(1.北京市合眾創(chuàng)能光電技術(shù)有限公司，北京，102202；2.新疆東方希望新能源有限公司，新疆昌吉， 831799；3.江蘇雙良新能源裝備有限公司，江蘇江陰，214444)

在改良西門子法制備多晶硅工藝中，副產(chǎn)物SiCl4普遍采用冷氫化工藝進行處理，金屬級顆粒硅與SiCl4和H2在550℃，2.5MPa的冷氫化流化床反應(yīng)器(FBR)內(nèi)發(fā)生化學(xué)反應(yīng)生成SiHCl3。為避免反應(yīng)氣體中所夾帶的少量細(xì)微硅粉對后續(xù)工藝系統(tǒng)造成磨損和堵塞，在FBR內(nèi)設(shè)置旋風(fēng)分離器對這些硅粉進行分離。旋風(fēng)分離器作為一種高效的氣固分離設(shè)備，結(jié)構(gòu)簡單，無運動部件，在運行過程中不需要維護，非常適合對FBR氣相中所夾帶出的固體顆粒進行分離。但目前國內(nèi)對冷氫化所用旋風(fēng)分離器的設(shè)計和選型仍處于探索階段，對旋風(fēng)分離器的特性以及如何準(zhǔn)確地預(yù)測其分離性能還掌握不足。一方面是因為所需工程基礎(chǔ)數(shù)據(jù)和資料較少，另一方面是缺乏可靠的模型來準(zhǔn)確計算旋風(fēng)分離器的氣固兩相流和壓降。Barth[1]在1956年提出了計算芯管圓柱面速度和控制圓筒體圓周切向速度的方法，但其ɑ系數(shù)關(guān)系式只有在入口面積與出口面積比值在0.9～1.8的范圍內(nèi)才是有效的。Shepherd-Lapple[2]和Casal-Maftinez[3]所提出的壓降模型，僅包括進口和出口的面積比值，針對入口固含量較低的場合可以進行簡單計算。Leith&Licht[4]提出的模型考慮了停留時間，但忽略了氣體的徑向速度影響。Dietz[5]模型在內(nèi)外旋渦之間顆粒交換的處理上存在一些問題。Mothes and L?ffler[6]量化了器壁上的粉料對摩擦系數(shù)的影響，但不同器壁上的摩擦系數(shù)可能是不同的，其模型僅適用于矩形進口和入口固含量較低的旋風(fēng)分離器。Muschelknautz模型[7]考慮了旋風(fēng)分離器器壁材質(zhì)的粗糙度和捕集顆粒對器壁粗糙度的影響，顆粒沉降和入口濃度變化的影響，以及旋風(fēng)分離器顆粒粒徑分布的變化等因素，是目前最接近旋風(fēng)分離器實際情況的模型。本文根據(jù)25萬噸/年SiCl4冷氫化FBR工藝參數(shù)，包括SiCl4冷氫化FBR反應(yīng)氣體流量、物性和所夾帶硅粉的特征等為基礎(chǔ)，采用Muschelknautz模型方法，對常規(guī)筒錐型旋風(fēng)分離器進行了選型設(shè)計，并計算了旋風(fēng)分離器的分級效率和壓降，為SiCl4冷氫化FBR的旋風(fēng)分離器設(shè)計和選型提供參考。

1 Muschelknautz模型

Muschelknautz模型起源于平衡軌道模型如圖1。

圖1 旋風(fēng)分離器平衡軌道模型示意圖

芯管向下延伸到旋風(fēng)分離器的底部形成一個圓柱面CS。CS面上的固體顆粒同時受到向外的離心力與向內(nèi)流動氣流的阻力，離心力正比于顆粒質(zhì)量，而阻力(斯托克斯力)正比于粒徑。結(jié)果較大粒徑的顆粒在離心力作用下向旋風(fēng)分離器壁面運動而被捕集，較小粒徑的顆粒則被帶入芯管而逃逸。處于兩力平衡的顆粒即處于CS平衡軌道上，其粒徑就是旋風(fēng)分離器的切割粒徑d50，通過CS面切向速度VθCS，

(1)

可以求得d50，

(2)

Muschelknautz模型中分級效率按式(3)進行計算。

(3)

Muschelknautz定義了旋風(fēng)分離器雷諾數(shù)ReR，

(4)

用以計算氣相和氣固兩相與器壁的摩擦系數(shù)。

在Muschelknautz模型中旋風(fēng)分離器的總摩擦阻力包括兩個部分：純氣相的阻力和器壁上運動顆粒灰?guī)┘拥囊粋€附加阻力。

根據(jù)Muschelknautz模型，旋風(fēng)分離器的壓降主要是由氣固兩相與器壁摩擦損失和旋風(fēng)分離器的內(nèi)部旋轉(zhuǎn)損失造成的，而后者在總壓力損失中占主要部分，有時還包括進口部分的加速損失，即旋風(fēng)總壓力損失是器壁損失△Pbody、旋轉(zhuǎn)渦核損失△Px和入口加速損失△Pacc之和：

△P=△Pbody+△Px+△Pacc

(5)

2 計算結(jié)果與分析

2.1 進氣條件與顆粒特性

25萬噸/年冷氫化FBR，總反應(yīng)氣量3200m3/hr，溫度550℃，壓力2.5MPa。氣相密度26.64kg/m3，氣相粘度2.9652×10-5Pa·S。氣相中所夾帶的硅粉濃度為2.44kg/m3。硅粉顆粒真密度，2300kg/m3，堆密度1310kg/m3，粒徑分布如圖2所示。

圖2 FBR反應(yīng)氣相所夾帶的硅粉粒徑分布

FBR反應(yīng)氣相所夾帶的硅粉顆粒濃度較低，從圖2可見夾帶出的硅粉粒徑較小，分布較寬。

流化床反應(yīng)器中內(nèi)置2臺旋風(fēng)分離器，采用并聯(lián)形式，對所夾帶的硅粉進行分離。要求粒徑≥10μm的顆粒其分級效率不低于97%，粒徑≥5μm的顆粒其分級效率不低于80%，總壓降△P≤50kPa。

2.2 旋風(fēng)分離器選型結(jié)果

根據(jù)高效旋風(fēng)分離器尺寸比例，并結(jié)合入口氣速，得到旋風(fēng)分離器的主要尺寸如表1。

表1 高效旋風(fēng)分離器尺寸比例

2.3 d50和分級效率

根據(jù)進氣條件、顆粒特性和旋風(fēng)分離器尺寸，采用Muschelknautz模型計算得到旋風(fēng)分離器的切割粒徑d50=3.62μm。同時根據(jù)粒徑分布得到各級粒徑的分級效率和分離效率，如圖3所示。

從圖3可見，10μm顆粒的分級效率為99.38%，5μm顆粒的分級效率為83.37%，滿足分離要求。

圖3 顆粒分級效率與分離效率

2.4 進氣量對壓降和總分離效率的影響

圖4為不同進氣量對旋風(fēng)總壓降的影響。

從圖4可見，在設(shè)計進氣量時總壓降為39.6kPa，滿足壓降要求。隨著進氣量增加，總壓降基本與進氣量呈二次方關(guān)系，與伯努力方程一致。當(dāng)單臺旋風(fēng)進氣量達(dá)到1800m3/h時，總壓降接近50kPa。

圖5為不同進氣量對旋風(fēng)總分離效率的影響。在設(shè)計進氣量時，顆粒的總分離效率達(dá)到82.82%。同時隨著進氣量增加，顆粒的總分離效率有一定增加。

圖4 不同進氣量下旋風(fēng)分離器總壓降變化

圖5 不同進氣量下旋風(fēng)分離器總分離效率變化

3 結(jié)論

Muschelknautz模型是目前最接近旋風(fēng)分離器實際情況的模型。根據(jù)模型計算可得到對25萬噸/年冷氫化反應(yīng)器雙旋風(fēng)的幾何尺寸，其特征尺寸D為540mm。所得旋風(fēng)分離器的d50為3.62μm，10μm顆粒的分級效率為99.38%，5μm顆粒的分級效率為83.37%。在設(shè)計流量1600m3/h時，總壓降為39.6kPa。進氣量對旋風(fēng)分離器的壓降影響較大，當(dāng)單臺旋風(fēng)分離器進氣量增大到1800m3/h時，總壓降接近50kPa，滿足工藝要求。