折流式外取热器内传热强化特性
2021-01-27姚秀颖李建涛卢春喜
刘 璐， 姚秀颖， 李建涛， 卢春喜
(中国石油大学(北京) 重质油国家重点实验室，北京 102249)
在石油加工、化工等工业过程中，为了保证系统温度的可控性和稳定性，通常配置合理的换热器进行调节。例如，在催化裂化装置中，取热器用于取走再生器内多余的热量，以维持反应-再生系统的热平衡，保证装置的稳定运行。早期因取热负荷要求不高，催化裂化装置多采用内取热方式来取走再生器内过剩的热量；随着重油和渣油催化裂化技术的发展，内取热方式已难以满足工业生产需要，因此外取热技术开始快速发展，外取热器作为独立单元安装在再生器外部，不仅不影响反应-再生系统的正常运行，而且操作弹性大，取热负荷可调控[1]；到20世纪90年代，已经形成多种形式的外取热器，按照流动方式的不同分为4种，即上流式、下流式、气控式和返混式外取热器[2-3]，其中下流式外取热器因取热负荷大、易于操作等优点广泛地应用于工业生产中。
但是，随着中国催化裂化(FCC)原料不断重质化和劣质化，生焦率增加，再生系统的产热量不断增加，同时外取热器在实际工业应用中也存在着取热负荷不足和换热管破裂等问题，使其难以维持反应-再生系统的热量平衡[4-5]。而外取热器取热负荷不足会导致装置剂/油比降低，影响轻质油收率和产品分布，降低经济收益，同时也影响装置的长周期运行[6-7]。因此，提高外取热器取热负荷至关重要。
在外取热器内，从换热管外高温催化剂到换热管内低温流体的传热过程中，颗粒与换热管表面的对流传热过程为控制热阻[8]。外取热器壳程内，颗粒与换热管之间的传热过程不仅受颗粒床层流化性能的影响，而且与换热管局部的流动特性相关。很多学者通过改造换热管的形状从而强化传热，如：李瑞强等[9]提出在取热管外侧均布针状取热柱，增加换热管外侧的换热面积，并通过钉头的局部紊流提高传热效率；张荣克等[10]提出在换热管表面焊接钉头形式的构件；唐逢一等[11-12]和顾月章等[13]对目前工业上常用的长翅片管进行了优化，解决了纵向长翅片所存在的应力集中、易产生裂纹的问题。但钉头管和优化后的翅片管对取热性能的优化效果较小。为了强化壳程内传热性能，很多学者通过改造取热器壳程从而强化外取热器的壳程流化性能。王明东等[14-15]针对催化裂化工业装置中出现的外取热系统流化性能差、取热器产汽量无法灵活调节等问题，对外取热器流化风进行改造，取热负荷优化明显。程向峰[16-17]提出将外取热器内取热管束分为上部和下部两部分，上部管束沿轴向从壳体上端插入，下部管束沿轴向从下部插入，并在下部管束下设第一流化介质分布器，上、下管束间设第二流化介质分布器，在2个分布器的作用下使颗粒流化。该技术将取热管束分为上部和下部两部分，相比于工业上常用的取热器，其使用的流化介质少、传热效率高，但对原设备改动较大。张永民等[18]提出了一种改进型的强制内混式流化床外取热器，通过在外取热器内设置多个气体分布器来强化传热过程。卢春喜等[19]开发了一种环流结构外取热器，该取热器具有相间接触好、体积传热系数大等优点，但该技术受传热强化高度的限制，对外取热器上部传热强化作用较小。
为了有效地提高外取热器的取热负荷，笔者设计并开发了一种新型折流式外取热器，即在工业上常用的下流式外取热器基础上安装若干折流板，通过强化颗粒径向混合，提高整个轴向高度内催化剂颗粒与换热管束间的接触频率，进而提高传热系数。为了验证其传热强化效果，采用一套与工业装置具有相似传热机制的大型冷模实验装置，分别对比考察常规下流式外取热器(Down-flow catalyst cooler，DCC)和折流式外取热器(Baffle catalyst cooler，BCC)内换热特性，并根据颗粒在密相区和稀相区的流动特点，深入分析折流式外取热器传热强化的机制及流动与传热特性的耦合关系，以期为折流式外取热器的工业应用提供参考。
1 实验部分
1.1 实验装置及操作参数
采用的外取热器换热示意图如图1所示。下流式外取热器和折流式外取热器具有相同的尺寸，其壳体的内径为0.48 m、高为5.5 m。外取热器的上部设有催化剂入口，入口管路与取热器外壁呈45°，下部设有垂直向下的催化剂出口。为了保证与工业外取热器具有相同的水力学半径，8根外径为 0.076 m 的换热管沿直径0.334 m的同心圆周向均匀布置，每根换热管高为4.4 m，管外均布8个翅片，每个翅片分为4段高度为0.45 m的短翅片，以减小长翅片造成的热应力不均、翅片上易产生小裂纹的问题[10]。在换热管下部，设有与工业装置一致的环管式气体分布器。相比于下流式外取热器，折流式外取热器在其上部区域的换热管内部区域焊接6块倾斜向下45°的折流板，相邻折流板间距为0.235 m，共设计了2种形式的折流板。其中，由上往下第1块折流板，其倾斜方向与入口管倾斜方向一致，以增加入口处折流板对催化剂流股的整流作用，减小外取热器入口处催化剂对换热管的冲刷，同时折流板上设8个直径为40 mm的开孔，以破碎气泡。由上往下第2～6块折流板，每个折流板上设4个直径为40 mm的开孔，该形式折流板与外取热器内壁距离较远，以避免折流板上出现死区，并对床层气泡起到一定的破碎作用。
图1 外取热器换热示意图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热器均采用与工业装置中相似的传热机制，实验过程中，常温催化剂颗粒以恒定流量由外取热器上部的入口管流入，经过气体流化，与高温换热管换热后，从下部出口管流出，入口管和出口管上分别设有DN100 mm的D71X-10型对夹式蝶阀，用于控制催化剂循环量和藏料量。换热管由高温水加热，经恒温水槽加热的水由换热管下部流入，上部流出，为换热管提供热源。
实验流化气体为常温常压空气，流化颗粒为催化裂化平衡催化剂，其平均粒径为70.3 μm、颗粒密度为1500 kg/m3、松散堆积密度为856.9 kg/m3。自上部入口流入的催化剂颗粒具有稳定的流量，其颗粒质量流量(Gs)控制在0.32～44.96 kg/(m2·s)范围内，外取热器藏料量保持为247.80 kg，表观气速(Ug)为0.1～0.5 m/s，为满足实验测量需要，换热管内热水流量恒定。
1.2 测量仪器及测点布置
为分析外取热器内流动和传热特性，分别测量了床层的压力、床层温度、换热管壁温及其内部水温。其中，压力采用差压变送器进行测量，采样频率为100 Hz，采样时间为60 s；床层温度、换热管壁温及其内部水温均采用铠装圆柱形热敏电阻进行测量，采集时间1800 s，采样时间间隔0.2 s。
为准确对比下流式和折流式外取热器内流动和传热特性，采用相同的测点布置。其中，外取热器内气体分布器出口处所在的轴向高度H=0 m，向上为正，轴向测点布置如图2(a)所示，其具体轴向高度如表1所示。外取热器内有压力p测点10个，由于静床高度为2 m，为确定密相床层高度，在H为2～2.5 m区域内压力测点分布较密；床层温度(Tb)测点4个，如图2(a)所示，每根换热管上设置4段短翅片，4个Tb测点沿轴向布置于4段短翅片对应的中间位置；壁面温度(Tw)测点14个，其中，12个位于换热管外部的翅片间，2个位于换热管上部的光管上；水温度(Twater)测点8个，其中6个位于短翅片间的光管处，2个位于换热管进出口处。p、Tb、Tw和Twater的周向测点如图2(b)所示，其中，Tw和Twater测点均布置在通有热水的换热管上。
图2 外取热器内实验测点布置图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 外取热器内实验测点轴向高度(H)Table 1 Height (H) of axial measurement points inexternal catalyst cooler
1.3 数据处理方法
主要考察折流式外取热器相对于下流式外取热器的传热强化特性，并结合床层流动特性探讨其传热强化的原因，分析2种外取热器内传热与流动特性的耦合关系。根据颗粒在不同区域的流动特点，将床层分为密相区和稀相区，床层分界面由床层密度(ρb)确定，ρb由式(1)计算。床层流动特性通过压力数据进行分析，压力脉动的标准偏差(Sd)反映床层脉动特性，Sd越大，床层压力脉动越大，气泡聚并、破碎频率越高，Sd可由式(2)计算。
(1)
(2)
在流化床内，随着表观气速Ug的增加，流化床内Sd先增加后减小。当Sd达到最大值时，对应Ug即为起始湍流速度(Uc)[20]。通过该方法确定Uc，以H=1.330 m，Gs≈18 kg/(m2·s)为例，该位置床层处于稳定的密相床层操作。图3为表观气速对压力脉动标准偏差的影响。可以看出，2种外取热器内Sd均随着Ug的增加，先增大后减小，下流式和折流式外取热器内的Ug分别为 0.4 m/s 和 0.3 m/s 时Sd达到最大值，因此，下流式和折流式外取热器内的Uc分别为0.4 m/s和0.3 m/s。阳永荣[21]得到在直径为800 mm的流化床内，采用平均粒径为66.7 μm、颗粒密度为1480 kg/m3的FCC催化剂起始湍流速度为0.35 m/s，与本实验所用物料参数相近，起始湍流速度基本一致。
图3 表观气速(Ug)对压力脉动标准偏差(Sd)的影响Fig.3 Effects of superficial gas velocity (Ug) on standarddeviation of pressure fluctuation (Sd)
床层换热特性通过传热系数进行分析，密相区和稀相区的传热系数计算式分别如式(3)和(4)所示，密相区和稀相区的换热面积计算式分别如式(5)和(6)所示。
(3)
(4)
Adense=πDHd+2nHdL
(5)
Adilute=πD(H-Hd)+2n(H-Hd)L
(6)
2 结果与讨论
2.1 床层分界面的确定
在实验操作条件下，外取热器内床层沿轴向高度分为稀相区和密相区，以Gs≈18 kg/(m2·s)、Ug为0.2和0.4 m/s为例，分析下流式和折流式外取热器内ρb随H的变化规律，以确定稀、密相区的床层分界面。
图4为下流式和折流式外取热器内床层密度的轴向分布。如图4(a)所示，随H的增加，下流式外取热器内ρb先缓慢增大，后急剧减小。这是因为在下流式外取热器中，当H<1.1 m时，床层处于气体分布器影响区，由于分布器射流和射流结束后产生大量小气泡的作用，使得ρb随H的增加逐渐增加；当H为1.1～1.8 m时，床层发展为稳定的密相区，ρb波动较小；当H>1.8 m时，ρb急剧减小，床层由密相区变为稀相区。如图4(b)所示，随H的增加，折流式外取热器内ρb先缓慢增加后降低，再缓慢增加后急剧减小。相比于下流式外取热器，相同操作条件下，在折流式外取热器内，当H>1.8 m时，ρb小幅波动后急剧减小；且当H>2.2 m 时，ρb急剧减小。结合折流板安装位置分析发现，从上往下第4块折流板安装高度为1.90～2.09 m，可能是由于该位置折流板上开孔对气泡有破碎作用所致，各气速下折流式外取热器内H=2.2 m附近ρb均较大。
图4 外取热器内床层密度的轴向分布Fig.4 Axial profiles of bed density in the external catalyst cooler(a) DCC; (b) BCC
由上述结果可知，在外取热器的不同轴向高度，床层密度分布差异较大，在床层下部为密度较高的密相区，上部则为密度较低的稀相区。为了获得不同区域的传热特性，分析其传热机理，首先确定床层稀相区和密相区的床层分界面高度Hd。张永民等[22]提出采用相邻测点间的压力脉动比Sd,p(i，i+1)来确定床层分界面，认为当某两测量点之间的Sd,p(i，i+1)最大时，料面便位于第i和第i+1 压力测点间，得到Hd的计算式如式(7)所示。
(7)
通过上述实验发现，料面所在的第i和第i+1压力测点间的压力差不仅受密相区密度的影响，当气速较高时，还受到稀相区密度的影响，因此在张永民等[22]方法的基础上，进一步考虑了稀相区密度对第i和第i+1压力测点间压力差的影响，得到改进后的Hd计算式如式(8)所示。
(8)
通过改进方法确定的Hd随着表观气速的变化如图5所示。可以看出，随着Ug的增加，下流式和折流式外取热器内Hd均先增加后减小。进一步分析发现，2种外取热器内，当表观气速达到Uc时，Hd值最大。
图5 表观气速(Ug)对床层分界面高度(Hd)的影响Fig.5 Effects of superficial gas velocity (Ug) on theheight (Hd) of dense phase area
因此，根据床层压力脉动特性确定的Hd，将外取热器内床层准确分为密相区和稀相区，Hd以下为密相区换热，Hd以上为稀相区换热。
2.2 密相区换热及流动特性
已有研究[23-24]表明，颗粒与床层之间的换热主要受颗粒团在换热表面的接触时间分率和接触频率的影响。笔者通过换热管外的传热系数h对换热性能进行表征。h越大，表明换热性能越好。密相区内颗粒是连续相，气体是分散相，床层换热主要为颗粒对流换热。通过分析密相区换热特性发现，下流式和折流式外取热器内密相区传热系数hdense均受Ug和Gs的影响。
图6为表观气速对hdense的影响。由图6可见:对于下流式外取热器，当Gs一定时，随着Ug的增加，hdense逐渐增大;当Ug>0.4 m/s时，hdense增幅逐渐减小。这是由于下流式外取热器内Uc=0.4 m/s，当Ug 图6 表观气速(Ug)对密相区传热系数(hdense)的影响Fig.6 Effects of superficial gas velocity (Ug) ondense heat transfer coefficient (hdense) 在H为1.54 m和1.86 m处，床层既不受取热器下部的分布器影响区的影响，也不受密相区和稀相区交界处的弹溅区的影响，流动状态稳定，可有效代表密相区流动特性[22]。图7为表观气速对床层密度的影响。由图7可知：当Ug 对于折流式外取热器(如图6所示)，当Gs一定时，hdense随着Ug的增加持续增大。这是因为相比于下流式外取热器，在折流式外取热器内，当Ug>Uc时，ρb并未降低，而是几乎不变(图7)，折流板的存在强化了气泡的破碎，抑制了气泡的进一步增大，使得折流式外取热器能在较高气速下保证较高的床层密度，而颗粒团在换热表面的接触频率较高，因此hdense持续增加。 图7 表观气速(Ug)对床层密度(ρb)的影响Fig.7 Effect of superficial gas velocity (Ug)on bed density (ρb) 相比于表观气速，下流式和折流式外取热器内密相区传热系数受Gs的影响较小，如图8所示。由图8可以看出，随着Gs的增加，2种外取热器内hdense的变化趋势基本一致。当Ug=0.1 m/s时，hdense均随着Gs的增大而减小；当Ug>0.1 m/s时，hdense均随着Gs的增大而增大。这是因为当Ug=0.1 m/s时，ρb较大，床层内气泡数量较少且运动不够剧烈，冷颗粒团与热换热管之间接触频率较低，充分换热所需时间较长。颗粒质量流量越小，催化剂在取热器内停留时间越长，因此换热效果越好。当Ug>0.1 m/s时，床层内气泡数较多，气泡运动较剧烈，冷颗粒团与热换热管之间接触频率较高，充分换热所需时间较短。随着颗粒质量流量的增大，催化剂循环速率加快、颗粒在换热表面的停留时间变短，换热后的热催化剂很快被流入的新鲜冷催化剂所替代，有利于换热。 为确定折流式外取热器的强化换热性能，通过比较2种外取热器内hdense(见图8)发现:实验操作条件下，下流式外取热器内hdense为60.2～626.8 W/(m2·℃)，折流式外取热器内hdense为155.9～938.2 W/(m2·℃)，hdense提高了125.5～345.2 W/(m2·℃)。相比于下流式外取热器，折流式外取热器在Ug=0.1 m/s时的hdense相对增长量为159.0%～267.9%;在Ug为 0.2～0.5 m/s时，折流式外取热器的hdense相对增长量为26.9%～79.9%；折流式外取热器换热性能优化明显。而且，低气速下折流式外取热器内密相区强化换热性能更强。这是因为低气速下hdense较小， 图8 颗粒质量流量(Gs)对密相区换热系数(hdense)的影响Fig.8 Effect of particle mass flux (Gs) on dense heat transfer coefficient (hdense)(a) DCC; (b) BCC 使得hdense的相对增长量较大。分析发现，折流式外取热器主要通过以下几个方面强化密相区换热： (1)强化径向流动。下流式外取热器中，冷催化剂从上部流入，换热后的热催化剂直接从下部流出。折流式外取热器中，床层内催化剂流股在轴向高度2.0 m附近，形成了如图9所示的2种交替的流动状态，实验观察到，短时间内床层呈现向下流动(见图9(a))，大部分时间内则为冲击流股(见图9(b)中红圈附近)。结合折流板的安装位置发现，该冲击区域位置位于由下往上第4块折流板的斜下方。即增设折流板后，增加了床层中催化剂流股的径向流动，使催化剂沿折流板形成“折流”式流动，提高了床层的湍动程度，更有利于换热。 (2)加剧轴向混合。增设折流板后，以Gs≈18 kg/(m2·s)为例，各气速下密相区床温的轴向温差ΔTb均减小，如图10所示,说明增设折流板后，密相床层的轴向混合程度增加，换热更充分。这是因为下流式外取热器内催化剂呈无序、无规律的流动；增设折流板后，催化剂流股在折流板的作用下沿折流板呈“折流”式流动，且折流板上的开孔破碎了向上运动的大气泡，气泡与“折流”式流动的催化剂多次接触，使得折流式取热器内催化剂有序流动，因此强化了密相区床层的轴向混合。 (3)加剧气泡破碎，增加接触频率。以H=1.330 m、Gs≈18 kg/(m2·s)为例(图3)，通过比较下流式和折流式外取热器床层内Sd发现，与下流式外取热器相比，在折流式外取热器内，当Ug>0.1 m/s时，密相区内Sd明显减小。这是因为较高气速下床层内气泡数较多，折流式的增设，抑制了气泡尺寸的增大，同时折流板上的开孔也加剧了气泡的破碎，使得折流式外取热器内气泡尺寸减小，气泡数量增加，床层压力脉动较小；此时密相区床层的气泡尺寸小且数量多，不仅增加了颗粒团在换热表面的接触频率，而且减小了颗粒的停留时间，使得换热性能提高。当Ug=0.1 m/s时，密相区内Sd减小的幅度较小，但hdense增幅较大(如图6所示)。这是因为当Ug=0.1 m/s时，床层内气泡数较少，折流板上的开孔对气泡的破碎作用不明显，因此造成Sd减小的幅度较小。但是，当Ug=0.1 m/s时，增设折流板后，ΔTb减小(如图10 所示)，密相床层的轴向混合程度增加，利于换热。此外，当Ug=0.1 m/s时，由下往上运动的气泡数较少，催化剂流股主要呈由上往下的“折流”式流动，颗粒流通当量路径长度Lp增加，相同换热时间内催化剂流股流经换热管壁的速率增加，hdense增幅较大。 图9 外取热器内床层流动直观图(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 图10 表观气速(Ug)对密相区床层温度轴向温度差(ΔTb)的影响Fig.10 Effect of superficial gas velocity (Ug) onaxial temperature difference (ΔTb) in the dense region 当Ug≥0.4 m/s时，下流式和折流式外取热器内床层均由鼓泡床转变为湍动床，床层稀相夹带量增大，稀相区换热不可忽略。在稀相区，气体为连续相，颗粒为分散相，虽然气体对流换热已不可忽视，但由于颗粒的体积比热容为气体的103倍，因此，在较高气速下，稀相区传热系数同样主要受颗粒流动特性的影响。分别考察Ug≥0.4 m/s时，下流式和折流式2种外取热器内稀相区传热系数hdilute随Gs和Ug的变化规律。 图11为下流式和折流式外取热器内Gs对稀相区传热系数hdilute的影响。可以看出，在下流式外取热器内，hdilute随着Gs的增加而逐渐增大。这是因为随着Gs的增加，从外取热器入口管流入的新鲜催化剂的量增加，单位时间内与换热管有效接触的新鲜催化剂的量增加，催化剂在换热表面的更新频率加快，因此hdilute增大。在折流式外取热器内，hdilute随着Gs的增加先增大、后基本保持不变。当Gs<40 kg/(m2·s)时，hdilute的变化趋势与下流式外取热器基本相同，即随着Gs的增加，催化剂在换热表面的更新频率加快，hdilute增大；当Gs>40 kg/(m2·s)时，虽然催化剂在换热表面的更新频率进一步加快，但是Gs过高，催化剂流股在床层内的循环速率加快，停留时间减短，抑制了hdilute的进一步增加。 进一步分析发现，颗粒质量流量一定时，2种外取热器内hdilute均随着Ug的增加而增大。这是因为随着Ug的增加，床层稀相夹带量增加，2种外取热器内稀相区ρb均增大(如图4所示)，因此颗粒在换热管外壁的体积分数增大，则传热系数增大。 图11 颗粒质量流量(Gs)对稀相区传热系数(hdilute)的影响Fig.11 Effect of particle mass flux (Gs) on dilute heat transfer coefficient (hdilute)(a) DCC; (b) BCC 对比2种外取热器内稀相区换热性能(见图11)发现，在实验操作条件下，下流式外取热器内hdilute为26.3～152.5 W/(m2·℃)，折流式外取热器内hdilute为50.2～214.9 W/(m2·℃)，增设折流板后，hdilute增加了23.9～112.0 W/(m2·℃)，hdilute的相对增长量为31.6%～152.5%，稀相区换热性能得到优化。hdilute的相对增长量较大是由于下流式外取热器稀相区的对流传热系数较小，相对增长量的基数较小。分析发现：在下流式外取热器内，催化剂流股经入口管流入后直接以抛物线形式向下流动，颗粒流仅在单一方向与换热管进行热量交换；在折流式外取热器内，由于多层折流板的存在，催化剂流股经入口管流入后沿折流板以“折流”形式向下流动，即颗粒在向下流动的同时，存在径向流动，颗粒与换热管多次进行热量交换，同时折流板开孔使催化剂在取热器截面上分布更加均匀，增加了由入口管路流入取热器的新鲜颗粒与换热管的接触分率，进一步强化了稀相传热。此外，稀相区催化剂的“折流”流动增长了颗粒在稀相区的过流路径，使得稀相换热更充分，hdilute增大。 为了详细比较下流式和折流式外取热器在密相区和稀相区的传热特性，以下流式外取热器内两区域的传热系数为相对强化量，分析折流式外取热器内平均传热系数的绝对强化度(Δh)和相对强化比率(δh)，其计算式分别如式(9)和式(10)所示，其结果如表2所示。 (9) (10) 由表2可以看出，各操作条件下，Δhdense为186.0～299.9 W/(m2·℃)，且Δhdense随着表观气速的增加，先缓慢减小后迅速增大；δh,dense为43.5%～196.0%，其随着Ug的增加先迅速减小后基本不变。这是因为在下流式外取热器内，传热系数随着Ug的增加而增大，使得较高气速下相对强化量较大，因此δh，dense有所降低。当表观气速为 0.4 m/s 和0.5 m/s时，稀相换热不可忽略，计算得到Δhdilute分别为47.8和89.3 W/(m2·℃)，且Δhdilute随着Ug的增加而增大。这是因为随着Ug的增加，稀相夹带量增大，颗粒浓度增大，颗粒团与换热管之间的接触分率得到提高；δh, dilute分别为140.0%和79.1%，同样，由于下流式外取热器传热系数在较高气速下较大，较高气速下相对强化量较大，所以高气速下δh, dilute较低，低气速下δh, dilute较高。因此，无论在密相区还是在稀相区，折流式外取热器的传热效果均强于下流式外取热器。 表2 密相区和稀相区内传热系数的绝对强化度(Δh)和相对强化比率(δh)Table 2 Δh and δh of heat transfer coefficients indense region and dilute region 比较表观气速大于0.4 m/s时在密相区和稀相区的折流式外取热器的传热强化效果发现，虽然δh,dilute为79.1%～140.0%，明显大于δh,dense(43.5%～51.0%)，但是Δhdilute为47.8和89.3 W/(m2·℃)，而Δhdense为228.9和299.9 W/(m2·℃)，密相区内折流式外取热器内平均传热系数的绝对强化度更大，因此，折流板的存在，对密相区的强化传热效果明显优于稀相区。这主要是因为密相区床层密度远大于稀相区床层密度，且密相区颗粒团与换热管的接触频率更高；同时，由于受气体分布器的影响，密相区下部气泡的形成、运动、聚并和破碎也加快了颗粒团与换热管的接触频率；而稀相区床层密度较低，颗粒占据换热表面的体积分数较低，因此传热系数较低。 由图8和图11可知，当表观气速大于0.4 m/s时，下流式外取热器内密相区传热系数在465.6～626.8 W/(m2·℃)范围内，稀相区传热系数在26.3～152.5 W/(m2·℃)范围内；而在折流式外取热器内密相区传热系数在591.0～938.2 W/(m2·℃)范围内，稀相区传热系数在50.2～214.9 W/(m2·℃)范围内。即相同操作条件下，密相区传热系数是稀相区的4.4～15.3倍，密相区为主要换热区域。因此，建立了下流式和折流式外取热器密相区的无因次换热关联式。通过分析催化剂颗粒的流通路径和影响流化床内床层与壁面之间换热的因素发现，影响床层与壁面之间换热的因素主要分为3类，即物性参数、操作参数和几何参数。物性参数由颗粒和流化气体的物性确定，包括气体密度ρg、气体导热系数kg、气体比热容cpg、气体黏度μg、颗粒直径dp、颗粒密度ρp和颗粒比热容cpp；操作参数包括操作温度T、操作压力p、表观气速Ug、颗粒质量流量Gs、床层密度ρb和稀-密相床层分界面的高度Hd，其中，Hd由笔者所提出的式(8)进行计算；几何参数包括换热管外径D和床层直径Db。由于取热器内布置了8根换热管，因此笔者采用颗粒流通截面当量直径De来代替Db，De由催化剂流股的流通截面积和流体与壁面的接触长度确定。同时由于折流板的存在，颗粒的流动路径不再能由床层分界面的高度Hd进行表述，因此笔者提出颗粒流通当量路径长度Lp来代替Hd，在此针对不同结构的取热器，Lp采用不同的计算方法，具体由颗粒流经取热器壳程的路径确定。 将各参数进行无量纲化处理为： 进一步，得到密相区换热关联式的形式为： (11) 由于本研究中气、固两相物性恒定，因此式(11)可简化为式(12)。 (12) 通过拟合，分别得到下流式和折流式外取热器密相区传热系数预测关联式的拟合系数如表3所示。图12为下流式和折流式外取热器内密相区传热系数的耦合关联式预测值与实验值之间的相对误差。可以看出，计算值与实验值之间的相对误差均小于±20%，处于工程允许误差范围内。 表3 外取热器内经验关联式拟合系数Table 3 Fitting coefficients of empirical correlationin the external catalyst cooler 图12 密相区传热系数的耦合关联式预测值与实验值之间的相对误差Fig.12 Relative error between predicted value from empirical correlation and experimental data in dense phase region(a) DCC; (b) BCC 通过大型冷模实验装置，分别考察了下流式和折流式外取热器在密相区和稀相区的传热和流动性能。 (1)在密相区，相比于下流式外取热器，折流式外取热器内折流板的增设，强化了颗粒的径向流动，加剧了密相床层的轴向混合和气泡破碎，使得折流式外取热器的密相传热系数明显提高。 (2)在稀相区，折流式外取热器内折流板的增设，使催化剂流股经入口管流入后，沿折流板以“折流”形式流动，增长了颗粒在稀相区的过流路径；折流板开孔使稀相区催化剂分布更加均匀。因此，折流式外取热器内稀相传热系数大于下流式外取热器。 (3)在密相区和稀相区，折流式外取热器的传热效果均明显优于下流式外取热器，其中密相区传热系数的相对增长量为26.9%～267.9%，稀相区传热系数的相对增长量为31.6%～152.5%。 (4)为了准确区分密相和稀相换热区，提出了确定床层分界面高度Hd的新方法。在下流式和折流式外取热器内Hd均随着Ug的增大而先增大后减小，其峰值点出现在Ug=Uc情况下。并引入催化剂流通当量直径和当量路径长度，建立了下流式和折流式外取热器的密相区无因次换热关联式，其计算值与实验值之间的相对误差均小于±20%。 符号说明： Adense——密相区换热面积，m2； Adilute——稀相区换热面积，m2； c——颗粒比热容与气体比热容之比； cpg——气体比热容，J/(kg·℃)； cpp——颗粒比热容，J/(kg·℃)； cwater——水比热容，J/(kg·℃)； dp——颗粒直径，m； D——换热管外径，m； Db——床层直径，m； De——颗粒流通截面当量直径，m； Gs——颗粒质量流量，kg/(m2·s)； g——重力加速度，m/s2； H——轴向高度，m； Hd——床层分界面高度，m； Hi——第i个压力测点对应的轴向高度，m； h——传热系数，W/(m2·℃)； hdense——密相区传热系数，W/(m2·℃)； hdilute——稀相区传热系数，W/(m2·℃)； K0～K6——拟合系数； kg——气体导热系数，W/(m·℃)； L——翅片高度，m； Lp——颗粒流通当量路径长度，m； mwater——水的质量流量，kg/s； N——数据采样总数； Nu——努塞尔准数； n——周向翅片数目； Pr——普朗特准数； p——操作压力，kPa； pi——压力瞬时值，kPa； Re——雷诺准数； Sd——压力脉动的标准偏差，kPa； Sd，p——压力脉动比； T——操作温度，℃； Tb——床层温度，℃； Tb，dense——密相区床层温度的轴向均值，℃； Tb，dilute——稀相区床层温度的轴向均值，℃； Tw——壁面温度，℃； Tw，dense——密相区壁面温度的轴向均值，℃； Tw，dilute——稀相区壁面温度的轴向均值，℃； Twater——水温度，℃； Twater，d——Hd对应的上、下2个水温度测点的均值，℃； Twater，in——进口处测点水温度，℃； Twater，out——出口处测点水温度，℃； Uc——起始湍流速度，m/s； Ug——表观气速，m/s； ΔH——轴向高度差，m； Δh——传热系数的绝对强化度，W/(m2·℃)； Δp——压力差，kPa； ΔTb——床层温度的轴向温度差，℃； δh——传热系数的相对强化比率，%； μg——气体黏度，Pa·s； ρb——床层密度，kg/m3； ρg——气体密度，kg/m3； ρp——颗粒密度，kg/m3。
2.3 稀相区换热及流动特性
2.4 密相区与稀相区强化传热特性的比较
2.5 密相区传热系数关联式的建立
3 结 论
