催化裂化外取熱器傳熱與流動(dòng)特性的大型冷模實(shí)驗(yàn)

孫富偉，張永民，盧春喜，趙 嵐

（1.中國(guó)石油大學(xué) 重質(zhì)油國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，北京102249；2.中國(guó)昆侖工程公司，北京100037；3.中國(guó)石油 遼河石化公司，遼寧 盤錦124022）

在石油煉制工業(yè)中，催化裂化（Fluid catalytic cracking，簡(jiǎn)稱FCC）工藝過(guò)程是典型的熱平衡過(guò)程，即再生燒焦過(guò)程釋放的熱量和反應(yīng)過(guò)程所需的熱量相平衡。隨著近二、三十年來(lái)加工原料的不斷重質(zhì)化和劣質(zhì)化［1］，很多FCC裝置生焦量不斷提高，用取熱器取走過(guò)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(wěn)運(yùn)行對(duì)裝置提高加工量、降低能耗、延長(zhǎng)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(nèi)取熱技術(shù)，即在FCC再生器密相床層內(nèi)設(shè)置水平或垂直取熱盤管，通過(guò)加熱水生成水蒸氣以取走裝置中的過(guò)剩熱量。但是，由于存在取熱負(fù)荷無(wú)法調(diào)節(jié)、取熱效率低、取熱管易損壞等缺點(diǎn)，該技術(shù)逐漸被外取熱技術(shù)所代替。在外取熱技術(shù)中，外取熱器是最關(guān)鍵的設(shè)備，它設(shè)置在再生器外部，通過(guò)顆粒循環(huán)管線和再生器連通，內(nèi)部通常設(shè)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(nèi)取熱器，外取熱器取熱負(fù)荷的調(diào)節(jié)范圍更大，調(diào)節(jié)更加靈便，設(shè)備可靠性也更高，因此獲得了廣泛的應(yīng)用［3-4］。

根據(jù)催化劑和氣體流動(dòng)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(tài)化理論可知，大多數(shù)外取熱器都可以認(rèn)為是具有垂直內(nèi)構(gòu)件（取熱管束）的細(xì)顆粒氣-固流化床，取熱管束設(shè)置以及操作條件的改變均會(huì)影響床內(nèi)氣、固流動(dòng)特性，進(jìn)而影響取熱管與顆粒之間的傳熱特性［5-6］。系統(tǒng)研究外取熱器的取熱性能變化規(guī)律及其與氣、固流動(dòng)之間的關(guān)聯(lián)性，可以幫助正確選擇合適的操作參數(shù)與結(jié)構(gòu)參數(shù)，為外取熱器的正確調(diào)節(jié)和合理設(shè)計(jì)提供指導(dǎo)。雖然外取熱器已經(jīng)廣泛應(yīng)用了二、三十年之久，但已報(bào)道的文獻(xiàn)多為大型工業(yè)外取熱器性能及可靠性的改進(jìn)方面的內(nèi)容［7-10］。由于缺乏測(cè)試手段，工業(yè)裝置上很難清楚外取熱器內(nèi)部復(fù)雜的氣、固流動(dòng)及其對(duì)取熱特性的影響。石寶珍［11］、王化秋等［12］對(duì)不同型式外取熱器的換熱過(guò)程及性能進(jìn)行了理論分析，所建立的模型都是基于能量衡算和簡(jiǎn)單流化床模型，只能用于趨勢(shì)預(yù)測(cè)，而且也沒(méi)有實(shí)測(cè)數(shù)據(jù)的驗(yàn)證。張榮克等［13］在小型流化床實(shí)驗(yàn)裝置中采用電加熱的模擬取熱管，對(duì)比了不同結(jié)構(gòu)取熱管的傳熱系數(shù)，在此基礎(chǔ)上開發(fā)了一種具有更高傳熱系數(shù)的新型釘頭取熱管［14］，但是他們并沒(méi)有對(duì)外取熱器內(nèi)的氣、固流動(dòng)進(jìn)行詳細(xì)的研究。

筆者搭建了1套大型流化床冷模實(shí)驗(yàn)裝置，在參考工業(yè)外取熱器的設(shè)計(jì)方案和設(shè)計(jì)方法的基礎(chǔ)上，建立了1個(gè)和工業(yè)裝置結(jié)構(gòu)更為接近的外取熱器冷態(tài)實(shí)驗(yàn)?zāi)Ｐ停捎煤凸I(yè)裝置類似的傳熱機(jī)制，系統(tǒng)測(cè)量了不同操作條件下外取熱器內(nèi)取熱管傳熱系數(shù)的變化規(guī)律，結(jié)合對(duì)模擬外取熱器內(nèi)部氣、固流動(dòng)特性的研究，獲得了外取熱器的傳熱特性、流動(dòng)特性及其關(guān)聯(lián)性的深入認(rèn)識(shí)，為工業(yè)外取熱器的優(yōu)化設(shè)計(jì)提供有益參考。

1 實(shí)驗(yàn)裝置及測(cè)試方法

以工業(yè)上最常用的下流式密相外取熱器為研究對(duì)象，建立的大型冷模實(shí)驗(yàn)裝置，如圖1所示。裝置主體為1個(gè)外徑0.5m、高3.0m的大型流化床。流化床床體由透明的有機(jī)玻璃材料制成，以方便觀察內(nèi)部的氣、固流動(dòng)現(xiàn)象。采用的顆粒介質(zhì)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(shí)驗(yàn)裝置流程圖Fig.1 Schematic diagram of the experimental unit for FCC external catalyst cooler

來(lái)自羅茨主風(fēng)機(jī)的流化空氣經(jīng)緩沖罐、流量計(jì)、氣體分布管后進(jìn)入取熱器床層底部，以維持床內(nèi)顆粒的正常流化。床面上方氣體夾帶的顆粒經(jīng)旋風(fēng)分離器分離后由料腿返回至床層，以維持床內(nèi)催化劑藏量的穩(wěn)定。參考工業(yè)裝置設(shè)計(jì)，實(shí)驗(yàn)床層表觀氣速范圍設(shè)定在0.1～0.6m／s范圍。

床層底部設(shè)置9根豎直取熱管，如圖2所示。參照工業(yè)上常用的豎直翅片管結(jié)構(gòu)，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(zhǎng)500mm的豎直翅片（厚度2mm）。取熱管在床內(nèi)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(shè)置1根。根據(jù)測(cè)算，實(shí)驗(yàn)裝置的水力學(xué)直徑和工業(yè)裝置相當(dāng)。當(dāng)研究密相床層傳熱時(shí)，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(shí)驗(yàn)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(méi)。當(dāng)研究床層高度對(duì)壁面?zhèn)鳠嵊绊憰r(shí)，將設(shè)置幾個(gè)較小的靜床高度，以反映床層稀相空間對(duì)傳熱不同程度的貢獻(xiàn)。

圖2 FCC裝置外取熱器冷模實(shí)驗(yàn)?zāi)Ｐ虵ig.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(yè)外取熱器傳熱過(guò)程，采用如圖4所示的設(shè)備測(cè)定取熱管壁面與床層顆粒之間的傳熱系數(shù)。該設(shè)備的主要部分是1個(gè)帶有循環(huán)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(nèi)的水溫可以穩(wěn)定在室溫至100℃的范圍內(nèi)。實(shí)驗(yàn)中，循環(huán)水泵出口接取熱管底部入口，熱水自下而上通過(guò)取熱管，并和流化床內(nèi)的冷顆粒換熱，之后冷卻水再返回水槽中。這一傳熱過(guò)程和工業(yè)外取熱器基本類似，只是熱量傳遞的方向有所不同。工業(yè)裝置中熱量從外取熱器床內(nèi)顆粒傳遞至取熱管內(nèi)的循環(huán)水，而本實(shí)驗(yàn)中則相反，熱量自取熱管內(nèi)的循環(huán)水傳遞至流化床內(nèi)的冷顆粒。在忽略局部熱損失的前提下，可以根據(jù)熱量平衡式（1）測(cè)得取熱管的傳熱系數(shù)h。其中，取熱管壁溫度和床溫均采用對(duì)數(shù)平均值。

式（1）等號(hào)左側(cè)的部分代表根據(jù)取熱管入口和出口間溫差以及循環(huán)水質(zhì)量流量計(jì)算所得循環(huán)水熱損失，而等號(hào)右側(cè)部分代表經(jīng)由取熱管傳熱面釋放的熱量。根據(jù)流化床傳熱機(jī)理的研究［5］，本實(shí)驗(yàn)條件下所測(cè)得的傳熱系數(shù)h包含了顆粒對(duì)流傳熱和氣體對(duì)流傳熱兩種機(jī)理。由于顆粒具有更大的比熱容，因此顆粒對(duì)流傳熱是控制性機(jī)理，和工業(yè)裝置中外取熱器的傳熱機(jī)制一致。

圖4 取熱管壁面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的測(cè)定設(shè)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(jìn)行溫度測(cè)量。其中取熱管水溫以及流化床床層溫度的測(cè)量采用帶有不銹鋼保護(hù)管、螺紋連接的普通熱電偶，而取熱管管壁溫度的測(cè)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(cè)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(dǎo)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(shè)置1個(gè)測(cè)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(shè)置了3個(gè)熱電偶，用于測(cè)量床層溫度，其軸向高度基本和壁溫?zé)犭娕家恢?，徑向位置設(shè)置在床層中部R／2處（R為流化床筒體內(nèi)徑）。由于受空間限制，本實(shí)驗(yàn)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(cè)量壁溫的片狀熱電偶。

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

表1 壓力變送器軸向測(cè)點(diǎn)分布Table 1 Axial positions of the pressure transducers

表2 外取熱器床層密度徑向測(cè)點(diǎn)分布Table 2 Radial positions for measuring radial bed density profile in external catalyst cooler

2 結(jié)果與討論

2.1 取熱管傳熱系數(shù)的影響因素

2.1.1 床層表觀氣速的影響

實(shí)驗(yàn)首先在較高的靜床高度下（H0＝1.45m）進(jìn)行，這時(shí)即使在本研究所有的操作氣速范圍內(nèi)，所有取熱面都可以淹沒(méi)在密相床層中。圖5顯示了幾個(gè)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?？梢钥闯?，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(yuǎn)遠(yuǎn)小于管壁溫度的變化，這是由流化床床內(nèi)強(qiáng)烈的顆?；旌显斐傻?。但是，床溫梯度的存在也表明床層顆粒并不能簡(jiǎn)單視為一個(gè)全混床，和通常對(duì)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(guān)。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(shí)。盡管在本研究中無(wú)法知道取熱管內(nèi)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(shù)。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(dǎo)致取熱管壁溫上述分布的原因。

圖5 幾個(gè)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(méi)于密相床層的操作條件下，測(cè)定了不同床層表觀氣速下單根取熱管的總傳熱系數(shù)，所測(cè)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(shù)變化規(guī)律如圖6所示。可以看出，隨著表觀氣速的增大，傳熱系數(shù)呈現(xiàn)先增大后降低的趨勢(shì)，在u＝0.4m／s附近達(dá)到最大值。如果扣除取熱管所占的截面積，床內(nèi)真實(shí)的表觀氣速應(yīng)為0.51m／s，這和根據(jù)Cai等［15］提出的臨界湍動(dòng)點(diǎn)關(guān)聯(lián)式計(jì)算所得的起始湍動(dòng)速度（uc＝0.49m／s）非常接近。同樣，Stefanova等［16］在研究FCC流化床內(nèi)垂直管傳熱特性時(shí)也發(fā)現(xiàn)了類似的規(guī)律，他們測(cè)得的傳熱系數(shù)數(shù)值范圍也和本研究基本相符，說(shuō)明本研究所采用的測(cè)試方法可行。由于起始湍動(dòng)速度點(diǎn)和傳熱系數(shù)的峰值點(diǎn)一致，因此在工業(yè)設(shè)計(jì)中，可以將計(jì)算所得的起始湍動(dòng)速度作為外取熱器的最佳操作氣速。

圖6 表觀氣速（u）對(duì)取熱管傳熱系數(shù)（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(shù)隨表觀氣速變化的這一趨勢(shì)可以用Mickley和Fairbanks提出的顆粒團(tuán)更新理論［17］解釋。他們認(rèn)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(shù)的兩個(gè)主導(dǎo)因素。當(dāng)表觀氣速較低時(shí)，雖然床層顆粒濃度較大，但由于氣泡對(duì)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(shù)量不斷增多，造成顆粒在床內(nèi)的混合以及在傳熱面的更新作用不斷加強(qiáng)，盡管床層顆粒濃度有所降低，但傳熱系數(shù)依然呈增大的趨勢(shì)。當(dāng)表觀氣速達(dá)到起始湍動(dòng)點(diǎn)時(shí)，床內(nèi)氣泡破裂的趨勢(shì)呈主導(dǎo)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(duì)傳熱面?zhèn)鳠岬淖饔弥饾u起到了主導(dǎo)作用，因此隨著氣速增大傳熱系數(shù)呈現(xiàn)下降的趨勢(shì)。

2.1.2 進(jìn)水溫度的影響

圖7 不同進(jìn)水溫度（Tin）下取熱管傳熱系數(shù)（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(jìn)水溫度，在不同的表觀氣速下測(cè)定了取熱管壁面的傳熱系數(shù)，結(jié)果如圖7所示?？梢钥闯?，進(jìn)水溫度對(duì)傳熱系數(shù)的影響較小，但隨著進(jìn)水溫度的升高略有增大。這可能是因?yàn)樗疁氐脑龈邔?dǎo)致了取熱面溫度升高，使取熱面局部氣體導(dǎo)熱系數(shù)增大，因此氣體對(duì)流對(duì)總傳熱系數(shù)的貢獻(xiàn)有所增大。

2.1.3 靜床高度的影響

通過(guò)減小靜床高度使部分取熱面暴露在稀相空間內(nèi)，再測(cè)定傳熱系數(shù)隨表觀氣速變化的趨勢(shì)，可以反映出稀相空間對(duì)取熱管壁面?zhèn)鳠岵煌潭鹊挠绊?。圖8給出不同靜床高度時(shí)取熱管傳熱系數(shù)隨表觀氣速的變化?？梢钥闯觯词乖谧钚〉牟僮鳉馑傧?，傳熱系數(shù)隨表觀氣速增大依然呈現(xiàn)先增大后減小的趨勢(shì)，這表明顆粒對(duì)流傳熱始終起著主導(dǎo)因素?？傮w上看，隨著靜床高度的降低，傳熱系數(shù)不斷下降，這一方面表明稀相空間對(duì)壁面?zhèn)鳠岬挠绊懞苄?，另一方面也表明調(diào)節(jié)料面高度是調(diào)節(jié)外取熱器取熱負(fù)荷的一個(gè)有效手段。

圖8 不同靜床高度（H0）時(shí)取熱管傳熱系數(shù)（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(wú)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(lián)起來(lái)，通過(guò)測(cè)量2根取熱管總傳熱系數(shù)的方法間接反映出徑向位置對(duì)傳熱系數(shù)的影響。一種方式是將2根邊壁處的取熱管串聯(lián)在一起，所測(cè)得的傳熱系數(shù)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(lián)在一起，這時(shí)測(cè)得的傳熱系數(shù)反映了1根邊壁取熱管和1根中心取熱管共同作用的結(jié)果。在實(shí)驗(yàn)中，熱水首先自下而上通過(guò)1根裝有貼片式熱偶的取熱管，再自上而下流經(jīng)另1根取熱管。為了測(cè)得2根串聯(lián)取熱管的平均傳熱系數(shù)，將第1根取熱管最上方熱偶測(cè)得溫度近似認(rèn)為是2根串聯(lián)取熱管邊壁平均溫度，再根據(jù)床層平均溫度即可得2根串聯(lián)取熱管的平均傳熱系數(shù)。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(shí)驗(yàn)結(jié)果如圖9所示?？梢钥闯觯叡谂c中心2根取熱管串聯(lián)的平均傳熱系數(shù)要大于2根邊壁取熱管串聯(lián)的傳熱系數(shù)，即中心管的取熱能力要強(qiáng)于邊壁管，也表明床層的流化狀況對(duì)取熱管壁面?zhèn)鳠嵝阅芫哂泻艽蟮挠绊?。由于氣泡更趨于存在于壁面效?yīng)較弱的中心區(qū)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(shù)也更高。

圖9 不同徑向位置取熱管傳熱系數(shù)（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(nèi)的氣、固流動(dòng)特性

在不同的表觀氣速下測(cè)定了外取熱器軸向床層密度分布。圖10為外取熱器內(nèi)顆粒體積分率（床層密度與顆粒密度之比）的軸向分布?？傮w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(dá)床層料面后床層密度大幅下降，這和無(wú)內(nèi)構(gòu)件自由流化床床層密度變化趨勢(shì)一致。值得注意的是，當(dāng)u＜0.5m／s時(shí)，在取熱管束頂端床層密度有增大的趨勢(shì)，這是由于床層內(nèi)設(shè)置的9根取熱管占據(jù)了床層一定的流通面積（約23%），到達(dá)取熱管束頂部后，床層實(shí)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(dāng)u＞0.5m／s時(shí)，由于氣體對(duì)顆粒夾帶能力的不斷增強(qiáng)，密相床層高度有下降的趨勢(shì)，這可以從圖10看出。盡管這時(shí)稀相床層密度遠(yuǎn)大于低氣速時(shí)稀相空間的床層密度，但是對(duì)取熱管傳熱系數(shù)的影響依然很難和密相床層相比。在u＞0.5m／s時(shí)，傳熱系數(shù)存在十分顯著的下降趨勢(shì)（見圖6），而在Stefanova等［16］的研究中，這一趨勢(shì)并沒(méi)有如此明顯，其原因可能就是由于實(shí)際密相床面下降。從實(shí)驗(yàn)觀察以及圖10可以看出，在高氣速下床層料面已經(jīng)非常模糊，僅憑觀察很難確定床層料面的準(zhǔn)確位置，這也是在實(shí)驗(yàn)過(guò)程中沒(méi)有將取熱管束完全浸沒(méi)在實(shí)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(cè)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(xiàn)“中心稀、邊壁濃”的特征，與無(wú)內(nèi)構(gòu)件自由流化床類似。這表明在床層中心區(qū)域有更多氣泡的存在，而在邊壁區(qū)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(qū)域顆粒混合以及在取熱管壁面的更新活動(dòng)更為強(qiáng)烈，這也是為什么中心取熱管具有更高傳熱系數(shù)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(shì)（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(jié) 論

在1個(gè)接近工業(yè)規(guī)模的催化裂化外取熱器冷態(tài)模型中，采用和工業(yè)裝置類似的傳熱機(jī)制，測(cè)量了不同操作條件下外取熱器內(nèi)取熱管傳熱系數(shù)及軸徑向床層密度的變化規(guī)律：

（1）取熱管傳熱系數(shù)隨表觀氣速增大呈現(xiàn)先增大后減小的趨勢(shì)，峰值點(diǎn)出現(xiàn)在u＝0.4m／s時(shí)，這也是外取熱器的最佳操作氣速，這一趨勢(shì)是傳熱面顆粒更新頻率和顆粒分率交替主導(dǎo)的結(jié)果，也和床層從鼓泡到湍動(dòng)的流域轉(zhuǎn)變密切相關(guān)；在工業(yè)設(shè)計(jì)中，可以選用床層的起始湍動(dòng)速度作為外取熱器的最佳操作氣速。

（2）由于中心區(qū)域氣泡和顆粒更為強(qiáng)烈的運(yùn)動(dòng)，因此中心處取熱管的傳熱系數(shù)顯著高于邊壁區(qū)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(duì)應(yīng)。

（3）改變床層高度可以作為調(diào)節(jié)外取熱器取熱負(fù)荷的一個(gè)有效手段，隨著床層高度的不斷降低，取熱管傳熱系數(shù)呈現(xiàn)單調(diào)下降的趨勢(shì)。

符號(hào)說(shuō)明：

中國(guó)經(jīng)濟(jì)正在進(jìn)入新常態(tài)，明顯存在著巨大的提升原始創(chuàng)新能力的制度潛力和改革紅利。只要我們及早重視原始創(chuàng)新型人力資本的制度建設(shè)，培育越來(lái)越多的原始創(chuàng)新型人力資本，用越來(lái)越完善的制度激勵(lì)原始創(chuàng)新型人力資本從事原始創(chuàng)新，我們就可以極大地縮短中國(guó)科學(xué)技術(shù)與世界先進(jìn)水平的差距，實(shí)現(xiàn)中國(guó)產(chǎn)業(yè)結(jié)構(gòu)的升級(jí)和經(jīng)濟(jì)發(fā)展模式的轉(zhuǎn)型。在20世紀(jì)初，中國(guó)科技在知識(shí)水平上與世界先進(jìn)水平相比大約落后300年，而中國(guó)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(gè)體制原因，中國(guó)把知識(shí)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(shù)w／（m2·K）；

H——距離分布器的高度，m；

H0——靜床高度，m；

m——水的質(zhì)量流量，kg／s；

Tb——床層顆粒溫度，℃；

Tin——取熱管進(jìn)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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