CN101219356B - 一种s-型流化床 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种S-型流化床，本发明的主要技术解决方案是：该流化床的内壁面沿长轴方向呈波浪形。本发明为解决背景技术中流化床由于“中心-管壁流”现象而引起的压力损失、颗粒返混、颗粒堵塞以及严重的壁面磨损问题，提供了一种流体相的速度和固体颗粒相的速度和浓度分布均匀的S-型流化床。
Description
技术领域
本发明涉及一种流化床，尤其涉及一种循环系统中的S-型流化床。
背景技术
循环流化床技术被广泛用于热裂解器，如石油催化裂化器、火力发电、锅炉燃烧、垃圾焚烧和水泥预分解炉。通常来讲，一个循环流化床系统由一个流化床、一个旋风筒、一个从流化床顶部到旋风筒入口的管道和一个从旋风筒底部到流化床底部的管道组成。
在循环流化床系统中，油、煤或催化剂从流化床底部进入，然后从流化床顶部进入旋风筒。进入旋风筒的煤或催化剂中的一部分从旋风筒顶部出去，另一部分从旋风筒底部再次进入流化床底部进行再循环。
在石油催化裂化系统中，循环流化床系统中的流化床被叫做上升管。在火力发电系统中，循环流化床系统中的流化床被叫做燃烧室。上升管的传统结构是一个长宽比大于20的圆筒。燃烧室的传统结构是长宽比大约为5-10的长方体。
气力输送系统是指使用风机或泵让气体或液体流过水平和垂直管道。气体流动中会携带固体颗粒，把固体颗粒从一个地方输送到另外一个地方。这里的固体颗粒一般有煤粉、水泥生料粉和谷物等。
上述的三个系统中由于固体颗粒容易粘附在管内壁或燃烧室内壁， 管内壁或燃烧室内壁处颗粒的流速远小于管道或燃烧室中央颗粒的流速，因此管内壁或燃烧室内壁处颗粒的浓度远大于管道或燃烧室中央颗粒的浓度，即出现在循环流化床系统中广泛存在的“中心-管壁流”流动现象。
“中心-管壁流”流动现象对炼油工业中原油的催化裂化过程造成严重的危害。美国芝加哥理工大学的Gidaspow教授在2004年在粉体工程国际期刊上发表文章说：“中心-管壁流”流动现象造成大规模的催化剂返混，使得石油工业必须开发新型的催化裂化器。2006年，美国壳牌公司开发出一种在流动管道内置有多层挡板的催化裂化器。该裂化器能减轻“中心-管壁流”流动现象，但不能根除“中心-管壁流”流动现象。该“挡板型”裂化器发表于2006年在粉体工程国际期刊(Chen Y.M，″Recent advances in FCC technology″，PowderTechnology 163，2-8(2006))。
在传统的直管型流-固流动系统中的纯流体相的流动条件下，流体的最高速度区在流动系统的中心，在靠近壁面的区域，速度会递减，在壁面上，流体的速度为零；在传统的直管型流-固流动系统中的流-固两相流动的条件下，流体的速度场较流体单相流动时有很大改变，流场中心的速度增至更高，在靠近壁面的区域，速度递减的程度变大，在壁面上，流体的速度方向甚至与主流方向相反。这种变化源于固体颗粒对流体的作用力，在纯流体流动时，由于流体与内壁面壁之间的摩擦大于流体与流体单元之间的摩擦，所以靠近壁面的区域的速度小于中心区域的速度，这使得加入固体颗粒后，靠壁面区域的颗粒的流动速度小于中心区域颗粒的流动速度，结果造成靠壁面区域的颗粒浓度大于中心区域的颗粒浓度。壁面区域的颗粒越多，该区域内颗粒对流体的作用力就会大于在中心区域颗粒对流体的作用力，这会使得流体更倾向于从中心区域流过。越多的流体从中心流过，壁面处的颗粒就会越多，这种正反馈作用机制最终导致了传统流化床中的“中心-管壁流”流动现象。
在循环流化床系统中也广泛地存在着“中心-管壁流”流动现象，其主要表现是：固体颗粒容易粘附在管壁，管壁处颗粒的流速远小于管道中央颗粒的流速，管壁处颗粒的浓度远大于管道中央颗粒的浓度。“中心-管壁流”流动现象给整个系统造成大的压力损失、颗粒返混、颗粒堵塞以及严重的壁面磨损问题。
发明内容
本发明为背景技术中的流化床存在的“中心-管壁流”的技术问题，而提供一种流体相的速度和固体颗粒相的速度和浓度分布均匀的S-型流化床。
本发明的主要技术解决方案是：本发明为一种S-型流化床，其特殊之处在于：该流化床的内壁面沿长轴方向呈波浪形。
上述波浪形流化床的内壁面为锯齿形、之字形、“S”形或正弦曲线形。
上述S-型流化床的截面形状为圆形、方形、椭圆、长方形或正多边形，
上述S-型流化床的截面形状优选为圆形、方形。
上述流化床对称的两内壁面均为波浪形，两波浪形的形状对称平行。
上述波浪形的背脊的中间点到相邻凹槽的中间点的壁面构成波浪形的一级，波浪形为一级或多级。
上述波浪形级与凹槽的中间点法线的夹角小于90度，更好地是在60到85度之间，最佳为65，70，75，80，82，83或85度。
上述背脊的中间点到相邻凹槽的中间点在轴向上的距离级高和流化床径向上的比值为0.001到20之间，比较优化的比例应该在0.01到5之间，更加优化的比例应该在0.05到2之间，最优化的比例应该在0.1到1之间，具体为0.1，0.2，0.3，0.4，0.5，0.6，0.7，0.8，0.9或1。
在本发明的S-型流化床中，流化床的内壁面沿长轴方向呈波浪形，流体流动的高速度区域与低速度区域在靠近壁面的区域沿内壁面的轴向方向交替地出现。这些高速度区域可以防止颗粒在近壁处减速或返流。假如颗粒沿内壁面壁返流，他们会遇到高速度区域，受到高速度区域的流体的反向作用力，重新沿主流方向流动，从而避免了返混现象；由于流固相互作用力的缘故，使得本发明的S-型流化床中流体相和固相的速度、浓度和温度分布更加均匀。因此本发明具有以下优点：
1、完全防止传统反应器中的催化剂大范围的返混问题从而最优控制催化剂在反应器中的停留时间，有利于提高催化反应，降低热反应。
2、让催化剂在反应器中均匀分布，从而提高反应效率。
3、压力损失减小约30％，从而节约能源消耗，压力损失能够减小的原因是因为返混问题得以解决。
4、压力波动减小约200％，同样归功于返混问题得以解决。
5、减少高浓度输送情况下的堵塞问题。
6、减轻壁面磨损。
本发明可广泛用于气力输送，催化裂化，煤炭发电，矿物煅烧和水泥预分解等领域。
附图说明
图1-4为本发明的S-型流化床的4个实施例的结构示意图；
图5是本发明S-型流化床中实施例中的一个纵截面上的单纯气相流动时的速度场分布；
图6是本发明S-型流化床中实施例中一个纵截面上的单纯气相流动时的速度场分布与气-固两相流动时的速度场分布的对比图。
具体实施方式
本发明适用于直管的气力输送系统，更加适用于在循环流化床系统。
本发明的S-型流化床的截面形状最好是一个圆或者方形，也可以是一个椭圆、长方形或者其它正多边形。
当本发明的S-型流化床的截面是正多边形时，所说的内壁面是由该多边形的边组成，其中至少对称的两内壁面是呈波浪形的。
当本发明的S-型流化床的截面是一个圆或者椭圆时，对称的内壁面呈波浪形。
在所有的S-型流化床中，呈波浪形的内壁面最好是成对对称出现而且相互平行。
参见图1-4，本发明的S-型流化床轴向高度(H)是指背脊的中间点到凹槽的中间点在z-方向的距离。直径D是S-型流化床的截面的直径或者宽度。直径(D)和级高(H)的最优比例：
级高(H)和直径(D)的比值应在0.001到20之间，比较优化的比例应该在0.01到5之间，更加优化的比例应该在0.05到2之间，最优化的比例应该在0.1到1之间，比如最优化的级高(H)和直径(D)的比值为0.1，0.2，0.3，0.4，0.5，0.6，0.7，0.8，0.9或者1。
工业中循化流化床热反应器(如催化裂化器，锅炉和水泥分解炉)的尺寸有越来越大的趋势。比如一个工业锅炉可以有42米高，其顶部横截面可达21.1×9.9m2，其底部横截面可达21.1×5.2m2。本发明的S-型流化床的流化床的尺寸和工业中的流化床应该相近。一个S-型流化床锅炉的最优级高(H)和直径(D)的比值应在0.05到0.1之间。由于工业中流化床锅炉的直径远大于流化床催化裂化器的直径(通常为0.7-1.5m)。所以一个S-型流化床催化裂化器的级高(H)和直径(D)的最优比值应在0.1到1之间。
波浪形级与凹槽的中间点法线(即x-轴和凹槽处的内表面)之间的夹角(d)被命名为“波浪角”，其大小应当小余90度。形成波浪角的两条射线分别是水平轴或x-轴和级的片段的内表面。在本发明中，至少有一个波浪角(d)是小于90度。比较好的情况是有2个以上的连续的波浪角都小于90度，最好的情况是有3个以上的连续的波浪角都小于90度。如果波浪角等于90度，那么级的片段的内表面就和z-轴平行，就变成传统的直管型流-固流动系统。
本发明的S-型流化床的上下两端的两级可以是直管，也就是平行于z-轴。除了上下两端的两级外，其它位于中间的级的波浪角度的大小应该在30到89度之间，更好地是在60到85度之间，最好是比如65，70，75，80，82，83或者85度。图1所示的波浪角为75度。
本发明的S-型流化床交替出现的脊背和凹槽最好是均匀出现，并且其控制参数如层高和波浪角都是均匀的。不过，如图3-4所示，本发明的S-型流化床的波浪形不一定要绝对均匀。
波浪角(d)可能随H/D比值的变化而变化。其最优化值为70，75，80，85或者89度。H/D比值最好是0.5，1或者2。
在传统直管型流化床中的绝大部分区域，床体中心的空隙度都高于临近内壁面壁区域的空隙度。这说明内壁面壁处的固体颗粒浓度高于床体中心的颗粒浓度。在一个斜度很大的S-型流化床的具体设计中，固体颗粒大部分都贴内壁面流动并且从内壁面的一边到内壁面的另一边来来回回地运动。在一个斜度不大的S-型流化床的具体设计中，固体颗粒大部分都从床体中心向上流动。
参见图5，流-固流动系统中的流体流动特性：在传统的直管型流固流动系统中的纯流体相的流动条件下，流体的最高速度区在流动系统的中心，在靠近内壁面的区域，速度会递减，在内壁面上，流体的速度为零。另外，在传统的直管型流固流动系统中的流固两相流动的条件下，流体的速度场较流体单相流动时有很大改变，流场中心的速度增至更高，在靠近内壁面的区域，速度递减的程度变大，在内壁面上，流体的速度方向甚至与主流方向相反。这种变化源于固体颗粒对流体的作用力。在纯流体流动时，由于流体与内壁面壁之间的摩擦大于流体与流体单元之间的摩擦，所以靠近内壁面壁的区域的速度小余中心区域的速度，这使得加入固体颗粒后，靠内壁面区域的颗粒的流动速度小余中心区域颗粒的流动速度。结果造成靠内壁面区域的颗粒浓度大于中心区域的颗粒浓度。内壁面壁区域的颗粒越多，该区域内颗粒对流体的作用力就会大于在中心区域颗粒对流体的作用力，这会使得流体更倾向于从中心区域流过。越多的流体从中心流过，内壁面壁处的颗粒就会越多，这种正反馈作用机制最终导致了传统流化床中的“中心-管壁流”流动现象。
如图6所示，S-型流化床中纯气相流动时的流场跟传统的直管型流-固流动系统中纯气相流动时的流场有显著不同。S-型流化床中，高速度区域与低速度区域在靠近内壁面壁的区域沿内壁面的轴向方向交替地出现。这些高速度区域可以防止颗粒在近壁处减速或返流。假如颗粒沿内壁面壁返流，他们会遇到高速度区域，受到高速度区域的流体的反向作用力，重新沿主流方向流动。由于流固相互作用力的缘故，S-型流化床中流-固两相流动时的流场通常比纯流体流动时的流场要更均匀。
从目前的计算结果和小型实验的结果看，本发明能够有效解决循环流化床和气力输送系统中的颗粒沿内壁面壁返混问题。不过，由于在循环流化床系统的流化床中一般会有化学反应，而在气力输送管道系统中一般没有化学反应，而化学反应跟颗粒和流体的充分和均匀接触很相关，所以返混问题对于循环流化床系统的危害性一般都比对气力输送系统大，故而本发明对于循环流化床系统的效率的提高会远比对气力输送系统大。
Claims (13)
1.一种S-型流化床，其特征在于：该流化床的对称的两内壁面沿长轴方向呈波浪形，两波浪形的形状对称平行。
2.根据权利要求1所述的S-型流化床，其特征在于：所述流化床的内壁面为锯齿形或“S”形。
3.根据权利要求2所述的S-型流化床，其特征在于：所述S-型流化床的截面形状为圆形、方形、椭圆或正多边形。
4.根据权利要求3所述的S-型流化床，其特征在于：所述S-型流化床的截面形状优选为圆形或方形。
5.根据权利要求1或2或3或4所述的S-型流化床，其特征在于：所述波浪形的背脊的中间点到相邻凹槽的中间点的壁面构成波浪形的一级，所述波浪形为一级或多级。
6.根据权利要求5所述的S-型流化床，其特征在于：所述波浪形的级与凹槽的中间点法线的夹角小于90度。
7.根据权利要求6所述的S-型流化床，其特征在于：所述波浪形的级与凹槽的中间点法线的夹角在60到85度之间。
8.根据权利要求7所述的S-型流化床，其特征在于：所述波浪形的级与凹槽的中间点法线的夹角为65，70，75，80，82，83或85度。
9.根据权利要求5所述的S-型流化床，其特征在于：所述背脊的中间点到相邻凹槽的中间点在轴向上的距离级高和流化床径向上的比值0.001到20之间。
10.根据权利要求9所述的S-型流化床，其特征在于：所述背脊的中间点到相邻凹槽的中间点在轴向上的距离级高和流化床径向上的比值在0.01到5之间。
11.根据权利要求10所述的S-型流化床，其特征在于：所述背脊的中间点到相邻凹槽的中间点在轴向上的距离级高和流化床径向上的比值在0.05到2之间。
12.根据权利要求11所述的S-型流化床，其特征在于：所述背脊的中间点到相邻凹槽的中间点在轴向上的距离级高和流化床径向上的比值在0.1到1之间。
13.根据权利要求12所述的S-型流化床，其特征在于：所述背脊的中间点到相邻凹槽的中间点在轴向上的距离级高和流化床径向上的具体值为0.1，0.2，0.3，0.4，0.5，0.6，0.7，0.8，0.9或1。
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