李建濤,姚秀穎,劉璐,盧春喜
(中國石油大學(北京)重質(zhì)油國家重點實驗室,北京102249)
流化催化裂化(FCC)是煉油工業(yè)中重要的二次加工過程,其能將附加值較低的重油或渣油轉(zhuǎn)化為附加值較高的汽油和烯烴等產(chǎn)品[1-2]。同時,F(xiàn)CC 是一個熱自平衡過程,即催化劑再生過程中產(chǎn)生的熱量等于反應(yīng)系統(tǒng)所需的熱量。然而,當處理較重的原料油時,催化劑再生時會釋放過剩的熱量[3-4]。為了保持反應(yīng)-再生系統(tǒng)的熱量平衡,就必須去除多余的熱量[5-7],否則,催化劑的選擇性和產(chǎn)品的分布及收率都會受到影響。工業(yè)過程中通常采用外取熱器取走這部分多余的熱量[8-9]。隨著催化裂化技術(shù)的發(fā)展,外取熱器已發(fā)展形成多種形式,按照流動方式可分為下流式、上流式、返混式和氣控式等[10],其中,由于取熱負荷較高,且易于調(diào)節(jié),下流式外取熱器已獲得較為廣泛的應(yīng)用[11-12]。
在下流式外取熱器內(nèi),熱催化劑通過上部入口流入,在流化風的作用下,處于流化狀態(tài)的熱顆粒與其內(nèi)部的換熱管進行換熱,冷卻后的催化劑由底部出口流出。本質(zhì)上來說,外取熱器為帶有若干垂直換熱管的氣固流化床。流化床和浸沒表面的換熱過程主要受物性參數(shù)、幾何參數(shù)和操作參數(shù)的影響。通過數(shù)值模擬和實驗研究,Yusuf等[13]發(fā)現(xiàn)增大顆粒直徑會增加換熱表面的氣膜阻力,不利于換熱。Chen 等[14]和Hilal 等[15]測量了不同粒徑顆粒流化床與換熱表面的傳熱系數(shù),結(jié)果表明粒徑越小,傳熱系數(shù)越大。Abid等[16]研究了管束傾斜角度對流化床換熱的影響,發(fā)現(xiàn)當管束方向與流體流動方向呈10°~15°時,流化床和管束的換熱效率最高。Hofer 等[17]對單根換熱管和多根換熱管的換熱過程進行了對比實驗,發(fā)現(xiàn)單根換熱管的傳熱系數(shù)更大。Kim 等[18]研究了不同操作壓力下,流化床和水平管束的換熱,結(jié)果表明平均傳熱系數(shù)隨著操作壓力的增加而有所增大。然而,這些研究主要集中在Geldert B 類顆粒流化床的換熱研究,對于Geldert A類顆粒流化床換熱的研究相對較少。
Lechner 等[19]、Yao 等[20]和 Stefanova 等[21]對Geldert A 類顆粒流化床的換熱進行了研究。Lechner 等[19]以管束無量綱幾何參數(shù)為基礎(chǔ),提出管束衰減系數(shù),將管束和流化床的傳熱系數(shù)進行了修正。Yao 等[20]提出了雙氣體分布器的設(shè)計,通過控制不同氣體分布器的氣體流量,促進顆粒內(nèi)循環(huán)運行的形成,以強化流化床和換熱管束的換熱過程。Stefanova 等[21]發(fā)現(xiàn)隨著床層表觀氣速增加,傳熱系數(shù)逐漸增加,當流化床變?yōu)橥牧鞔擦餍秃?,傳熱系?shù)基本不再改變。上述研究主要集中在對換熱特性的研究,而對床層內(nèi)的流動特性研究及兩者的關(guān)聯(lián)研究較少。Yao 等[22]基于顆粒團更新理論[23],對Geldert A 類顆粒鼓泡流化床的流動特性和換熱特性進行了關(guān)聯(lián)。但是,上述研究均沒有考慮催化劑的外部循環(huán)對換熱和流動的影響。因此,本實驗著重考察了Geldert A 類顆粒、帶有催化劑外部循環(huán)的流化床與換熱管的換熱過程,對其流動和換熱特性進行了系統(tǒng)地分析與關(guān)聯(lián),以期能為外取熱器的優(yōu)化設(shè)計和工業(yè)調(diào)控提供理論參考。
以工業(yè)下流式外取熱器為基礎(chǔ),設(shè)計一套大型冷模實驗裝置,主要包含提升管、再生器和外取熱器。本研究主要考察外取熱器內(nèi)氣固流動及傳熱過程。冷催化劑在再生器內(nèi)流化后,經(jīng)上部入口管路進入外取熱器,與外取熱器內(nèi)被加熱的換熱管進行換熱后,從外取熱器底部出口管路流出。催化劑的質(zhì)量流率和藏量通過入口和出口管路上蝶閥開度來控制。在外取熱器內(nèi),流化氣體通過底部的氣體分布器進入,在對顆粒進行流化后,夾帶有部分顆粒的氣體通過其上部返回管進入再生器,與再生器內(nèi)的稀相一起通過旋風分離器,使夾帶的顆粒被收集回再生器,以保證裝置物料守恒。外取熱器內(nèi),換熱過程所需熱量由換熱管內(nèi)熱水提供,水經(jīng)過加熱器加熱后,由換熱管底部進入,頂部排出,完成換熱后返回加熱器,保證熱量的連續(xù)供應(yīng)。換熱管外徑為0.076 m,厚度為0.004 m,長度為4.4 m。一組(10 條)翅片沿換熱管周向等間距焊接,翅片長度為0.83 m,高度為0.01 m,厚度為0.002 m。沿軸向共布置了4 組翅片,相鄰翅片軸向間距為0.15 m。在取熱器內(nèi),換熱管布置方式如圖2所示。
流化顆粒采用FCC 平衡催化劑,顆粒的平均粒徑為69.4 μm,堆積密度為856.9 kg/m3,提升管、再生器和外取熱器內(nèi)主風及松動風全部采用常溫常壓空氣。外取熱器內(nèi)靜床高度為2.0 m,表觀氣速為0.1~0.5 m/s,催化劑質(zhì)量流率為5.6~40.8 kg/(m2·s)。
圖1 實驗裝置流程Fig.1 Schematic diagram of experimental devices
圖2 測點布置Fig.2 Schematic diagram of measure point
1.2.1 換熱特性表征 外取熱器內(nèi)換熱實驗所需的熱量由換熱管內(nèi)的熱水提供,為了得到外取熱器的換熱負荷,采用2個德國賀利氏Pt100旋鈕式熱敏電阻,對換熱管內(nèi)的水溫進行了測量。在外取熱器換熱負荷已知的情況下,還需要對換熱表面的溫度和床層溫度進行采集,從而計算得到對流傳熱系數(shù)h。因此,在換熱管表面等距安裝了9個Pt-100貼片式熱敏電阻來測量不同軸向位置的壁面溫度(Tw);在床層內(nèi)布置了3根自主設(shè)計的桿狀多點溫度傳感器來測量不同軸、徑向位置的床層溫度(Tb),每根桿狀多點溫度傳感器可同時測量5 個徑向位置的溫度。溫度測點的軸、徑向布置如圖2 所示。床層和換熱管表面的瞬時對流傳熱系數(shù)可由式(1)計算。
1.2.2 氣固流動特性表征 為了表征床層與管壁間傳熱與氣固流動之間的關(guān)系,實驗過程中同步采集流化床內(nèi)氣固流動特性,主要表征參數(shù)為換熱管附近的局部固含率εs和局部氣泡頻率fb。為了避免氣體射流和顆粒彈濺的影響,在床層中部,即軸向高度H=1.3 m 的截面,采用中國科學院過程工程研究所研制的PV-6M 型顆粒濃度測量儀和與之相連的光纖探針對流化床內(nèi)氣固流動特性進行表征。光源通過探針內(nèi)的光導纖維引入到探針前端的測量區(qū)域,測量區(qū)域物料的反射光再傳回到光纖束尾端的光電檢測器,將光信號轉(zhuǎn)換成電壓信號。測量區(qū)域固含率εs越大,反射回來的光相對越強,此時得到的壓力信號值越大,電壓值U與固含率εs的對應(yīng)關(guān)系如式(3)所示
在外取熱器的密相區(qū)內(nèi),光纖測量的典型電壓信號如圖3所示,當氣泡處于光纖探頭測量端時,電壓值會突然降低,氣泡流過后,乳化相包圍探針測量端,電壓值再次升高到較高水平。因此,可以通過定義臨界電壓值Uc來區(qū)分氣泡相和乳化相,根據(jù)Yao等[24]的方法,確定Uc=3.98 V。氣泡頻率fb可由式(4)計算。
圖3 典型的瞬時電壓信號和兩相結(jié)構(gòu)Fig.3 Typical measured instantaneous signals and two-phase flow structure
圖4 瞬時傳熱系數(shù)的波動特性Fig.4 Fluctuations of instantaneous heat transfer coefficient
如圖4 所示,瞬時傳熱系數(shù)h存在兩種波動特性,分別為高頻低幅特性和低頻高幅特性。流化床內(nèi)固體顆粒在流化風的作用下,具有流體的性質(zhì),但是很難實現(xiàn)散式流態(tài)化,因此,顆粒不均勻地分布于流化床內(nèi),形成聚式流態(tài)化。這種不均勻流動會導致床層中復(fù)雜的氣固相互作用,顆粒呈現(xiàn)出高頻的隨機運動,類似于一種混沌行為,因此表現(xiàn)為傳熱系數(shù)在時間序列內(nèi)呈現(xiàn)高頻低幅波動。從瞬時傳熱系數(shù)的低頻高幅波動特性來看,其波動周期在25 s左右,振幅在15 W/(m2·K)左右。
圖5 瞬時傳熱系數(shù)信號的功率譜密度Fig.5 Power spectral density of instantaneous heat transfer coefficient
圖6 瞬時固含率的波動特性Fig.6 Fluctuations of instantaneous solid holdup
如圖5 所示,對瞬時傳熱系數(shù)h的信號進行功率譜分析,發(fā)現(xiàn)其主頻在0.04 Hz 左右,對應(yīng)的周期為25 s,表明這種長周期性波動在瞬時傳熱系數(shù)的波動中占據(jù)主導作用。因此,通過分析對應(yīng)時刻內(nèi)瞬時流動參數(shù)來探究瞬時傳熱系數(shù)長周期波動的影響因子,有利于深入理解床層與管壁間的換熱過程及其與氣固流動之間的耦合關(guān)系。圖6給出了換熱管附近局部固含率εs隨時間的變化曲線,對其信號低通濾波平滑處理后,表現(xiàn)出低頻高幅的波動規(guī)律(圖6 中實線),平均波動周期為25 s 左右。局部瞬時固含率和瞬時傳熱系數(shù)的波動周期均為25 s左右,同時,對比圖5 和圖7 可以發(fā)現(xiàn),瞬時傳熱系數(shù)h和固含率信號的主頻相同,均為0.04 Hz,表明床層與換熱管表面的換熱過程與局部區(qū)域的固含率直接相關(guān)。Burki 等[25]通過研究豎直壁面和流化床間換熱發(fā)現(xiàn),豎直壁面上的局部傳熱系數(shù)在一定特征長度Lc內(nèi)會隨著傳熱面向下而減小,這一特征長度Lc=0.3~0.5 m。利用本實驗的固體質(zhì)量流率對顆粒循環(huán)的平均速度進行估算,up=Gs/ρb,求得顆粒通過這一特征長度所需時間t=25.4~42.3 s,對應(yīng)的頻率為0.024~0.039 Hz。因此,認為傳熱系數(shù)的這種主頻為0.04 Hz 的周期性波動與顆粒的外部循環(huán)相關(guān)。
圖7 固含率信號的功率譜密度Fig.7 Power spectral density of instantaneous solid holdup
2.2.1 時均換熱特性 圖8給出了兩種典型顆粒質(zhì)量流率下,外取熱器內(nèi)傳熱系數(shù)隨表觀氣速ug的變化曲線。當催化劑的質(zhì)量流率較小(Gs=11.3 kg/(m2·s))時,隨著表觀氣速的增加,時均傳熱系數(shù)-h呈現(xiàn)先增加后緩慢降低的趨勢,在表觀氣速ug=0.4 m/s左右時,時均對流傳熱系數(shù)到達最大值。根據(jù)Cai 等[26-27]的經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式,計算得到本實驗的起始湍流速度uc=0.40 m/s。因此,當外取熱器處于鼓泡床流型時,表觀氣速的增加有利于換熱過程;而當處于湍流床流型時,進一步增加表觀氣速,并不利于流化床與換熱管間換熱。當催化劑的質(zhì)量流率較大(Gs=35.9 kg/(m2·s))時,隨著表觀氣速的增加,時均對流傳熱系數(shù)逐漸增大,當表觀氣速大于uc時,傳熱系數(shù)隨表觀氣速的增加繼續(xù)增大。因此,在不同的催化劑質(zhì)量流率下,表觀氣速對流化床與管壁間換熱過程的影響規(guī)律是不同的。
圖8 表觀氣速對時均傳熱系數(shù)的影響Fig.8 Effect of superficial gas velocity on time average heat transfer coefficient
圖9(a)、(b)分別給出了外取熱器處于鼓泡床和湍流床流型下,時均傳熱系數(shù)隨表觀氣速的變化曲線。當處于鼓泡床流型(ug=0.1~0.3 m/s)時,在較低的表觀氣速(ug=0.1 m/s)下,隨著催化劑質(zhì)量流率的增加,時均傳熱系數(shù)逐漸降低,繼續(xù)增加表觀氣速,時均傳熱系數(shù)在一定范圍內(nèi)小幅度波動,催化劑質(zhì)量流率對時均傳熱系數(shù)的影響較?。欢斕幱谕牧鞔擦餍?ug=0.4~0.5 m/s)時,催化劑質(zhì)量流率越大,時均傳熱系數(shù)越大,而且表觀氣速越大,傳熱系數(shù)的增加幅度越大。
圖9 催化劑質(zhì)量流率對時均傳熱系數(shù)的影響Fig.9 Effect of solid mass flux on time average heat transfer coefficient
圖10 操作條件對時均固含率的影響Fig.10 Effect of operation conditions on time average solid holdup
2.2.2 時均流動特性 固含率εs是衡量流化床內(nèi)氣固流動特性的重要指標,郭慕孫等[28]認為當流化速度大于起始流化速度時,顆粒開始流化,其對應(yīng)的固含率為起始流化固含率εs,mf。流化床內(nèi),氣體分布不均會導致局部區(qū)域的顆粒堆積過濃,無法呈流化狀態(tài),因此出現(xiàn)局部區(qū)域的失流化現(xiàn)象。梁詠詩[29]研究了安裝有內(nèi)構(gòu)件的流化床內(nèi)顆粒的流動特性,發(fā)現(xiàn)流化床在時空特性上出現(xiàn)了顆粒局部失流化現(xiàn)象,導致氣體無法通過失流化區(qū)域而形成氣體短路流。在本研究中,換熱管本質(zhì)上為流化床中的內(nèi)構(gòu)件,在一定的時空序列內(nèi)顆粒的流動受換熱管的影響,當局部固含率大于εs,mf時,顆粒流化狀態(tài)很差,出現(xiàn)局部失流化現(xiàn)象,嚴重影響床層和換熱管間換熱。通常認為FCC 平衡催化劑的起始流化固含率為0.52[30]。如圖10 所示,在不同操作條件下?lián)Q熱管附近的局部固含率均小于0.52,即使在平均固含率較高的操作條件下,換熱管附近的瞬時固含率也基本小于0.52。因此,在實驗操作條件下,催化劑在換熱管附近不存在失流化行為。隨著表觀氣速ug的增加,時均固含率逐漸減小,這是因為外取熱器內(nèi)表觀氣速的增加會使床層內(nèi)氣泡增多,床層膨脹高度增大[31-33]。在相同的表觀氣速下,增加催化劑質(zhì)量流率Gs,換熱管附近的局部固含率緩慢增大,這種變化趨勢受表觀氣速的影響較小。
流化床內(nèi)顆粒的流動受氣泡的影響較大,由于氣泡在上升過程中的聚并與破碎,增強了顆粒的擾動。同時,氣泡尾渦的存在,增強了顆粒的循環(huán)運動[34-35]。因此,高頻的氣泡能保證顆粒維持較好的流化狀態(tài)。圖11 為不同工況下?lián)Q熱管附近的氣泡頻率fb。隨著表觀氣速ug的增加,氣泡頻率逐漸增加,同時,在較高的表觀氣速(ug=0.4 m/s)下,催化劑質(zhì)量流率Gs的增加有利于換熱管附近氣泡頻率fb的增加,而當表觀氣速較低(ug=0.1 m/s)時,催化劑質(zhì)量流率對換熱管附近氣泡頻率的影響較小。
上述研究表明,外取熱器因其操作氣速不同而處于不同的流型,且傳熱系數(shù)的變化規(guī)律也不相同。因此,下面將詳細分析不同流型下,氣固兩相流動與換熱之間的關(guān)系。
圖11 操作條件對氣泡頻率的影響Fig.11 Effect of operation conditions on bubble frequency
2.3.1 鼓泡床流型下流動與換熱特性關(guān)系 圖12(a)通過對換熱管附近局部時均固含率εˉs和時均傳熱系數(shù)hˉ的關(guān)系進行表征,發(fā)現(xiàn)當床層處于鼓泡床流型(ug=0.1~0.3 m/s)時,換熱管附近局部固含率的增加不利于時均傳熱系數(shù)的增加,兩者之間存在較強的負相關(guān)性。流化床和換熱管間的換熱過程主要受到顆粒局部更新頻率和換熱管表面顆粒占據(jù)分率(局部固含率)共同的影響[24-25]。在鼓泡床流型下,局部固含率處在較高的水平,此時,過高的固含率反而阻礙了顆粒在換熱管表面的更新,因此,適當?shù)亟档途植抗毯蕦⒃龃箢w粒在換熱管表面的更新機率和頻率,因此流化床和換熱管間的換熱過程被增強。如圖12(b)所示,隨著局部氣泡頻率fb的增加,時均傳熱系數(shù)先快速增加后緩慢增加。在鼓泡床流型下,顆粒的湍動程度較弱,氣泡的頻率較小,從而導致其在換熱表面的更新頻率較低,成為限制流化床和換熱管換熱的主要因素,而當氣泡頻率稍有增大時,由于氣固相互作用的存在,換熱管附近的顆粒更新頻率隨之增加,傳熱系數(shù)急劇增大。因此,當表觀氣速較低時,局部固含率較高,顆粒更新頻率的增加對床層和換熱管換熱的強化非常顯著;而隨著氣速進一步增加,局部固含率較低,氣泡頻率處于較高水平,氣泡頻率對換熱的影響逐漸不再占據(jù)主導,因此,隨著氣泡頻率進一步增加,時均傳熱系數(shù)開始變得緩慢增加,甚至有所降低。
2.3.2 湍流床流型下流動與換熱特性關(guān)系 隨著表觀氣速增加至起始湍流速度,流化床過渡到湍流床流型(ug=0.4~0.5 m/s)。如圖13(a)所示,隨著換熱管附近局部固含率的增加,時均傳熱系數(shù)呈現(xiàn)逐漸增加的趨勢,兩者之間表現(xiàn)出一定的正相關(guān)性,出現(xiàn)了與鼓泡床流型相反的趨勢。這主要由于湍流床流型下,局部固含率總體處于較低水平,而較強的氣固相互作用導致顆粒的更新頻率相對較高,局部固含率成為影響換熱的主要參數(shù)。因此,局部固含率的增加,可以強化流化床和換熱管的換熱。圖13(b)對換熱管附近局部氣泡頻率fb和時均傳熱系數(shù)的關(guān)系進行表征,結(jié)果表明,隨著換熱管附近局部氣泡頻率的增加,時均傳熱系數(shù)呈現(xiàn)出逐漸增加的趨勢,兩者表現(xiàn)出一定的正相關(guān)性,而兩者的這種正相關(guān)性明顯受到床層流型的影響,相比于鼓泡床流型,湍流床流型下,換熱管附近氣泡頻率和時均傳熱系數(shù)的正相關(guān)性較弱,這可能是由于在湍流床流型下,氣固相互作用較強,顆粒在換熱管表面的更新頻率處于較高水平,流化床和換熱管的換熱對顆粒更新頻率的敏感度降低。
2.3.3 流動與換熱經(jīng)驗關(guān)聯(lián) 影響流化床和浸沒表面換熱的影響因素很多,大致分為三種,分別為操作參數(shù)、幾何參數(shù)及物性參數(shù)。因為實驗的床體和換熱管尺寸不變,管束的布置方案和安裝方向也是不變的,所以幾何參數(shù)相對固定;實驗所用固體顆粒為FCC 平衡催化劑,流化氣體為常溫常壓下的空氣,所以固體顆粒和流化氣體的物性參數(shù)變化不大。實驗的操作變量為外取熱器內(nèi)的表觀氣速ug和催化劑循環(huán)的質(zhì)量流率Gs。通過前述分析發(fā)現(xiàn),換熱表面附近的局部固含率εs和局部氣泡頻率fb對床層和換熱管換熱的影響較大。綜上,考慮的主要參數(shù)為ug、Gs、εs和fb。利用氣體Reynolds 數(shù)Reg和顆粒Reynolds 數(shù)Reap分別將參數(shù)ug、Gs進行無量綱處理,利用修正的氣體Prandtl 數(shù)Prg'來表征εs的影響,同樣對fb進行無量綱處理。因此,最終定義平均傳熱系數(shù)的表達式,如式(8)所示。
圖12 鼓泡床流型下流動參數(shù)對時均傳熱系數(shù)的影響Fig.12 Effect of flow parameters on time averaged heat transfer coefficient in bubbling bed
圖13 湍流床流型下流動參數(shù)對時均傳熱系數(shù)的影響Fig.13 Effect of flow parameters on time averaged heat transfer coefficient in turbulent bed
通過前述分析發(fā)現(xiàn),床層流型的改變會使氣固流動特性和操作條件對外取熱器換熱特性的影響不同。例如,在流化床處于不同流型時,催化劑質(zhì)量流率和局部固含率對床層和換熱管換熱出現(xiàn)相反的影響,表觀氣速和局部氣泡頻率對換熱的影響程度在不同流型時差異較大。因此,將不同流型下的實驗數(shù)據(jù)進行分類處理,然后根據(jù)式(8),分別對鼓泡床流型和湍流床流型下的數(shù)據(jù)進行擬合,得到擬合經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式(9)和式(10)。通過分析關(guān)聯(lián)式(9)和式(10)可以發(fā)現(xiàn),在鼓泡床流型下,當操作氣速相同時,固體的外部循環(huán)會降低流化床與換熱管的傳熱系數(shù);而在湍流床流型下,傳熱系數(shù)由于固體外部循環(huán)的出現(xiàn)而增加。因此,當具有外部循環(huán)的流化床與換熱管換熱時,應(yīng)盡量在湍流床流型下操作,以保證較高的傳熱系數(shù)。
圖14 預(yù)測時均傳熱系數(shù)與實驗時均傳熱系數(shù)的對比Fig.14 Comparison between predicted and experimental time average heat transfer coefficient
兩個經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式的預(yù)測值和實驗值的相對誤差如圖14 所示,鼓泡床流型下的相對誤差在14.9%以內(nèi),湍流床流型下的最大相對誤差為3.6%。這表明,根據(jù)經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式(9)和式(10)分別可由氣固流動參數(shù)預(yù)測鼓泡床和湍流床內(nèi)床層和換熱表面間傳熱系數(shù),其不僅為外取熱器的工程應(yīng)用提供理論依據(jù),而且為外取熱器的換熱強化提供相應(yīng)的參考。
本文在一套大型冷模熱態(tài)外取熱器實驗裝置上,分別考察了表觀氣速、顆粒質(zhì)量流率對換熱管附近的局部固含率和氣泡頻率、床層與換熱管間傳熱系數(shù)的影響,得到了以下的結(jié)論。
(1)瞬時傳熱系數(shù)在時間序列里呈現(xiàn)出低頻高幅和高頻低幅波動特性,低頻高幅特性在波動中占據(jù)了主導。經(jīng)過功率譜分析的瞬時傳熱系數(shù)與低通平滑處理后的瞬時局部固含率的波動周期均為25 s,表明床層與換熱管表面的換熱過程直接與局部區(qū)域的固含率相關(guān)。
(2)表觀氣速增加,可以降低局部固含率,增加局部氣泡頻率,強化床層與換熱管間換熱;隨著顆粒質(zhì)量流率的增加,局部固含率和局部氣泡頻率均增加。在較低表觀氣速下,增加顆粒質(zhì)量流率不利于換熱,而在較高表觀氣速下,傳熱系數(shù)隨顆粒質(zhì)量流率逐漸增大。
(3)不同流型下,氣固流動特性對換熱特性的影響不同。在鼓泡床流型下,換熱管附近的局部氣泡頻率對換熱過程的影響較大,這是因為過高的局部固含率不利于顆粒在換熱表面的更新;而在湍流床流型下,換熱管附近的局部固含率和氣泡頻率的增加,均有利于時均傳熱系數(shù)的增大。
(4)根據(jù)鼓泡床和湍流床內(nèi)的換熱和流動特性,分別建立了用于預(yù)測傳熱系數(shù)的經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式,預(yù)測值與實驗值的平均相對誤差分別為6.9%和1.3%。
符 號 說 明
A——換熱面積,m2
cg——氣體比熱容,J/(kg·K)
cwater——水的比熱容,J/(kg·K)
Dt——換熱管直徑,m
dp——顆粒直徑,m
fb——氣泡頻率,Hz
Gs——流化床中催化劑質(zhì)量流率,kg/(m2·s)
h——瞬時對流傳熱系數(shù),W/(m2·K)
——時均對流傳熱系數(shù),W/(m2·K)
kg——氣體熱導率,W/(m·K)
mwater——水的質(zhì)量流量,kg/s
Nu——Nusselt數(shù)
n——采樣個數(shù)
nb——氣泡個數(shù)
Pr'g——氣體Prandtl數(shù)
Reap——顆粒Reynolds數(shù)
Reg——氣體Reynolds數(shù)
Tb——床層溫度,K
Tin——入口水溫,K
Tout——出口水溫,K
Tw——換熱壁面溫度,K
t——采樣時間,s
U——電壓,V
ug——流化床中的表觀氣速,m/s
εs——固含率
μg——氣體動力黏度,Pa·s
ρg——氣體密度,kg/m3
ρp——顆粒密度,kg/m3