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(山東?；煞萦邢薰炯儔A廠，山東濰坊 262737)

流化床做為重灰生產(chǎn)的一種重要設備，有著自己獨特的優(yōu)勢，尤其是在生產(chǎn)特種重灰方面，更是有著不可替代的作用，我們通過對其不斷改造與技術創(chuàng)新，使得流化床在產(chǎn)量與消耗方面有著不輸煅燒爐的能力。

1 項目實施背景

流化床相對煅燒爐有占地面積少，操作簡便，附屬設備少，事故率低，維護保養(yǎng)簡單，維修費用少等優(yōu)點；但也有消耗高，抗生產(chǎn)波動能力差，對重灰結晶要求較高等缺點。我車間4#重灰流化床自2008年投用以來，由于受外部因素影響，開停頻繁，加之投用時間長，導致在生產(chǎn)使用過程中出現(xiàn)一系列問題，流化床實際產(chǎn)能在750～800 t/d左右，遠低于1 200 t/d的初始設計能力，且蒸汽消耗超過700 kg/t，消耗過高，造成噸堿成本居高不下。2016年8月份開始，我車間實施4#重灰流化床能力提升計劃。

2 工藝控制指標提升

針對重灰流化床在生產(chǎn)過程中存在的問題，首先對流化床的幾項重要控制指標進行查定。為保證查定時生產(chǎn)穩(wěn)定及各項指標的準確性，在查定前先對重灰流化床及附屬設備進行檢修，對影響流化床生產(chǎn)的設備問題進行了初步處理。

2.1 結晶溫度

結晶溫度直接影響重灰結晶質(zhì)量，過高或過低都會造成重灰結晶差，結晶粒度低，我車間4#重灰原結晶溫度控制在95～98 ℃，我們在此次查定中將溫度提高到98～100 ℃，發(fā)現(xiàn)重灰結晶較原來有明顯改善，粒度提高，結晶速度加快。

2.2 結晶器進液量

結晶器進液量大會造成結晶循環(huán)速度過快，結晶時間減少，造成結晶粒度偏低；進液量少會造成結晶器內(nèi)晶漿濃度過高，損壞結晶器攪拌。我車間原結晶器進液量為100 m3/h以上，我們通過對結晶器容積、結晶時間、投料量等綜合計算，發(fā)現(xiàn)結晶器進液量控制在80～90 m3/h較為適宜。

2.3 流化床風壓

開始查定時我們將風壓定在32 kPa，但這造成流化床除塵堿量過大，同時，遇到幾次小的生產(chǎn)波動便造成流化床工況惡化，不得不停流化床，試驗說明在較小風壓下流化床抗波動能力較差；將風壓提高到38 kPa以后，流化床流動性變差，返堿溫度降低，工況惡化。風壓在35 kPa時，流化床各項指標最好。

2.4 返堿量

返堿量大，會造成系統(tǒng)循環(huán)量增大，大量優(yōu)質(zhì)重灰顆粒在循環(huán)過程中被破壞，變?yōu)閴A塵進入除塵系統(tǒng)，降低產(chǎn)量，增加消耗；返堿量過低，會造成預混器內(nèi)混合堿溫度低、水分含量高，造成預混器結疤及流化床下料區(qū)死區(qū)。我們在生產(chǎn)過程中不斷調(diào)整返堿量，并觀察其對流化床與預混器影響，最終確定操作返堿量。

而理論上，我車間重灰一水堿含水量為16%～20%左右，為保證預混器不結疤，正常情況下返堿量與投料量之比為1.2∶1，按50 t/h設計能力計算，投料量在60 t/h左右，返堿量應為72 t/h，在實際生產(chǎn)中4#流化床返堿量為74 t/h，與理論值基本相符。

2.5 鼓風量

通過對比，我們發(fā)現(xiàn)在正常生產(chǎn)時，干燥風量增加到23 500 m3/h ，冷卻風在5 200 m3/h左右的時候，流化床出堿溫度在160～170 ℃之間, 出氣溫度130 ℃以上，返堿溫度在170 ℃以上, 涼堿溫度 100 ℃左右, 流化床流化效果好，分離器除塵灰粒度較低，產(chǎn)量高， 消耗低。

3 生產(chǎn)系統(tǒng)能力提升

3.1 蒸汽系統(tǒng)

4#流化床原設計有7組加熱管及1個空氣加熱器，其中第6、7組加熱管位于流化床加熱段末端作用不大，反倒會提高出料段溫度，增加汽耗及冷卻段壓力。改造過程中，在第6、7組加熱管各增加一組閥門，在開車與流化床工況不佳時打開閥門，在正常生產(chǎn)時關閉閥門，這樣可有效降低汽耗，降低涼堿溫度。同時，我們在空氣加熱器上也增加1個自調(diào)閥，可隨時調(diào)整進加熱器蒸汽量。

圖1 蒸汽系統(tǒng)改造后

3.2 除塵系統(tǒng)

布袋除塵粒度低、含鹽高，進入結晶器后影響結晶質(zhì)量；分離器除塵顆粒直徑大于180 μm的純堿占總質(zhì)量的50%，并且量大，我們在查定時發(fā)現(xiàn)4#流化床兩臺分離器每小時可產(chǎn)生除塵12.5 t，每天可產(chǎn)生300 t左右，回收部分甚至全部分離器除塵可有效提升流化床產(chǎn)量，降低消耗。原有除塵系統(tǒng)所有布袋除塵堿全部進入輕灰運輸系統(tǒng)，并隨重堿拉料螺旋重新進入重灰結晶器，造成重灰結晶差；分離器除塵一部分進入輕灰運堿系統(tǒng)，另一部分直接進入成品皮帶，由于分離器除塵堿粒度較低，在成品皮帶上與成品堿混合不均勻易產(chǎn)生重灰粒度低次品。

改造后，布袋除塵堿全部進入輕灰運堿系統(tǒng)末端，不再進入結晶器，可有效改善結晶質(zhì)量；分離器除塵一部分直接進入流化床冷卻段，混合均勻后進入成品皮帶。

圖2 除塵系統(tǒng)改造后流程

3.3 母液系統(tǒng)

我車間重灰結晶器原進液量為100 m3/h以上，我們根據(jù)重灰結晶器容積、結晶成長時間、離心機功率等綜合計算每臺結晶器進液量為90 m3/h左右較為適宜。我們又通過去除一根上液管線，對母液管線回流進行縮口，減少回流量，降低母液泵輸出量，可通過計算(母液回流管線流速在2.5 m/s左右)得到母液泵輸出總量：

90+90+3.14×0.04×2.5×3 600=225 m3/h

我車間母液泵設計流量300 m3/h，原開兩臺母液泵浪費大量電力，現(xiàn)開一臺，可計算母液泵出力率在225/300×100%=75%左右，完全滿足需求。

3.4 降溫系統(tǒng)

4#流化床由于設計原因，冷卻段較短，降溫能力差，氣溫高時制約產(chǎn)量提升，最有效的解決方法是降低冷卻循環(huán)水溫度。我們在此次改造中，給母液槽增加了降溫循環(huán)水，并將結晶器與母液槽降溫回水通過原有波紋管換熱器利用廠降溫循環(huán)水降溫，降低了冷卻水循環(huán)溫度，提高了流化床冷卻段處理能力，提高了流化床產(chǎn)量。

同時，在結晶器夾套降溫循環(huán)水回水上增加放氣管線，直接進入循環(huán)水槽，加之波紋管換熱器位置較低，可有效降低結晶器降溫循環(huán)水回水壓力，避免了結晶器夾套因壓力過高造成破裂。

圖3 降溫系統(tǒng)改造后流程

3.5 隔板系統(tǒng)

流化床內(nèi)冷卻區(qū)與干燥區(qū)隔板高度非常重要，擋板過低時，堿由擋板上方流動，較重的堿球則在擋板底部附近堆積，造成流化床死床，且擋板過低時，冷卻段與干燥段堿互串，造成干燥段汽耗升高，冷卻段降溫困難。擋板高時，堿由擋板底部流動，較重的堿球被強制由干燥段從擋板底部帶入冷卻段，避免堿球堆積，延長流化床使用周期。

圖4 隔板系統(tǒng)改造前后示意圖

4 結 語

通過對流化床的改造，消除了設備隱患，穩(wěn)定了工藝操作，降低了消耗指標，提高了生產(chǎn)產(chǎn)能。由改造前的能力750～800 t/d，提高到1 100～1 200 t/d，基本達到初始設計能力1 200 t/d。蒸汽消耗由700 kg/t，降低到500 kg/t左右，達到了降低消耗、節(jié)約成本的目的。