專利名稱：沸騰氯化爐以及沸騰氯化裝置的制作方法
技術領域：
本發明涉及一種沸騰氯化爐和包括該沸騰氯化爐的沸騰氯化裝置。
背景技術：
沸騰氯化生產四氯化鈦是氯化法鈦白和海綿鈦生產的重要工序之一，該工藝一般使用含鈦原料與氯氣在沸騰氯化爐內進行氯化反應，得到鈦工業的重要中間產品四氯化鈦。目前，在該領域的工業生產中，由于沸騰氯化技術一般都是從國外引進，且目前主流的鈦原料供應商生產的鈦渣直徑大小一般為0.08mm-0.25mm(180目-60目)，在現行的工業生產中采用的沸騰氯化爐也是按照該原料粒度標準而設計的，但是，采用現有技術的沸騰氯化爐，采用顆粒直徑更小的含鈦原料生產四氯化鈦時，含鈦原料的利用率不高，導致四氯化鈦的產率也并不高。

發明內容
本發明的目的在于解決采用現有技術的沸騰氯化爐，采用顆粒直徑更小的含鈦原料生產四氯化鈦時，含鈦原料的利用率不高，導致四氯化鈦的產率也并不高的問題，提供一種能夠提高含鈦原料的利用率，從而提高四氯化鈦產率的沸騰氯化爐以及包括該沸騰氯化爐的沸騰氯化裝置。本發明的發明人發現，在采用傳統的沸騰氯化爐進行含鈦原料的氯化反應中，物料在反應段處于沸騰狀態之后，由于過渡段很短(與反應段的高度比一般為
0.2-0.25: I),小顆粒物料(例如，顆粒直徑為0.075mm甚至更小的含鈦原料)很快被吹出反應段進入沉降段，在沉降段，由于沉降段和反應段的直徑比沒有足夠大(一般為1.5-2: I)，而氣流速度沒有充分下降，導致小顆粒物質無法沉降到反應段，就直接被氣流帶出了沸騰氯化爐，因此，在選鈦過程中，小顆粒的原料，例如為0.075mm甚至更小的含鈦原料往往不能得到有效利用，即使選用顆粒直徑更小的含鈦原料生產四氯化鈦時，含鈦原料的利用率不高，導致四氯化鈦的產率也并不高。本發明的發明人還發現，如果增加沸騰氯化爐的沉降段與反應段的直徑比，沉降的直徑相對地增加使爐內的小顆粒物料氣流線速度變小，能夠使物料更容易沉降。另外，使所述過渡段的外周面錐臺面的錐角< 80°，就能在保證沉降段和反應段的一定直徑比的條件下，能夠保證過渡段具有一定長度，使小顆粒物料不易直接被吹到沉降段，小顆粒物料在過渡段仍然可以處于沸騰狀態，就可以增加物料與氯氣的接觸機會，有利于物料的氯化反應。更優選情況下，增加沉降段的高度，可以降低氣體出口處的氣流速度，有助于進一步有利于小顆粒物質的沉降，還能夠防止小顆粒物質被直接吹出沸騰氯化爐。進一步優選情況下，本發明提供的沸騰氯化裝置可以將收集到的尾氣中的小顆粒物質又重新送回到沸騰氯化爐中，使未反應的原料進行充分 的反應，因此，能夠將細粒級含鈦原料(0.075mm)進行循環利用，從而可以進一步提高含鈦原料的利用率，以提高四氯化鈦的產率。為了解決上述問題，本發明提供一種沸騰氯化爐，該沸騰氯化爐包括反應段、沉降段以及連接該反應段和沉降段的過渡段，所述沉降段上設置有氣體出口，在所述過渡段和/或沉降段上設置有固體原料入口，在所述反應段上設置有氣體入口和放渣口，其中，所述沉降段與反應段的直徑比大于或等于2.5，所述過渡段的外周面為錐臺面，該錐臺面的錐角彡 80°。本發明還提供一種沸騰氯化裝置，該沸騰氯化裝置包括:沸騰氯化爐和分別與該沸騰氯化爐連通的固體原料倉、收塵系統和氯氣緩沖罐，其特征在于，所述沸騰氯化爐為本發明所述的沸騰氯化爐，所述固體原料倉包括原料入口和原料出口，所述固體原料倉的原料出口與所述沸騰氯化爐的固體原料入口相連通，所述收塵系統包括收塵單元和收塵罐，所述收塵單元包括收塵口、排塵口和排氣口，所述收塵單元的收塵口與所述沸騰氯化爐的氣體出口相連通，所述收塵單元的排塵口與所述收塵罐相連通，所述氯氣緩沖罐與所述沸騰氯化爐的氣體入口相連通。采用根據本發明提供的沸騰氯化爐進行四氯化鈦生產，所述沸騰氯化爐不但適用于現有直徑大小的鈦·渣(一般為0.08mm-0.25mm(180目-60目))，還特別適用于采用顆粒直徑更小的含鈦原料，能夠大大提高含鈦原料的利用率不高，從而提高四氯化鈦的產率。本發明的其他特征和優點將在隨后的具體實施方式
部分予以詳細說明。


附圖是用來提供對本發明的進一步理解，并且構成說明書的一部分，與本發明的具體實施方式
一起用于解釋本發明，但并不構成對本發明的限制。圖1為根據本發明的一種優選實施方式的沸騰氯化爐的示意圖；圖2為根據本發明的沸騰氯化裝置的示意圖；圖3為根據本發明的一優選實施方式的沸騰氯化裝置的示意圖。附圖標記說明1:沸騰氯化爐2:鈦原料料倉3:石油焦料倉4:固體原料倉5:—級旋風收塵器 6: 二級旋風收塵器7:三級旋風收塵器 8:收塵罐9:氯氣緩沖罐10:氣體入口11:固體原料入口 12:回料口13:氣體出口14:放渣口15:收塵口16:排氣口17:排塵口18:固體原料出口19:收塵單元A:反應段B:沉降段C:過渡段。
具體實施例方式根據本發明提供的沸騰氯化爐，該沸騰氯化爐包括反應段、沉降段以及連接該反應段和沉降段的過渡段，所述沉降段上設置有氣體出口，在所述過渡段和/或沉降段上設置有固體原料入口，在所述反應段上設置有氣體入口和放渣口，其中，所述沉降段與反應段的直徑比大于或等于2.5，所述過渡段的外周面為錐臺面，該錐臺面的錐角<80°。根據本發明，優選，所述沉降段與反應段的直徑比為2.5-3.5，所述錐臺面的錐角為30-80°。如圖1所示，所述錐臺面的錐角指形成反應段的錐臺面的兩側母線的延長線相交所形成的夾角，在圖1中表示為a。根據本發明，優選，所述反應段的高度與直徑比大于或等于1.5，所述沉降段的高度與直徑比大于或等于0.6 ;更優選，所述反應段的高度與直徑比為1.5-3，所述沉降段的高度與直徑比為0.6-1。根據本發明，所述固體原料入口用于將待反應的固體原料送入所述沸騰氯化爐內，所述固體原料入口的位置沒有特別的限制，只要位于所述過渡段和/或連接段上即可，優選情況下，所述固體原料入口位于所述反應段；為了使固體原料在爐內與氯氣接觸反應的時間更長，以使原料充分反應，更優選情況下，所述固體原料入口位于反應段和過渡段的連接處。根據本發明，所述氣體出口用于將反應后產生的尾氣排出所述沸騰氯化爐外，其中包含沸騰氯化反應產物四氯化鈦、未反應的部分較細的固體原料、未反應的氯氣以及沸騰氯化反應過程中產生的二氧化碳和少量一氧化碳，對于所述氣體出口的位置沒有特別的限定，但是為了避免吸進太多未反應的固體原料，優選，所述氣體出口形成在所述沉降段的上方；更優選，所述氣體出口形成在沉降段的頂部。根據本發明，所述過渡段和/或沉降段上還可以設置有回料口，所述回料口用于將收塵單元收集的尾氣中的部分未反應固體原料送回所述沸騰氯化爐，對于所述回料口的位置沒有特別的限定，只要能夠將所述收集的部分未反應固體原料送回所述沸騰氯化爐中使之與氯氣接觸進行反應即可，優選情況下，所述回料口位于所述反應段和/或沉降段 ’為了使收集的較細的固體原料進入爐體之后不會馬上被氣流吹出反應段，而保持穩定的流化狀態，更優選情況下，所述回料口位于所述沉降段的下方。根據本發明，所述反應段的底部形狀沒有特別限定，例如，可以是倒置的穹頂狀也可以是倒置的圓錐狀，為了使反應的物料更易于收集，優選，所述反應段的底部形成為倒置的圓錐狀。根據本發明，所述放渣口用于將反應完的固體殘渣排出，對于所述放渣口位置沒有特別的限制，只要位于反應段的下方，易于將反應完的固體殘渣排出所述沸騰氯化爐即可，優選位于所述反應段的底部。根據本發明，所述固體原料為含鈦原料和石油焦的混合物，對于本發明所述的沸騰氯化爐所使用的含鈦原料沒有特別的限制，優選，本發明所述的沸騰氯化爐更適用于平均粒徑更小，例如小于0.08mm的含鈦原料的沸騰氯化生產；更優選，更適用于平均粒徑小于0.075mm的含鈦原料的沸騰氯化生產。通常情況下，所述含鈦原料中TiO2的含量為45-99重量％ ;更優選，所述含鈦原料中TiO2的含量為90-96重量％的人造金紅石進行沸騰氯化生產。對于本發明中所使用的石油焦沒有特別的限定，可以是本領域通常使用的石油焦，所述含鈦原料和所述石油焦的混合比優選為100: (30-40)。根據本發明提供的 沸騰氯化裝置，該沸騰氯化裝置包括:沸騰氯化爐和分別與該沸騰氯化爐連通的固體原料倉、收塵系統和氯氣緩沖罐，其特征在于，所述沸騰氯化爐為本發明所述的沸騰氯化爐，所述固體原料倉包括原料入口和原料出口，所述固體原料倉的原料出口與所述沸騰氯化爐的固體原料入口相連通，所述收塵系統包括收塵單元和收塵罐，所述收塵單元包括收塵口、排塵口和排氣口，所述收塵單元的收塵口與所述沸騰氯化爐的氣體出口相連通，所述收塵單元的排塵口與所述收塵罐相連通，所述氯氣緩沖罐與所述沸騰氯化爐的氣體入口相連通。根據本發明，所述收塵系統用于收塵，并將收塵中的粉塵和尾氣分離，對于所述收塵系統的組成和位置沒有特別的限制，只要能夠起到收塵以及分離粉塵和尾氣的作用即可，例如，所述收塵系統可以包括收塵單元以及與收塵單元相連通的收塵罐，所述收塵單元用于收塵，并將所述粉塵和尾氣分離后分別排出，所述收塵罐用于容納收塵單元排放的粉塵，所述收塵單元可以包括一個或者多個相同或不同的收塵器。優選情況下，所述收塵單元包括串聯連接的一級收塵器、二級收塵器和三級收塵器，優選情況下，所述一級收塵器、二級收塵器的排塵口均與所述沸騰氯化爐的回料口相連通，所述三級收塵器的排塵口與收塵罐相連通，且所述收塵單元的排氣口設置在所述三級收塵器上。收塵單元采用上述三級結構時，一級收塵器和二級收塵器收集的較大顆粒的粉塵(包括部分未反應的含鈦原料)可以重新返回到沸騰氯化爐中，能夠提高原料利用率，所述收塵器可以為本領域技術人員所公知的各種可以起到收塵作用的收塵器，例如旋風收塵器。根據本發明，所述固體原料倉用于放置待反應的物料，所述含鈦原料的氯化反應所使用的鈦原料和石油焦料可以先進行混料之后直接加入到所述固體原料倉中。優選情況下，為了操作的連續性，以及為了使原料混合更均勻，所述沸騰氯化裝置還包括鈦原料倉和石油焦料倉，所述鈦原料倉和石油焦料倉的原料出口均與所述固體原料倉的原料入口相連通，且所述固體原料倉的原料出口與所述沸騰氯化爐的固體原料入口相連通，此時，將鈦原料和石油焦料分別加入到所述鈦原料倉和石油焦料倉之后，物料再進入到所述固體原料倉進行混合，之后將混合物料通過固體原料入口加入到所述沸騰氯化爐內。根據本發明，所述氯氣緩沖罐用于提供氯氣，對于所述氯氣緩沖罐沒有特別的限制，可以是本領域通常使用的各種氯氣緩沖罐。根據本發明一優選實施方式，如圖1所示，本發明的沸騰氯化爐包括反應段A、沉降段B以及連接該反應段A和沉降段B的過渡段C，所述沉降段B的頂部設置有氣體出口13，在所述反應段A和過渡段C的連接處設置有固體原料入口 11，在所述沉降段B的下方設置有回料口 12，所述反應段A的底部形成為倒置的圓錐狀，在所述反應段A的底部設置有放渣口 14，其中，所述沉降段B與反應段A的直徑比大于2.5，所述過渡段C的外周面為錐臺面，該錐臺面的錐角≤80°。如圖1所示，可以通過固體原料入口 11向爐體內輸送固體原料,通過氣體入口 10向爐體內輸送氯氣，固體原料由于氯氣的氣流而在反應段A呈沸騰狀態，小顆粒物料被吹出反應段A，在過渡段C由于氣速逐漸下降，物料粒度分布也沿著床高逐漸變細，因此不會馬上回落到反應段A，物料在此段也可以保持很好的沸騰狀態有利于氯化反應，被氣流吹入沉降段的物料中，部分物料由于氣速下降回落到反應段繼續沸騰流化，反應產生的四氯化鈦、尾氣以及部分細粒物料等通過沉降段B頂部的氣體出口 13排放，反應后的渣料通過反應段A底部的放渣口 14排出，此外，優選情況下，由收塵系統收集的細粒物料通過沉降段C下方的回料口 12重新輸送到爐體內。根據本發明一優選實施方式，如圖2所示，本發明的沸騰氯化裝置包括:本發明所述的沸騰氯化爐I和分別與該沸騰氯化爐I連通的固體原料倉4、收塵系統和氯氣緩沖罐9，所述固體原料倉4包括原料入口(未示圖)和固體原料出口 18，所述固體原料出口 18與所述沸騰氯化爐I的固體原料入口 11相連通，所述收塵系統包括收塵單元19和收塵罐8，所述收塵單元19包括收塵口 15、排氣口 16和排塵口 17，所述收塵口 15與所述沸騰氯化爐I的氣體出口 13相連通，所述排塵口 17與所述收塵罐8相連通，所述氯氣緩沖罐9與所述沸騰氯化爐I的氣體入口 10相連通。如圖3所示，根據本發明另一優選實施方式，沸騰氯化裝置的收塵單元19包括串聯連接的一級收塵器5、二級收塵器6和三級收塵器7，所述一級收塵器5的排塵口 17'、二級收塵器6的排塵口 17"均與所述沸騰氯化爐I的回料口 12相連通；所述三級收塵器7的排塵口 17與收塵罐8相連通，且所述收塵單元19的排氣口 16設置在所述三級收塵器7上。如圖3所示，優選情況下，所述沸騰氯化裝置還包括鈦原料倉2、石油焦料倉3，所述鈦原料倉2的原料出口 2"和石油焦料倉3的原料出口 3"均與所述固體原料倉的原料入口 2'、原料入口 3'相連通，且所述固體原料倉4的固體原料出口 18與所述沸騰氯化爐I的固體原料入口 11相連通。以下，結合圖3詳細說明本發明的沸騰氯化裝置的運行過程如下:含鈦原料和石油焦料分別加入到鈦原料倉2和石油焦料倉3內，含鈦原料和石油焦料分別通過鈦原料倉2的原料出口 2"和石油焦料倉3的原料出口 3"、并分別通過所述固體原料倉4的原料入口 2'和原料入口 3'進入到固體原料倉4中，并在所述固體原料倉4中進行混合，混合后的固體原料由固體原料倉4經反應段A和過渡段C連接處的固體原料入口 11加入到沸騰氯化爐I內，氯氣由氯氣緩沖罐9經反應段A下方的氣體入口 10通入到沸騰氯化爐I內，所述混合原料與氯氣在沸騰氯化爐內反應，反應產生的四氯化鈦、尾氣、部分未反應的細粒物料等經沉降段B頂部的氣體出口 13排放到收塵系統，四氯化鈦和尾氣經三級收塵器上的排氣口排放到冷凝系統(未示圖)中，在冷凝系統中四氯化鈦液化并與尾氣相分離，冷凝系統的結構和工作原理與現有技術 的相同，因此不再贅述，經所述收塵單元19的一級收塵器5和二級收塵器6收集的顆粒直徑較大的細顆粒由沉降段B下方的回料口 12返回氯化爐內繼續進行循環氯化，而三級收塵器7收集的顆粒較小的細顆粒排入收塵罐8，而反應產生的渣料通過反應段A底部的放渣口 14排出。以下通過實施例及對比例說明本發明的沸騰氯化爐及沸騰氯化裝置使用細粒級鈦原料進行沸騰氯化的效果。實施例1本實施例用于說明采用圖3所示的沸騰氯化裝置生產四氯化鈦。按照圖3所示的沸騰氯化裝置進行四氯化鈦的生產，其中，所述沸騰氯化裝置中的沸騰氯化爐采用下列參數:a.沸騰氯化爐反應段A的直徑為lm，高度為3m ；b.沸騰氯化爐沉降段B的直徑為3m，高度為1.Sm ；c.沸騰氯化爐反應段A與沉降段B之間的過渡段C的高度為1.19m,過渡段C錐臺面的錐角為80°。如圖3所示，分別將4800kg的平均直徑小于0.075mm的細粒級人造金紅石(TiO2含量93% )和1600kg平均直徑小于0.18mm的石油焦原料置于鈦原料倉2和石油焦料倉3中，并按3: I的重量比送入固體原料倉4中進行混合，由固體原料倉4從固體原料入口11以600kg/h的速度向沸騰氯化爐I中加入固體原料，氯氣由氯氣緩沖罐9經氣體入口 10供入沸騰氯化爐中，流量為1100kg/h，沸騰氯化爐中的溫度為850°C，反應時間為8小時，反應生成的四氯化鈦、尾氣以及細粒物料等被收塵系統收集，收塵系統包括收塵單元19和收塵罐8，其中，收塵單元19包括串聯的一級旋風收塵器5、二級旋風收塵器6和三級旋風收塵器7，以及與三級旋風收塵器7相連通的收塵罐8，經一級旋風收塵器5、二級旋風收塵器6收集的細粒物料不進入收塵罐8，而是由回料口 12返回氯化爐I進行循環氯化，由三級旋風收塵器7收集的較細顆粒排入收塵罐8，四氯化鈦和尾氣經冷凝系統后氣液分離，最終得到約8800kg的四氯化鈦，收塵罐中收集到1328kg的固體原料(其中二氧化鈦含量為28%重量％ ),結果見表I。實施例2本實施例用于說明采用圖3所示的沸騰氯化裝置生產四氯化鈦。按照實施例1所述的方法進行沸騰氯化，不同的是，沸騰氯化爐采用下列參數:a.沸騰氯化爐反應段A的直徑為1500mm，高度為2300mm ；b.沸騰氯化爐沉降段B的直徑為3800mm，高度為3040mm ；c.沸騰氯化爐反應段A與沉降段B連接段高度為1990mm，過渡段錐臺面的錐角為60°。最終得到約9188kg的四氯化鈦，收塵罐中收集到1073kg的固體原料(其中二氧化鈦含量為26 %重量％ )，結果見表I。實施例3本實施例用于說明采用圖3所示的沸騰氯化裝置生產四氯化鈦。按照實施例1所述的方法進行沸騰氯化，不同的是，沸騰氯化爐采用下列參數:a.沸騰氯化爐反應段A的直徑為1000mm，高度為2200mm ；b.沸騰氯化爐沉降段B的直徑為3500mm，高度為3500mm ；c.沸騰氯化爐反應段A與沉降段B連接段高度為2166mm，過渡段錐臺面的錐角為30°。最終得到約9775kg的四氯化鈦，收塵罐中收集到809kg的固體原料(其中二氧化鈦含量為23%重量％ )，結果見表I。實施例4本實施例用于說明采用圖3所示的沸騰氯化裝置生產四氯化鈦。按照實施例1所述的方法進行沸騰氯化，不同的是，沸騰氯化爐采用下列參數:a.沸騰氯化爐反應段A的直徑為700mm，高度為2800mm ；b.沸騰氯化爐沉降段B的直徑為2800mm，高度為3360mm ；c.沸騰氯化爐反應段A與沉降段B連接段高度為2884mm，過渡段錐臺面的錐角為20°。最終得到約8420kg的四氯化鈦，收塵罐中收集到1550kg的固體原料(其中二氧化鈦含量為30 %重量％ )，結果見表I。實施例5本實施例用于 說明采用圖2所示的沸騰氯化裝置生產四氯化鈦。按照實施例1所述的方法進行沸騰氯化，不同的是，按照圖2所示的沸騰氯化裝置進行四氯化鈦的生產，且沸騰氯化爐采用下列參數:
a.沸騰氯化爐反應段A的直徑為1000mm，高度為3000mm ；b.沸騰氯化爐沉降段B的直徑為3000mm，高度為1800mm ；c.沸騰氯化爐反應段A與沉降段B連接段高度為1190mm，過渡段錐臺面的錐角為80。。此外，在本是實施例中，細粒級人造金紅石和石油焦原料直接加入到固體原料倉進行混合并送入沸騰氯化爐1，收塵單元19收集的細顆粒直接排入收塵罐8，最終得到約8050kg的四氯化鈦，收塵罐中收集到2066kg的固體原料(其中二氧化鈦含量為27%重量％ )，結果見表I。對比例I本對比例用于說明使用現有技術的沸騰氯化裝置生產四氯化鈦時的效果。按照實施例5所述的方法進行沸騰氯化，不同的是，所使用的沸騰氯化爐采用下列參數:a.沸騰氯化爐反應段A的直徑為1000mm，高度為2000mm ；b.沸騰氯化爐沉降段B的直徑為2000mm，高度為800mm ；c.沸騰氯化爐反應段A與沉降段B連接段高度為500mm，過渡段錐臺面的錐角為90°。最終得到約6809kg的四氯化鈦，收塵罐中收集到2905kg的固體原料(其中二氧化鈦含量為32 %重量％ )，結果見表I。表I中的各參數分別通過下列公式計算:鈦原料的氯化率(重量％ )=反應得到的四氯化鈦重量(kg)/四氯化鈦理論產量(kg) X 100%鈦原料的利用率(重量％ ) = 100% -收塵中的二氧化鈦含量(kg)/投入的固體原料中的二氧化鈦含量(kg) X 100%表1
鈦原料的氯化率鈦原料的利用率(重量％)(重量％)
實施例190.55%91.67%
實施例 292.44%93.75%---
買施例 396.21%95.83%
實施例 488.66%89.58%
實施例 586.78%87.50%
對比例 I81.12%79.17%從表I中可以看出，本發明的經過改進的沸騰氯化裝置(實施例1-5)與現有技術的沸騰氯化爐(對比例I)相比，本發明所述的沸騰氯化爐特別適用于采用顆粒直徑更小的含鈦原料(直徑0.075mm以下)，能夠大大提高含鈦原料的利用率，從而提高四氯化鈦的產率；且使用附圖3中所示的本發明帶的有回料口的沸騰氯化裝置(實施例1-4)與使用附圖2中所示的本發明的沒有回料口的沸騰綠化裝置(實施例5)相比較時，鈦原料的氯化率和含鈦原料的利用率都高于后者。工業利用性本發明的沸騰氯化爐以及沸騰氯化裝置實現了細粒級鈦原料的沸騰氯化生產，有效提高了含鈦原料的利用率，從而提高四氯化鈦產率。需要說明的是，在上述具體實施方式
中所描述的各個具體技術特征，可以通過任何合適的方式進行任意組合，其同樣落入本發明所公開的范圍之內。另外，本發明的各種不同的實施方式之間也可以進行任意組合，只要其不違背本發明的思想，其同樣應當視為本發明所公開的內容。以上結合附圖詳細描述了本發明的優選實施方式，但是，本發明并不限于上述實施方式中的具體細節，在本發明的技術構思范圍內，可以對本發明的技術方案進行多種簡單變型，這些簡單變·型均屬于本發明的保護范圍。
權利要求
1.一種沸騰氯化爐，該沸騰氯化爐包括反應段、沉降段以及連接該反應段和沉降段的過渡段，所述沉降段上設置有氣體出口，在所述過渡段和/或沉降段上設置有固體原料入口，在所述反應段上設置有氣體入口和放渣口，其特征在于，所述沉降段與反應段的直徑比大于或等于2.5，所述過渡段的外周面為錐臺面，該錐臺面的錐角< 80°。
2.根據權利要求1所述的沸騰氯化爐，其中，所述沉降段與反應段的直徑比為2.5-3.5，所述錐臺面的錐角為30-80°。
3.根據權利要求1或2所述的沸騰氯化爐，其中，所述反應段的高度與直徑比大于或等于1.5，所述沉降段的高度與直徑比大于或等于0.6。
4.根據權利要求3所述的沸騰氯化爐，其中，所述反應段的高度與直徑比為1.5-3，所述沉降段的高度與直徑比為0.6-1。
5.根據權利要求1所述的沸騰氯化爐，其中，所述固體原料入口位于反應段和過渡段的連接處。
6.根據權利要求1所述的沸騰氯化爐，其中，所述氣體出口位于沉降段的頂部。
7.根據權利要求1所述的沸騰氯化爐，其中，所述過渡段和/或沉降段上還設置有回料□。
8.根據權利要求7所述的沸騰`氯化爐，其中，所述回料口位于所述沉降段的下方。
9.一種沸騰氯化裝置，該沸騰氯化裝置包括:沸騰氯化爐和分別與該沸騰氯化爐連通的固體原料倉、收塵系統和氯氣緩沖罐，其特征在于，所述沸騰氯化爐為權利要求1-8中任意一項所述的沸騰氯化爐，所述固體原料倉包括原料入口和原料出口，所述固體原料倉的原料出口與所述沸騰氯化爐的固體原料入口相連通，所述收塵系統包括收塵單元和收塵罐，所述收塵單元包括收塵口、排塵口和排氣口，所述收塵單元的收塵口與所述沸騰氯化爐的氣體出口相連通，所述收塵單元的排塵口與所述收塵罐相連通，所述氯氣緩沖罐與所述沸騰氯化爐的氣體入口相連通。
10.根據權利要求9所述的沸騰氯化裝置，其中，所述收塵單元包括串聯連接的一級收塵器、二級收塵器和三級收塵器，所述一級收塵器、二級收塵器的排塵口均與所述沸騰氯化爐的回料口相連通。
11.根據權利要求10所述的沸騰氯化裝置，其中，所述三級收塵器的排塵口與收塵罐相連通，且所述收塵單元的排氣口設置在所述三級收塵器上。
12.根據權利要求9所述的沸騰氯化裝置，其中，所述沸騰氯化裝置還包括鈦原料倉和石油焦料倉，所述鈦原料倉和石油焦料倉的原料出口均與所述固體原料倉的原料入口相連通。
全文摘要
本發明公開了一種沸騰氯化爐和沸騰氯化裝置，該沸騰氯化爐包括反應段、沉降段以及連接該反應段和沉降段的過渡段，所述沉降段上設置有氣體出口，在所述過渡段和/或沉降段上設置有固體原料入口，在所述反應段上設置有氣體入口和放渣口，其特征在于，所述沉降段與反應段的直徑比大于或等于2.5，所述過渡段的外周面為錐臺面，該錐臺面的錐角≤80°。采用根據本發明提供的沸騰氯化爐進行四氯化鈦生產，所述沸騰氯化爐不但適用于現有直徑大小的鈦渣(一般為0.08mm-0.25mm(180目-60目))，還特別適用于顆粒直徑更小的含鈦原料，能夠大大提高含鈦原料的利用率不高，從而提高四氯化鈦的產率。
文檔編號C01G23/02GK103112886SQ201110365300
公開日2013年5月22日 申請日期2011年11月17日 優先權日2011年11月17日
發明者陸平, 劉森林, 陳祝春, 張蘇新 申請人:攀鋼集團研究院有限公司, 攀鋼集團有限公司