1、（2008 版） 湖南工业大学 过程装备节能技术讲义 第二章- -14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2.1.1 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
2、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。2.1.2 试验系统与试验方法试验装置如图 2.1 所示。传热管为 404 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，再考虑传热管内冷却水的流量计算
3、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、或雷诺数的关系有许多研究，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，采用同样的粒子，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
4、试系统0.681.2.461.820.4.214.682.0 2m,.4%1K (w/m)Re （2008 版） 湖南工业大学 过程装备节能技术讲义 第二章- -152.1.3 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 、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
5、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，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
6、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，D p1mm 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。2.1.4. 流态化粒子浓度的影响文献 8介绍了水平管内 Dp12m1
7、20m 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
8、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。0.2.406.810.241.6.51.0.52.0 m,.%K w/mRe 4图 2.3 流态化粒子浓度的影响（2008 版） 湖南工业大学 过程装备节能技术讲义 第二章- -16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。2.1.5 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
9、 1959 年 Ruckenstein 和 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
10、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
11、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 Kollba
12、ch，W.Dahm R.Rautenbach. Continuous Cleaning of Heat 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,US3886997,1975,1.3（2008 版） 湖南工业大学 过程装备节能
13、技术讲义 第二章- -172.2. 立式管内内循环流态化传热设备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粒子堵塞问题，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粒子的沉降速度，出现粒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
14、的关键 3 。2.2.1. 进口底室结构设计研究2.2.1.1.不均匀性原因分析对 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。2.2.1.2.
15、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。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。423A-15671 导沙孔 2 筛孔 3 罩盖 4 裙部5 大喷流孔 6 小喷流孔 7
16、导流片图 2.5 均匀性 泡罩dh1 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 内循环流态化传热设备结构（2008 版） 湖南工业大学 过程装备节能技术讲义 第二章- -182.2.1.3. 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/
17、h 的相同条件下进行，以便比较。2.2.1.4.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。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hR图 2.7. 沙层厚度对均匀性影响的试验测量曲线图 2.8. 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（2008 版） 湖南工业大学 过程装备节能技术讲义 第二章- -192.2.1.5.大小喷流孔的导向片的影响由于
18、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.2.2.1.6.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、20 0、30 0、45 0 四种。结果如图 2.9.所示，以斜角 200 的均匀性为最佳2.2.1.7.泡罩均匀性的操作弹性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
19、过试验明确：开始均匀流态化的最小流速流速为 hm/4.173，均匀流态化的最大流速为 hm/263，均匀流态化的最佳流速为hm/5.23。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。2.2.1.8. 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：图 2.10. 周向速度分布曲线 图 2.11. 径向速度分布曲线（2
20、008 版） 湖南工业大学 过程装备节能技术讲义 第二章- -20 在接近最佳流量点时，周向速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。2.2.1.9.阻力特性
21、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):17-192.2.2.与外循环流态化比较KLAREX 公司研制开发的带旋液分离
22、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 图 2.12. 泡罩阻力曲线图（2008 版） 湖南工业大学 过程装备节能技术讲义 第二章- -212.2.3.出口室结构设计研究2.2.3.1.跑沙根源分析对工程应用的内循环流态化设备进行
23、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 38mm 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 时，平均流速为 0.24m/s，但是流速最快的2m/h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
24、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。2.2.3.2.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
25、损严重。也有加大出口室的直径和高度 4，5 ，意在扩大横截面积，利用摩擦力，使快速管出来的粒子急剧慢下来，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。作者提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，图 2 .13. 挡沙罩结构原理图 2.14. 挡沙罩的锥角优化试验曲线（2008 版） 湖南工业大学 过程装备节能技术讲义 第二章- -22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。2.2.3.3.挡罩的结构优化试验因为出口室的
26、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。2.2.3.4.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，
27、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。2.2.3.5.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，测量比较在不图 2.15. 挡沙罩的高度优化试验曲线 图 2.16. 挡沙罩阻力与角度的关系曲线（2008 版） 湖南工业大学
28、 过程装备节能技术讲义 第二章- -23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。2.2.3.6.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。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
29、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。 2.2.3.7.挡沙罩的装机效果试验 挡沙效果 挡沙罩在高度为 20-120mm 之间的时候，都能起到挡沙的效果，而且效果良
30、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。 挡罩阻力 在传热管高度 4000mm 的整机实验中，加入的粒子为 0.051 的时候，挡沙罩的阻力3m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 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):33-362 Klaren Dick Gerrit, Ci
31、rculating 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）:154 KOLIBACH J S, Heat Exchanger with Circulating Fluidized-bedP, EP496070, 1994.01.25图 2.17.挡沙罩安装高度对阻力的影响（2008 版） 湖南工业大学 过程装备节能技术讲义 第二章- -245 SIGRI GREAT LAKES CARBON GMBH, Tube Heat Exchanger U
32、ses Particles to Give Improved CirculationP, EP451518, 1994.05.042.3. 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 US4300625，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
33、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
34、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。2.3.1.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，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
35、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。2.3.2. 双向循环流态化动力学试验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（2008 版） 湖南工业大学 过程装备节能技术讲义 第二章- -25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，管外结构的壳程
36、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 3232200mm 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，因为汽泡的体积在向上浮升运动中逐渐
37、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。2.3.3. 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； 在保证能进行清洗的条件下，同一截面上
38、不同的位置的流速相差较大，大约在 0.3-0.6m/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
39、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。-101234560.0.20.40.6h=30 m p24 Pa, v=2. m3/h =135 , 1.78 / p94 Pa, v=.09 3/hu0.23m/s水流速度 m /s 横 向 管 序 号图 2.19. 布气管上方 300mm 截面侧邻区域管外流速曲线曲线 012345.0.20.40.6 h=108 mp234 pa v=2. m3/ h=15 1
40、.78 3/ p94 pa v=.09 3/ hu0.23m/s水流速度 m/ s) 横 向 管 序 号图 2.20. 布气管上方 1080mm 截面侧邻区域管外流速曲线（2008 版） 湖南工业大学 过程装备节能技术讲义 第二章- -26 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（D 2-Nd2） (m3/h)对于大型设备则可采用多区域分组通气清洗，
41、以免采用大气源，减少了噪音的污染。例如，直径1600mm 有 560 根直径 38mm 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。2.3.4. 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
42、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 8-10 目的粒子，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。根据试验测量可知粒子总体积应占管间体积的 2%5%为宜。2
43、.3.5.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 2h 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，始传热设备终保持高效运行，综
44、合效益很高。2.3.6. 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（D 2-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（2008 版） 湖南工业大学 过程装备节能技术讲义 第二章- -271 YU Xiumin, YU Tianlan,Wu Jinxiang,et.alThe high efficient self-cleaning technique of self-rotating and vibrat
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