）。
K;
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Qw
根据我们试验测定、计算数据为:
R_#`h_T__
Cp=0.46 μ=0.109_/P<
RY_A_~
K=55.85×
10-3 Dp=3.94×
10-3DhG2!
_N
G=1365d2&
sl_（_O_
'
_=G_4R{
=101.1英热单位/呎2·
Fh2`W_~g___
=493.4千卡/米2·
℃Bbz#$_M!
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是回转窑传热系数的5.5～10倍。
图2 气体速度对颗粒床的传热系数的影响_4_>
uz'
j<
[（B_A:
x1
流化床内有效传热量，经试验测定，每小时每公斤生料为1.88×
106千卡，按试验结果，计算得传热面积为16.147米2/公斤。
其传热面积因颗粒较大，较在管道、分解炉内小得多，但即使如此，仍然比回转窑大1300倍以上。
?
y>
_xC|kt_
/FJA__I
四、结论_M}!
7/8HUC
-_[n2\|we）
通过对管道、旋风筒、分解炉和沸腾窑的试验研究，我们认为:
N8m|_Y]^H#
1.在悬浮沸腾态下，传热速度非常迅速，生料的预热、分解和熟料烧成速度较传统的立窑、回转窑、立波尔窑快得多。
生料在悬浮状态下，经0.07～0.09秒钟即能预热到440～450℃。
预热到300～700℃的生料经0.8～2.0秒分解率即可达85～90%。
3v:
PB_mE
2.悬浮沸腾状态下传热速度快，主要是提高了传热系数和传热面积，特别是传热面积增大。
传热系数达230～1200千卡/米2·
℃，为传统回转窑的2.5～25倍，而传热面积达16.15～50米2/公斤物料，接近于45～130微米颗粒理论上全部分散时的传热面积，为传统回转窑的1300～4000倍以上，比立窑和立波尔窑的传热面积也大100～450倍。
JDn1_（_6
3.生料在稀相悬浮态传热的情况下，它的传热面积经测定计算接近于45～75微米颗粒理论上全部分散时的传热面积。
因此，只要生料能够高度分散于稀相悬浮态中，生料的凝聚作用很小，只有当生料在气相中的浓度大到一定程度或者气流速度小到一定程度以后才开始产生凝聚现象。
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b_&
4.管道内的传热速度由于它较高的传热面积，比旋风筒的传热效果好得多。
管道传热量占每级预热器总传热量的87.5～94%，而提高旋风筒的收尘效率，可以降低生料的内部循环和外部循环，强化传热，减少热损失，因而旋风筒的主要任务是收尘而不是传热。
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___0O[i
5.分解炉的关键在于使物料充分分散，并在分解炉内实现无焰燃烧，可以获得较高的传热速度，只要0.8～2.0秒即可使分解率达85～90%。
不应提高分解温度来提高分解率，生料分解率应控制在85～90%，不要超过90%，以免增加热损失，甚至产生生料聚结和结皮.（s__4__w0z
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