（化学工艺专业论文）循环流化床固固换热系统传热规律研究.pdf

大庆石油学院硕士研究生学位论文 ；= = ；j _ _ _ ；= = 目；- _ _ i # j ，- - 目z $ j _ - - 一一i r , ；= ；：= 循环流化床固一固换热系统传热规律研究 摘要 由于固体的热容量比气体大，同时g e l d a r t a 类颗粒具有良好的流化性能。因此，如果 利用循环流化床反应器以固一固换热的形式将催化裂化剩余热量置换出来，作为炼油新工 艺的能量来源将拥有广阔的工业应用前景。 本文的工作是在自制的循环流化床换热系统上进行的，研究首先从建立稳定循环的流 化床实验平台入手。实验以3 种催化裂化催化荆为循环物料，对内、外循环系统分别进行 考察，摸索藏量、松动风及提升风等因素对循环量的影响规律。冷态实验结果表明，催化 剂循环量可由提升风和松动风调节控制，适宜的藏量和松动风量可以提高装置的操作稳定 性。最终选定内床表观气速2 4 m s ，外床2 。5 m s ；内床松动风o 2 2 m s 、外床0 1 9 r r d s ；内 床藏量5 0 0 0 9 ，外床6 0 0 0 9 为热态实验条件；内床催化剂循环量最高可达4 5 k g h ，外床 3 5 k g h 。 在热态实验中，模拟现场工况对装置进行加热，考察换热系统的传热效果。在选择的 操作条件下，分别以内床、外床为研究对象，摸索床层密度、表观气速、催化剂循环量、 床层温度、催化荆粒径、物料性质等因索对传热系数的影响规律。实验结果表明，随着催 化荆循环量增加、床层密度下降，传热系数下降；提高床层温度、降低表观气速，传热系 数增加；利用较大热容量和小粒径的固体颗粒可以获得高的传热效果。 在模型建立过程中，首先，通对系统传热过程进行合理简化，应用颗粒絮团不稳定传 热理论建立物理模型：然后，利用拉普拉斯方法对过程控制方程进行求解、变换，给出传 热过程的数学模型：最后，综合实验数据，回归求解模型参数，提出固一固换热系统的传 热系数计算式。将传热系数预测值与实验值进行比较，误差在1 5 以内，能满足工程设计 的需要。 关键词：循环流化床；圃一固换热；传热；催化裂化：催化剂：颗粒絮团：模型 r e s e a r c ho ns o l i d - s o l i dh e a tt r a n s f e ri nc i r c u l a t i n gf l u i d i z e db e d a b s t r a c t b e c a u s et h et h e r m a lc a p a c i t yo fs o l i dp a r t i c l e si sl a r g e rt h a nt h a to fg a sa n dt h ep a r t i c l e so f g e l d a r tah a v eg o o df l u i dp r o p e r t y , e n e r g ys o u r c eo ft h en e wp e t r o l e u mr e f i n i n gp r o c e s sw i l l h a v ev e r yb r o a d l yp e r s p e c t i v e so fa p p l i c a t i o ni ft h er e s i d u a lb e a to ff c cc a nb et a k e no u tb y s o l i d 。s o l i dh e a tt r a n s f e ri nc i r c u l a t i n gf l u i d i z e db e d ， t h es t u d yw a sc a r r i e do u tw i t hh e a tt r a n s f e rs y s t e mo fh o m e m a d ec i r c u l a t i n gf l u i d i z e db e d t h ei n n e ra n dt h eo u t e rc i r c u l a t i n gs y s t e m sw e r es t u d i e ds e p a r a t e l yb yu s i n gt h r e ek i n d so ff c c c a t a l y s ta sc i r c u l a t i n gm a t e r i a l s t h ei n f l u e n c eo fc a t a l y s ti n v e n t o r i e s ，a e r a t i o na i rq u a n t i t ya n d m a i na i rq u a n t i t yo nc i r c u l a t i n gc a t a l y s tr a t ew a ss t u d i e dt o o t h er e s u l t so fe x p e r i m e n t ss h o w t h a tt h ep r o p e rc a t a l y s ti n v e n t o r i e sa n dt h ea e r a t i o na i rq u a n t i t yc a ne n h a n c et h eo p e r a t i o n s t a b i l i t yo fe q u i p m e n t s l a s t l yt h ec o n d i t i o n sw h i c h w e r ea s c e r t a i n e da r ea sf o l l o w s ：f l u i d i z a t i o n v e l o c i t yo fi n n e rt u b e2 4 m s f l u i d i z a t i o nv e l o c i t yo fo u t e rt u b e2 5 m s ；a e r a t i o na i rq u a n t i t yo f i n n e rt u b e0 2 2 m s a e r a t i o na i rq u a n t i t yo fo u t e rt u b e0 19 m s ；c a t a l y s ti n v e n t o r i e so fi n n e rt u b e 5 0 0 0 9 ，c a t a l y s ti n v e n t o r i e so fo u t e rt u b e5 0 0 0 9 ；c a t a l y s tc i r c u l s t i n gr a t eo fi n n e rt u b e4 3 k g h ， c a t a l y s tc i r c u l a t i n gr a t eo f o u t e rt u b e3 5 k g h t h ee f f i c i e n c yo fh e a tt r a n s f e rs y s t e mw a ss t u d i e db ys i m u l a t i n gt h es i t u a t i o no fp r a c t i c a l p r o d u c t i o ni nh e a tt r a n s f e re x p e r i m e n t s t h ei n f l u e n c eo fs u s p e n s i o nd e n s i t y , f l u i d i z a t i o n v e l o c i t y , b e d st e m p e r a t u r e ，d i a m e t e ro f c a t a l 3 , s tp a r t i c l e sa n dm a t e r i a lp r o p e r t i e so f th e a tt r a n s f e r c o e f f i c i e n t sw a ss t u d i e dw i t it h ep r o p e rc o n d i t i o n s t h er e s u l t so fe x p e r i m e n t ss h o wt h a tt h e s u s p e n s i o nd e n s i t ya n dt h eh e a tt r a n s f e rc o e f f i c i e n t sd e c r e a s ew i t l lc a t a l y s tc i r c u l a t i n gr a t e i n c r e a s i n g ；t h eh e a tt r a n s f e rc o e f f i c i e n t s i n c r e a s ew i t hb e dt e m p e r a t u r e i n c r e a s i n g ，t h e f l u i d i z a t i o nv e l o c i t ya n dt h ep a r t i c l e sd i a m e t e rd e c r e a s i n g ；t h eg o o de f f i c i e n c yo fh e a tt r a n s f e r c a r lb eo b t a i n e db yu s i n gs o l i dp a r t i c l e s 谢t l lt h el a r g e rt h e r m a lc a p a c i t y f i r s t l yt h eh e a tt r a n s f e rp r o c e s so fs y s t e mw a ss i m p l i f i e d , t h ep h y s i c a lm o d e lw a sb u i l tb y u s i n gt h ei n s t a b i l i t yt h e o r yo fp a r t i c l ef l o e t h e nt h ee q u a t i o no fp r o c e s so p e r a t i o nw a sr e s o l v e d a n dt h em a t h e m a t i cm o d e lo fh e a tt r a n s f e rp r o c e s sw a sg i v e nb yl a p l a c ee q u a t i o n l a s t l yt h e p a r a m e t e ro fm o d e lw a sr e g r e s s e da n dt h ee q u a t i o no fh e a tt r a n s f e rc o e f f i e i e n t so ft h es o l i d - s o l i d h e a tt r a n s f e rs y s t e mw a g p u tf o r w a r da c c o r d i n gt oe x p e r i m e n tr e s u l t s t h ef o r e c a s tv a l u ea n dt h e e x p e r i m e n tv a l u eo fh e a tt r a n s f e rc o e f f i c i e n t sw e r ec o m p a r e d i ti ss a t i s f i e dw i t ht h en e e d so f e n g i n e e r i n gd e s i g nt h a tt h ee r r o ri sl e s st h a n15 k e y w o r d s ：c i r c u l a t i n gf l u i d i z e db e d ；s o l i d - s o l i dh e a tt r a n s f e r ；h e a tt r a n s f e r ；f c c ；c a t a l y s t ； p a r t i c l ef l o e ；m o d e l i i 盔昼至垫兰氅至圭至塞生主垒鲨銮 ； 1 。1 循环流态化 第一章绪论 循删( c i r c t a a t i n gf l u i d i z e db e d ) 是指操作气速较高，并且伴有颗粒夹带的流化 床。5 0 年代南非f i s c h e r - t r o p e r 合成反应器和7 0 年代德国氧化铝焙烧反应器1 1 的生产标志 着循环流化床真正具有了实用价值，根据工业应用的要求，它的结构也有所不同。总体丽 提 升 管 气体出口 离器 气体入口 图1 1 典型循环流化床示意图 f i g 1 一lt h es k e t c hm a po f t y p i c a lc i r c u l a t i n gf l u i d i z e db e d 言，它由提升管、气固分离器、贮料罐( 伴床) 、颗粒循环控制设备f l 】等构成。如图1 1 ，从 提升管底部引入的流化气体带动由分离罐而来的颗粒并流向上运动，气一固混合物经提升 管顶部的旋风分离器后，气体排出，颞粒向下返回贮料罐并通过颗粒循环控制阀再次进入 提升管，颗粒循环控制阀除了调节系统的颗粒循环流率，还有一个重要作用就是防止气体 从提升管底部经斜管输送线向分离罐倒窜。在循环流化床的控制中，除必须满足一定的操 作条件外【2 】，有效地控制和调节颗粒循环速率也是稳定操作的关键。 1 2 循环流化床传热研究 目前，循环流化床由于其内部温度均匀以及传热速率高等特点而广泛应用在石油、化 工、冶金、材料、环保、制药等【驯领域，同时，也成为流化床研究中最活跃的领域之。 近年来各国研究者对循环流化床传热的研究十分活跃，但基于流化床传热机制的复杂性， 到目前为止，总体上讲其仍处于起步阶段。就目前研究的广度和深度而言，既不能满足工 业装置开发和设计的需要，离从理论上揭示过程的本质也相距甚远。 循环流化床传热是一个极其复杂的过程，其复杂性不仅在于该过程同时涉及到导热、 对流、辐射3 种基本的传热方式，而且传热过程也同时受物料性质及诸多操作参数的强烈 l 第一苹绪论 影响。像在鼓泡流化床内一样，循环流化床内的传热涉及气体与颗粒、颗粒与颗粒之间的 传热及床层与换热表面之间的传热。而床层与换热表面之间的传热又可分为床层与床壁面 之间的传热及床层与沉浸于床中的受热面( 如埋管受热面) 之间的传热。由于在循环流化床 内气固两相混合剧烈，气体与颗粒、颗粒与颗粒之间能在瞬间达到热平衡，从而一般只需 考虑床层与换热表面之间的传热。因此，流化床床层与换热表面之间的传热问题，仍然是 流化床基础研究中的重要课题。对于催化裂化、循环流化床燃烧等反应过程，如果能确切 地了解床层与换热表面闻的传热特性，就可以把反应温度控制在所希望的范围内。因而， 传热问题是解决工业反应器设计放大、新的反应过程开发以及保证反应器良好操作的关键 之一，具有重要的理论意义和现实意义。 1 3 循环流化床传热影响因素 循环流化床内的传热特性很大程度上取决于其中的流体动力学特性，由于其流体动力 学特性的复杂，迄今为止人们对传热过程的认识还非常不够。目前，人们对传热的计算还 主要靠实验室得出的经验关联式，但由于实验条件和关联式整理方法的不同，不同研究者 得到的流化床传热关系式往往相差较大，有时甚至会相差、两个数量级。 目前，对循环流化床传热规律探索仍以实验研究为主要手段，其结果表明，影响循环 流化床床层与换热表面之间传热的主要因素是一个与多种参数有关的复杂函数。一方面， 它是颗粒浓度、流化气速、气、固物理性质( 包括固体颗粒的尺寸、密度、比热、介质的密 度、粘度、比热、导热系数等 、固体颗粒粒径、受热面积和床层温度等因素的函数：另一 方面，它受床内气、固流体特性、床层与受热面的布置形式与几何尺寸、颗粒磨损特性、 颗粒与壁面碰撞、沿壁面下滑、覆盖壁面程度以及壁面接触时间等众多因素影响。 3 0 0 单2 0 0 “1 0 0 p k g m 3 图1 2 床层密度对传热系数的影响 f i g 1 - 2i n f l u e n c eo f s u s p e n s i o nd e n s i t yo nh e a tt r a n s f e rc o e f i e i e n t s 研究者在不同的实验设备上利用不同的实验方法研究了操作参数、物料性质等诸多因 素对床层与床壁面之间传热系数的影响。尽管由于实验条件不同、研究者们的侧重点各异， 所测数据分散度很大且缺乏可比性。目前，还难以得到对过程可靠的定量描述，但定性上 大庆石油学院硕士研究生学位论文 讲，实验揭示的许多规律及趋势却呈现出相当好的一致性。 床层颗粒浓度是影响循环流化床床层与床壁面传热最主要的因素之一。传热系数随着 床层颗粒浓度的增加而显著增大。许多研究者试图给出传热系数与床层颗粒浓度之间的函 数关系式，o l i e k s m a n 、s e k t h i r a 、b a s u 的测试数据显示传热系数与床截面平均颗粒浓度的 二分之一次方成正比，而w u 等人的实验结果却表明传热系数随床截面平均浓度增加呈线 性增加f 5 】。根据h a r t g e 等 6 1 的实验结果，循环流化床层内靠近壁面处下降流动颗粒层中的 颗粒浓度要比床截面平均颗粒浓度高得多，且受颗粒尺寸和床内高度影响。故一种观点认 为，用床截面平均浓度来关联传热系数需特别当心；而m o l e r u s 等【7 1 的测量说明，在广泛 的操作参数范围内床壁面处颗粒浓度与床截面平均浓度的比值几乎是常数，故他们认为用 床截面平均浓度关联传热系数是允许的。 表观气速是循环流化床一个重要的操作参数，w u 8 】等观察到当保持床层颗粒浓度不变 时，表观气速对床层与床壁面之间的传热系数几乎不产生什么影响。这一点很容易理解， 因为在循环流化床中气体对流对总传热系数的贡献相对颗粒对流来说要小得多。如果保持 颗粒循环率一定，传热系数则随着表观气速的增加而减小，这是因为随着表观气速的增加 床层颗粒浓度下降。 床温升高，气体的导热系数增大，同时辐射传热也增加，所以传热系数随床层温度的 增大而增加。、u 等1 8 1 观察到，在较低的床层温度- f ( t 4 0 0 。c ) ，床层温度对传热的影响不明 显；在床温高于4 0 0 时，许多研究者的实验结果都表明，传热系数随床层温度升高明显 增大。w u 等1 9 1 认为，影响颗粒对流和气体对流的因素受温度的影响不大，不同床层温度下 传热系数的差别很好地反映了辐射对总传热系数的贡献。而b a s u 等、m a h a l i n g a m 等】 却认为，传热系数随床层温度的升高而增大的原因一方面是温度升高时辐射换热的作用明 显增强，另一方面温度升高时气体的导热系数变大也使得颗粒对流作用增强。 物料的粮径对传热也有影响。许多研究者都观察到在其他条件都相同时，用小粒径物 料可获得比用大粒径物料时更大的传热系数，这是因为当床层颗粒浓度一定时小颗粒较之 大颗粒有更大的比表面积，颗粒与壁面的接触面积和接触频率都明显变大使得传热过程强 化。循环流化床传热的这特性相似于鼓泡流化床的情况。w u 等【8 1 及其它一些研究者的实 验结果表明，颗粒尺寸对传热的这种影响在传热面很短时特别明显，而随着传热蔼长度的 增大其影响己十分有限。 w u 悼1 等用长1 , 5 3 m 的换热面所做的传热实验表明，换热面长度对传热有明显的影响， 平均传热系数随长度的增加而减少。z h e n gqy 【1 2 1 等的实验也得到了同样的结果。较长的 换热表面使得贴近壁面下降流动的颗粒或颗粒团 它们一般较难被迅速更新洧足够的对溯 和壁面达到热平衡从而使得传热的驱动力减弱。这一结果解释了以前许多研究者用小尺寸 传热探头所测的传热系数数值普遍较高的原因。不过w u 等、z h e n gqy 等也同时指出， 在换热面长度超过0 5 i m 后，平均传热系数随换热面长度增加而减小的趋势已不明显。 第一章绪论 1 4 循环流化床传热模型理论 建立循环流化床传热模型的目的是要定量地找出影响流化床传热性能和各个参数间 的数量关系，以解决流化床设计、放大和控制以及最优化问题。目前，用解析方法建立数 学模型去描述流化床的速度场和温度场是非常困难的。国内外大多数研究工作根据实验结 果，提出流化床内热交换的物理模型，由相关的实验数据获得准数方程，去预测流化床内 传热系数。已经提出的流化床传热模型很多，但都还不能完整准确地反映流化床传热问题， 其原因主要是对流化床传热机理的了解还不够深入。因为流化床传热过程十分复杂，影响 因素又多，尽管学者们做了大量的工作，应该说。流化床传热的数学模型还处在研究和发 展阶段，因此用数学方法来精确描述流化床传热迄今仍是困难的。 循环流化床传热模型的研究是从8 0 年代才开始的，由于流化床高的传热速率是由床 层流体力学特性所决定，因此其研究一直与后者紧密相联。流化床流体力学特征的描述有 两种方法，一种方法是把流体介质看作连续相，把颗粒看作分散相；另一种是把乳化相看 作连续相，把气泡看作分散相。依据这两种方法处理传热过程，便产生了不同的传热模型 理论： l 、流化气体作为传热介质的膜控制模型： 2 、固体粒子为传热载体的颗粒传热模型： 3 、乳化相为传热媒体的乳化相微团不稳定传热模型。 1 4 1 气膜控制模型 将 图1 3l e v e n s p i e l w a l t o n 薄膜模型 f i g 1 - 3t h ef i l mm o d e lo f l e v e n s p i e l & w a l t o n 1 9 5 1 年d o w & j a k o b 首次提出膜控制理论，后经l e v a 、l e v e n s p i e l w a l t o n 发展并形 成体系。d o w & j a k o b 【”1 认为，在传热表露存在一层气膜，流化床与表面的传热阻力主要 4 大庆石油学院硕士研究生学位论文 集中在这层气膜内，热量从表面经气膜传给运动的粒子，然后传给膜外的气固混合物，由 于流化床内固体颗粒的剧烈运动对覆盖子传热表面上的气膜产生强烈的冲刷作用，因此引 起膜层厚度的降低和传热速率的增加；l e v a 】假定气体速度对气膜厚度有影响，认为粒子 运动有利于减小膜阻，提出粒子的速度也应该作为传热过程的一个参数；l e v e n s p i e l & w a l t o n ”】提出，沿壁存在的气膜并不连续，在固体颗粒与表面的接触点上，气膜被打破， 颗粒通过之后，气膜又重新形成。同时，考虑到气膜的冲刷频率和增长速率，他们还推出 了层流和湍流条件下膜层厚度的计算公式，并由此推算出床层和传热表面间的传热系数。 1 4 2 颗粒传热模型 该理论认为，由于通过床层的传热垂直于表面，因此可以只考虑一列垂直于表面的粒 子链，当新鲜的乳化相接触传热面时，热量以导熟的方式分别流入气体和与传热表面相接 触的均匀分布的球粒。b o t t e r i t l w i l i i a m 一”j 认为，对于短接触时间，考虑与表面接触的单 颗粒就足够。另外，气体的流速低，热容量小，流入气体相的热量可以忽略不计，而具有 大热容量的固体颗粒提供了一个非常有效的热源体，热量的传递主要发生在传热表面上颗 粒的接触点附近，因此，流化床与浸没表面问的传热速率与传热表面上的接触点数成正比， 分别建立气相和固相的导热微分方程，并进行数值求解，从而获得气固两相的温度场和等 图1 - 4 颗粒传热模型 f i g 1 _ 4t h em o d e lo f p a r t i c l e sh e a tt r a n s f e r 温线，并由此推算传热表面到接触颗粒的瞬时传热速率：随着乳化相在传热表面上停留时 间的延长，热量渗透到更深的床层，此时，单颗粒模型失效，于是，b o t t e r i l l 等【 1 人采用 相同的方法将其发展为双层粒子传热模型，假设两颗粒子互相接触，另外在第一个粒子与 表面间引入一层o 1 d 口厚的气膜；b r u s e n b a c k ! 捕1 进一步忽略固相热阻而把颗粒间的气相热阻 当作主要控制因素。从而提啦四颗粒子传热模型。b o t t e r i l l 找出了这些粒子传热模型不同 的使用范围： 单粒子模型：t d p 2 - - 0 5 8 s m m 2 双粒子模型：t d p 2 = 1 4 9 s m m 2 四粒子模型：t d p 2 - - 9 6 9 s m m 2 ( 1 一i ) ( 1 - 2 ) ( 1 3 ) 第一章绪论 1 _ 4 3 乳化团传热模型 1 9 5 5 年m i c k l e y f a i r b a n k s 1 9 1 提出乳化团传热模型又称颗粒团更新模型，该模型把流 化床看作是由许许多多的乳化相微团组成的连续介质，乳化相微团在气泡的作用下被扫向 传热表面并停留在表面上进行不稳定传热，随后被来自床层深处的新鲜乳化相所置换，故 流化床与表面的传热速率取决于乳化相微团的传热速率及微团在传热表面上的更新频率。 在数学处理上，建立了乳化相微团的一维导热微分方程式： 图i - 5m i c k l e y & f a i r b a n k s 的传热模型 f i g 1 5t h em o d e lo f m i c k l e y f a i r b a n k sh e a tt r a n s f e r 一3t一万(i-4) 初始条件：t ( x ，o ) = t b 边界条件：t ( 0 ，t ) = t 。 t ( x 一，t ) = t bf 1 - 5 ) 解微舫程矧局部瞬时传热系数忙丧w1 ( 乳。= # 警 ( 1 _ 6 ) 一口戗j o y 州 其中k 、p s 、c 。为反映乳化相小包性质的物理量。 1 4 4 通用传热模型 k u n i i & l e v c n s p i e 【2 0 】认为上述三个模型并不是互相孤立的，很可能是和不同范围的乳 化相接触时间相对应，而不同的接触时间则是由不同的操作条件所引起，为此提出- r i m 用 传热模型。厚度为l g 的气膜薄层覆盖在传热表面上，部分颗粒与表面呈直接接触状态：当 量厚度l e 的乳化相流过此表面，不时被新鲜乳化相微团所取代。此时，可能存在四种机理： 机理i ，通过薄膜气层的热传导； 机理i i ，在颗粒接触点附近进行导热，表面上的颗粒不断进行更新： 机n i i i ，乳化相微团在表面上进行不稳定加热并被不断更新： 机理，通过乳化相层的稳定热传导。 大庆石油学院硕士研究生学位论文 他们进一步解释了传热机理随流化条件和传热壁面的几何形状和所在位置而变化的 情况，例如，小的浸没表面经常与上升的气泡接触，机理起控制作用，而位于容器壁上 的传热表面则更可能与沿壁下流的乳化相进行更长时间的接触，机理起主导作用。机理 i 和机理相互平行，总传热系数是这两个单独过程的传热系数之租，如果某一个传热系 数比另一个传热系数大得多，则此机理起控制作用。通过对乳化相层的不稳定导热方程求 解，提出用无因次时间作为判别机理和机理的判据： 传热表面 颗粒与表面 直接接触 气膜厚度l g 度k 图1 - 6 颗粒与表面传热一般模型 f i g 1 6t h eg e n e r a lm o d e lo f h e a tt r a n s f e rb e t a v e e np a r t i c l e sa n ds u r f a c e 趾l 瓦尚l 毒 m ， 当z i 时，机理控制。 k u n i i & l e v e n s p i e l 的分析具有重要意义，把看似彼此孤立的理论统一起来，并通过准 则的判定，给出在什么样的操作范围应该使用什么样的理论模型。 1 4 5 经验模型 由于循环流化床中传热过程的复杂性，存在许多不确定性的现象，机理模型的研究一 直未达到能够直接应用于设计的程度。因而，一些研究者通过实验研究，采用相似原理和 因次分析法整理实验结果，提出了些较简单的经验模型，力图获得较为实用的关联式， 下式即为经验模型的一般形式r o 】： 警=r(警，半爱，专，iks鼍，ida，百lb百lm，lfk k dddd l m ，寺 ) m s ， g ll & k g p p p 。u t i i f 卢p 。时j 嗡j 迄今为止，提出了各种各样的关系式，但由这些不同的公式求得传热系数的结果往往 相差很大，这是因为仅用r e 数、p r 数和n u 数或s t 数( s t = n u r e p r ) 不能准确描述流化床的 传热情况，往往需要另外引入其他准数，以便整理系统而广泛的实验数据。 第一苹绪论 1 ，4 6 几种模型的比较 气膜模型的建立是以气体对流换热为基础，同时考虑粒子运动对边界层厚度的影响。 该模型可用解释h - u 曲线上出现的最大值，但它的缺点在于没有考虑固体颗粒的热物理性 质( 如颗粒的比热c 。和导热系数k ) 对传热的影响( 2 ”。因此，该模型的传热系数预测值与实 验结果相差较大：颗粒传热模型满意地解释了传热系数随颗粒粒径减小而增加的现象，因 为粒径减小，传热表面上颗粒的接触点密度增加，传热系数增大。但应用颗粒传热模型时， 传热表面上颗粒的接触点数不易确定，另外微分方程的数值解要耗费大量的计算机机时； 经验模型由于影响因素众多，加之一些准数之间还存在着复杂的耦合关系，它们对传热过 程的影响错综复杂，包含所有这些准数的关联式是难以得到的，即使得到了关系式，但由 于变数过多而难以使用，不适合工程计算；乳化团不稳态传热模型不仅认识到传热过程的 不稳定性及固体粒子在传热过程的中的关键作用，而且考虑了气泡对传热的影响，在目前 所提出的传热模型中，模型较好的反映出流化床传热的物理特征【列，因此，该模型在循环 流化床传热研究中应用广泛。 1 5 颗粒团更新模型的发展 m i c k l e y & f a i r b a n k s 等人的颗粒团表面更新理论提出后，受到了大多数学者的公认， 在此以后，e i n s t e i n t 23 1 、p e t e l t 2 4 、v o s h i d a i ”1 、w u n - s c h m a m & s c h i i n d e r 2 6 】等分别对模型进 行了修正，他们引入了接触热阻的概念，一般在( 0 1 0 2 5 ) d p 范围内调节，以使理论计算和 实验数据相符合。近年来，许多研究者对循环流化床传热的颗粒絮团更新模型的发展进行 了大量工作。 基于鼓泡流化床的乳化相更新传热理论。s u b b a r a o & b a s u t 2 7 建立了循环流化床的传热 模型。该模型认为，在循环流化床中，整个床层为气一固顺流( c o c u r r e n tg a s s o l i df l o w ) 流动 结构，颗粒以“絮团”( c l u s t e r ) 的形式在气流中运动，颗粒在形成颗粒絮团的同时生成无颗 粒空穴( 气泡) ，并且认为每一个颗粒絮团都对应着一个气泡。因此该模型将循环流化庶看 成由颗粒絮团和气泡两相组成。在任意时刻，壁面都是部分被颗粒絮团覆盖，部分被气泡 覆盖。总的传热系数为h = h 。f + h 。( 1 - f ) ，该模型认为当颗粒絮团或气泡与壁面接触时，传热 均以瞬态导热的方式进抒，颗粒絮团与气泡被视为半无限大均匀介质。即： h c = 4 k 。c 。风( 石) ；h b = 、4 k b c b p b ，魄，r ) 。但该模型没有包括循环流化床处于高温时的辐射 换热的计算，同时没有反映颗粒尺寸、床层温度以及壁面长度对传热系数的影响。 b a s u 和n a g 2 s i 通过耳测和录像分析，认为循环流化床由颗粒絮团和夹带着离散颗粒的 气体分散相组成，即以分散相取代了s u b b a r a o b a s u 模型中的气泡相。讨论了当循环流化 床处于高温时床层与壁面间的辐射换热，近似认为颗粒絮团与壁面的辐射换热系数等于分 8 大庆石油学院硕士研究生学位论文 j _ - _ _ _ - - - _ _ l _ _ _ _ - _ _ _ _ - _ - _ _ _ - 一i - _ - _ _ _ _ _ _ - - - - - _ l ；= - q _ _ i _ l l - - _ i # _ - - - _ _ _ - _ - i _ _ _ - 散相与换热表面的辐射换热系数，所以总传热系数为h = h 。f + h 。( 1 f ) + h ，。 g l i c k s m a n p g 通过试验观察发现，循环流化床床层为环一核流动结构。即在核心区域气 流夹带着离散的固体颗粒向上运动，这一区域，空隙率较大；周围颗粒向下流动，形成周 边环形边界层，这一区域空隙率较小。这是环一核流动模型首次应用于循环流化床传热的 计算。但该模型忽略了分散相对流换热分量，其模型预测值与w u 等人 3 0 l 的试验数据进行 了对比，当壁面长度超过4 0 c m 时，偏差较大。 b a s u e 3 1 】模型在计算辐射换热时，考虑了颗粒辐射与分散相辐射的差异。即总传热系数 为：h _ f 【h c + h 。) + ( 1 一f ) ( h d + h ) 。对于颗粒絮团滞留时间的计算，分为两种情况：当颗粒 絮团能够通过整个壁面长度时，采用g l i c k s m a n 2 9 1 模型中的相应关联式，这样就考虑了壁 面长度对传热系数的影响；如颗粒絮团在通过整个壁面长度前就解体，滞留时间即为颗粒 絮团在壁面的存在时间。但对于这个存在时间，模型中没有确定性的量化研究。 w u 等【3 2 l 再次强调循环流化床的环一核流动结构的流体动力学特性，颗粒絮团周期性重 复进行着下列过程：形成、沿壁面下落、解体，在每一个周期内，所有颖粒絮团都将在壁 面移动一个特征滞留长度，该长度与床层平均密度有关，由下式给出l = o 0 1 7 8 p o 蜥。对于 颗粒絮团的下落速度，文献f 3 i j 通过对高速摄影的结果分析发现，它具有广泛的范围。为了 使模型简化以及计算可行，模型将颗粒絮团下落速度取平均值为v 。= 1 2 6 m s 。因此颗粒絮 团滞留时间为皆l v 。 我国程乐呜等p 3 】考虑了实际工业锅炉床层中煤粉、石灰石以及煤灰颗粒粒径的差异， 在白丁荣等p 4 】的双通道流体动力学模型的基础上，发展了个宽筛分双通道固体颗粒浓度 分布模型，以此为基础来求解循环流化床的流体动力学特性。求解结果包括核心区离散颗 粒的上升速度、环形边界层内颗粒的下落速度、核心区和环形边界层的空隙率、床层密度 等。流体动力学模型的求解结果又作为传热模型的输入参数，以进行传热系数的计算。 l i n t s 和g l i c k s m a n l 3 5 认为壁面被颗粒絮团覆盖的面积分率、壁面与颗粒絮团间的气膜 厚度以及颗粒絮团的空隙率都与床层横截面的平均颗粒体积分率有关。计算颗粒絮团滞留 时间时，将颗粒絮团下落速度取为l m s ，颗粒絮豳的位移则认为是整个壁面长度。对于分 散相对流换热系数，则是对单相气流对流换热方程作了两处修正。 需要说明的是，尽管研究者已经进行了许多深入的研究，但由于其中包含了许多主观 性的假设，因此依据这些理论所计算得到的数据都还只能部分符合实验数据，无法用这些 理论来进行工业设计。实际工业设计中所用的计算公式还是依赖于概括大量实验数据得到 的经验关系式。 9 第一苹绪论 1 6 研究目的及研究内容 随着世界石油储量的减少，原油重质化趋势日益明显以及社会环保要求的日益严格， 迫使对石油产品质量的要求越来越苛刻。但我国加氢能力不足、催化重整、烷基化及异构 化等高辛烷值汽油组分生产工艺缺乏，因此，依托催化裂化工艺和装置，发展高辛烷值低 烯烃含量的清洁汽油组分生产技术是适合我国国情的。近年来，我国催化裂化技术呈快速 发展态势，一些针对性很强的催化裂化技术竟相出现，如c 4 烃类芳构化、催化汽油芳构化、 催化汽油裂解生产乙烯、丙烯以及催化汽油脱硫等 3 e - 3 9 1 技术都取得了一定成绩。但研究发 现，这些技术都需要使用单独的催化剂，且均面临热量不足、设备投资大等问题，因此若 将上述工艺与主催化裂化过程高效耦合，一方面不仅利用了重油催化裂化过剩热量作为各 工艺能量来源，另一方面又与催化裂化共用一些大型设备，这将使新工艺不论在能量利用， 还是设备投资等方面都具有更大的竞争优势。 本课题研究的目的是以利用催化裂化剩余热量为上述新工艺能量来源而开展的固一固 换热系统传热规律的研究。由于固体颗粒较气体有较大的热容量，而g e l d a r t a 类颗粒具有 良好的流化性能。因此，利用循环流化床进行固体一固体间接换热可拥有很好的工业应用 前景。但通过对已有文献检索，目前国、内外尚未见到此方面的报道。 由于循环流化床中气一固两相流动过程十分复杂，非线性强，随机性大，因此建立稳 定循环的实验系统非常重要。实验中以催化裂化催化剂为循环物料，空气为流化介质。分 别对内、外循环系统进行考察，摸索藏量、松动风量及提升风量等各因素对循环量影响规 律，得到循环量与操作条件的对应关系。 在传热实验中模拟现场工况给装置进行加热，对固一固换热系统传热效果进行考察。 分别改变内、外管循环条件，摸索床层密度、表观气速、床层温度、催化剂粒径、物料性 质等因素对传热系数的影响规律。 传热研究内容包括：输送立管床层与壁面问传热、壁面与提升管床层之间的传热，应 用颗粒絮团不稳定传热理论建立物理模型；由于拉酱拉斯变换法在求解菲稳态传热问题中 存在优势，因此，可采用其解法对传热微分方程进行求解、变换，得到传热过程的数学模 型，并综合实验数据，回归得出传热系统的计算式。 1 0 大庆石油学院硕士研究生学位论文 2 1 实验装置 第二章实验方法 本文的研究工作是在自制的循环流化床换热系统中进行的，图2 1 即为实验装置图。 实验设备可简化为2 个独立的循环流化床( 称为内床、外床) ，为可进行热态实验，装置采 用不锈钢材质，其核心部分是换热套管。系统中内床、外床提升管端口处均为圆弧弯头过 渡，控制以弱约束实现；实验中采用提升风和松动风调节催化荆循环量，因此，没有设置 颗粒循环控制阀；为保证循环系统较高的气一固分离效率、回收效率及固体颗粒藏量，装 置采用较大尺寸的分离罐：另外在分离排气口设置了布袋除尘器；采用单管式气体分布器。 装置核心部件尺寸如表2 1 所示。 1 分离罐2 斜管输送线3 收集罐4 分布罐5 _ 力日热6 提升管7 温度、压力测量 8 循环量测量1 ：39 加料口1 0 内管l l ，外管1 2 换热器1 3 提升风入口1 4 排气口 图2 - 1 实验装置图 第二章实验方法 表2 1 核心部件尺寸 t a b l e2 - ld i m e n s i o no f m a i np a r t s 换热套管高度 套管内管套管外管 外床分布罐内设景有固体物料均布器，以保证催化荆沿外管内壁均匀分布：在装置各 罐底部及立管一斜管输送线设有松动气，以使循环过程中的固体颗粒能保持良好的流化状 态；内床、外床分离罐上的加料口、提升风处的卸料口处可对固体颗粒藏量进行测量；固 体颗粒加入方式为气压式。 外床斜管输送线、提升管、分离罐、分布罐，换热套管等部分缠绕套有瓷环的电阻丝， 通过宇光智能控温仪表实现装置的温度控制。可模拟工业工况对系统进行加热。为防止热 损失，在瓷环外测包裹保温棉；内床斜管处设置有换热器，通过热交换来保证催化剂在进 入换热套管时能维持恒定的温度；在换热套管中共设置7 个测温点，其中4 个测温点测量 内、外管的出、入口处温度，另外三个测温点测薰套管床层温度。温度采用裸露的k 型热 电偶探头进行测量。 2 2 工艺流程 研究采用催化裂化催化莉为循环物料，流化介质为常温空气。如图2 - 1 所示，换热系 统共有两条循环路线。首先，内床分离罐中处于流化状态的催化剂进入斜管输送线，在斜 管输送线与换热器中的水进行热交换，以维持恒定的温度，换热后催化剂进入提升风管入 口，在提升风作用下，催化剂沿着提升管向上流动并在套管处与外管催化剂进行逆流抉热， 换热后催化剂经输送管回至分离罐，进行气一固分离，从分离罐排气口出来的气体经布袋 除尘器后排空，催化剂继续循环；其次，外床收集罐中处于流化状态的催化剂通过斜管输 送线到提升风管入口，在提升风的作用下，催化剂经提升管到分离罐并被加热到指定温度， 进行气一固分离后的催化剂在分布罐经固体物料均布器均匀分布，在重力场作用下进入套 管与内管催化剂进行逆流换热，换热后催化剂进入收集罐。 2 1 3 参数测量 实验中需测量的参数有：( 1 ) 床层压差，a p ；( 2 ) 床层密度，p ；( 3 ) 催化剂循环量，g s ； ( 4 ) 表观气速，u g ；( 5 ) 颗粒堆积密度，p ；( 6 ) 颗粒粒径，d p 。 2 3 ，1 床层压差及密度 床层压差的测量采用玻璃u 型管测定。整个系统内共设4 个测压点，其中内管设2 个 1 2 大庆石油学院硕士研究生学位论文 测压点，外管设2 个测压点，具体位置如图2 - 1 所示。 在实验条件下，忽略催化荆颗粒和气体的加速压降以及催化剂颗粒和气体的沿程摩擦 损失，床层密度可以通过以下公式求得： 由a p = p 水曲柬= p 床g h 床，推出p 床= p 水h 永h 床 ( 2 1 ) 2