催化裂化外取熱器傳熱與流動特性的大型冷模實驗

孫富偉，張永民，盧春喜，趙 嵐

（1.中國石油大學 重質油國家重點實驗室，北京102249；2.中國昆侖工程公司，北京100037；3.中國石油 遼河石化公司，遼寧 盤錦124022）

在石油煉制工業中，催化裂化（Fluid catalytic cracking，簡稱FCC）工藝過程是典型的熱平衡過程，即再生燒焦過程釋放的熱量和反應過程所需的熱量相平衡。隨著近二、三十年來加工原料的不斷重質化和劣質化［1］，很多FCC裝置生焦量不斷提高，用取熱器取走過剩熱量以維持裝置熱平衡已成為必需［2］。在重油FCC裝置中，取熱器的作用尤其重要，取熱器高效平穩運行對裝置提高加工量、降低能耗、延長開工周期及提高總體盈利能力都具有十分重要的意義。

早期FCC裝置采用內取熱技術，即在FCC再生器密相床層內設置水平或垂直取熱盤管，通過加熱水生成水蒸氣以取走裝置中的過剩熱量。但是，由于存在取熱負荷無法調節、取熱效率低、取熱管易損壞等缺點，該技術逐漸被外取熱技術所代替。在外取熱技術中，外取熱器是最關鍵的設備，它設置在再生器外部，通過顆粒循環管線和再生器連通，內部通常設置多組垂直管束。熱催化劑顆粒從再生器中引入外取熱器，和取熱管束接觸換熱后再返回再生器。相比內取熱器，外取熱器取熱負荷的調節范圍更大，調節更加靈便，設備可靠性也更高，因此獲得了廣泛的應用［3-4］。

根據催化劑和氣體流動方式的不同，外取熱器一般可分為上流式、下流式、返混式和氣控式4類［2］。由流態化理論可知，大多數外取熱器都可以認為是具有垂直內構件（取熱管束）的細顆粒氣-固流化床，取熱管束設置以及操作條件的改變均會影響床內氣、固流動特性，進而影響取熱管與顆粒之間的傳熱特性［5-6］。系統研究外取熱器的取熱性能變化規律及其與氣、固流動之間的關聯性，可以幫助正確選擇合適的操作參數與結構參數，為外取熱器的正確調節和合理設計提供指導。雖然外取熱器已經廣泛應用了二、三十年之久，但已報道的文獻多為大型工業外取熱器性能及可靠性的改進方面的內容［7-10］。由于缺乏測試手段，工業裝置上很難清楚外取熱器內部復雜的氣、固流動及其對取熱特性的影響。石寶珍［11］、王化秋等［12］對不同型式外取熱器的換熱過程及性能進行了理論分析，所建立的模型都是基于能量衡算和簡單流化床模型，只能用于趨勢預測，而且也沒有實測數據的驗證。張榮克等［13］在小型流化床實驗裝置中采用電加熱的模擬取熱管，對比了不同結構取熱管的傳熱系數，在此基礎上開發了一種具有更高傳熱系數的新型釘頭取熱管［14］，但是他們并沒有對外取熱器內的氣、固流動進行詳細的研究。

筆者搭建了1套大型流化床冷模實驗裝置，在參考工業外取熱器的設計方案和設計方法的基礎上，建立了1個和工業裝置結構更為接近的外取熱器冷態實驗模型，采用和工業裝置類似的傳熱機制，系統測量了不同操作條件下外取熱器內取熱管傳熱系數的變化規律，結合對模擬外取熱器內部氣、固流動特性的研究，獲得了外取熱器的傳熱特性、流動特性及其關聯性的深入認識，為工業外取熱器的優化設計提供有益參考。

1 實驗裝置及測試方法

以工業上最常用的下流式密相外取熱器為研究對象，建立的大型冷模實驗裝置，如圖1所示。裝置主體為1個外徑0.5m、高3.0m的大型流化床。流化床床體由透明的有機玻璃材料制成，以方便觀察內部的氣、固流動現象。采用的顆粒介質為FCC平衡催化劑，平均粒徑69.4μm，堆積密度929kg／m3，顆粒密度1500kg／m3，流化氣體為壓縮空氣。

圖1 FCC裝置外取熱器實驗裝置流程圖Fig.1 Schematic diagram of the experimental unit for FCC external catalyst cooler

來自羅茨主風機的流化空氣經緩沖罐、流量計、氣體分布管后進入取熱器床層底部，以維持床內顆粒的正常流化。床面上方氣體夾帶的顆粒經旋風分離器分離后由料腿返回至床層，以維持床內催化劑藏量的穩定。參考工業裝置設計，實驗床層表觀氣速范圍設定在0.1～0.6m／s范圍。

床層底部設置9根豎直取熱管，如圖2所示。參照工業上常用的豎直翅片管結構，取熱管采用φ76mm×3mm的碳鋼管制成，總高1.2m。取熱管外壁上部和下部沿周向各焊有10條寬度為10mm、長500mm的豎直翅片（厚度2mm）。取熱管在床內的布置如圖3所示，其中8根取熱管均勻分布在直徑為334mm的圓周上，床層中心設置1根。根據測算，實驗裝置的水力學直徑和工業裝置相當。當研究密相床層傳熱時，靜床高（距離底部氣體分布器的高度）為1.45m。由于取熱管頂端距離底部氣體分布器的高度為1.3m，這樣即使在本實驗最小的操作氣速下，流化床面也可以將所有取熱管傳熱面淹沒。當研究床層高度對壁面傳熱影響時，將設置幾個較小的靜床高度，以反映床層稀相空間對傳熱不同程度的貢獻。

圖2 FCC裝置外取熱器冷模實驗模型Fig.2 Cold model figure of FCC external catalyst cooler

圖3 外取熱器中取熱管布置方式Fig.3 Arrangement of the heat exchange tubes in external catalyst cooler

為了模擬工業外取熱器傳熱過程，采用如圖4所示的設備測定取熱管壁面與床層顆粒之間的傳熱系數。該設備的主要部分是1個帶有循環水泵的恒溫水槽，在加熱元件和溫度控制器的作用下，水槽內的水溫可以穩定在室溫至100℃的范圍內。實驗中，循環水泵出口接取熱管底部入口，熱水自下而上通過取熱管，并和流化床內的冷顆粒換熱，之后冷卻水再返回水槽中。這一傳熱過程和工業外取熱器基本類似，只是熱量傳遞的方向有所不同。工業裝置中熱量從外取熱器床內顆粒傳遞至取熱管內的循環水，而本實驗中則相反，熱量自取熱管內的循環水傳遞至流化床內的冷顆粒。在忽略局部熱損失的前提下，可以根據熱量平衡式（1）測得取熱管的傳熱系數h。其中，取熱管壁溫度和床溫均采用對數平均值。

式（1）等號左側的部分代表根據取熱管入口和出口間溫差以及循環水質量流量計算所得循環水熱損失，而等號右側部分代表經由取熱管傳熱面釋放的熱量。根據流化床傳熱機理的研究［5］，本實驗條件下所測得的傳熱系數h包含了顆粒對流傳熱和氣體對流傳熱兩種機理。由于顆粒具有更大的比熱容，因此顆粒對流傳熱是控制性機理，和工業裝置中外取熱器的傳熱機制一致。

圖4 取熱管壁面傳熱系數的測定設備Fig.4 Schematic diagram of the device for determining the heat transfer coefficient of tube wall

采用Pt100型溫度傳感器進行溫度測量。其中取熱管水溫以及流化床床層溫度的測量采用帶有不銹鋼保護管、螺紋連接的普通熱電偶，而取熱管管壁溫度的測量則直接將7mm×7mm×2mm的小型塊狀熱電偶直接粘接在取熱管外壁，以提高測量的精度。為了盡可能消除與取熱管壁接觸處的熱阻，塊狀熱電偶上首先涂抹導熱性能好的硅脂，然后再用膠沿四周將熱電偶牢固地粘附在取熱管壁上。在取熱管底部、中部和頂部各設置1個測量壁溫的柱狀熱電偶，相鄰熱電偶之間的間距約0.6m。同樣，沿床層高度也設置了3個熱電偶，用于測量床層溫度，其軸向高度基本和壁溫熱電偶一致，徑向位置設置在床層中部R／2處（R為流化床筒體內徑）。由于受空間限制，本實驗中僅在沿直徑為334mm圓周分布的8根取熱管中的1根上貼有測量壁溫的片狀熱電偶。

為了揭示外取熱器內的氣、固流動特性，采用壓力變送器測量了床層的壓力分布，并通過壓降計算得到了床層截面平均密度的軸向（沿高度方向）分布。測壓管為φ8mm×1mm的不銹鋼管，測壓管安裝在外取熱器筒壁上，一端和筒內壁平齊，距離底部氣體分布器的高度如表1所示。測壓管床內一端塞有玻璃纖維，以避免床內顆粒從測壓管噴出。采用中科院過程工程研究所開發的PV-6A型光纖顆粒密度測量儀測量了床層密度的徑向分布，徑向密度測點如表2所示，具體位置已用星號標注在圖3中。

表1 壓力變送器軸向測點分布Table 1 Axial positions of the pressure transducers

表2 外取熱器床層密度徑向測點分布Table 2 Radial positions for measuring radial bed density profile in external catalyst cooler

2 結果與討論

2.1 取熱管傳熱系數的影響因素

2.1.1 床層表觀氣速的影響

實驗首先在較高的靜床高度下（H0＝1.45m）進行，這時即使在本研究所有的操作氣速范圍內，所有取熱面都可以淹沒在密相床層中。圖5顯示了幾個典型操作氣速下取熱管壁溫及床層顆粒溫度沿軸向高度的分布。可以看出，管壁溫度自下而上逐漸降低，而床層顆粒溫度也逐漸降低，但是床溫沿高度方向的變化要遠遠小于管壁溫度的變化，這是由流化床床內強烈的顆粒混合造成的。但是，床溫梯度的存在也表明床層顆粒并不能簡單視為一個全混床，和通常對流化床的理解有所不同，這可能與采用較大的床層高徑比以及取熱管的存在有關。另外，從管壁溫度的變化看，床層下部壁溫梯度較大，而上部則要顯著減小，尤其是在表觀氣速較高時。盡管在本研究中無法知道取熱管內水溫變化，但是可以間接反映出取熱管下部比上部具有更高的傳熱系數。在流化床中，由于底部分布器的存在，以及氣泡沿床層高度不斷聚并的緣故，通常床層下部氣-固接觸效果好，而上部氣-固接觸效果變差，這可能就是導致取熱管壁溫上述分布的原因。

圖5 幾個典型操作氣速下取熱管壁溫（Tw）及床層顆粒溫度（Tb）沿軸向高度（H）的分布Fig.5 Temperatures at heat exchanger tube surface（Tw）and particle in the bed（Tb）vs axial height（H）

在取熱管完全浸沒于密相床層的操作條件下，測定了不同床層表觀氣速下單根取熱管的總傳熱系數，所測的取熱管為沿圓周排布的8根取熱管（見圖3）中的1根，傳熱系數變化規律如圖6所示。可以看出，隨著表觀氣速的增大，傳熱系數呈現先增大后降低的趨勢，在u＝0.4m／s附近達到最大值。如果扣除取熱管所占的截面積，床內真實的表觀氣速應為0.51m／s，這和根據Cai等［15］提出的臨界湍動點關聯式計算所得的起始湍動速度（uc＝0.49m／s）非常接近。同樣，Stefanova等［16］在研究FCC流化床內垂直管傳熱特性時也發現了類似的規律，他們測得的傳熱系數數值范圍也和本研究基本相符，說明本研究所采用的測試方法可行。由于起始湍動速度點和傳熱系數的峰值點一致，因此在工業設計中，可以將計算所得的起始湍動速度作為外取熱器的最佳操作氣速。

圖6 表觀氣速（u）對取熱管傳熱系數（h）的影響Fig.6 Effect of superficial gas velocity（u）on heat transfer coefficient（h）of heat exchange tube

取熱管傳熱系數隨表觀氣速變化的這一趨勢可以用Mickley和Fairbanks提出的顆粒團更新理論［17］解釋。他們認為，傳熱面處的顆粒分率（即顆粒濃度）和顆粒更新頻率是影響傳熱系數的兩個主導因素。當表觀氣速較低時，雖然床層顆粒濃度較大，但由于氣泡對顆粒在傳熱面的更新作用有限，取熱面處的顆粒更新速率也較低，因此換熱效果不佳。在鼓泡床階段，隨著氣速的增大，氣泡數量不斷增多，造成顆粒在床內的混合以及在傳熱面的更新作用不斷加強，盡管床層顆粒濃度有所降低，但傳熱系數依然呈增大的趨勢。當表觀氣速達到起始湍動點時，床內氣泡破裂的趨勢呈主導作用，因此氣泡直徑變小，床層顆粒濃度快速降低，顆粒分率對傳熱面傳熱的作用逐漸起到了主導作用，因此隨著氣速增大傳熱系數呈現下降的趨勢。

2.1.2 進水溫度的影響

圖7 不同進水溫度（Tin）下取熱管傳熱系數（h）隨表觀氣速（u）的變化Fig.7 Heat transfer coefficient（h）of heat exchange tube vs superficial gas velocity（u）at different inlet water temperatures（Tin）

改變不同的進水溫度，在不同的表觀氣速下測定了取熱管壁面的傳熱系數，結果如圖7所示。可以看出，進水溫度對傳熱系數的影響較小，但隨著進水溫度的升高略有增大。這可能是因為水溫的增高導致了取熱面溫度升高，使取熱面局部氣體導熱系數增大，因此氣體對流對總傳熱系數的貢獻有所增大。

2.1.3 靜床高度的影響

通過減小靜床高度使部分取熱面暴露在稀相空間內，再測定傳熱系數隨表觀氣速變化的趨勢，可以反映出稀相空間對取熱管壁面傳熱不同程度的影響。圖8給出不同靜床高度時取熱管傳熱系數隨表觀氣速的變化。可以看出，即使在最小的操作氣速下，傳熱系數隨表觀氣速增大依然呈現先增大后減小的趨勢，這表明顆粒對流傳熱始終起著主導因素。總體上看，隨著靜床高度的降低，傳熱系數不斷下降，這一方面表明稀相空間對壁面傳熱的影響很小，另一方面也表明調節料面高度是調節外取熱器取熱負荷的一個有效手段。

圖8 不同靜床高度（H0）時取熱管傳熱系數（h）隨表觀氣速（u）的變化Fig.8 Heat transfer coefficient（h）of heat exchange tube vs superficial gas velocity（u）at different static bed heights（H0）

由于受空間限制，無法將貼片式熱電偶牢固安裝在床層中心位置的取熱管上，因此將2根取熱管串聯起來，通過測量2根取熱管總傳熱系數的方法間接反映出徑向位置對傳熱系數的影響。一種方式是將2根邊壁處的取熱管串聯在一起，所測得的傳熱系數反映了2根邊壁取熱管作用的累加；另一種方式是將中心取熱管和邊壁取熱管串聯在一起，這時測得的傳熱系數反映了1根邊壁取熱管和1根中心取熱管共同作用的結果。在實驗中，熱水首先自下而上通過1根裝有貼片式熱偶的取熱管，再自上而下流經另1根取熱管。為了測得2根串聯取熱管的平均傳熱系數，將第1根取熱管最上方熱偶測得溫度近似認為是2根串聯取熱管邊壁平均溫度，再根據床層平均溫度即可得2根串聯取熱管的平均傳熱系數。雖然這樣處理可能引入一定的誤差，但可以起到定性比較的作用，實驗結果如圖9所示。可以看出，邊壁與中心2根取熱管串聯的平均傳熱系數要大于2根邊壁取熱管串聯的傳熱系數，即中心管的取熱能力要強于邊壁管，也表明床層的流化狀況對取熱管壁面傳熱性能具有很大的影響。由于氣泡更趨于存在于壁面效應較弱的中心區域，因此位于中心位置的取熱管壁面顆粒更新速率更快，因此傳熱系數也更高。

圖9 不同徑向位置取熱管傳熱系數（h）隨表觀氣速（u）的變化Fig.9 Heat transfer coefficient（h）of heat exchange tube at different radial positions vs superficial gas velocity（u）

2.2 外取熱器內的氣、固流動特性

在不同的表觀氣速下測定了外取熱器軸向床層密度分布。圖10為外取熱器內顆粒體積分率（床層密度與顆粒密度之比）的軸向分布。總體上，在相同操作氣速下，隨著軸向高度的增大，床層密度在密相床層基本不變，到達床層料面后床層密度大幅下降，這和無內構件自由流化床床層密度變化趨勢一致。值得注意的是，當u＜0.5m／s時，在取熱管束頂端床層密度有增大的趨勢，這是由于床層內設置的9根取熱管占據了床層一定的流通面積（約23%），到達取熱管束頂部后，床層實際流通面積突然增加，致使氣體表觀氣速突然減小，床層密度因此有所升高。當u＞0.5m／s時，由于氣體對顆粒夾帶能力的不斷增強，密相床層高度有下降的趨勢，這可以從圖10看出。盡管這時稀相床層密度遠大于低氣速時稀相空間的床層密度，但是對取熱管傳熱系數的影響依然很難和密相床層相比。在u＞0.5m／s時，傳熱系數存在十分顯著的下降趨勢（見圖6），而在Stefanova等［16］的研究中，這一趨勢并沒有如此明顯，其原因可能就是由于實際密相床面下降。從實驗觀察以及圖10可以看出，在高氣速下床層料面已經非常模糊，僅憑觀察很難確定床層料面的準確位置，這也是在實驗過程中沒有將取熱管束完全浸沒在實際密相床層料面以下的原因。

圖10 不同表觀氣速下外取熱器床層顆粒體積分率沿軸向的分布Fig.10 Axial distribution of solid volume fraction in external catalyst cooler at different superficial gas velocity（u）

圖11 不同表觀氣速下外取熱器床層顆粒體積分率的徑向分布Fig.11 Radial distribution of solid volume fraction in external catalyst cooler at different superficial gas velocity（u）

圖11給出了利用光纖密度儀測得的外取熱器床層顆粒體積分率徑向分布。可以看出，總體上床層密度沿徑向均呈現“中心稀、邊壁濃”的特征，與無內構件自由流化床類似。這表明在床層中心區域有更多氣泡的存在，而在邊壁區由于床層壁面和更多取熱管壁面的存在，氣泡分率顯著降低，因此中心區域顆粒混合以及在取熱管壁面的更新活動更為強烈，這也是為什么中心取熱管具有更高傳熱系數的原因（見圖9）。在相同徑向位置處，隨著表觀氣速的增大，在床層中上部床層密度有明顯下降的趨勢（見圖11（b）），而在床層底部，床層密度隨表觀氣速的變化則不太明顯（見圖11（a））。

3 結 論

在1個接近工業規模的催化裂化外取熱器冷態模型中，采用和工業裝置類似的傳熱機制，測量了不同操作條件下外取熱器內取熱管傳熱系數及軸徑向床層密度的變化規律：

（1）取熱管傳熱系數隨表觀氣速增大呈現先增大后減小的趨勢，峰值點出現在u＝0.4m／s時，這也是外取熱器的最佳操作氣速，這一趨勢是傳熱面顆粒更新頻率和顆粒分率交替主導的結果，也和床層從鼓泡到湍動的流域轉變密切相關；在工業設計中，可以選用床層的起始湍動速度作為外取熱器的最佳操作氣速。

（2）由于中心區域氣泡和顆粒更為強烈的運動，因此中心處取熱管的傳熱系數顯著高于邊壁區域的取熱管，這和床層中心稀、邊壁濃的床層密度徑向分布相對應。

（3）改變床層高度可以作為調節外取熱器取熱負荷的一個有效手段，隨著床層高度的不斷降低，取熱管傳熱系數呈現單調下降的趨勢。

符號說明：

中國經濟正在進入新常態，明顯存在著巨大的提升原始創新能力的制度潛力和改革紅利。只要我們及早重視原始創新型人力資本的制度建設，培育越來越多的原始創新型人力資本，用越來越完善的制度激勵原始創新型人力資本從事原始創新，我們就可以極大地縮短中國科學技術與世界先進水平的差距，實現中國產業結構的升級和經濟發展模式的轉型。在20世紀初，中國科技在知識水平上與世界先進水平相比大約落后300年，而中國主要采用了西方的科技、教育方式后，在體制水平上大約僅落后50年。正是由于這個體制原因，中國把知識水平上幾百年的差距很快縮短為幾十年。

Hw——取熱管傳熱表面積，m2；

C——比熱容，J／kg；

h——傳熱系數w／（m2·K）；

H——距離分布器的高度，m；

H0——靜床高度，m；

m——水的質量流量，kg／s；

Tb——床層顆粒溫度，℃；

Tin——取熱管進水溫度，℃；

Tout——取熱管出水溫度，℃；

Tw——取熱管壁溫度，℃；

——床層顆粒平均溫度，℃；

——取熱管壁平均溫度，℃；

u——表觀氣速，m／s。

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