CN106433795A - 立式流化床换热装置 - Google Patents

Abstract

一种立式流化床换热装置，包括换热主体，换热主体的底部设置流体入口，换热主体底部的流体入口的上方还设置颗粒与循环流体混合入口，换热主体底部配置为供进入换热主体的流体和颗粒进行混合；换热主体的中部为热交换器，所述热交换器为垂直布置的多段式结构，每段热交换器都具有垂直布置的换热管，到达换热主体上部；各段热交换器之间的换热管相邻出入口的垂直间距大于0且小于等于500mm或者大于500mm。本发明的换热装置，通过在换热主体中部设置多段式热交换器，在保证交换器管路内的固体颗粒能够从下至上顺畅流动的同时，还能减少单个热交换器的长度，以提高搬运、安装和维修效率。

Description

立式流化床换热装置

技术领域

本发明涉及一种换热装置，进一步的本发明涉及一种立式流化床换热装置。

背景技术

煤气化技术是指把经过处理的煤粉、煤浆或渣油等送入气化炉内，在一定的温度和压力下，与气化剂反应后制得粗煤气。无论是干法除尘的煤气化技术还是湿法除尘的煤气化技术，在粗煤气的初步处理过程中均会产生大量高温黑灰水，为节省水资源，需要对该部分黑灰水降温后处理回收并循环利用。

如德士古煤气化的锁斗冲洗水冷却器、废水冷却器等均为水平布置的管壳式换热器，管程为高温灰水、壳层为循环水，设备制造全部采用碳钢材料。

气化黑灰水不仅具有一定的腐蚀性，而且悬浮物含量高，钙镁硬度大，总溶固多，在换热器的正常运行中易出现设备结垢、堵塞等现象。因此生产装置在运行过程中都按一备一或是一备二方式设置的备用换热器，待运行换热器出现故障后投入备用换热器并对故障换热器进行隔离清洗，单台换热器从投入使用到必须隔离清洗的时间根据各地区煤质不同，时间各有长短，如在某化工装置上该灰水换热器运行时间仅为15天，不仅影响整套装置的稳定运行，而且对每台结垢或堵塞的换热器还要投如大量人力、物力进行清洗。

另外，在石油化工领域也存在高温废水需要进行热交换处理，需要应用换热装置以利用能源和处理废水。

而且，为了便于颗粒在换热器内部管路中能够从下至上顺畅流动，现有技术中的立式换热器需要是一体式结构，换热器长度往往过长，一般说来流化床换热器由于工况的不同，常见高度从6-30米不等因此在设备运输带来了极其不便，过长的一体化设备无论对运输车辆，道路，转弯半径等都提出了较高的要求、而且运输费用极高，而现场吊车安装和维修时造成很多不便，费时费力。

发明内容

(一)要解决的技术问题

有鉴于此，本发明的目的在于，提供一种立式流化床换热装置，以解决以上所述的至少一项技术问题。

(二)技术方案

为实现上述目的，本发明提供一种立式流化床换热装置，包括换热主体，所述换热主体的底部设置有流体入口，换热主体底部的流体入口的上方还设置有颗粒与循环流体混合入口，换热主体底部配置为供进入换热主体的流体和颗粒进行混合；所述换热主体的中部为热交换器，所述热交换器为垂直布置的多段式结构，每段热交换器都具有垂直布置的换热管，该热交换器配置为使混合后的流体和颗粒依次通过各段热交换器中的换热管，到达换热主体上部；所述各段热交换器之间的换热管相邻出入口的垂直间距大于0且小于等于500mm；或者是所述各段换热器之间相邻出入口之间设有至少一块含有通孔的分布板，且满足x/(n+1)≤500mm，其中x为各段热交换器之间的换热管出入口的垂直间距，n为分布板数量。

优选的，所述热交换器为2-6段式结构。

优选的，所述各段热交换器之间的换热管相邻出入口的垂直间距大于等于10mm且小于等于300mm。

优选的，所述换热主体上部设置有一供换热后的流体和颗粒流出的伸入管，所伸入管连接一流出管的一端，流出管另一端连接至一流入管一端，流入管的另一端连接至一沉降式固液分离器，其中，所述流出管的内管径小于所述流入管的内管径。

优选的，所述伸入管上开设有一个或多个气孔。

优选的，所述伸入管下端口距离热交换器最上端的换热管上出口的距离为0.05-1.2倍的热交换器的水力学直径。

优选的，所述换热主体底部设置有分布装置，所述分布装置包括多层间隔设置的开孔板，其中，

所述流体入口位于最下部的开孔板下方，所述颗粒与循环流体混合入口位于最下部的开孔板上方。

优选的，所述分布装置最上部的开孔板与热交换器最下部的换热管间距大于等于10mm，且小于等于450mm。

优选的，从颗粒与循环流体混合入口所进入颗粒的圆球度大于等于0.6且小于1。

优选的，所述颗粒的外接球直径与换热管内径的比例为1∶3.5至1∶10。

(三)有益效果

基于上述技术方案，可以获知本发明的有益效果在于：

(1)通过在换热主体中部设置多段式热交换器，在保证交换器管路内的固体颗粒能够从下至上顺畅流动的同时，还能减少单个热交换器的长度，以提高搬运、安装和维修效率；

(2)通过特定的颗粒尺寸，能够更好的提高颗粒通过多段式热交换器的效果；

(3)通过流出管的内管径小于所述流入管的内管径，以降低进入重力沉降式固液分离器的流体流速，提高混合流体的后续分离效率。

附图说明

图1是本发明实施例的立式流化床换热装置换热主体部分的结构示意图。

图2是图1中各段热交换器之间的放大示意图。

图3是图1中沿A-A线的截面示意图。

图4A-4C分别是流出管和流入管之间三种不同方式的连接示意图。

图5是本发明实施例立式流化床换热装置的整体结构示意图。

图6是本发明实施例立式流化床换热装置与其它装置配合使用的示意图。

具体实施方式

为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚明白，以下结合具体实施例，并参照附图，对本发明作进一步的详细说明。在说明书中，相同或相似的附图标号指示相同或相似的部件。下述参照附图对本发明实施方式的说明旨在对本发明的总体发明构思进行解释，而不应当理解为对本发明的一种限制。

在本发明中的一些技术术语或者用语具有以下含义：“立式流化床”是相对于卧式流化床或者水平设置的流化床而言的，即流化床为竖直方向设置，使流化床内部的固体、液体混合物在竖直方向流动进行换热；在本发明中“底部”，“中部”和“上部”属于相对概念，举例来说，“换热主体底部”是位于换热主体底端的位置，位于热交换器的的下方，该位置用于输入流体和固体颗粒并且使两者进行混合，类似的“换热主体中部”是指热交换器所在位置，是实现热交换的主要部位；“水力直径”是在管内流动中引入的，其目的是为了给非圆管流动取一个合适的特征长度来计算其雷诺数。常用表达式是：4A/P，即横截面积A的四倍除以周长P。

根据本发明总体上的构思，提供一种立式流化床换热装置，包括换热主体，通过在换热主体中部设置多段式热交换器，在保证交换器管路内的固体颗粒能够从下至上顺畅流动的同时，还能减少单个热交换器的长度，以提高搬运、安装和维修效率。

图1是本发明实施例的立式流化床换热装置换热主体部分的结构示意图。图1中主要从换热主体101进行说明，立式流化床换热装置包括换热主体10部分。

其中，换热主体101底部设置有流体入口1，从流体入口1进入的流体6可以是高温流体，例如可以是煤气化工艺中气化炉产生的高温黑灰水，或者是其它的高温工业废水，或者是其它需要降温的流体，此时高温流体通过换热管内部与换热管外部(也即壳层)的循环水换热；从流体入口1进入的流体还可以是低温流体介质，例如低温工业废水、城市污水、地下水、湖水或者海水，此时低温流体通过换热管内部与换热管外部，也即壳层的高温流体换热。优选的，采用前者所述的换热方式实施本发明。对于换热主体101底部，其不一定是一个平面，也可以是一个曲面或者是不规则面形结构，流体入口1的设置位于为与相应的面型的任意位置，优选的位于底部结构的中间位置，以使进入换热主体101内部的流体6能够均匀分布。

图1中，换热主体101的底部采用锥形封头2，其形状为倒锥形结构，此时流体入口1设置在锥形封头2的倒锥形的顶端；当然该底部也不仅仅限于该种结构，也可以是一个半球形的底部结构，底部结构的选择在于引导流体在换热主体101的底部均匀分布，分布面积与进行换热的主体截面尺寸匹配。

进一步的，在换热主体101的底部设置有颗粒与循环流体混合入口10，该颗粒与循环流体混合入口10的选取位置应尽量靠近下方，但应在流体入口1的上方。优选的，该设置位置位于换热主体的侧壁上，以使颗粒能够水平方向喷射进入换热主体101内部，与垂直向上的流体6充分混合。

如图1所示，换热主体101的底部还设置有分布装置3，该分布装置可以是多层开孔板结构，各层开孔板之间间隔一定的距离，其中最底部一层的开孔板将流体入口1和颗粒与循环流体混合入口10隔开，流体入口1位于该层开孔板下方，而颗粒与循环流体混合入口10则位于该层开孔板的上方。

优选的，相邻两层开孔板之间的间距为30-450mm，进一步优选的，间距为100-250mm。

在本实施例中，对于颗粒种类的选择可以是本领域中常用的沙粒、钢球、铜球、玻璃粒子、氧化锆球、有机物粒子等等，目的在于能具有一定硬度，能够冲刷热交换器的换热管壁，在热交换过程中能够起到自清洁作用即可。

如图1中所示，换热主体101的中部为热交换器5，具有管内的壳层为循环水例如换热主体中部为热交换器，该热交换器5为垂直布置的多段式结构，每段热交换器5都具有垂直布置的换热管12，该热交换器5配置为使混合后的流体6和颗粒依次通过各段热交换器中的换热管，到达换热主体上部。在换热管内部构成供混合流体和颗粒通过的管程，在换热主体101的中部壁还分别开设有入水口和出水口(图1中未示出)，冷却水从入水口进入在壳层中与管内的混合流体进行换热，然后从出水口流出，以此形成循环。

在本实施例中，分布装置最上端与热交换器5最下端的垂直距离为10-450mm。通过多层的分布装置和设定分布装置与热交换器5的位置，颗粒经过多次分布后变得在液体中更加的均匀。

图2是图1中各段热交换器之间的放大示意图。对于每段热交换器来说，其由至少一根单管程竖管构成，每个单管程竖管与相对接的另一段热交换器中的单管程竖管对接，彼此之间相邻出入口的垂直间距d为大于0且小于等于500mm，进一步优选的大于等于10mm且小于等于300mm。设置该间距的目的是，使含颗粒的流体能够正常通过，此时配合的通过分布装置3最上部开孔板的流体的流速为0.3-3.5m/s，可以通过调节流体入口1的流速实现相应效果；传统技术中往往不设置多段式，因为传统工艺中设置多段式后不能避免各段之间结垢和堵塞。

而另外一种设置方式是：各段换热器之间相邻出入口之间设有至少一块含有通孔的分布板，且满足x/(n+1)≤500mm，其中x为各段热交换器之间的换热管出入口的垂直间距，n为分布板数量。该情况下，尤其在间距大于500mm时也能够实现多段式热交换器的方案。

此时，对于颗粒尺寸的选择，优选的，进行循环的颗粒的圆球度为ψ，其中0.6＜ψ≤1，颗粒外接球直径与换热管内径的比例为1∶3.5至1∶10，还优选的，颗粒在流体6中的静态安息角≤32°。

图3是图1中沿A-A线的截面示意图。该图只是起到示范性作用，传统的热交换器并不选择多段式结构，因为往往会因为管道内通过的颗粒不能传送到上一段的热交换器，在图3所示的各段的端部形成堵塞，造成换个管道不能正常工作，影响换热效果。本实施例中通过选择特定的间隔尺寸可以实现颗粒的顺利通过，另外再配以相应的颗粒尺寸设计和流体流速，更优的实现了颗粒在多段式热交换器中顺畅通过，在减少损耗和减少成本的基础上能够同时保证换热效率。图3中示意性的表示了各段热交换器由多根单管程的换热管构成，换热管优选的在热交换器内均匀分布，以提高散热效果。换热管道优选的为截面呈圆形的换热管道，以更大限度的供颗粒冲刷和通过，避免尺寸不均引起颗粒堵塞。

在本实施例中，如图1所示，在换热主体101的上部，提供经换热后的流体流出的管道。该上部结构可以是一上锥形封头7结构，当然设置方式不仅限于此，类似于锥形封头2的设置方式，该部分的目的是将流体通道收敛，以使换热后的流体能够充分流出。在上锥形封头7上设置有一插入内部的伸入管4，流体能通过该伸入管4流出换热主体101。

图1中，还进一步设置有一流出管8，其入口端连接至伸入管4的出口端，流出管8的出口端进一步连接至流入管9的入口端，然后在经流入管9的出口端流入以重力沉降式固液分离器102中，重力沉降式固液分离器102的底部再连接至颗粒与循环流体混合入口10，至此，实现整个换个装置的换热循环过程。

优选的，伸入管4下端口距离热交换器最上端的换热管12上出口的距离为0.05-1.2倍的热交换器的水力直径。

图4A-4C分别是流出管和流入管之间三种不同方式的连接示意图。为保证流入到重力沉降式固液分离器的流速能下降，需要在流体路程中增加流体管道的截面积，根据流体流速计算公式可知，截面尺寸越大，则流速越低，图4A-4C分别给出了三种流入管9和流出管8之间的接入方式，可以是两个截面不同的管路直接连接(如图4A)所示，或者是通过线性过度，逐渐增加管路截面积(如图4B)，抑或是通过非线性的曲面进行过过渡(如图4C)。由于流出管的内管径小于所述流入管的内管径，降低了进入重力沉降式固液分离器的流体流速，产生的结果是提高了混合流体的后续分离效率。

图1中所示，在伸入管4的管壁上还开设有一个或者多个气孔11，用于释放深入管4下端距离上封头顶端的空气，使流体能够顺利实现流动。气孔11的开设位置可以是尽量靠近上封头顶端，开孔的孔径应尽可能的小，以防止流体从该气孔流出。

图5是本发明实施例立式流化床换热装置的整体结构示意图。除包含换热主体101外，立式流化床换热装置还可以包括重力沉降式固液分离器102，两者之间首尾相连，构成密闭循环。

图5中，分离器102包含以直筒13，直筒下部连接之一颗粒下行管16，颗粒下行管16设置有颗粒运动控制装置18(即控制下行管的启动和关闭)。另外，颗粒下行管16上还设置有流体压力入口阀17以控制下行管16内的压力，其中运动控制装置18和流体压力入口阀17与控制装置18电气连接，通过该控制装置18控制两者的启动和关闭。下行管16底部与颗粒横管22联通，颗粒横管22随后连接至颗粒与循环流体混合入口10，即实现循环。进一步的，在颗粒横管22与下行管16连接处设置底部颗粒放料口20。

在重力沉降式固液分离器102中，混合物的运动原理如下：

在混合物经过流入管9后，再进入重力沉降式固液分离器102的直筒13进行分离，分离后的流体6上行，经由流体最终出口23排出，循环颗粒14沉降后经由分离器下锥形封头15后进入颗粒下行管16。在分离器102的底部还设有装填颗粒的颗粒装填口24，在颗粒减少或者循环开始阶段可以选择从该装填口装填足量的循环颗粒14以维持换热过程中的颗粒自清洁循环。

随后，当下行管16内充满大量的循环颗粒14，则控制器25开始控制流体压力入口阀17打开，同时颗粒运动控制装置18关闭，则循环颗粒14在带压流体的推动下进入颗粒横管22和颗粒与循环流体混合入口10，完成颗粒的循环。当完成上述循环后，控制器25控制颗粒运动控制装置18打开，流体压力入口阀门17关闭，则循环颗粒14自动收集至下行管16内。

为了避免颗粒横管22内的颗粒造成堆积，因此下部液体流入口19处于常开状态，避免了循环颗粒14在颗粒横管22内的堆积和堵塞。

图6是本发明实施例立式流化床换热装置与其它装置配合使用的示意图。本发明的换热装置可以与煤化工或石油化工中其它的装置配套使用，以实现高温黑灰水降温后回收以及循环利用。

图6中在一定的温度和压力下，黑水进入高温闪蒸罐200，经闪蒸后形成高闪汽(上部箭头所示方向)同时产生大量高温黑水(底部箭头方向)，该高温黑水如直接排放会产生大量的能量浪费和环境污染，可以将该高温黑水导入本发明实施例的立式流化床换热装置中，从换热主体的底部流体入口导入，经多段式热交换器进行换热后，从换热主体上端经一系列管道排入重力沉降式固液分离器进行固液分离，黑水降温后最终从流体最终出口排出，以供后续过程中再利用。

在循环换热过程中，虽然黑灰水中悬浮物含量高，钙镁硬度大，总溶固多，但是由于热交换器中多段式设计、流出管的内管径小于所述流入管的内管径设计以及流体流速等设计，使循环颗粒能够充分冲刷热交换器中换热管管壁，减少阻塞，在使用过程中无需频繁更换和检修。

以上所述的具体实施例，对本发明的目的、技术方案和有益效果进行了进一步详细说明，应理解的是，以上所述仅为本发明的具体实施例而已，并不用于限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所做的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims (10)

1.一种立式流化床换热装置，包括换热主体，其特征在于：

所述换热主体的底部设置有流体入口，换热主体底部的流体入口的上方还设置有颗粒与循环流体混合入口，换热主体底部配置为供进入换热主体的流体和颗粒进行混合；

所述换热主体的中部为热交换器，所述热交换器为垂直布置的多段式结构，每段热交换器都具有垂直布置的换热管，该热交换器配置为使混合后的流体和颗粒依次通过各段热交换器中的换热管，到达换热主体上部；

所述各段热交换器之间的换热管相邻出入口的垂直间距大于0且小于等于500mm；或者是所述各段换热器之间相邻出入口之间设有至少一块含有通孔的分布板，且满足x/(n+1)≤500mm，其中x为各段热交换器之间的换热管出入口的垂直间距，n为分布板数量。

2.根据权利要求1所述的立式流化床换热装置，其特征在于，所述热交换器为2-6段式结构。

3.根据权利要求1所述的立式流化床换热装置，其特征在于，所述各段热交换器之间的换热管相邻出入口的垂直间距大于等10mm且小于等于300mm。

4.根据权利要求1所述的立式流化床换热装置，其特征在于，所述换热主体上部设置有一供换热后的流体和颗粒流出的伸入管，所伸入管连接一流出管的一端，流出管另一端连接至一流入管一端，流入管的另一端连接至一沉降式固液分离器，其中，

所述流出管的内管径小于所述流入管的内管径。

5.根据权利要求4所述的立式流化床换热装置，其特征在于，所述伸入管上开设有一个或多个气孔。

6.根据权利要求4所述的立式流化床换热装置，其特征在于，所述伸入管下端口距离热交换器最上端的换热管上出口的垂直距离为0.05-1.2倍的热交换器的水力直径。

7.根据权利要求1所述的立式流化床换热装置，其特征在于，所述换热主体底部设置有分布装置，所述分布装置包括多层间隔设置的开孔板，其中，

所述流体入口位于最下部的开孔板下方，所述颗粒与循环流体混合入口位于最下部的开孔板上方。

8.根据权利要求7所述的立式流化床换热装置，其特征在于，所述分布装置最上部的开孔板与热交换器最下部的换热管垂直间距大于等于10mm，且小于等于450mm。

9.根据权利要求1所述的立式流化床换热装置，其特征在于，从颗粒与循环流体混合入口所进入颗粒的圆球度大于等于0.6且小于1。

10.根据权利要求1所述的立式流化床换热装置，其特征在于，所述颗粒的外接球直径与换热管内径的比例为1∶3.5至1∶10。