劉 璐， 姚秀穎， 李建濤， 盧春喜

(中國石油大學(xué)(北京) 重質(zhì)油國家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，北京 102249)

在石油加工、化工等工業(yè)過程中，為了保證系統(tǒng)溫度的可控性和穩(wěn)定性，通常配置合理的換熱器進(jìn)行調(diào)節(jié)。例如，在催化裂化裝置中，取熱器用于取走再生器內(nèi)多余的熱量，以維持反應(yīng)-再生系統(tǒng)的熱平衡，保證裝置的穩(wěn)定運(yùn)行。早期因取熱負(fù)荷要求不高，催化裂化裝置多采用內(nèi)取熱方式來取走再生器內(nèi)過剩的熱量；隨著重油和渣油催化裂化技術(shù)的發(fā)展，內(nèi)取熱方式已難以滿足工業(yè)生產(chǎn)需要，因此外取熱技術(shù)開始快速發(fā)展，外取熱器作為獨(dú)立單元安裝在再生器外部，不僅不影響反應(yīng)-再生系統(tǒng)的正常運(yùn)行，而且操作彈性大，取熱負(fù)荷可調(diào)控[1]；到20世紀(jì)90年代，已經(jīng)形成多種形式的外取熱器，按照流動方式的不同分為4種，即上流式、下流式、氣控式和返混式外取熱器[2-3]，其中下流式外取熱器因取熱負(fù)荷大、易于操作等優(yōu)點(diǎn)廣泛地應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)中。

但是，隨著中國催化裂化(FCC)原料不斷重質(zhì)化和劣質(zhì)化，生焦率增加，再生系統(tǒng)的產(chǎn)熱量不斷增加，同時(shí)外取熱器在實(shí)際工業(yè)應(yīng)用中也存在著取熱負(fù)荷不足和換熱管破裂等問題，使其難以維持反應(yīng)-再生系統(tǒng)的熱量平衡[4-5]。而外取熱器取熱負(fù)荷不足會導(dǎo)致裝置劑/油比降低，影響輕質(zhì)油收率和產(chǎn)品分布，降低經(jīng)濟(jì)收益，同時(shí)也影響裝置的長周期運(yùn)行[6-7]。因此，提高外取熱器取熱負(fù)荷至關(guān)重要。

在外取熱器內(nèi)，從換熱管外高溫催化劑到換熱管內(nèi)低溫流體的傳熱過程中，顆粒與換熱管表面的對流傳熱過程為控制熱阻[8]。外取熱器殼程內(nèi)，顆粒與換熱管之間的傳熱過程不僅受顆粒床層流化性能的影響，而且與換熱管局部的流動特性相關(guān)。很多學(xué)者通過改造換熱管的形狀從而強(qiáng)化傳熱，如：李瑞強(qiáng)等[9]提出在取熱管外側(cè)均布針狀取熱柱，增加換熱管外側(cè)的換熱面積，并通過釘頭的局部紊流提高傳熱效率；張榮克等[10]提出在換熱管表面焊接釘頭形式的構(gòu)件；唐逢一等[11-12]和顧月章等[13]對目前工業(yè)上常用的長翅片管進(jìn)行了優(yōu)化，解決了縱向長翅片所存在的應(yīng)力集中、易產(chǎn)生裂紋的問題。但釘頭管和優(yōu)化后的翅片管對取熱性能的優(yōu)化效果較小。為了強(qiáng)化殼程內(nèi)傳熱性能，很多學(xué)者通過改造取熱器殼程從而強(qiáng)化外取熱器的殼程流化性能。王明東等[14-15]針對催化裂化工業(yè)裝置中出現(xiàn)的外取熱系統(tǒng)流化性能差、取熱器產(chǎn)汽量無法靈活調(diào)節(jié)等問題，對外取熱器流化風(fēng)進(jìn)行改造，取熱負(fù)荷優(yōu)化明顯。程向峰[16-17]提出將外取熱器內(nèi)取熱管束分為上部和下部兩部分，上部管束沿軸向從殼體上端插入，下部管束沿軸向從下部插入，并在下部管束下設(shè)第一流化介質(zhì)分布器，上、下管束間設(shè)第二流化介質(zhì)分布器，在2個(gè)分布器的作用下使顆粒流化。該技術(shù)將取熱管束分為上部和下部兩部分，相比于工業(yè)上常用的取熱器，其使用的流化介質(zhì)少、傳熱效率高，但對原設(shè)備改動較大。張永民等[18]提出了一種改進(jìn)型的強(qiáng)制內(nèi)混式流化床外取熱器，通過在外取熱器內(nèi)設(shè)置多個(gè)氣體分布器來強(qiáng)化傳熱過程。盧春喜等[19]開發(fā)了一種環(huán)流結(jié)構(gòu)外取熱器，該取熱器具有相間接觸好、體積傳熱系數(shù)大等優(yōu)點(diǎn)，但該技術(shù)受傳熱強(qiáng)化高度的限制，對外取熱器上部傳熱強(qiáng)化作用較小。

為了有效地提高外取熱器的取熱負(fù)荷，筆者設(shè)計(jì)并開發(fā)了一種新型折流式外取熱器，即在工業(yè)上常用的下流式外取熱器基礎(chǔ)上安裝若干折流板，通過強(qiáng)化顆粒徑向混合，提高整個(gè)軸向高度內(nèi)催化劑顆粒與換熱管束間的接觸頻率，進(jìn)而提高傳熱系數(shù)。為了驗(yàn)證其傳熱強(qiáng)化效果，采用一套與工業(yè)裝置具有相似傳熱機(jī)制的大型冷模實(shí)驗(yàn)裝置，分別對比考察常規(guī)下流式外取熱器(Down-flow catalyst cooler，DCC)和折流式外取熱器(Baffle catalyst cooler，BCC)內(nèi)換熱特性，并根據(jù)顆粒在密相區(qū)和稀相區(qū)的流動特點(diǎn)，深入分析折流式外取熱器傳熱強(qiáng)化的機(jī)制及流動與傳熱特性的耦合關(guān)系，以期為折流式外取熱器的工業(yè)應(yīng)用提供參考。

1 實(shí)驗(yàn)部分

1.1 實(shí)驗(yàn)裝置及操作參數(shù)

采用的外取熱器換熱示意圖如圖1所示。下流式外取熱器和折流式外取熱器具有相同的尺寸，其殼體的內(nèi)徑為0.48 m、高為5.5 m。外取熱器的上部設(shè)有催化劑入口，入口管路與取熱器外壁呈45°，下部設(shè)有垂直向下的催化劑出口。為了保證與工業(yè)外取熱器具有相同的水力學(xué)半徑，8根外徑為 0.076 m 的換熱管沿直徑0.334 m的同心圓周向均勻布置，每根換熱管高為4.4 m，管外均布8個(gè)翅片，每個(gè)翅片分為4段高度為0.45 m的短翅片，以減小長翅片造成的熱應(yīng)力不均、翅片上易產(chǎn)生小裂紋的問題[10]。在換熱管下部，設(shè)有與工業(yè)裝置一致的環(huán)管式氣體分布器。相比于下流式外取熱器，折流式外取熱器在其上部區(qū)域的換熱管內(nèi)部區(qū)域焊接6塊傾斜向下45°的折流板，相鄰折流板間距為0.235 m，共設(shè)計(jì)了2種形式的折流板。其中，由上往下第1塊折流板，其傾斜方向與入口管傾斜方向一致，以增加入口處折流板對催化劑流股的整流作用，減小外取熱器入口處催化劑對換熱管的沖刷，同時(shí)折流板上設(shè)8個(gè)直徑為40 mm的開孔，以破碎氣泡。由上往下第2～6塊折流板，每個(gè)折流板上設(shè)4個(gè)直徑為40 mm的開孔，該形式折流板與外取熱器內(nèi)壁距離較遠(yuǎn)，以避免折流板上出現(xiàn)死區(qū)，并對床層氣泡起到一定的破碎作用。

圖1 外取熱器換熱示意圖Fig.1 Diagram of external catalyst coolers(a) Down-flow catalyst cooler——DCC;(b) Baffle catalyst cooler——BCC

下流式和折流式外取熱器均采用與工業(yè)裝置中相似的傳熱機(jī)制，實(shí)驗(yàn)過程中，常溫催化劑顆粒以恒定流量由外取熱器上部的入口管流入，經(jīng)過氣體流化，與高溫?fù)Q熱管換熱后，從下部出口管流出，入口管和出口管上分別設(shè)有DN100 mm的D71X-10型對夾式蝶閥，用于控制催化劑循環(huán)量和藏料量。換熱管由高溫水加熱，經(jīng)恒溫水槽加熱的水由換熱管下部流入，上部流出，為換熱管提供熱源。

實(shí)驗(yàn)流化氣體為常溫常壓空氣，流化顆粒為催化裂化平衡催化劑，其平均粒徑為70.3 μm、顆粒密度為1500 kg/m3、松散堆積密度為856.9 kg/m3。自上部入口流入的催化劑顆粒具有穩(wěn)定的流量，其顆粒質(zhì)量流量(Gs)控制在0.32～44.96 kg/(m2·s)范圍內(nèi)，外取熱器藏料量保持為247.80 kg，表觀氣速(Ug)為0.1～0.5 m/s，為滿足實(shí)驗(yàn)測量需要，換熱管內(nèi)熱水流量恒定。

1.2 測量儀器及測點(diǎn)布置

為分析外取熱器內(nèi)流動和傳熱特性，分別測量了床層的壓力、床層溫度、換熱管壁溫及其內(nèi)部水溫。其中，壓力采用差壓變送器進(jìn)行測量，采樣頻率為100 Hz，采樣時(shí)間為60 s；床層溫度、換熱管壁溫及其內(nèi)部水溫均采用鎧裝圓柱形熱敏電阻進(jìn)行測量，采集時(shí)間1800 s，采樣時(shí)間間隔0.2 s。

為準(zhǔn)確對比下流式和折流式外取熱器內(nèi)流動和傳熱特性，采用相同的測點(diǎn)布置。其中，外取熱器內(nèi)氣體分布器出口處所在的軸向高度H=0 m，向上為正，軸向測點(diǎn)布置如圖2(a)所示，其具體軸向高度如表1所示。外取熱器內(nèi)有壓力p測點(diǎn)10個(gè)，由于靜床高度為2 m，為確定密相床層高度，在H為2～2.5 m區(qū)域內(nèi)壓力測點(diǎn)分布較密；床層溫度(Tb)測點(diǎn)4個(gè)，如圖2(a)所示，每根換熱管上設(shè)置4段短翅片，4個(gè)Tb測點(diǎn)沿軸向布置于4段短翅片對應(yīng)的中間位置；壁面溫度(Tw)測點(diǎn)14個(gè)，其中，12個(gè)位于換熱管外部的翅片間，2個(gè)位于換熱管上部的光管上；水溫度(Twater)測點(diǎn)8個(gè)，其中6個(gè)位于短翅片間的光管處，2個(gè)位于換熱管進(jìn)出口處。p、Tb、Tw和Twater的周向測點(diǎn)如圖2(b)所示，其中，Tw和Twater測點(diǎn)均布置在通有熱水的換熱管上。

圖2 外取熱器內(nèi)實(shí)驗(yàn)測點(diǎn)布置圖Fig.2 Diagram of experimental measurement pointsin the external catalyst cooler(a) Axial distribution of measurement points;(b) Circumferential distribution of measurement points

表1 外取熱器內(nèi)實(shí)驗(yàn)測點(diǎn)軸向高度(H)Table 1 Height (H) of axial measurement points inexternal catalyst cooler

1.3 數(shù)據(jù)處理方法

主要考察折流式外取熱器相對于下流式外取熱器的傳熱強(qiáng)化特性，并結(jié)合床層流動特性探討其傳熱強(qiáng)化的原因，分析2種外取熱器內(nèi)傳熱與流動特性的耦合關(guān)系。根據(jù)顆粒在不同區(qū)域的流動特點(diǎn)，將床層分為密相區(qū)和稀相區(qū)，床層分界面由床層密度(ρb)確定，ρb由式(1)計(jì)算。床層流動特性通過壓力數(shù)據(jù)進(jìn)行分析，壓力脈動的標(biāo)準(zhǔn)偏差(Sd)反映床層脈動特性，Sd越大，床層壓力脈動越大，氣泡聚并、破碎頻率越高，Sd可由式(2)計(jì)算。

(1)

(2)

在流化床內(nèi)，隨著表觀氣速Ug的增加，流化床內(nèi)Sd先增加后減小。當(dāng)Sd達(dá)到最大值時(shí)，對應(yīng)Ug即為起始湍流速度(Uc)[20]。通過該方法確定Uc，以H=1.330 m，Gs≈18 kg/(m2·s)為例，該位置床層處于穩(wěn)定的密相床層操作。圖3為表觀氣速對壓力脈動標(biāo)準(zhǔn)偏差的影響。可以看出，2種外取熱器內(nèi)Sd均隨著Ug的增加，先增大后減小，下流式和折流式外取熱器內(nèi)的Ug分別為 0.4 m/s 和 0.3 m/s 時(shí)Sd達(dá)到最大值，因此，下流式和折流式外取熱器內(nèi)的Uc分別為0.4 m/s和0.3 m/s。陽永榮[21]得到在直徑為800 mm的流化床內(nèi)，采用平均粒徑為66.7 μm、顆粒密度為1480 kg/m3的FCC催化劑起始湍流速度為0.35 m/s，與本實(shí)驗(yàn)所用物料參數(shù)相近，起始湍流速度基本一致。

圖3 表觀氣速(Ug)對壓力脈動標(biāo)準(zhǔn)偏差(Sd)的影響Fig.3 Effects of superficial gas velocity (Ug) on standarddeviation of pressure fluctuation (Sd)

床層換熱特性通過傳熱系數(shù)進(jìn)行分析，密相區(qū)和稀相區(qū)的傳熱系數(shù)計(jì)算式分別如式(3)和(4)所示，密相區(qū)和稀相區(qū)的換熱面積計(jì)算式分別如式(5)和(6)所示。

(3)

(4)

Adense=πDHd+2nHdL

(5)

Adilute=πD(H-Hd)+2n(H-Hd)L

(6)

2 結(jié)果與討論

2.1 床層分界面的確定

在實(shí)驗(yàn)操作條件下，外取熱器內(nèi)床層沿軸向高度分為稀相區(qū)和密相區(qū)，以Gs≈18 kg/(m2·s)、Ug為0.2和0.4 m/s為例，分析下流式和折流式外取熱器內(nèi)ρb隨H的變化規(guī)律，以確定稀、密相區(qū)的床層分界面。

圖4為下流式和折流式外取熱器內(nèi)床層密度的軸向分布。如圖4(a)所示，隨H的增加，下流式外取熱器內(nèi)ρb先緩慢增大，后急劇減小。這是因?yàn)樵谙铝魇酵馊崞髦?，?dāng)H<1.1 m時(shí)，床層處于氣體分布器影響區(qū)，由于分布器射流和射流結(jié)束后產(chǎn)生大量小氣泡的作用，使得ρb隨H的增加逐漸增加；當(dāng)H為1.1～1.8 m時(shí)，床層發(fā)展為穩(wěn)定的密相區(qū)，ρb波動較?。划?dāng)H>1.8 m時(shí)，ρb急劇減小，床層由密相區(qū)變?yōu)橄∠鄥^(qū)。如圖4(b)所示，隨H的增加，折流式外取熱器內(nèi)ρb先緩慢增加后降低，再緩慢增加后急劇減小。相比于下流式外取熱器，相同操作條件下，在折流式外取熱器內(nèi)，當(dāng)H>1.8 m時(shí)，ρb小幅波動后急劇減??；且當(dāng)H>2.2 m 時(shí)，ρb急劇減小。結(jié)合折流板安裝位置分析發(fā)現(xiàn)，從上往下第4塊折流板安裝高度為1.90～2.09 m，可能是由于該位置折流板上開孔對氣泡有破碎作用所致，各氣速下折流式外取熱器內(nèi)H=2.2 m附近ρb均較大。

圖4 外取熱器內(nèi)床層密度的軸向分布Fig.4 Axial profiles of bed density in the external catalyst cooler(a) DCC; (b) BCC

由上述結(jié)果可知，在外取熱器的不同軸向高度，床層密度分布差異較大，在床層下部為密度較高的密相區(qū)，上部則為密度較低的稀相區(qū)。為了獲得不同區(qū)域的傳熱特性，分析其傳熱機(jī)理，首先確定床層稀相區(qū)和密相區(qū)的床層分界面高度Hd。張永民等[22]提出采用相鄰測點(diǎn)間的壓力脈動比Sd,p(i，i+1)來確定床層分界面，認(rèn)為當(dāng)某兩測量點(diǎn)之間的Sd,p(i，i+1)最大時(shí)，料面便位于第i和第i+1 壓力測點(diǎn)間，得到Hd的計(jì)算式如式(7)所示。

(7)

通過上述實(shí)驗(yàn)發(fā)現(xiàn)，料面所在的第i和第i+1壓力測點(diǎn)間的壓力差不僅受密相區(qū)密度的影響，當(dāng)氣速較高時(shí)，還受到稀相區(qū)密度的影響，因此在張永民等[22]方法的基礎(chǔ)上，進(jìn)一步考慮了稀相區(qū)密度對第i和第i+1壓力測點(diǎn)間壓力差的影響，得到改進(jìn)后的Hd計(jì)算式如式(8)所示。

(8)

通過改進(jìn)方法確定的Hd隨著表觀氣速的變化如圖5所示?？梢钥闯?，隨著Ug的增加，下流式和折流式外取熱器內(nèi)Hd均先增加后減小。進(jìn)一步分析發(fā)現(xiàn)，2種外取熱器內(nèi)，當(dāng)表觀氣速達(dá)到Uc時(shí)，Hd值最大。

圖5 表觀氣速(Ug)對床層分界面高度(Hd)的影響Fig.5 Effects of superficial gas velocity (Ug) on theheight (Hd) of dense phase area

因此，根據(jù)床層壓力脈動特性確定的Hd，將外取熱器內(nèi)床層準(zhǔn)確分為密相區(qū)和稀相區(qū)，Hd以下為密相區(qū)換熱，Hd以上為稀相區(qū)換熱。

2.2 密相區(qū)換熱及流動特性

已有研究[23-24]表明，顆粒與床層之間的換熱主要受顆粒團(tuán)在換熱表面的接觸時(shí)間分率和接觸頻率的影響。筆者通過換熱管外的傳熱系數(shù)h對換熱性能進(jìn)行表征。h越大，表明換熱性能越好。密相區(qū)內(nèi)顆粒是連續(xù)相，氣體是分散相，床層換熱主要為顆粒對流換熱。通過分析密相區(qū)換熱特性發(fā)現(xiàn)，下流式和折流式外取熱器內(nèi)密相區(qū)傳熱系數(shù)hdense均受Ug和Gs的影響。

圖6為表觀氣速對hdense的影響。由圖6可見:對于下流式外取熱器，當(dāng)Gs一定時(shí)，隨著Ug的增加，hdense逐漸增大;當(dāng)Ug>0.4 m/s時(shí)，hdense增幅逐漸減小。這是由于下流式外取熱器內(nèi)Uc=0.4 m/s，當(dāng)Ug

圖6 表觀氣速(Ug)對密相區(qū)傳熱系數(shù)(hdense)的影響Fig.6 Effects of superficial gas velocity (Ug) ondense heat transfer coefficient (hdense)

在H為1.54 m和1.86 m處，床層既不受取熱器下部的分布器影響區(qū)的影響，也不受密相區(qū)和稀相區(qū)交界處的彈濺區(qū)的影響，流動狀態(tài)穩(wěn)定，可有效代表密相區(qū)流動特性[22]。圖7為表觀氣速對床層密度的影響。由圖7可知：當(dāng)UgUc時(shí)，密相區(qū)內(nèi)床層處于湍動流化狀態(tài)，床層內(nèi)氣泡尺寸變小但氣泡數(shù)增加，顆粒團(tuán)與換熱管間的接觸頻率較高，但隨Ug的增加，密相區(qū)內(nèi)ρb持續(xù)降低，抑制了接觸時(shí)間分率的進(jìn)一步升高，受氣泡運(yùn)動和床層密度的共同影響，hdense的增幅變小。

對于折流式外取熱器(如圖6所示)，當(dāng)Gs一定時(shí)，hdense隨著Ug的增加持續(xù)增大。這是因?yàn)橄啾扔谙铝魇酵馊崞鳎谡哿魇酵馊崞鲀?nèi)，當(dāng)Ug>Uc時(shí)，ρb并未降低，而是幾乎不變(圖7)，折流板的存在強(qiáng)化了氣泡的破碎，抑制了氣泡的進(jìn)一步增大，使得折流式外取熱器能在較高氣速下保證較高的床層密度，而顆粒團(tuán)在換熱表面的接觸頻率較高，因此hdense持續(xù)增加。

圖7 表觀氣速(Ug)對床層密度(ρb)的影響Fig.7 Effect of superficial gas velocity (Ug)on bed density (ρb)

相比于表觀氣速，下流式和折流式外取熱器內(nèi)密相區(qū)傳熱系數(shù)受Gs的影響較小，如圖8所示。由圖8可以看出，隨著Gs的增加，2種外取熱器內(nèi)hdense的變化趨勢基本一致。當(dāng)Ug=0.1 m/s時(shí)，hdense均隨著Gs的增大而減?。划?dāng)Ug>0.1 m/s時(shí)，hdense均隨著Gs的增大而增大。這是因?yàn)楫?dāng)Ug=0.1 m/s時(shí)，ρb較大，床層內(nèi)氣泡數(shù)量較少且運(yùn)動不夠劇烈，冷顆粒團(tuán)與熱換熱管之間接觸頻率較低，充分換熱所需時(shí)間較長。顆粒質(zhì)量流量越小，催化劑在取熱器內(nèi)停留時(shí)間越長，因此換熱效果越好。當(dāng)Ug>0.1 m/s時(shí)，床層內(nèi)氣泡數(shù)較多，氣泡運(yùn)動較劇烈，冷顆粒團(tuán)與熱換熱管之間接觸頻率較高，充分換熱所需時(shí)間較短。隨著顆粒質(zhì)量流量的增大，催化劑循環(huán)速率加快、顆粒在換熱表面的停留時(shí)間變短，換熱后的熱催化劑很快被流入的新鮮冷催化劑所替代，有利于換熱。

為確定折流式外取熱器的強(qiáng)化換熱性能，通過比較2種外取熱器內(nèi)hdense(見圖8)發(fā)現(xiàn):實(shí)驗(yàn)操作條件下，下流式外取熱器內(nèi)hdense為60.2～626.8 W/(m2·℃)，折流式外取熱器內(nèi)hdense為155.9～938.2 W/(m2·℃)，hdense提高了125.5～345.2 W/(m2·℃)。相比于下流式外取熱器，折流式外取熱器在Ug=0.1 m/s時(shí)的hdense相對增長量為159.0%～267.9%;在Ug為 0.2～0.5 m/s時(shí)，折流式外取熱器的hdense相對增長量為26.9%～79.9%；折流式外取熱器換熱性能優(yōu)化明顯。而且，低氣速下折流式外取熱器內(nèi)密相區(qū)強(qiáng)化換熱性能更強(qiáng)。這是因?yàn)榈蜌馑傧耯dense較小，

圖8 顆粒質(zhì)量流量(Gs)對密相區(qū)換熱系數(shù)(hdense)的影響Fig.8 Effect of particle mass flux (Gs) on dense heat transfer coefficient (hdense)(a) DCC; (b) BCC

使得hdense的相對增長量較大。分析發(fā)現(xiàn)，折流式外取熱器主要通過以下幾個(gè)方面強(qiáng)化密相區(qū)換熱：

(1)強(qiáng)化徑向流動。下流式外取熱器中，冷催化劑從上部流入，換熱后的熱催化劑直接從下部流出。折流式外取熱器中，床層內(nèi)催化劑流股在軸向高度2.0 m附近，形成了如圖9所示的2種交替的流動狀態(tài)，實(shí)驗(yàn)觀察到，短時(shí)間內(nèi)床層呈現(xiàn)向下流動(見圖9(a))，大部分時(shí)間內(nèi)則為沖擊流股(見圖9(b)中紅圈附近)。結(jié)合折流板的安裝位置發(fā)現(xiàn)，該沖擊區(qū)域位置位于由下往上第4塊折流板的斜下方。即增設(shè)折流板后，增加了床層中催化劑流股的徑向流動，使催化劑沿折流板形成“折流”式流動，提高了床層的湍動程度，更有利于換熱。

(2)加劇軸向混合。增設(shè)折流板后，以Gs≈18 kg/(m2·s)為例，各氣速下密相區(qū)床溫的軸向溫差ΔTb均減小，如圖10所示,說明增設(shè)折流板后，密相床層的軸向混合程度增加，換熱更充分。這是因?yàn)橄铝魇酵馊崞鲀?nèi)催化劑呈無序、無規(guī)律的流動；增設(shè)折流板后，催化劑流股在折流板的作用下沿折流板呈“折流”式流動，且折流板上的開孔破碎了向上運(yùn)動的大氣泡，氣泡與“折流”式流動的催化劑多次接觸，使得折流式取熱器內(nèi)催化劑有序流動，因此強(qiáng)化了密相區(qū)床層的軸向混合。

(3)加劇氣泡破碎，增加接觸頻率。以H=1.330 m、Gs≈18 kg/(m2·s)為例(圖3)，通過比較下流式和折流式外取熱器床層內(nèi)Sd發(fā)現(xiàn)，與下流式外取熱器相比，在折流式外取熱器內(nèi)，當(dāng)Ug>0.1 m/s時(shí)，密相區(qū)內(nèi)Sd明顯減小。這是因?yàn)檩^高氣速下床層內(nèi)氣泡數(shù)較多，折流式的增設(shè)，抑制了氣泡尺寸的增大，同時(shí)折流板上的開孔也加劇了氣泡的破碎，使得折流式外取熱器內(nèi)氣泡尺寸減小，氣泡數(shù)量增加，床層壓力脈動較??；此時(shí)密相區(qū)床層的氣泡尺寸小且數(shù)量多，不僅增加了顆粒團(tuán)在換熱表面的接觸頻率，而且減小了顆粒的停留時(shí)間，使得換熱性能提高。當(dāng)Ug=0.1 m/s時(shí)，密相區(qū)內(nèi)Sd減小的幅度較小，但hdense增幅較大(如圖6所示)。這是因?yàn)楫?dāng)Ug=0.1 m/s時(shí)，床層內(nèi)氣泡數(shù)較少，折流板上的開孔對氣泡的破碎作用不明顯，因此造成Sd減小的幅度較小。但是，當(dāng)Ug=0.1 m/s時(shí)，增設(shè)折流板后，ΔTb減小(如圖10 所示)，密相床層的軸向混合程度增加，利于換熱。此外，當(dāng)Ug=0.1 m/s時(shí)，由下往上運(yùn)動的氣泡數(shù)較少，催化劑流股主要呈由上往下的“折流”式流動，顆粒流通當(dāng)量路徑長度Lp增加，相同換熱時(shí)間內(nèi)催化劑流股流經(jīng)換熱管壁的速率增加，hdense增幅較大。

圖9 外取熱器內(nèi)床層流動直觀圖(H=2.0 m)Fig.9 Pictures of fluidized bed in the external catalyst coolers (H=2.0 m)(a) Condition 1; (b) Condition 2

圖10 表觀氣速(Ug)對密相區(qū)床層溫度軸向溫度差(ΔTb)的影響Fig.10 Effect of superficial gas velocity (Ug) onaxial temperature difference (ΔTb) in the dense region

2.3 稀相區(qū)換熱及流動特性

當(dāng)Ug≥0.4 m/s時(shí)，下流式和折流式外取熱器內(nèi)床層均由鼓泡床轉(zhuǎn)變?yōu)橥膭哟?，床層稀相夾帶量增大，稀相區(qū)換熱不可忽略。在稀相區(qū)，氣體為連續(xù)相，顆粒為分散相，雖然氣體對流換熱已不可忽視，但由于顆粒的體積比熱容為氣體的103倍，因此，在較高氣速下，稀相區(qū)傳熱系數(shù)同樣主要受顆粒流動特性的影響。分別考察Ug≥0.4 m/s時(shí)，下流式和折流式2種外取熱器內(nèi)稀相區(qū)傳熱系數(shù)hdilute隨Gs和Ug的變化規(guī)律。

圖11為下流式和折流式外取熱器內(nèi)Gs對稀相區(qū)傳熱系數(shù)hdilute的影響?？梢钥闯?，在下流式外取熱器內(nèi)，hdilute隨著Gs的增加而逐漸增大。這是因?yàn)殡S著Gs的增加，從外取熱器入口管流入的新鮮催化劑的量增加，單位時(shí)間內(nèi)與換熱管有效接觸的新鮮催化劑的量增加，催化劑在換熱表面的更新頻率加快，因此hdilute增大。在折流式外取熱器內(nèi)，hdilute隨著Gs的增加先增大、后基本保持不變。當(dāng)Gs<40 kg/(m2·s)時(shí)，hdilute的變化趨勢與下流式外取熱器基本相同，即隨著Gs的增加，催化劑在換熱表面的更新頻率加快，hdilute增大；當(dāng)Gs>40 kg/(m2·s)時(shí)，雖然催化劑在換熱表面的更新頻率進(jìn)一步加快，但是Gs過高，催化劑流股在床層內(nèi)的循環(huán)速率加快，停留時(shí)間減短，抑制了hdilute的進(jìn)一步增加。

進(jìn)一步分析發(fā)現(xiàn)，顆粒質(zhì)量流量一定時(shí)，2種外取熱器內(nèi)hdilute均隨著Ug的增加而增大。這是因?yàn)殡S著Ug的增加，床層稀相夾帶量增加，2種外取熱器內(nèi)稀相區(qū)ρb均增大(如圖4所示)，因此顆粒在換熱管外壁的體積分?jǐn)?shù)增大，則傳熱系數(shù)增大。

圖11 顆粒質(zhì)量流量(Gs)對稀相區(qū)傳熱系數(shù)(hdilute)的影響Fig.11 Effect of particle mass flux (Gs) on dilute heat transfer coefficient (hdilute)(a) DCC; (b) BCC

對比2種外取熱器內(nèi)稀相區(qū)換熱性能(見圖11)發(fā)現(xiàn)，在實(shí)驗(yàn)操作條件下，下流式外取熱器內(nèi)hdilute為26.3～152.5 W/(m2·℃)，折流式外取熱器內(nèi)hdilute為50.2～214.9 W/(m2·℃)，增設(shè)折流板后，hdilute增加了23.9～112.0 W/(m2·℃)，hdilute的相對增長量為31.6%～152.5%，稀相區(qū)換熱性能得到優(yōu)化。hdilute的相對增長量較大是由于下流式外取熱器稀相區(qū)的對流傳熱系數(shù)較小，相對增長量的基數(shù)較小。分析發(fā)現(xiàn)：在下流式外取熱器內(nèi)，催化劑流股經(jīng)入口管流入后直接以拋物線形式向下流動，顆粒流僅在單一方向與換熱管進(jìn)行熱量交換；在折流式外取熱器內(nèi)，由于多層折流板的存在，催化劑流股經(jīng)入口管流入后沿折流板以“折流”形式向下流動，即顆粒在向下流動的同時(shí)，存在徑向流動，顆粒與換熱管多次進(jìn)行熱量交換，同時(shí)折流板開孔使催化劑在取熱器截面上分布更加均勻，增加了由入口管路流入取熱器的新鮮顆粒與換熱管的接觸分率，進(jìn)一步強(qiáng)化了稀相傳熱。此外，稀相區(qū)催化劑的“折流”流動增長了顆粒在稀相區(qū)的過流路徑，使得稀相換熱更充分，hdilute增大。

2.4 密相區(qū)與稀相區(qū)強(qiáng)化傳熱特性的比較

為了詳細(xì)比較下流式和折流式外取熱器在密相區(qū)和稀相區(qū)的傳熱特性，以下流式外取熱器內(nèi)兩區(qū)域的傳熱系數(shù)為相對強(qiáng)化量，分析折流式外取熱器內(nèi)平均傳熱系數(shù)的絕對強(qiáng)化度(Δh)和相對強(qiáng)化比率(δh)，其計(jì)算式分別如式(9)和式(10)所示，其結(jié)果如表2所示。

(9)

(10)

由表2可以看出，各操作條件下，Δhdense為186.0～299.9 W/(m2·℃)，且Δhdense隨著表觀氣速的增加，先緩慢減小后迅速增大；δh,dense為43.5%～196.0%，其隨著Ug的增加先迅速減小后基本不變。這是因?yàn)樵谙铝魇酵馊崞鲀?nèi)，傳熱系數(shù)隨著Ug的增加而增大，使得較高氣速下相對強(qiáng)化量較大，因此δh，dense有所降低。當(dāng)表觀氣速為 0.4 m/s 和0.5 m/s時(shí)，稀相換熱不可忽略，計(jì)算得到Δhdilute分別為47.8和89.3 W/(m2·℃)，且Δhdilute隨著Ug的增加而增大。這是因?yàn)殡S著Ug的增加，稀相夾帶量增大，顆粒濃度增大，顆粒團(tuán)與換熱管之間的接觸分率得到提高；δh, dilute分別為140.0%和79.1%，同樣，由于下流式外取熱器傳熱系數(shù)在較高氣速下較大，較高氣速下相對強(qiáng)化量較大，所以高氣速下δh, dilute較低，低氣速下δh, dilute較高。因此，無論在密相區(qū)還是在稀相區(qū)，折流式外取熱器的傳熱效果均強(qiáng)于下流式外取熱器。

表2 密相區(qū)和稀相區(qū)內(nèi)傳熱系數(shù)的絕對強(qiáng)化度(Δh)和相對強(qiáng)化比率(δh)Table 2 Δh and δh of heat transfer coefficients indense region and dilute region

比較表觀氣速大于0.4 m/s時(shí)在密相區(qū)和稀相區(qū)的折流式外取熱器的傳熱強(qiáng)化效果發(fā)現(xiàn)，雖然δh,dilute為79.1%～140.0%，明顯大于δh,dense(43.5%～51.0%)，但是Δhdilute為47.8和89.3 W/(m2·℃)，而Δhdense為228.9和299.9 W/(m2·℃)，密相區(qū)內(nèi)折流式外取熱器內(nèi)平均傳熱系數(shù)的絕對強(qiáng)化度更大，因此，折流板的存在，對密相區(qū)的強(qiáng)化傳熱效果明顯優(yōu)于稀相區(qū)。這主要是因?yàn)槊芟鄥^(qū)床層密度遠(yuǎn)大于稀相區(qū)床層密度，且密相區(qū)顆粒團(tuán)與換熱管的接觸頻率更高；同時(shí)，由于受氣體分布器的影響，密相區(qū)下部氣泡的形成、運(yùn)動、聚并和破碎也加快了顆粒團(tuán)與換熱管的接觸頻率；而稀相區(qū)床層密度較低，顆粒占據(jù)換熱表面的體積分?jǐn)?shù)較低，因此傳熱系數(shù)較低。

2.5 密相區(qū)傳熱系數(shù)關(guān)聯(lián)式的建立

由圖8和圖11可知，當(dāng)表觀氣速大于0.4 m/s時(shí)，下流式外取熱器內(nèi)密相區(qū)傳熱系數(shù)在465.6～626.8 W/(m2·℃)范圍內(nèi)，稀相區(qū)傳熱系數(shù)在26.3～152.5 W/(m2·℃)范圍內(nèi)；而在折流式外取熱器內(nèi)密相區(qū)傳熱系數(shù)在591.0～938.2 W/(m2·℃)范圍內(nèi)，稀相區(qū)傳熱系數(shù)在50.2～214.9 W/(m2·℃)范圍內(nèi)。即相同操作條件下，密相區(qū)傳熱系數(shù)是稀相區(qū)的4.4～15.3倍，密相區(qū)為主要換熱區(qū)域。因此，建立了下流式和折流式外取熱器密相區(qū)的無因次換熱關(guān)聯(lián)式。通過分析催化劑顆粒的流通路徑和影響流化床內(nèi)床層與壁面之間換熱的因素發(fā)現(xiàn)，影響床層與壁面之間換熱的因素主要分為3類，即物性參數(shù)、操作參數(shù)和幾何參數(shù)。物性參數(shù)由顆粒和流化氣體的物性確定，包括氣體密度ρg、氣體導(dǎo)熱系數(shù)kg、氣體比熱容cpg、氣體黏度μg、顆粒直徑dp、顆粒密度ρp和顆粒比熱容cpp；操作參數(shù)包括操作溫度T、操作壓力p、表觀氣速Ug、顆粒質(zhì)量流量Gs、床層密度ρb和稀-密相床層分界面的高度Hd，其中，Hd由筆者所提出的式(8)進(jìn)行計(jì)算；幾何參數(shù)包括換熱管外徑D和床層直徑Db。由于取熱器內(nèi)布置了8根換熱管，因此筆者采用顆粒流通截面當(dāng)量直徑De來代替Db，De由催化劑流股的流通截面積和流體與壁面的接觸長度確定。同時(shí)由于折流板的存在，顆粒的流動路徑不再能由床層分界面的高度Hd進(jìn)行表述，因此筆者提出顆粒流通當(dāng)量路徑長度Lp來代替Hd，在此針對不同結(jié)構(gòu)的取熱器，Lp采用不同的計(jì)算方法，具體由顆粒流經(jīng)取熱器殼程的路徑確定。

將各參數(shù)進(jìn)行無量綱化處理為：

進(jìn)一步，得到密相區(qū)換熱關(guān)聯(lián)式的形式為：

(11)

由于本研究中氣、固兩相物性恒定，因此式(11)可簡化為式(12)。

(12)

通過擬合，分別得到下流式和折流式外取熱器密相區(qū)傳熱系數(shù)預(yù)測關(guān)聯(lián)式的擬合系數(shù)如表3所示。圖12為下流式和折流式外取熱器內(nèi)密相區(qū)傳熱系數(shù)的耦合關(guān)聯(lián)式預(yù)測值與實(shí)驗(yàn)值之間的相對誤差。可以看出，計(jì)算值與實(shí)驗(yàn)值之間的相對誤差均小于±20%，處于工程允許誤差范圍內(nèi)。

表3 外取熱器內(nèi)經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式擬合系數(shù)Table 3 Fitting coefficients of empirical correlationin the external catalyst cooler

圖12 密相區(qū)傳熱系數(shù)的耦合關(guān)聯(lián)式預(yù)測值與實(shí)驗(yàn)值之間的相對誤差Fig.12 Relative error between predicted value from empirical correlation and experimental data in dense phase region(a) DCC; (b) BCC

3 結(jié) 論

通過大型冷模實(shí)驗(yàn)裝置，分別考察了下流式和折流式外取熱器在密相區(qū)和稀相區(qū)的傳熱和流動性能。

(1)在密相區(qū)，相比于下流式外取熱器，折流式外取熱器內(nèi)折流板的增設(shè)，強(qiáng)化了顆粒的徑向流動，加劇了密相床層的軸向混合和氣泡破碎，使得折流式外取熱器的密相傳熱系數(shù)明顯提高。

(2)在稀相區(qū)，折流式外取熱器內(nèi)折流板的增設(shè)，使催化劑流股經(jīng)入口管流入后，沿折流板以“折流”形式流動，增長了顆粒在稀相區(qū)的過流路徑；折流板開孔使稀相區(qū)催化劑分布更加均勻。因此，折流式外取熱器內(nèi)稀相傳熱系數(shù)大于下流式外取熱器。

(3)在密相區(qū)和稀相區(qū)，折流式外取熱器的傳熱效果均明顯優(yōu)于下流式外取熱器，其中密相區(qū)傳熱系數(shù)的相對增長量為26.9%～267.9%，稀相區(qū)傳熱系數(shù)的相對增長量為31.6%～152.5%。

(4)為了準(zhǔn)確區(qū)分密相和稀相換熱區(qū)，提出了確定床層分界面高度Hd的新方法。在下流式和折流式外取熱器內(nèi)Hd均隨著Ug的增大而先增大后減小，其峰值點(diǎn)出現(xiàn)在Ug=Uc情況下。并引入催化劑流通當(dāng)量直徑和當(dāng)量路徑長度，建立了下流式和折流式外取熱器的密相區(qū)無因次換熱關(guān)聯(lián)式，其計(jì)算值與實(shí)驗(yàn)值之間的相對誤差均小于±20%。

符號說明：

Adense——密相區(qū)換熱面積，m2；

Adilute——稀相區(qū)換熱面積，m2；

c——顆粒比熱容與氣體比熱容之比；

cpg——?dú)怏w比熱容，J/(kg·℃)；

cpp——顆粒比熱容，J/(kg·℃)；

cwater——水比熱容，J/(kg·℃)；

dp——顆粒直徑，m；

D——換熱管外徑，m；

Db——床層直徑，m；

De——顆粒流通截面當(dāng)量直徑，m；

Gs——顆粒質(zhì)量流量，kg/(m2·s)；

g——重力加速度，m/s2；

H——軸向高度，m；

Hd——床層分界面高度，m；

Hi——第i個(gè)壓力測點(diǎn)對應(yīng)的軸向高度，m；

h——傳熱系數(shù)，W/(m2·℃)；

hdense——密相區(qū)傳熱系數(shù)，W/(m2·℃)；

hdilute——稀相區(qū)傳熱系數(shù)，W/(m2·℃)；

K0～K6——擬合系數(shù)；

kg——?dú)怏w導(dǎo)熱系數(shù)，W/(m·℃)；

L——翅片高度，m；

Lp——顆粒流通當(dāng)量路徑長度，m；

mwater——水的質(zhì)量流量，kg/s；

N——數(shù)據(jù)采樣總數(shù)；

Nu——努塞爾準(zhǔn)數(shù)；

n——周向翅片數(shù)目；

Pr——普朗特準(zhǔn)數(shù)；

p——操作壓力，kPa；

pi——壓力瞬時(shí)值，kPa；

Re——雷諾準(zhǔn)數(shù)；

Sd——壓力脈動的標(biāo)準(zhǔn)偏差，kPa；

Sd，p——壓力脈動比；

T——操作溫度，℃；

Tb——床層溫度，℃；

Tb，dense——密相區(qū)床層溫度的軸向均值，℃；

Tb，dilute——稀相區(qū)床層溫度的軸向均值，℃；

Tw——壁面溫度，℃；

Tw，dense——密相區(qū)壁面溫度的軸向均值，℃；

Tw，dilute——稀相區(qū)壁面溫度的軸向均值，℃；

Twater——水溫度，℃；

Twater，d——Hd對應(yīng)的上、下2個(gè)水溫度測點(diǎn)的均值，℃；

Twater，in——進(jìn)口處測點(diǎn)水溫度，℃；

Twater，out——出口處測點(diǎn)水溫度，℃；

Uc——起始湍流速度，m/s；

Ug——表觀氣速，m/s；

ΔH——軸向高度差，m；

Δh——傳熱系數(shù)的絕對強(qiáng)化度，W/(m2·℃)；

Δp——壓力差，kPa；

ΔTb——床層溫度的軸向溫度差，℃；

δh——傳熱系數(shù)的相對強(qiáng)化比率，%；

μg——?dú)怏w黏度，Pa·s；

ρb——床層密度，kg/m3；

ρg——?dú)怏w密度，kg/m3；

ρp——顆粒密度，kg/m3。