催化裂化再生催化劑取熱技術研究進展

姚秀穎， 盧春喜

(中國石油大學 重質油國家重點實驗室， 北京 102249)

催化裂化工藝是我國煉油工業最重要的重質油輕質化生產工藝，提供了我國80%左右的汽油、35%的柴油和約40%丙烯，是當前煉油廠的主要利潤來源之一[1-2]。催化裂化過程是一個熱量自平衡過程，即催化劑在燒焦過程中放出的熱量等于反應系統所需的熱量。然而，隨著重油或渣油催化裂化過程的發展，再生-燒焦過程放出的熱量已遠大于系統所需要的熱量。因此，為了維持系統的熱平衡，過剩的熱量必須被轉移出去[3]，否則將影響反應的轉化率和產品分布，而且，過高的溫度還會導致預提升段內催化劑的水熱失活加劇，增加催化劑的損耗。因此，降低再生催化劑溫度對于催化裂化裝置的穩定高效運行至關重要。為了降低催化劑的溫度，通常所采用的方法是在再生器內部或外部設置換熱管束，用以調節催化劑溫度，前者稱為內取熱器，后者稱為外取熱器。

內取熱技術是在再生器內部安裝冷卻盤管，給水通過盤管吸收催化劑的熱量而轉化為水蒸氣，催化劑得到冷卻[4-5]。主要包括垂直盤管式和水平盤管式2種，內取熱器投資少，結構簡單，但維修困難，若取熱管破裂只能切斷，不能在生產過程中搶修，操作調節彈性小[6]。

外取熱技術是在再生器外部設置一個單獨的設備，通過顆粒循環管線與再生器連通。外取熱器的內部通常設置有多組垂直管束，由再生器引入的高溫再生催化劑與換熱管束接觸后，將熱量傳遞給換熱管內的流體，被冷卻的催化劑再通過循環管線返回再生器。相比內取熱器，外取熱器具有取熱負荷調節靈活、操作彈性大、可靠性高且維修方便等優點，換熱元件普遍采用套管式換熱管。因為大部分催化裂化裝置的加工原料變化頻繁，取熱負荷需要進行相應的調整，所以外取熱器更具有實際應用價值。

針對不同的工藝要求，研究者們開發了可靈活調節的再生劑調溫技術。這一技術是在再生器到反應器的輸送管路上安裝取熱器，冷卻后的再生劑直接送入反應器而不是返回再生器。該技術不僅能夠平衡反-再系統的過剩熱量，而且可以在不降低反應溫度甚至提高反應溫度的條件下，實現高再生溫度、高劑/油比、高原料預熱溫度的“三高”操作，從而提高反應轉化率和摻渣比，改善產品分布。

筆者將主要概述外取熱器和再生劑調溫取熱器的分類和工作原理，重點介紹催化劑取熱器的傳熱強化技術及其研究進展，同時根據現有工業問題及相關研究對傳熱強化技術進行展望，以期為再生劑取熱技術的發展提供理論參考。

1　再生劑外取熱技術

作為一種應用較廣的取熱器形式，外取熱器根據催化劑的流動方式不同，可以分為上流式、下流式、返混式和氣控式4種[7]，各類外取熱器的流動特點如表1所示。

表1　外取熱器的特點Table 1　Characteristics of external catalyst coolers

1.1　上流式外取熱器

上流式外取熱器的結構如圖1所示。由圖1可見，高溫催化劑從底部進入外取熱器，輸送風攜帶熱催化劑自下而上經過取熱器主換熱區到達其頂部，再經頂部出口管線返回再生器的密相床或快速床的中、上部。其內部催化劑密度一般為100～200 kg/m3，屬于快速流化床。該類取熱器受熱均勻，但傳熱效率低、耗風量大，且磨損嚴重。

圖1　上流式外取熱器Fig.1　Up-flow external catalyst cooler

1.2　下流式外取熱器

下流式外取熱器的結構如圖2所示。由圖2可見，熱催化劑由上部入口進入取熱器殼體內，自上而下流動，進入密相床層，在底部流化氣體的作用下，流化狀態的催化劑顆粒在換熱管表面頻繁地進行接觸更替，熱量以對流傳熱的方式從熱顆粒傳遞給換熱管，換熱管內的水被加熱變成蒸汽將熱量帶走。經過換熱的催化劑顆粒通過下部出口流出，完成整個換熱過程。流化風自下而上穿過鼓泡床的密相區和稀相區，并夾帶少量催化劑到達取熱器頂部，經排氣管返回再生器的稀相區[8-9]。催化劑循環量和密相料面高度可分別通過催化劑出口管線和進口管線上的滑閥進行調節。在下流式外取熱器內，催化劑流動方向與氣體相反，流化狀態良好；取熱負荷調節范圍寬，能適應不同性質的原料、處理量和渣油摻煉量的要求；單動滑閥的設計使再生系統的操作溫度可以靈活、有效地調節；取熱管浸沒于密相流化床層內，傳熱性能好；較低的催化劑流動速度使取熱器床層受到的沖擊小，設備磨損小，運行時間較長，操作平穩性較高。

圖2　下流式外取熱器Fig.2　Down-flow external catalyst cooler

1.3　返混式外取熱器

返混式外取熱器的結構如圖3所示。由圖3可見，再生器內熱催化劑通過其底部或下部的連通管進入下方的外取熱器內，輸送風的作用是確保床層處于流化狀態，并夾帶冷卻的催化劑經同一連通管返回再生器的密相區，或者大部分流化風經過取熱器頂部隔板與大量冷催化劑分開后通過另一根排氣管去再生器稀相區[10-11]，在外取熱器內顆粒通過返混運動實現熱量的交換。返混式外取熱器與再生器連成一體，這樣就取消了帶襯里的高溫催化劑管道及昂貴的滑閥，造價低廉，結構緊湊，運行可靠。其主要不足是冷、熱催化劑在其上部的同一個連通口進出，這將導致相當部分的熱催化劑尚未與取熱管進行充分接觸就返回了再生器，而另一部分冷卻后的催化劑在外取熱器內停留時間過長，導致平均傳熱強度降低，從而影響傳熱效果。在返混式外取熱器中，催化劑的循環速率和傳熱系數均受流化風的影響，因此取熱負荷調節范圍較小，適應性較差。

圖3　返混式外取熱器Fig.3　Back-mixing catalyst external cooler

1.4　氣控式外取熱器

氣控式外取熱器包括氣控內循環和氣控外循環2種型式。以氣控內循環式外取熱器為例，熱催化劑通過再生器底部的連通管進入取熱器內部，密相床層內設有開口向下的提升管，冷卻后的催化劑經提升管返回到再生器密相床。通過調節提升風量來控制外取熱器內催化劑的循環量和熱負荷，取熱效果要優于返混式，催化劑循環量和熱負荷主要靠改變提升管空氣量來調節。圖4為氣控內循環式外取熱器。由圖4可知，與一般上流式或下流式外取熱器相比，它的優點在于節省了帶隔熱耐磨襯里的熱催化劑管道、膨脹節以及昂貴的單動滑閥；冷卻后的催化劑能及時返回再生器中，排除了取熱器底部的低溫區域；采用帶翅片管束，可大幅提高傳熱效果[12]。雖然該外取熱器的結構型式簡單，但是由于催化劑的抽出口和返回口同為一個開口，使得進的熱催化劑與出的冷催化劑返混嚴重，溫差小，從而降低了外取熱器的取熱效率，而且催化劑的循環量一般不易穩定調節[13]。

圖4　氣控內循環式外取熱器Fig.4　Air-controlled external catalyst cooler

2　再生劑調溫技術

對于上述外取熱器而言，它們均安裝于再生器底部，承接從再生器輸出的部分熱催化劑，進入取熱器的熱催化劑經過冷卻后，均返回再生器中，使再生器的溫度降低。由于再生器往往具有很大的藏量，為了維持再生效果，需要保持一定的再生溫度。如果取熱器的取熱負荷過低，再生劑降溫幅度將十分有限，導致劑/油比難以大幅度提高；如果取熱器的取熱負荷過大，則會導致再生溫度降低，進而造成燒焦速率和燒焦效率的降低。因此，研究者們通過將取熱器安裝在再生器到反應器的輸送管路上開發出了可靈活調節的再生劑調溫技術，這一技術是將冷卻后的再生劑直接送入反應器而不是返回再生器。在反應器中，由于再生劑溫度相對較低，為了維持反應溫度不變，就需要提高劑/油比和原料預熱溫度，從而提高油劑接觸效率，改善原料霧化和汽化效果，抑制熱裂化反應。因此，該技術不僅平衡了反-再系統的過剩熱量，而且可以在不降低反應溫度甚至提高反應溫度的條件下，實現高再生溫度、高劑/油比、高原料預熱溫度的“三高”操作，從而提高轉化率，提高摻渣比，改善產品分布。

如圖5所示，趙學波等[14]公開了一種在再生劑輸送管路上進行取熱的方法，即在再生斜管上安裝取熱設備，冷卻后的再生劑直接送入反應器。但這種在線催化劑冷卻器取熱負荷調節彈性較小，在原料性質和產品需求變化較大的情況下，該取熱器需要較長時間的調整來調節自身的取熱量，應變能力差，可靠性不高，劑/油比不能成為自主變量。如圖6 所示，趙學波等[15]公開了另一種再生劑冷卻方法，經取熱器冷卻后的低溫催化劑分為兩部分：一部分經頂部出口管線返回再生器密相段；另一部分用提升風輸送至再生劑管線中，與來自再生器的高溫再生劑混合，降低進入反應系統的催化劑溫度。此方法過于復雜，在保證取熱器床層顆粒正常流化的同時，還需要大量的輸送風將部分冷卻后的催化劑輸送到再生管路中，主風利用率較低，能耗及運行成本較高。

圖5　再生劑調溫方法[14]Fig.5　A method of adjusting temperature ofregenerated catalyst[14]

圖6　再生劑冷卻方法[15]Fig.6　A method of decreasing temperature ofregenerated catalyst[15]

郝希仁等[16]公開了一種催化裂化裝置的再生催化劑調溫設備，如圖7所示，其主要特征為在再生器密相床的下方設置催化劑降溫器，再生器密相床通過設置在其下部的催化劑抽出斗與催化劑降溫器相連通，降溫后的催化劑直接進入反應器的預提升段，無需返回再生器。本發明的提出是為了解決現有催化裂化裝置劑/油比無法根據實際要求靈活提高，或劑/油比可調節但存在結構復雜的問題。吳雷等[17]提出了一種組合式再生劑冷卻技術，反應器為提升管反應器，再生器為燒焦罐+床層的燒焦模型。其中一路高溫再生劑自再生器第二密相床流出直接進入提升管反應器下部；另一路高溫再生催化劑自再生器流出進入2個外取熱器，外取熱器1是承擔常規外取熱器和再生劑冷卻器雙重任務的組合式取熱器，外取熱器2為常規再生器外取熱器。組合式外取熱器1取熱后的冷卻催化劑一部分經外取熱下滑閥返回再生器下部的燒焦罐，承擔常規的再生器取熱任務；另一部分催化劑則經過再生劑冷卻斜管滑閥進入提升管下部，在特殊設計的冷-熱催化劑混合器中與直接來自再生器的高溫再生劑混合，參與反應。反應所需的催化劑活性中心和所需熱量，由此兩部分催化劑共同提供。采用高溫再生劑經取熱器冷卻后進入反應器，可降低混合后的再生劑溫度，從而提高反應劑/油比。該技術主要適用于加工重質原料、重油轉化深度不夠的裝置。如圖8所示，李群柱等[18]提出了一種冷再生催化劑的循環方法及裝置，其特征為烴類運料在提升管反應器與催化劑接觸反應，反應物流進入沉降器進行催化劑與油氣的分離，分離出的待生催化劑經汽提段汽提后進入再生器燒焦再生，再生后的催化劑經冷卻后返回提升管反應器循環使用。該方法應用廣泛，可用于重油催化裂化、渣油催化裂化、汽油催化轉化改質等過程。

圖7　再生催化劑冷卻器[16]Fig.7　Regenerated catalyst cooler[16]

圖8　冷再生催化劑循環方法[18]Fig.8　Method circulating the cool regenerated catalyst[18]

張永民等[19-20]公開了2種再生煙氣汽提器，將煙氣汽提和再生劑調溫兩項功能相結合，不僅使再生劑盡可能地脫除其所夾帶的煙氣，而且還可以降低外取熱器的取熱負荷。牛風賓等[21]也公開了一種再生催化劑的冷卻和汽提設備，用于解決現有設備所存在的水蒸氣耗量較高、取熱量和再生催化劑溫度的調節范圍較小等問題。由于這種組合裝置內部均設有汽提擋板和換熱管束等多種內構件，所以結構過于復雜，實施難度較大。張永民等[22]和石寶珍[23]分別提出了再生催化劑調溫和汽提的耦合設備，但與上述3項專利不同的是，他們均將催化劑冷卻器和汽提器串聯設置，在調溫段下部耦合了流通面積較小的汽提段。因此，可以不用或僅用少量汽提蒸汽就可實現煙氣脫除的功能，最大限度地抑制了再生劑在蒸汽氣氛下的失活效應。同時，通過設置再生劑循環管路，可使再生劑經調溫、脫除煙氣后直接進入到提升管反應器，這樣不僅可顯著提高催化裂化裝置的劑/油比、再生溫度和原料預熱溫度，有利于產品分布的改善，而且可兼具煙氣脫除的功能，降低富氣壓縮機的負荷和裝置的能耗。

圖9　煙氣汽提器[19]Fig.9　Flue gas stripper[19]

圖10　再生劑調溫和汽提耦合設備[22]Fig.10　Equipment coupling the catalyst cooler to stripper[22]

3　傳熱強化技術及其研究進展

雖然外取熱器已被廣泛應用于工業過程，但是其長周期安全運行仍面臨諸多問題，例如取熱負荷偏低、催化劑循環不穩定和傳熱管破裂等[24-26]。因此，必須采用傳熱強化技術，針對這些不利因素對外取熱器的傳熱機理與設計優化進行深入剖析。圖11為由熱催化劑顆粒到換熱管內部水的總傳熱過程示意圖。由圖11可見，在外取熱器內部，氣體和催化劑顆粒在流化氣體的作用下呈流化狀態而與傳熱表面頻繁地接觸，熱量以對流傳熱的方式從熱顆粒傳遞給傳熱管，進一步通過導熱的方式將熱量傳遞給管內的飽和水，飽和水被加熱變成飽和蒸汽，帶走熱量。在整個傳熱過程中，總傳熱系數K(W/(m2·K))可表示為[24]：

(1)

圖11　由熱催化劑顆粒到換熱管內部水的總傳熱過程示意圖Fig.11　Schematic diagram of total heat transfer process fromhot catalysts to water in the heat tubeTb—Temperature of bed, K; Tw—Temperature of tube wall, K;Tf—Temperature of fluid in the tube, K; q—Cooling capacity, W;Φ—Heat transfer capacity from outside of tube to its inside, W；δ—Wall thickness of heat exchanger tube, m

式中，ho為管外催化劑對管壁的傳熱系數，W/(m2·K)；hi為管內飽和蒸汽對管壁的傳熱系數，W/(m2·K)；λ/δ為管壁傳熱系數，W/(m2·K)，其中δ為管壁厚，m，λ為換熱管導熱系數，W/(m·K)。管內包括飽和水的對流傳熱和水的沸騰傳熱兩部分，hi根據循環倍率的不同有所差異，一般在10000 W/(m2·K)左右。根據工業裝置的標定，ho的值一般在400～500 W/(m2·K)之間，而δ/λ的值大致為3000 W/(m2·K)。因此，管外顆粒與傳熱管之間的傳熱熱阻為控制性熱阻，傳熱性能的增強直接與顆粒在換熱管表面的流動狀態相關。根據外取熱器取熱負荷(q，W)的計算公式(式(2))，可以看出，傳熱強化主要通過增大傳熱系數ho、傳熱面積Aw(m2)以及床層與傳熱管壁面之間的溫差(Tb—Tw)(其中，Tb為床層溫度，Tw為管壁溫度，單位均為K)3類方法來實現。

q=hoAw(Tb-Tw)

(2)

3.1　強化傳熱溫差

工業生產過程中，增加顆粒循環量可以提高外取熱器的出口溫度，從而增大傳熱平均溫差。對于設置滑閥的外取熱器，可通過調節下滑閥開度來控制催化劑循環量，滑閥開度增大，取熱量增大[24]。若整個外取熱器沒有設置滑閥，則僅可依靠外取熱器筒體的流化風和返回管的提升風進行催化劑循環量的調節，通過高溫催化劑、煙氣流化產出中壓飽和汽，用以調節再生器內的多余熱量[27]。

3.2　強化傳熱面積

傳熱面積的增加主要是通過在換熱管表面增加翅片、釘頭棒等內構件。增加這些內構件不僅能夠增大換熱面積而且還能夠有效減小氣泡直徑，增大流化介質與換熱面的接觸效率，從而提高傳熱效率[28-29]。中國石化工程建設公司在對外取熱器傳熱過程分析和密相催化劑小型傳熱實驗的基礎上，開發了新型釘頭管外取熱器[30]。圖12為換熱管結構對傳熱系數的影響。由圖12可知，在密相流化狀態下，釘頭管的傳熱系數要比光管大60%～80%，比縱向翅片管的傳熱系數大40%以上，且釘頭管的最佳操作氣速為0.3～0.4 m/s，催化劑的最佳操作密度為250～350 kg/m3[31]。

然而，如果翅片或釘頭設計不當，不僅會限制顆粒的徑向混合還會降低顆粒與壁面間的接觸效率，擴大壁面效應[32]。為了解決現有套管式翅片管的翅片兩端和膨脹縫U形槽的底部易產生裂紋的問題，顧月章等[33]公開了一種翅片管，該種管由基管和設于基管外表面上、與基管的外表面相垂直并縱向設置的翅片組成。翅片為通長翅片，兩端為低翅片，高度為18～24 mm，中間部分為高翅片，高度為28～30 mm。相鄰2個翅片的兩端在基管的軸向上錯開布置。

圖12　換熱管結構對傳熱系數的影響[31]Fig.12　Effect of heat tube structure on heattransfer coefficient[31]

同時，王春峰等[34]通過對換熱管進行實用性分析發現，光管加肋片后，傳熱面積增大，傳熱性能有所改善，傳熱系數提高了一倍，可以節約大量的換熱面積(如圖13所示)。但是，由于肋片和釘頭與外管的聯結處焊接的焊縫聯結處理較困難，熱應力的存在經常導致換熱管失常開裂[25,35]，為裝置的長周期運行埋下了安全的隱患。因此，用光管安全性高些，但傳熱系數相對較低，相同的傳熱量需要更大的換熱面積。他們提出減小管徑，增加換熱管道的數量，可以在取熱器外徑不變的情況下增大換熱面積。因此，認為小管徑光管的綜合性能要優于肋片管。

圖13　換熱管結構對傳熱系數的影響[34]Fig.13　Effect of heat tube structure on heattransfer coefficient[34]

3.3　強化傳熱系數

傳熱系數與床層動力學和顆粒混合特性直接相關，這些因素包括表觀氣速的選擇、傳熱管的結構和布置方式、氣體分布器的設計等。Stefanova等[36-37]在FCC顆粒流化床內進行實驗發現，隨著表觀氣速的增大，床層與垂直傳熱管之間的傳熱系數先增大后減小，傳熱系數最大值出現在由鼓泡到湍動流態化域的湍流過渡點。然而，傳熱系數的峰值并不會出現在所有的流態化系統中。Hilal和Gunn[38]在一個直徑為290 mm的Geldart B類顆粒流化床的測量結果表明，傳熱系數隨著表觀氣速的增大先逐漸增大，然后保持一個恒定值不變。

Di Natale等[39]通過實驗發現，空氣動力學形狀越好的內浸面，傳熱效果越好。李忠遠等[40]認為，流化床的內部構件對改善床層的流化狀態具有非常重要的作用。在外取熱器內，垂直換熱管作為縱向構件，雖然能夠在一定程度上改善流化床的氣-固相傳質、傳熱效果。但是，在促進氣-固相接觸方面，橫向構件(如多孔板、篩網、斜片導向擋板、傾斜波紋擋板等)比垂直管束更有效。根據現有固定內構件存在的不足，李忠遠等[40]建議對現有內構件進行改進，使之成為附著在垂直管束上的，能隨床內氣流擺動的橫向構件，以改善傳質、傳熱效果。

雖然傳熱系數受到多種因素的影響，但是當外取熱器的幾何結構固定后，傳熱系數僅可通過改變操作條件進行調節。在不同的操作條件下，顆粒在流化床近壁區的運動狀態直接影響著顆粒與壁面間的傳熱[41]。顆粒團更新理論[42]認為，換熱管表面的傳熱系數受到顆粒團在換熱管表面的平均停留時間和顆粒團分率的共同影響。Lu等[43]通過假設氣泡與表面接觸的時間分率等于氣泡在床內體積分數的方法，估算了表面與乳化相的接觸時間。該接觸時間為乳化相的平均停留時間而非實際停留時間，且與接觸點的乳化相分率和氣泡頻率相關。Molerus等[44]則通過顆粒運動的概率分析預測了顆粒與壁面的接觸時間。Zarghami等[45]通過考慮氣泡和顆粒團對壁面的作用，建立了顆粒平均停留時間的計算模型。該模型的計算結果表明，在湍流床內，顆粒平均停留時間隨著氣速的增大，先增大再減小，在湍流點氣速處，顆粒的平均停留時間最小，這與傳熱系數隨表觀氣速的變化趨勢相一致[36-37]。

盧春喜等[45]根據顆粒團更新理論，通過綜合分析工業過程中常用的上流式和下流式外取熱器內氣-固兩相與換熱管之間的作用機制，借鑒氣-固環流流化床的設計理念，開發了一種能夠有效提高傳熱系數和操作彈性的新型環流床外取熱器[46-47]。如圖14[47]所示，該取熱器底部設置有2個獨立的氣體分布器，處于中心位置的內環分布器用于流化中心區域的顆粒，處于近壁區的外環分布器用于流化近壁區的顆粒。傳熱管束作為擬導流筒用于分隔向上和向下運動的流化顆粒。當內環表觀氣速大于外環時，在中心區域的顆粒向上運動，呈上流式外取熱器的流動狀態，在近壁區的顆粒向下運動，呈下流式外取熱器的流動狀態，2個區域的密度差促進顆粒圍繞著傳熱管進行內循環運動，這樣就增加了顆粒在傳熱表面的更新頻率，有利于熱量傳遞。該外取熱器結構簡單、傳熱效率高、調節靈活，還可用于催化裂化再生劑調溫技術[22]。

圖14　新型環流外取熱器[47]Fig.14　New annual external catalyst cooler[47]

圖15　大型冷模實驗中兩種流化床傳熱系數的比較[49]Fig.15　Comparison of heat transfer coefficients intwo catalyst coolers for big cold model[49]

大型冷模實驗結果表明[48-50]，隨著內環氣速的增加，新型環流床取熱器內傳熱系數先增大再減小；隨著外環氣速的增加，傳熱系數逐漸增大。在最優操作條件下，相比自由床取熱器，新型環流床取熱器的傳熱系數最大可提高約20%，而且環流床取熱器內較少主風用量即可達到與自由床取熱器相同的取熱負荷，操作彈性也較高。該實驗裝置與工業FCC外取熱器具有相同結構和水力學直徑，傳熱管采用翅片管的形式，其內部通入熱水以使整根傳熱管成為熱源，通過測量傳熱管進出口的溫差、管壁和床內的溫差確定床內總傳熱系數。在自由床取熱器內，傳熱管的表面溫度隨著軸向高度的增加而減小；而在環流床取熱器內，傳熱管的中間位置存在一個溫度的最低點，而且溫度最低點的位置會隨著表觀氣速的增加而增高。因此，推測在環流床內存在傳熱強化高度，這個高度為傳熱管表面溫度最低點與氣體分布器之間的距離。

為了進一步證實傳熱強化高度的存在，明確這一高度范圍內傳熱系數的分布特征以及傳熱強化機理，Yao等[47,51]建立了一套小型機理性實驗裝置，以深入探究傳熱強化的主導因素，以及傳熱強化機理和傳熱管表面的顆粒團流動規律。如圖16[47]所示，自由床內，傳熱系數沿軸向分布非常均勻，不存在軸向梯度；而環流床的傳熱系數則存在很明顯的軸向梯度分布。在床層下部區域，環流床的傳熱系數明顯大于自由床的傳熱系數，最大增幅出現在床層底部區域，隨著軸向高度的增加，增幅逐漸減小。在床層上部區域，環流床的傳熱強化作用較小，即使在最大傳熱系數出現的操作條件下，傳熱系數的增加也不是很明顯。這充分證實了環流床內傳熱強化高度的存在。

圖16　徑向平均傳熱系數的軸向分布[47]Fig.16　Axial profiles of radial average heattransfer coefficients[47] Base catalyst cooler Annular catalyst cooler (u2=0.015 m/s) Annular catalyst cooler (u2=0.045 m/s)

圖17[47]和圖18[47]分別給出了局部區域傳熱系數和顆粒團參數隨表觀氣速的變化。由圖17可見，兩種流化床取熱器的傳熱系數均隨表觀氣速的增大而增大。與自由床相比，環流床內傳熱系數的增量隨著表觀氣速的增大而逐漸增大，而且，增大外環氣速會使傳熱系數進一步增大。如圖18所示，顆粒團分率和平均停留時間均隨表觀氣速的增大而減小，環流床取熱器的顆粒團分率較自由床取熱器的要大，而顆粒團平均停留時間則小于自由床取熱器的(除了u=0.1 m/s的情況)。顆粒團更新模型[43]表明，顆粒團分率越大，平均停留時間越小，床層與壁面之間的傳熱系數就越高。因此，在環流床內傳熱系數得到提高受顆粒團分率增大和平均停留時間減小的共同作用。

圖17　表觀氣速對傳熱系數的影響[47]Fig.17　Effect of superficial gas velocity onheat transfer coefficient[47]

在工業生產過程中，中國石化洛陽分公司Ⅱ套催化裂化裝置出現了外取熱系統難流化、難建立循環、且無法靈活調整外取熱器產汽量等問題。王明東等[27,52]通過分析認為，引起上述問題的外取熱器關鍵部件是流化風環，其直接決定了外取熱器的取熱工況。因此，對外取熱器內的流化風環進行了結構改造，如圖19所示，改造后流化風環增加了一排斜向下的噴嘴。實際應用結果表明，改造后的外取熱器循環流化和產汽均較之前有大幅度改善，為生產優化提供了保障。

4　結論與展望

作為催化裂化過程熱平衡的有效調節手段，再生催化劑取熱技術在實際生產過程中顯得尤為重要。隨著重油或渣油加工深度和難度的不斷提高，再生劑取熱技術分別發展了內取熱技術、外取熱技術和再生劑調溫技術。雖然該技術已經廣泛應用于催化裂化過程中，但在實際生產中還會出現各種問題。筆者分別從傳熱溫差、傳熱面積和傳熱系數三方面綜述了傳熱強化技術的發展，并介紹了相應的研究和工業應用進展。根據顆粒團更新傳熱機理，闡述了傳熱強化過程的作用機制。

圖18　表觀氣速對顆粒團參數的影響[47]Fig.18　Effect of superficial gas velocity on packet parameters[47](a) Packet fraction; (b) Mean packet residence time

圖19　外取熱器流化風環改造前后對比[27]Fig.19　Comparison between the original distributorstructure and the engineered one[27]

為了提高再生劑取熱技術的可靠性和安全運行周期，再生劑取熱技術還需針對以下幾方面問題展開研究：

(1)催化劑流化不均勻：在高溫催化劑入口處，取熱管熱負荷易出現偏差，產生管子局部過熱、鼓脹開裂等問題；外取熱器突然死床、難以流化，易導致外取熱器出現“半涼半熱”的狀態，而且死床還會導致筒體內堆積了大量的催化劑，難以實現完全的流化。

(2)催化劑循環不佳：催化劑返回管線堵塞，取熱效率降低，導致再生器溫度超高，威脅裝置安全、穩定和長周期運行。

(3)取熱管束破壞：取熱管易出現焊接接頭開裂、磨損、沖蝕、蠕變、斷水、干燒等問題，導致外取熱器無法正常運行。

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