传热设备内部循环流态化节能技术

1、第二章 传热设备内部循环流态化节能技术 2.1. 对流传热过程的流态化强化流态化传热强化流态化沙粒向上运动的过程中沙粒并不是沿速度方向做直线运动，随机、频繁地碰擦传热管内壁表面，实现除垢防垢，消除了管内的污垢热阻，极大地提高了传热设备的运行效率。对于无污垢的传热管内对流传热的热阻主要在热边界层。对于流态化传热强化的机理研究应该说是不充分的，其认识也远未清楚和统一。粗略的解释比较多5-7的倾向于，湍流中含有异质粒子以后产生附加的湍动，低频大涡体使粒子发生径向输运，犹如搅拌相仿，有效地扰动了热边界层，使管内流态化液的径向温度分布曲线扁平化，并且截面平均温度tw提高了，因此，管内传热膜系数i得以加大

2、。 试验系统与试验方法1温度计 2加热夹套 3流量计 4流量阀5加沙阀 6冷凝水7加热蒸汽 8不凝性气体9 粒子循环管 10冷却水图2.1 传热系数K测试系统试验装置如图2.1所示。传热管为40×4的不锈钢管，通冷却水，通过阀门4调节流速，管内为流态化的沙粒。LZB-50玻璃转子流量计测量其流速，流量计采用时间体积法进行标定修正。管内的流态化沙粒随着水向上运动，到顶部出口槽内分离沉降下来，经回沙管再循环使用。温度测量全部采用0.1度分刻的玻璃管精密温度计。管外夹套通加热蒸汽，夹套高度500mm。传热热量采用管内冷却水得到的热量计算。流态化粒子的体积浓度是采用测量回沙管的回沙速度，再考

3、虑传热管内冷却水的流量计算得到。每次流量调节稳定5分钟后读数记录数据。传热系数与传热管内的流速、或雷诺数的关系由许多研究，得到的曲线或计算式也较多，而且相互的差别不少，有的甚至是倍数8。其主要原因可能在于粒子浓度、粒子的性质。为此，本次研究中，采用同样的沙子，分别在（2.4、1.2）不同浓度和不同粒度粗沙、中沙、细沙分别为6目（约4mm）、8目（约2mm）和12目（约1mm）的条件下进行传热系数的试验测定。图2.2 流态化粒子粒度的影响 流态化粒子粒度的影响对流态化粒子大小与传热强化的关系最早进行研究的是1955年Caldas的博士论文9，冷却水中Dp0.68mm、0.50mm、0.29mm、

4、0.22mm0四种粒度的玻璃珠流态化的进行传热系数测定，其结论是粒子愈小传热系数愈高。德国人Ludolf PLASS Kronberg在1972年的卧式换热器管内试验中，采用Dp12m、25m、40m、70m、120m的五种粒子，得到类似的结果10。但是，1987年Jochen St Kollbach，W.Dahm R.Rautenbachd的试验结果不同，是Dp2.2mm的粒子比Dp1.95mm的好8。应该说，文献9 10的试验粒子都是1mm以下的细粒子，其范围不够宽，尤其在传热强化机理尚未完全清楚时推断到更大的粒子范围是未必正确。文献8又是在粒度不同、同时又密度不同的条件下试验得到的结果，

5、同样难以肯定得出把握的结论。并且，上述文献的试验粒子对于污垢自动清洗的要求来说太细，意义不大。为此，进行同样材质、相同体积浓度（2.4）、不同粒度的流态化传热系数试验，其结果如图2.2曲线所示：与文献9,10不同，不是粒子愈细愈好，而是2mm沙粒表现出较好的传热特性，比4mm和1mm的都要好，相比之下大颗粒的沙粒效果比较差，1mm的居中。这是因为在同样的体积浓度下，流态化粒子的颗粒数反比于粒子直径的三次方，对于Dp4mm的粗粒子的颗粒数只有Dp2mm粒子的1/8，对热边界层扰动的频数低得多所致。虽然在同样的体积浓度下，Dp1mm的粒子数比Dp2mm增加7倍，但是细粒子的跟随性很好，几乎不再有边

6、界层富集作用，加上单粒子对热边界层的扰动强度也弱，总的结果是不如Dp2mm的中等粒子的传热强化效果好。. 流态化粒子浓度的影响图2.3 流态化粒子浓度的影响文献8介绍了水平管内Dp12m120m五种粒度、1.5m/s-3.0m/s四种不同流速条件下流态化粒子浓度对传热强化的影响曲线，粒子体积浓度在039的宽广范围进行试验。所有曲线一致表明，在粒子体积浓度分别低于2.56时，传热系数随粒度浓度增大而增大，然后逐步下降。由于流态化粒子浓度既要满足自动清洗防垢的要求，又必须防止过度清洗的管壁保护膜损坏。后者决定了只能采用低浓度。此外，传热管中心区流速高，而近管壁区流速慢。按照阻力最小原理，在近管壁区

7、流态化的沙粒的体积浓度比中心区高。这种边界层富集现象非常有利于的浓度流态化沙粒对管内热边界层的有效扰动和滞留层厚度的减小。因此，虽然粒子浓度低，但是对提高管内侧的传热膜系数的作用却很显著。这种的浓度沙粒边界层富集现象影响，在沙粒愈粗、流速愈高时就愈显著，影响也愈大。为此，作者在优选Dp2mm中等沙粒的基础上，进行2.5以下的低浓度对比试验。图2.3的传热系数曲线比较表明，体积浓度2.4%时显著高于体积浓度为1.2%时。其理显然，在于体积浓度高时，流态化粒子对热边界层的扰动频数比的浓度时要高。 流速（雷诺数）的影响 在文献8列举的11个流态化传热学计算式中，只有1959年Ruckenstein和

8、Shorr的计算式是NuP正比与Re负次幂，其余均是正比与Re正次幂。但是文献8-10的试验曲线却都表明，流速（雷诺数）超过一定值以后，传热系数反而下降。不过，文献8既没有表明粒子浓度条件，又粒度、密度均不相同；文献9没有表明粒子浓度条件；虽然文献10表明了粒度浓度相同的条件，但是在低浓度时彼此难以区分，并且试验条件是水平传热管1.5m/s-3.0m/s的高流速（Re88000166000的高雷诺数），而传热设备流态化自动清洗应用的条件是立式传热管、0.25m/s左右的低流速，两者实在相差太远。为此，作者进行自动清洗防垢适宜的粒度、低浓度、立式传热管的试验测定。如图2.2和图2.3所示，结果也

9、是流速（雷诺数）超过一定值以后，传热系数反而下降。因此，对于运行优化来说是可以肯定是在较低流速（雷诺数）下运行最好；并且传热系数可以比无粒子时提高一倍左右。但是，对于流速（雷诺数）超过一定值以后传热系数反而下降的机理应该说还不清楚。文献9解释为在临界Re数以上，系统中的颗粒浓度过低，以致不能破坏流态化床壁的液膜。这一解释不好理解，也与作者粒子浓度不变的试验条件相抵触。参考文献1 国家发展和改革委员会.节能中长期专项规划J.节能与环保，2003，（11）:03102 俞秀民，吴金香.管程内循环液固流态化高效换热器研究J.压力容器，1995，13 (1):33-363 叶施仁,俞天兰,俞秀民.液固

10、流态化换热器结构改进及应用J.化工机械，1998，25（1）：31324 Klaren Dick Gerrit,Circulating fluidized bed ApparatusP，US:5676201，1997-10-145 顾毓珍.湍流传热导论M.上海科技出版社，1964.11,P200,204-2066 M.李伐著，郭天明、谢舜韶译.流态化M.科学出版社，1964.3:240-2417 梁在潮.工程湍流M.华中理工大学出版社，1999.4:254-2598 Jochen St Kollbach，W.Dahm R.Rautenbach. Continuous Cleaning of H

11、eat Exchanger with Recirculating Fluidized Bed J, Heat Transfer Engineering, 1987, 8(4): 26-329 Caldas,I.Ph.D.thesis, University of Cincinnati,1955.10 Ludolf PLASS Kronberg, Method of Operating a Heat Exchanger p,US3886997,1975,1.32.2. 立式管内内循环流态化传热设备 1出口室 2档罩3传热管 4粒子 5循环管6清液孔 7均布板 8泡罩 9进口底室 图2.4 内循环

12、流态化传热设备结构国家科委列为九五重点推广计划项目管程液固内循环流态化换热器技术的节水节能效果显著 1。然而，在长期运行中发生底室筛板筛孔的积累性的沙子堵塞问题，堵塞率可以高达20。为此，用如图1所示泡罩板替代原筛板2,以此解决筛板筛孔的堵塞问题。可是，按传统设计的泡罩会出现严重的管束流速流态化不均匀性问题，有个别传热管的流速低于沙子的沉降速度，出现沙子倒流和短时的快速倒流，导致管壁磨损、平均传热温差减少、实际流量增大的能耗上升；又有个别传热管的流速会高于平均流速数倍，导致粒子的出口跑失问题。管束流态化的均匀性是流态化传热设备稳定、高效运行的关键3 。. 进口底室结构设计研究.1.不均匀性原因

13、分析对2.4图所示的内循环流态化传热设备的管束各管组成的流路的流体阻力比较分析，犹如在进口与出口两端并联的电路，管束各传热管的结构是完全一样的，流速严重不均匀的基本原因显然是泡罩到各管的入口段的阻力不再像原先采用筛板结构时那样的均匀性。因为从泡罩到各管束的入口段不仅流路长度不同，而且不同部位的粒子含量不同造成流体阻力会有显著差别，并且各管入口处的流速方向的影响也显著。例如，近泡罩周边的第一圈管的入口处，有较大的水平方向分速度，容易造成流速普遍偏低。因此，必须研制泡罩周围流态化均匀性好的泡罩新结构。.2. 均匀性泡罩结构均匀性泡罩结构如图2.5所示。位于粒子内循环管的正下方，两者一一对应。内循环

14、管的下管口与均匀性泡罩的罩盖之间的距离为60mm 。均匀性泡罩的中心管直径大小在粒子内循环管的一半以下，并且开设有水平方向的导沙孔。利用导沙孔内喷流出来的液流，将内循环回来的粒子水平方向、顺畅均匀地输运到该泡罩周边区域。因为均匀性泡罩的直径120mm比较大。1导沙孔 2筛孔 3罩盖 4裙部5大喷流孔6小喷流孔7导流片图2.5均匀性 泡罩传统结构的罩盖没有筛孔，结果邻近内循环管的一圈6根管的流速均太低。造成管内普遍偏小。因此，特在小喷流孔外配置有斜向上的导流片，以此来增大向上的分速度。.3. 试验研究因为流速严重不均匀的基本原因是泡罩底室的流态化不均匀性。为此，专门设计图2.2所示的泡罩底室的流

15、态化均匀性试验系统。底室直径370mm，泡罩直径120mm，静态沙层厚度分别为50mm、80mm、150mm。通过调节阀门控制流量。直接观测流态化沙层上表面高度分布的均匀性来评价。全部优化试验都在单个泡罩的最佳流量23.5m3/h的相同条件下进行，以便比较。图2.7. 沙层厚度对均匀性影响的试验测量曲线1泡罩流态化底室 2均匀性泡罩 3循环水池4循环水泵 5流量调节阀门 6转子流量计图2.6 泡罩底室的流态化均匀性试验系统.4.沙层厚度影响 图2.7.可见,随着沙层厚度的增加,流态化沙面高度的均匀性也随着增加,高差减小。基本均匀的最小高度为80mm。稳定均匀性150mm比80mm的要好。图2.

16、8. 大小喷流孔导向片的均匀性比较 图2.9. 导向片斜角优化试验.5.大小喷流孔的导向片的影响由于流态化沙层变化的不规律性和波动性，所以均匀性不是几个点能清楚、完全、确切表达的；并且实测读数是同一点的时间平均高度，观测读数时存在一个评价处理过程，因而很难免有较大误差。由于罩顶设计有导沙孔，罩盖中心区部分少沙现象与沙层高度较低现象正是研究者企求的。因此，小喷流孔的导向片对均匀性的作用比大喷流孔好。结果如图2.8.所示.6.导流片的斜角优化进一步对小喷流孔导流片的斜角进行优化试验。斜角分100、200、300、450四种。结果如图2.9.所示，以斜角200的均匀性为最佳.7.泡罩均匀性的操作弹性

17、这种均匀性泡罩适宜的流态化流量范围大小对于工程应用很重要。通过试验明确：开始均匀流态化的最小流速流速为，均匀流态化的最大流速为，均匀流态化的最佳流速为。因此，操作弹性范围为26到11的范围，最大流量是最小流量的1.5倍。图2.10. 周向速度分布曲线 图2.11. 径向速度分布曲线.8. 整机均匀性试验上述流态化底室均匀性的试验研究结果能否比较好的代表流态化实际设备的均匀性呢？为此，特将结构优化后的泡罩进行装机试验。试验设备高度6米多，有34根直径38mm的水冷管，其中1根为循环回沙管。管束冷却水流速的分布采用色水法观测，结果如图2.10.和图2.11.所示。可见： 在接近最佳流量点时，周向速

18、度分布的均匀性与径向差别不大，径向速度大小差值为0.05m/s,周向速度差值为0.04m/s。从工业应用的稳定性角度要求，最忌讳的是个别管流速大小的畸低与畸高，前者造成粒子倒流和快速倒流，后者引起粒子的跑失。因此，装机试验的速度场应该是比较满意的了。 虽然18m3/h是开始均匀流态化的最小流量，但是均匀性就差得多。由于喷流孔的喷流速度降低了，距离泡罩较远的水冷管的流速就低。反之，也然。 在最佳流量时图9的径向速度分布表明，导流片的最佳斜角还可以比20o 略小一点。.9.阻力特性图2.12. 泡罩阻力曲线图在内循环流态化的传热设备阻力构成中，泡罩流态化底室的阻力占其大部，因此，须进行泡罩流态化底

19、室阻力特性的评价测量。图2.12.所示的阻力曲线表明，阻力与流量之间为通常的抛物线关系线，并且最大流量时在4KPa 左右。参考文献1 俞秀民，吴金香.管程内循环液固流态化高效换热器研究J，压力容器，1995,13(1):33-362 彭德其，俞秀民，俞天兰等.传热设备内循环流态化管内自动清洗J，清洗世界，2004,20(7):1-53 姜峰，贾丽云，刘明言.液固流化床换热器中的固体颗粒分布J，化学工程，2004,32(1):17-19.与外循环流态化比较KLAREX公司研制开发的带旋液分离器的液固流态化换热器，进入换热器的液体被分为两部分-主体流和控制流体，控制流体用来将流态化清洗粒子输送进入

20、换热器*。与内循环流态化相比，不仅装置显然更加复杂，而且底室的均匀性较差，更重要的是由于旋液分离器的分离效率反比于其半径，单个的处理量不大，对于较大流量的换热器就需要旋液分离器组，并且一般旋液分离器壁的磨损严重。 *袁文，KLAREX式蒸发浓缩装置，医药工程设计，2000，21（6）244-245 .出口室结构设计研究.1.跑沙根源分析图2 .13. 挡沙罩结构原理对工程应用的内循环流态化设备进行调查，流态化跑沙容易发生在冷却水使用量最少的午夜以后。但是，此时出口室的平均流速远低于粒子的沉降速度。为了探究其主要根源，作者进行了整机试验研究：由33根外径38mm、内径32mm的上升管和1根内径3

21、8mm的循环管组成，管间距50mm。为便于观测，采用无顶盖的敞开式结构。在出口室的上方观察，当流量达到最大为23/h时，平均流速为0.24m/s，但是流速最快的管子的喷出液流的比液面，高出40-50mm，有时甚至高达70mm。即使不考虑摩擦损失，由动能势能转换推算，达到1.19m/s，是平均流速的496；实测流速达到1.35m/s, 为平均流速的563。由于这些快速管的粒子惯性大，可以直接冲到出口式液面随水流跑失。对于有顶盖的流态化设备，出口室圆筒部分的高度一般为300350mm,这些快速管的粒子可以直接冲到高度300mm以上加速流的锥形区而随水流跑失。因此，流态化粒子跑失的主要原因是很少数上

22、升管的流速奇高，对于采用泡罩板的流态化底室更容易出现。其次是总体流量较大，这时快速管的流速更大，粒子更容易冲过高度安全线跑失。流态化粒子逐渐跑失以后，粒子的体积浓度降低，更加剧了流速的不均匀性，影响正常运行的污垢自动清洗效率和传热效率。.2.挡罩防跑失的结构原理外循环流态化2是利用外部的旋液分离器来回收其粒子再循环利用，但是结构复杂、能耗高、磨损严重。也有加大出口室的直径和高度45，意在扩大横截面积，利用摩擦力，使快速管出来的沙子急剧慢下来，并且又增大高度，使快速管出来的粒子的冲高始终低于高度安全线，避免发生粒子跑失。但是，这种方法的出口室体积庞大。图2.14. 挡沙罩的锥角优化试验曲线作者提

23、出的是在每根传热管的出口端安装一个塑料的挡沙罩，结构如图2.13.所示，使快速管出来的粒子在挡沙罩的作用下改变方向，非常有效地降低粒子的冲高，始终控制在高度安全线以下，杜绝粒子跑失地发生。.3.挡罩的结构优化试验因为出口室的流速只有传热管内平均流速的1/3左右。出口室液体对快速管出来的液流的摩擦力有阻滞作用。因此，要动力学模拟挡沙罩的效果就必须考虑这一速度差的影响。为此，模拟试验的出口室的截面面积设计得足够大，以便出口室液体向上的流速基本保持在传热管内平均流速的1/3左右。优化试验的挡沙罩的锥角有90o、120 o、180 o三种，挡沙罩的罩边沿离传热管出口端的高度可以调节，挡沙罩的直径与传热

24、管的外径相同。 试验的方法是传热管的流速阀门可调，粒子的冲高直接观测。同时测量其阻力特性。.4.挡沙罩锥角优化试验 从图2.14中可以看出，当没有加挡沙罩的时候，如果水的流速是平均流速的6倍时，沙粒可以冲高到340mm。这个高度远远大于粒子冲高的安全线高度，这样就会出现粒子跑失现象。加了挡沙罩后，流态化粒子的冲高度显著下降。最快流速管内流速即使达到平均速度的6倍，冲高度也只有240mm，远在冲高安全线以下，不会出现跑失现象。锥角90度和120度的两种挡沙罩，挡沙的效果区别不大，都能起到挡沙的效果，只是120度的挡沙罩稍微好一点。图2.15. 挡沙罩的高度优化试验曲线 图2.16. 挡沙罩阻力与

25、角度的关系曲线.5.挡罩出口高度优化试验 为了得到挡罩的最优高度，选取挡沙效果较好的120度挡沙罩，改变其安装高度，测量比较在不同流速下流态化粒子的冲高，结果如图2.15所示。从图中可以看出：无论安装的挡沙罩有多高，流态化粒子的冲高都比没有加挡沙罩的低很多，都能起到防止跑沙的作用，并且效果区别不是很大。其中挡沙罩高30mm时挡沙效果是最好的。.6.挡罩阻力问题从图2.16中可以看出，当没有挡沙罩的时候，出口阻力很小。安装挡沙罩后，阻力明显增大，并且阻力是随着流速的增大而增大。比较锥顶角90度和120度的挡沙罩，两者相差很小，几乎再测量误差范围以内。因此，挡罩的锥形角度影响一般可以不考虑。图2.

26、17.挡沙罩安装高度对阻力的影响考虑到传热管出口端的阻力大小直接影响传热管内流速的高低。为此，研究能否利用挡沙罩的阻力特性改善管束的流速分布的均匀性，特别是抑制快速管的流速其作用的问题。为此，选取挡沙效果最好的锥角120度的挡沙罩做不同安装高度的阻力特性的试验测量。其结果如图2.17曲线所示：对处于平均流速的传热管，挡沙罩增加的阻力是微小的，在0.02KPa以下，对流速几乎无影响；但是，随着水的速的增大阻力迅速增大，因此对远高于平均流速的快速管带来的阻力很大，从而起到有效的抑制快速管的流速的自动调节作用。这种自动调节作用以其中安装高度20mm为最大。 .7.挡沙罩的装机效果试验l 挡沙效果 挡

27、沙罩在高度为20120mm之间的时候，都能起到挡沙的效果，而且效果良好，安装后不再出现跑沙现象。并且发现不仅能够防止跑沙，而且各根上升管的流速比以前的更加均匀，具有双重功能，达到很好的预期效果。l 挡罩阻力 在传热管高度4000mm的整机实验中，加入的沙子为0.051立方米的时候，挡沙罩的阻力从80-100Pa不等，整个流态化设备的阻力是11520Pa；在加入的沙粒为0.064立方米的时候，挡沙罩的阻力的阻力90Pa左右，整个系统的阻力是16630 Pa。因此，挡沙罩阻力不到设备总阻力的1。参考文献1 俞秀民，吴金香 管程内循环液固流态化高效换热器研究J.压力容器，1995，13 (1):33

28、-362 Klaren Dick Gerrit,Circulating Fluidized Bed ApparatusP，US:5676201，1997-10-143 彭德其，俞秀民，俞天兰等传热设备内循环流态化管内自动清洗J.清洗世界，2004，20（7）:155 2.3. 立式管外内循环流态化传热设备 传热管内污垢在线自动清洗技术比较多，有自转钢丝螺旋线1、自转塑料扭带2、自转螺旋齿管3、电厂冷凝器胶球4、自转塑料齿带5、循环流态化6等等，技术也比较成熟，并且工业应用的综合效益也比较大。但是，立式传热设备管外的污垢在线清洗技术的研究者甚少。对此作者查阅到的文献中最早的是专利US430062

29、5，属于稳定流态化床，该技术存在显然的缺陷：分布筛板的筛孔容易堵塞，无法修理与更换；下管板与分布板之间的管段污垢不能清洗，依然会逐步积累及至阻塞甚至堵塞；多管进水可以提高流态化的周向均匀性，却无法解决径向的均匀性，外层区域流速高，会跑失粒子，靠筛网回收粒子解决；内层流态化不充分、甚至个别区域不流态化，会引发早期阻塞的恶果7。专利SU1145236A是周期性用惰性压缩气体；剧烈的稳定床鼓泡快速清洗；但是不循环；更不是双向循环流动8；DD284749A所示的技术是上下特殊的网孔件，防止粒子泡失；像相机快门那样的控制元件使每次形成的气囊成为稳定流带动粒子向上流态化流动清洗，无气囊的时段里粒子自然沉降

30、形成两个方向的流态化清洗9，也没有解决径向的均匀性问题。因此，至今尚未见有能够工业应用的立式传热管外污垢在线机械清洗技术。由于管外污垢得不到及时清除，不仅运行效率低，而且垢下腐蚀导致寿命大大缩短。为此，本节研究一种换热器管外水垢双向循环流态化周期清洗。1 壳程进口 2布气管 3压缩气体源4阀门 5 差压计 6 流量计7 排气阀 8 溢水口 图2.18. 立式管外循环流态化传热设备 .双向循环流态化清洗技术方案双向循环流态化周期清洗技术的方案如图2.18.所示。在管外流体内添加一定数量的可以在设备壳体内循环流动固体粒子。在壳体底部通入一定压力和流量的空气，经过布气管喷入壳程，大量的气泡不断浮升，

31、使通气区域的两相混合物密度比尚未通气的邻近区域的液体密度小得多。因此，通气区域的气水混合物向上快速流动，其速度显著地大于清洗粒子的自由沉降速度，随之一起向上流动，形成气液固三相混合物的流态化向上剧烈运动，对管外壁的污垢产生强烈的冲刷和频繁的撞击，达到快速清洗污垢的目的。三相混合物流动至设备顶部后，气体逸出液面，由排气口排放出去。尚未通气的邻近区域的流体快速下流，形成壳体内的循环流动。顶部分离出来液固两相混合物也随之回流到设备底部，继续参与循环清洗。. 双向循环流态化动力学试验由于气泡的聚合、破碎、液面的逸出分离、气泡体积大小在向上流动过程随压力变化的改变等等原因，三相流态化流动是一个非稳态过程

32、，管外结构的壳程流道又很复杂，因此内循环的速度场目前尚无理论计算方法。但是工程设计必须保证通气区域向上流动的速度大于粒子沉降速度的条件，因此设计了图2.18.所示的模拟试验研究。试验设备由40根Ø32×3×2200mm管，管间距为40mm等边三角形排列，每排10根管。为了便于直接观察年三相流态化的循环流动状况并且测量流动速度，试验时，设备底部通入有萝茨鼓风机来的空气，气量大小通过阀门调节，流量计测量。由差压计测量清洗气体的压力。管外流动速度场用色水法显示和测量。考虑布气管两侧的管子排列的对称性，只测出布气管一侧三相混合物流动的速度场。清洗气体在液面下2米进入，因为

33、汽泡的体积在向上浮升运动中逐渐变大，故对布气管口上方高度为300mm和1080mm的两个截面分别测量速度场，以便研究不同深度（确切说是静压）对流态化混合物运动速度场的影响。. 双向循环流态化速度场在试验过程中可以直接观察到三相流态化运动十分剧烈，清洗颗粒实现预想的内循环流动，能够并且比较快速、高效清洗管外的人工模拟垢。图2.19.和图2.20.为不同高度处两个截面向上流动的速度场曲线。由图曲线可以看出： 通入一定压力和流量的气体可以使管外的流体向上的流速可以达到0.4m/s以上，大于清洗粒子的沉降速度0.243m/s,因此三相流态化能够带动清洗粒子实现清洗；图2.19. 布气管上方300mm截

34、面侧邻区域管外流速曲线曲线 图2.20. 布气管上方1080mm截面侧邻区域管外流速曲线 在保证能进行清洗的条件下，同一截面上不同的位置的流速相差较大，大约在0.30.6m/s变化。这样容易造成流态化清洗不均匀。 最小的送气压力近似为送气口处纯液体的静液压。例如，送气口为液下2000mm处时，最小的送气压力为19459 pa。当送气压力更低时，则气体流量太少，达不到三相流态化速度要求。考虑最大的压力是在壳程全部为液体的刚开始送气时，因此清洗气体的供气压力就是稍大于壳程液体的静压，加上15的裕量克服流动阻力。 对比图2与图3的曲线可知，同一位置不同深度截面的气液混合物流速变化影响不大，因此可以忽

35、略壳体深度对流态化速度的影响。 要确保清洗粒子可靠的流态化，就必须有足够的气量来保证流态化混合物向上流动的速度。一根布气管子送气时，在垂直方向的左右两侧邻近的各2排列管范围内的混合物上升流动速度都显著超过粒子沉降速度0.24m/s，能够确保该范围可靠的三相流态化向上流动清洗。因此，结构设计可以是每4列管安排1根布气管。 清洗气量大小与每次清洗的设备管间面积S大小正比。壳程单位截面积清洗气体的消耗量V通过试验测得为每平方米60.6m3/h。由此数据可知，此时每小时的气体消耗量是很少的。记壳体内径为D(m)、传热管根数为N、传热管外径为d(m)，则清洗气体消耗量的工程设计计算式为 V23.8（D2

36、-Nd2） (m3/h)对于大型设备则可采用多区域分组通气清洗，以免采用大气源，减少了噪音的污染。例如，直径Ø1600mm有560根直径Ø38mm传热管的大型设备，管外清洗时只需要47.2m3/h的气量。为了清洗的均匀性，也为了减低气源的容量供气能力。可以采用4组布气管，区域间隔送气的办法。. 双向循环流态化清洗的粒子及其浓度流态化的前提是粒子的自由沉降速度必须小于气液混合物上升流动速度。因此，必须依据上述图速度分布曲线确定合理的沉降速度。若粒子的沉降速度选择得太大，则每根送气管能够带动邻近区域流态化的范围就小，清洗需要的耗气量就大，由于结构设计中布气管是布置在管间，而两管

37、间的距离在常规设计时为0.25D,因此一般需要的送气管数也多，制造费用也高。并且，过大的粒子无法通过传热管间区域，导致清洗失败。若粒子的沉降速度选择得太小，则粒子太细，清洗的速度太慢，也不经济。因此，综合分析比较，选择810目的沙子，其自由沉降速度约0.24m/s。流态化粒子选择还需综合考虑材质的硬度和密度及其价格。河沙、瓷球、塑料颗粒等综合比较以河沙较好。固体颗粒的数量也是影响三相流态化清洗效果的一个重要因素。如果太少，清洗太慢；如果太多，使得三相流态化混合物的密度太大，清洗气体的压力要求高，就需要采用压缩机供气，成本上升不经济。并且有可能发生粒子在管间的局部阻塞淤积，导致清洗失败。根据试验

38、测量可知粒子总体积应占管间体积的2%5%为宜。.双向循环流态化清洗的费用低廉内循环三相流态化清洗中型设备，一般只需两个小时左右，仅需一个操作人员。清洗气体压强低，绝大多数比较高的立式换热器的管板间高度只有6000mm，6600pa的气压就足够,可以不要压缩机，而由萝茨鼓风机供气。以直径1600mm、高度6000mm的大型设备为例，按每平方米的管间面积清洗需要60.6m3/h的气量计算，清洗2小时，萝茨鼓风机的电费10多元，加上人员工时费不足100元。因此，清洗费用低廉。立式传热设备管外污垢采用该清洗技术，具有自动清洗、在线清洗、操作简单、成本低廉、不污染环节等优势，及时除去污垢，始传热设备终保

39、持高效运行，综合效益很高。. 小结 分区切换送气形成正反方向交替的、双循环流动的三相流态化的在线清洗快速、均匀无污染；每根布气管可以带动两侧的两排传热管区域的流态化清洗；双循环流态化清洗的气体量设计算式为23.8（D2-Nd2）；双循环流态化清洗结构简单，设备费用几乎不增加，操作方便，清洗费用低廉。 参考文献1 YU Xiumin, YU Tianlan,Wu Jinxiang,et.al.The high efficient self-cleaning technique of self-rotating and vibrating Spiral for heat transfers,Adv

40、ances in heat transfer enhancement and energy conservation,1997,GUANZHOU.CHIANA,SOURH CHINA UNIVERSITY OF TECHNOLOGY PRESS,429-4332 YU Tianlan, YU Xiumin,PENG Deqi,et.al.Self-Cleaning the fouling from the inside wall of tubes in a vertical water-cooling equipment with plastic twisted tapes,Compact H

41、eat Exchangers and Enhancement Technology for the Process Industries,begell house,inc.1999,503-5062 俞天兰、彭德其、俞秀民 等.汽轮机冷凝器自转塑料纽带自动在线连续除垢防垢技术研究J.现代化工,2002,(6)3 俞天兰、俞秀民、支校衡，等.冷冻机立式水冷器污垢的塑料螺旋齿管自动清洗技术研究J. 轻工机械,2003,(3): 93954郑志耀.提高汽轮机组真空度的途径与方法J.华北电力，1997，（10）:6-95Tianlan Yu, Deqi Peng.,Xiumin Yu . Reserc

42、h on Twisted Strip with Asymmetric Oblique TeethJ , Enhanced Heat Transfer, 2004,11(4)341-3456俞秀民、吴金香.管程内循环液固流态化高效换热器研究J.压力容器，1995，12（1）:33-368VOLG POLY,Heat Exchanger surface sediment formation prevention and cleaningP,SU1145236A9VEB BERGMAN BORSIG ,Fluidised bed bundle heat exchangerP,DD284749A10张

43、少锋，李修伦，刘明言.换热设备多相流防除垢新技术的研究发展J.化工机械，2003，30（2）:116-1212.4. 卧式管外循环流态化传热设备 管外冷却水的卧式列管换热器有相当数量，例如氮肥生产与高压机配套的级间水冷器。据纳尔可公司的凯洛格合成氨水处理手册介绍，“壳程走水的热交换器的设计流速可能为0.30.6m/s,但在挡板周围的滞流区的实际流速接近0.15m/s。”一般壳程水冷器出口端管板与第一折流板的距离比其他折流板间距宽，这里水流速更低更易沉积。因此，在冷却水的出入口、折流板的死角及管子的背流处都容易产生污泥沉积。虽然浮头式结构的换热管束可取出来清洗，但是管外污垢的清洗十分困难，内层管

44、的污垢清洗更为困难，因此效率普遍低下，以至大批水冷器的过早报废。 图2.21. 地热利用设备的管外污垢流态化清洗结构原理 1. 出水口 2.上升流动 3.喷气管 4.清洗粒子 5.列管 6.下降流动 7.排气口 图2.22. 卧式循环流态化换热器横截面循环流动示意图 传热设备液固流态化粒子污垢在线清洗技术成功地大工业生产中应用，综合效益相当高2 。文献3介绍美国IDAHO 国家工程实验室研究的“卧式管外污垢清洗流态化床”，结构原理如图1所示。该技术是针对地热利用设备的，大间距折流板之间的管段可以在运行期间实现流态化自动、连续清洗，并且具有传热强化功能。但是存在两大未能解决的难题：其一，在小间距

45、折流板之间的管段只能靠快速来减缓结垢，在长周期运行过程中不可避免地效率逐步降低，后期恶化导致报废；其二，在大间距折流板之间的管段范围，存在有一定的轴向分速度，壳程流体就不会是均匀地横流过列管流动，图中的滞流区B可能流态化不图2.22. 卧式管外循环流态化清洗时横截面循环流动示意图充分、甚至成为固定床，无自动清洗功能，最导致局部阻塞或堵塞。流态化的均匀性及其粒子分布的均匀性是这类设备的关键4 。为此，加大上下的流体均布空间，提高横过列管的流速的均匀性。但是，仍然只能减轻其害，并且减少了传热管的排布。虽然该研究没能成功，但是最适合复杂传热面污垢清洗的技术是流态化，并且别无选择。流态化在线清洗过程中

46、，固体粒子不可避免地会被壳程轴向流动的水带向下游出口端。IDAHO方案没有成功的主要原因就是没有能够妥善解决壳程液流的轴向分速度与粒子浓度轴向均匀性的矛盾。为此，本节研究卧式管外循环流态化设备的技术5。. 管外污垢在线流态化清洗1. 管程进口 2.排气口 3.列管 4.壳程出口 5.管程出口 6.清洗粒子 7.清洗气体进口 8.管间支撑 9.喷气管 10.壳程进口 图2.23. 卧式管外循环流态化清洗时纵向循环剖面流动示意图图2.23. 三相流态化清洗结构原理及其粒子轴向循环流动示意图横截面的循环流动如图2.22.所示。在右侧喷气管清洗气流的喷射下，气泡向上浮升运动时，形成气、液、固三相流态化

47、横过列管流动，气体在液面分离后排出，液固两相则在左侧形成横截面逆时针循环流动清洗。清洗一定时间后，切换为由左侧喷气管清洗气流的喷射下，形成流态化的横截面顺时针循环流动清洗。由于三相流态化流动十分剧烈，清洗速度很快，非常有效。由于截面循环流动方向的交替改变，使每个列管外壁受到两个方向的冲洗，污垢清洗周向十分均匀。采用切换两侧喷气管清洗方法的另一好处在于降低液面气液分离的强度，减少外排气体中清洗液的夹带量。在壳体底部的喷气管上的喷气孔是设计为斜向壳程进水方向的。因此，被壳程液流带向下游的流态化清洗粒子沉降到底部后，又被喷气管斜向后喷出的气流推动的液体带向上游，形成如图2.23.所示的粒子在纵剖面上

48、的轴向循环流动，从而保持在线清洗过程中的粒子浓度的轴向均匀性。.在线流态化清洗可行性试验为了能清晰地观察测量模拟试验的清洗过程和流动状况，试验设备的壳体与列管全部采用有机玻璃制成。壳体长为2000mm，内径为390mm，64根管径25mm的列管正三角形排列,管间距为32mm。每根喷气管上开两排孔。这些孔在横截面上的方位夹角为向下30o，在纵剖面上的方向是与壳程液流方向相反的交角30o，孔径4mm,孔距60mm。模拟污垢均用乳胶调制，三种污垢的不同成分分别是:1/2水泥、1/2CaCO3 ；1/3水泥、2/3CaCo3 ；1/4水泥、3/4CaCo3; 分别涂于管子的不同部位。壳体的上方开有排气

49、管口。清洗的固体粒子的密度1.7、在水中的沉降速度0.18m/s。清洗气体由萝茨鼓风机供给，气体消耗量采用LZB-80形转子流量计测量，供气压力由WPD022P3M2B3型宽脉冲智能差压计测量。试验过程中，无论在两端、还是在壳体的侧面，均可以清楚地观察到流态化液强烈的横截面循环流动，在底部可以清晰地观察到粒子由下游向上游回送的轴向循环。流态化粒子的运动与列管的碰磨十分剧烈。虽然用乳胶调制的三种水泥CaCo3 模拟污垢远比工程污垢硬得多，但是经过累计两小时多的时间流态化清洗以后，管子不同部位的污垢基本清洗干净。不仅清洗功能强，而且也比较均匀。 .清洗气体参数设计的试验研究.1.消耗气量设计 在水

50、平管桥截面积（F-F）最大处的向上流速最低，是实现清洗流态化循环流动的难点。若该截面的流速能够带动清洗粒子流动，其它部位就更能够保障流态化流动。因此，清洗气体的最低消耗量也由该水平管桥最大截面积决定。试验的结果以100m3/h最好。该截面排布有10根传热管。因此，气相的平均速度为0.198m/s。考虑气体速度沿轴向的实际不均匀性，需要10左右的裕量。由清洗气体消耗量与管桥截面面积成正比，可以得出工程设计计算式为 V786（Dnd）L （m3/h）式中D为设备内径（m），d为列管外径（m），n为水平直径截面上的列管根数。该式是清洗粒子沉降速度为0.18m/s条件下的优化试验结果，设计计算可以依据

51、清洗粒子的实际沉降速度按比例修正。.2. 气体压力设计 主要用于克服设备内的液体静压，并且最大的压力是在刚开始进气时。开始流态化清洗后，由于进气口上方变为水气混合物，平均密度显著减少，清洗气体的压力也随之显著下降。试验结果得到的最大压力的计算公式为 Pmax 1500 +gD （Pa）式中为壳程流体密度（Kg/m3），g为重力加速度（m/s2）。显然，无论大中小型设备都只需要低压清洗气体源，例如萝茨鼓风机。. 3. 清洗气体轴向分速度设计观察测量表明，气体喷流的轴向分速度与水流的轴向速度比值在1516倍的范围为宜。试验时观察粒子浓度轴向比较均匀，停车后粒子在底部沿轴向均布。 .流态化粒子的选择

52、与用量计算 在硬度、磨损率满足要求的前提下，首先要考虑沉降速度。因为沉降速度过大，不仅消耗的气体量就过大，并且会带来一系列的问题：使液面的气水分离增加难度；顶层的列管可能低于水面发生清洗困难；或者需要的排气管径过大，或者外排气体带水沫增大。但是，也不是沉降速度愈低愈好，成绩速度过低，会容易发生循环回流太慢、清洗速度太慢和粒子容易被水带出出口的难题。 其次是清洗粒子的体积浓度优化试验。在015的范围逐步增大，其结果是在10以下都比较好，当浓度超过10以后逐步变差，能够循环流态化清洗粒子反而少，循环效果不好。原因可能是清洗气流的能量不大，但是阻力太大。考虑不清洗时清洗粒子积聚在底部，量过大时会部分掩埋最低层的列管表面影响传热；若量过少，又会影响清洗的速度。试验以35为宜。.布气管优化设计三相流态化在线清洗的壳程双循环都靠喷出的气流实现。因此，布气管是该技术的关键部件。喷气管直径 若气速过高，容易使喷流的气速沿轴向分布不均匀，离进气管远的喷流速度偏低，不能保障轴向的清洗强度基本一致，会造成近进气管处的清洗过度，产生管壁保护膜的破坏和管壁磨损；远离进气管处的清洗不足，清洁度不高，影响传热效率，严重时可能使横截面的清洗循环无法实现。试验结果是