第６４卷第６期 化工 学报 Ｖｏ１．６４ ＮＯ．６ ２０１３年６月 ＣＩＥＳＣ Ｊｏｕｒｎａ１ Ｊｕｎｅ ２Ｏ１３ 基于多尺度模型的ＭＩＰ提升管反应 历程数值模拟 鲁波娜 ，程从礼 ，鲁维民。，王 维 ，许友好 （ 中国科学院过程工程研究所，多相复杂系统国家重点实验室，北京１００１９０； 。中国石化石油化工科学研究院，北京１０００８３） 摘要：ＭＩＰ（ｍａｘｉｍｉｚｉｎｇ ｉｓｏ—ｐａｒａｆｆｉｎｓ ｐｒｏｃｅｓｓ）工艺采用两个反应器串联技术，可有效改善汽油质量。ＭＩＰ反应 器的冷态模拟虽能揭示反应器内的流动行为及几何结构的影响，但无法考虑反应引发的变化。为更准确地揭示 该反应器中的油气及颗粒运动行为，尝试了三维瞬态反应模拟。模拟采用双流体模型结合十二集总反应动力学 模型，并在相间动量传递模型和传热模型中考虑了多尺度结构的影响，然后与基于均匀分布的传统模型作对比。 结果表明，相比于传统模型，多尺度模型能较准确预测二反段内的流动结构、颗粒浓度以及温度分布。在预测 产率方面，两种模型所得结果类似，都对油浆和柴油的预测较好，对液化气和干气的预测偏差较大。这说明， 仅在动量传递及传热模型中考虑多尺度结构的影响是不够的。 关键词：模拟；多尺度模型；ＥＭＭＳ；集总反应动力学；双流体模型 ＤＯＩ：１０．３９６９／ｊ．ｉｓｓｎ．０４３８—１１５７．２０１３．０６．０１２ 中图分类号：ＴＱ ０２Ｉ．１；０ ３５９ 文献标志码：Ａ 文章编号：０４３８—１１５７（２０１３）０６—１９８３—１０ Ｎｕｍｅｒｉｃａｌ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｏｆ ｒｅａｃｔｉｏｎ ｐｒｏｃｅｓｓ ｉｎ ＭＩＰ ｒｉｓｅｒ ｂａｓｅｄ ｏｎ ｍｕｌｔｉ—ｓｃａｌｅ ｍｏｄｅｌ ＬＵ Ｂｏｎａ 。ＣＨＥＮＧ Ｃｏｎｇｌｉ ，ＬＵ Ｗｅｉｍｉｎ 。ＷＡＮＧ Ｗｅｉ 。ＸＵ Ｙｏｕｈａｏ （ Ｓｔａｔｅ Ｋｅｙ Ｌａｂｏｒａｔｏｒｙ ｏｆ Ｍｕｌｔｉｐｈａｓｅ Ｃｏｍｐｌｅｘ Ｓｙｓｔｅｍｓ，Ｉｎｓｔｉｔｕｔｅ ｏｆ Ｐｒｏｃｅｓｓ Ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ，Ｃｈｉｎｅｓｅ Ａｃａｄｅｍｙ ｏｆ Ｓｃｉｅｎｃｅｓ， Ｂｅｉｊｉｎｇ １００１９０，Ｃｈｉｎａ； Ｒｅｓｅａｒｃｈ Ｉｎｓｔｉｔｕｔｅ ｏｆ Ｐｅｔｒｏｌｅｕｍ Ｐｒｏｃｅｓｓｉｎｇ，Ｓｉｎｏｐｅｃ，Ｂｅｉｊｉｎｇ １０００８３，Ｃｈｉｎａ） Ａｂｓｔｒａｃｔ：ＭＩＰ（ｍａｘｉｍｉｚｉｎｇ ｉｓｏ—ｐａｒａｆｆｉｎｓ ｐｒｏｃｅｓｓ）ｐｒｏｃｅｓｓ ｕｔｉｌｉｚｅｓ ｔｈｅ ｔｅｃｈｎｉｑｕｅ ｏｆ ｌｉｎｋｉｎｇ ｔｗｏ ｒｅａｃｔｉｏｎ ｚｏｎｅｓ ｉｎ ｓｅｒｉｅｓ，ａｎｄ ｈｅｎｃｅ ｅｆｆｅｃｔｉｖｅｌｙ ｉｍｐｒｏｖｅｓ ｇａｓｏｌｉｎｅ ｑｕａｌｉｔｙ．Ｃｏｌｄ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｏｆ ＭＩＰ ｒｅａｃｔｏｒｓ ｃａｎ ｒｅｖｅａｌ ｔｈｅ ｆｌｏｗ ｓｔｒｕｃｔｕｒｅｓ ｉｎ ｔｈｅ ｓｅｃｏｎｄ ｒｅａｃｔｉｏｎ ｚｏｎｅ ａｎｄ ａｌｓｏ ｔｈｅ ｅｆｆｅｃｔｓ ｏｆ ｇｅｏｍｅｔｒｉｃａｌ ｓｔｒｕｃｔｕｒｅｓ，ｂｕｔ ｃａｎｎｏｔ ｐｒｏｖｉｄｅ ｔｈｅ ｃｈａｎｇｅｓ ｉｎ ｈｙｄｒｏｄｙｎａｍｉｃｓ ｒｅｓｕｌｔｉｎｇ ｆｒｏｍ ｃａｔａｌｙｔｉｃ ｃｒａｃｋｉｎｇ ｒｅａｃｔｉｏｎｓ．Ｔｏ ｃａｐｔｕｒｅ ｔｈｅｓｅ ｃｈａｎｇｅｓ，ｔｈｉｓ ｗｏｒｋ ａｉｍｅｄ ａｔ ｃａｒｒｙｉｎｇ ｏｕｔ ｔｈｒｅｅ—ｄｉｍｅｎｓｉｏｎａｌ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｏｆ ｔｈｅ ＭＩＰ ｒｅａｃｔｏｒ ｂｙ ｃｏｎｓｉｄｅｒｉｎｇ ｔｈｅ ｒｅａｃｔｉｏｎｓ．Ｔｈｅ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｗａｓ ｂａｓｅｄ ｏｎ ｔｈｅ ｔｗｏ—ｆｌｕｉｄ ｍｏｄｅｌ ａｎｄ １ ２一ｌｕｍｐ ｋｉｎｅｔｉｃ ｍｏｄｅ１．Ｔｈｅ ｉｎｔｅｒ—ｐｈａｓｅ ｍｏｍｅｎｔｕｍ ｔｒａｎｓｆｅｒ ａｎｄ ｈｅａｔ ｔｒａｎｓｆｅｒ ｍｏｄｅｌｓ ｔｏｏｋ ｉｎｔｏ ａｃｃｏｕｎｔ ｔｈｅ ｅｆｆｅｃｔｓ ｏｆ ｍｕｌｔｉ—ｓｃａｌｅ ｆｌｏｗ ｓｔｒｕｃｔｕｒｅｓ， ａｎｄ ｗｅｒｅ ｃｏｍｐａｒｅｄ ｗｉｔｈ ｔｈｅ ｔｒａｄｉｔｉｏｎａｌ ｍｏｄｅｌｓ ｂａｓｅｄ ｏｎ ｈｏｍｏｇｅｎｅｏｕｓ ｓｔａｔｅ．Ｔｈｅ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｆｏｕｎｄ ｔｈａｔ ｔｈｅ ｍｕｌｔｉ—ｓｃａｌｅ ｍｏｄｅｌｓ ｃｏｕｌｄ ｒｅａｓｏｎａｂｌｙ ｐｒｅｄｉｃｔ ｔｈｅ ｆｌｏｗ ｓｔｒｕｃｔｕｒｅｓ ａｎｄ ｓｏｌｉｄｓ ｖｏｌｕｍｅ ｆｒａｃｔｉｏｎ ｉｎ ｔｈｅ ｓｅｃｏｎｄ ｒｅａｃｔｉｏｎ ｚｏｎｅ ａｓ ｗｅｌｌ ａｓ ｔｈｅ ｔｅｍｐｅｒａｔｕｒｅ ｐｒｏｆｉｌｅｓ，ｃｏｍｐａｒｅｄ ｔｏ ｔｈｅ ｔｒａｄｉｔｉｏｎａｌ ｍｏｄｅ１．Ｆｏｒ ｐｒｅｄｉｃｔｉｎｇ ｐｒｏｄｕｃｔ ｙｉｅｌｄｓ，ｂｏｔｈ ｍｏｄｅｌｓ ｓｈｏｗｅｄ ｓｉｍｉｌａｒ ｒｅｓｕｌｔｓ．Ｔｈｅｙ ｈａｄ ｇｏｏｄ ｐｒｅｄｉｃｔｉｏｎｓ ｉｎ ｓｌｕｒｒｙ ａｎｄ ｄｉｅｓｅｌ，ｂｕｔ ｆａｉｌ ｔｏ ｐｒｅｄｉｃｔ ＬＰＧ ａｎｄ ｄｒｙ ｇａｓ．Ｔｈｅ ａｂｏｖｅ ｆｉｎｄｉｎｇ ｉｍｐｌｉｅｄ ｔｈａｔ ｔｈｅ ｅｆｆｅｃｔｓ ｏｆ ｍｕｌｔｉ—ｓｃａｌｅ ｓｔｒｕｃｔｕｒｅｓ ｓｈｏｕｌｄ ｎｏｔ ２０１２—０９—１８收到初稿，２０１２—１０—２５收到修改稿。 联系人及第一作者：鲁波娜（１９７９一），女，博士。 基金项目：中国石油化工股份有限公司资助项目（１１０００９）； 国家自然科学基金项目（２１１０６１５７）。 Ｒｅｃｅｉｖｅｄ ｄａｔｅ：２０１２—０９—１８． Ｃｏｒｒｅｓｐｏｎｄｉｎｇ ａｕｔｈｏｒ：ＬＵ Ｂｏｎａ， ｂｎｌｕ＠ｈｏｍｅ．ｉｐｅ．ａｃ．ｃａ Ｆｏｕｎｄａｔｉｏｎ ｉｔｅｍ：ｓｕｐｐｏｒｔｅｄ ｂｙ ｔｈｅ ＳＩＮＯＰＥＣ（１１０００９）ａｎｄ ｔｈｅ Ｎａｔｉｏｎａｌ Ｎａｔｕｒａｌ Ｓｃｉｅｎｃｅ Ｆｏｕｎｄａｔｉｏｎ ｏｆ Ｃｈｉｎａ（２１１０６１５７）． ・１９８４・ 化工学报 第６４卷 ｏｎｌｙ ｂｅ ｃｏｎｓｉｄｅｒｅｄ ｉｎ ｔｈｅ ｍｏｍｅｎｔｕｍ ｔｒａｎｓｆｅｒ ａｎｄ ｈｅａｔ ｔｒａｎｓｆｅｒ ｍｏｄｅｌｓ，ｂｕｔ ａｌｓｏ ｂｅ ｔａｋｅｎ ｉｎｔｏ ａｃｃｏｕｎｔ ｉｎ ｔｈｅ ｌｕｍｐｅｄ ｋｉｎｅｔｉｃ ｍｏｄｅ１． Ｋｅｙ ｗｏｒｄｓ：ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ；ｍｕｌｔｉ－ｓｃａｌｅ ｍｏｄｅｌ；ＥＭＭＳ；ｌｕｍｐｅｄ ｒｅａｃｔｉｏｎ ｋｉｎｅｔｉｃｓ；ｔｗｏ—ｆｌｕｉｄ ｍｏｄｅｌ 引 言 随着中国汽车工业的迅猛发展，汽车消费也急 果产生一定的影响 ］。根据反应模拟基于的流动模 型的不同，常见的提升管反应模拟大致分为一维 （ＩＤ）轴向模型＿８］，半经验模型如环核模型ｌ９ｊ，在 一剧增加，这使得汽车尾气排放造成的大气污染问题 维基础上发展起来的较完整的流动模型，一般同 日益严重。为缓解大气污染问题，逐渐提高了车用 汽油标准，其中，国Ⅳ标准要求汽油苯体积分数不 得高于１ ，烯烃体积分数不大于２８ ，芳烃体积 分数不大于４０ ，硫含量不得高于５Ｏ ｍｇ・ｋｇ。 我国汽油产品中催化裂化汽油所占比例较高， 约为７５ ｎ］。由于大部分催化裂化装置的原料中 掺入了一定比例的减压渣油，因此导致常规催化裂 化（ｆｌｕｉｄ ｃａｔａｌｙｔｉｃ ｃｒａｃｋｉｎｇ，ＦＣＣ）的烯烃含量较 高，无法满足新的车用汽油标准。石油化工科学研 究院基于两个反应区串联的概念，建立多产异构烷 烃的催化裂化新技术（ｍａｘｉｍｉｚｉｎｇ ｉｓｏ—ｐａｒａｆｆｉｎｓ ｐｒｏｃｅｓｓ，ＭＩＰ）［２ ］。与常规ＦＣＣ工艺相比，ＭＩＰ 工艺增加了第二反应区用于烃类转化反应，而它的 第一反应区相当于常规等直径ＦＣＣ提升管，主要 进行高温、短接触的裂化反应ｌ５］。ＭＩＰ工艺可大 幅度降低烯烃含量，提高重油裂化能力和液化气产 率。到目前为止，ＭＩＰ技术的工业应用已达到３０ 套，总加工能力接近５０ Ｍｔ・ａ ［６］。 为了深入了解ＭＩＰ反应器内的流动和反应行 为，为进一步优化设计及后续放大提供可靠参数， 在前期工作中，采用计算流体力学（ＣＦＤ）对 ＭＩＰ反应器进行了等温流动模拟。考察了操作条 件、出口结构、分布板结构等因素对反应器内的流 动行为，尤其是对二反段内的流动结构的影响。研 究表明，采用双流体模型结合多尺度曳力模型能较 准确地捕捉Ｎ－－反段内的颗粒团聚行为以及典型的 “Ｓ”型轴向空隙率分布口］。然而，在实际运行中， 催化裂化反应伴随着热量交换会引发一系列物性的 变化，如油气密度随着反应的进行而逐渐减小从而 引起油气的膨胀。因此，等温流动模拟只能适合于 温度变化不明显的区域，如二反段和出口段等。为 了更准确地揭示ＭＩＰ反应器中的油气及颗粒运动 行为，在流动模拟的基础上考虑化学反应的影响是 非常必要的。同时，流动模型也会对反应模拟的结 时求解每相的质量、动量、能量及组分方程，但往 往忽略了时间项口 ｎ］。近年来，随着ＣＦＤ技术水 平的发展，研究者们尝试在完整的双流体模型的基 础上结合复杂的反应动力学模型模拟提升管中的催 化裂化反应Ｅ１２ｊ。然而，双流体模型中的统计平均 技术消除了单个颗粒的流动特征，最终它们的作用 体现在本构方程中。而常规的本构方程往往基于均 匀化假设，这使得一般双流体模型（双流体模型结 合适用于均匀状态的本构方程）无法准确描述非均 匀结构丰富的气固流动行为口引。对于提升管流动， 采用双流体模型结合基于ＥＭＭＳ（ｅｎｅｒｇｙ ｍｉｎｉｍｉ— ｚａｔｉｏｎ ｍｕｌｔｉ—ｓｃａｌｅ）的多尺度曳力模型已被验证能 成功捕捉团聚物结构及预测颗粒通量等宏观物理 量ｌ＿７ 。对于ＭＩＰ提升管反应模拟来讲，由于催 化裂化反应还伴随着热量的传递，而热量的传递也 与结构密切相关＿】 ，因此可尝试在动量和热量传 递模型中都考虑非均匀结构的影响。 本研究以某大型炼化企业的ＭＩＰ装置为研究 对象，采用双流体模型结合基于ＥＭＭＳ的多尺度 模型和十二集总反应动力学模型进行三维瞬态反应 模拟，并与传统的双流体模型进行对比。通过分析 催化剂密度、温度分布、油气速度以及产物分布等 一系列参数，探讨多尺度模型在反应模拟方面的预 测能力，以及存在多尺度流动结构情况下，集总反 应动力学面临的挑战。 １ 数学模型 １．１控制方程 模拟采用ＦＬＵＥＮＴ＠６．３作为求解器，双流体 模型作为基本控制方程。颗粒相压力及颗粒黏度等 物性由颗粒动理论封闭。相间动量作用主要考虑相 问曳力。详细的动力学方程可参见ＦＬＵＥＮＴ＠６．３ 的帮助文档及有关提升管模拟的相关工作 。 。 １．２曳力模型 由于曳力系数受流动结构影响显著口 ¨］，进 第６期 鲁波娜等：基于多尺度模型的ＭＩＰ提升管反应历程数值模拟 而影响模拟的预测结果，因此对它的封闭尤为重 二步法＿】 拟合成一系列的关联式代替矩阵，这有 要。本研究中主要采用基于ＥＭＭＳ的曳力模 利于ＵＤＦ的快捷编写和提高程序的稳定性。表１ 型＿１ ¨］。作为对比，还考察了一种常见的基于均 即为ＥＭＭＳ曳力系数关联式，其中，表观气速 匀流态化的曳力关联式，Ｇｉｄａｓｐｏｗ模型 ”］。曳力 和颗粒通量Ｇ 是基于二反段横截面得到的，油气 通常表示为 ，这里，ｐ称为相问动量传递交换 的物性取自二反段中的油气平均物性。 系数，有各种不同的表达式。 １．３传热模型 基于均匀流态化的Ｇｉｄａｓｐｏｗ模型表示为 非均匀结构对传热系数也有一定的影响 ｎ］。 ｆ 一 ３ ｃｏｏ ｝二 ｅ （￡ｇ≥Ｏ．８） 在ＦＬＵＥＮＴ中，相间传热系数矗也是基于均匀流 体化得到 １Ｊ 卢一１５ｏ ｈ一＿６ＡｇｅｓｅｇＮｕ￣ （４） ｇ“ｐ ＋１．７５ ¨ （１） ｌ （￡ ＜０．８） ｄ； 其中，ＣＤ。的表达式为 其中， 是油气的热导率。对于气固两相流来说， Ｎｕ。常采用Ｇｕｎｎ模型Ｌ２¨，其表达式为 』Ｊ ｃＬｏｍ一——— ■一ｏ一 ｃ‘ 。 ＜ ∞ （２） Ｎｕ。一（１—１０ｅｇ十５Ｅ：）（１十０．７ｒｅ￣ Ｐｒ 。）＋ 【ＣＤｏ—ｏ．４４（Ｒｅ ≥ｌＯＯＯ） （１．３３—２．４ｅｇ十１．２ｅ：） ０ Ｐｒ 。 （５） 基于ＥＭＭＳ的曳力系数为 其中，Ｆｅ。一 ｐ ｌｉｐ Ｐｆ ｆ，Ｐｒ＝ｃ ｇ／ｋｇ，Ｃｐ，ｇ是油气 卢一孚ｃＤ。堕盟 二 ￡ Ｈ。 （３） 的比定压热容。 若考虑非均匀结构的影响，这里采用ＥＭＭＳ 其中，Ｈｏ定义为 （ｐｏ：曳力系数 叩）， 模型ｃ１ 先分解微元内的结构，得到密相和稀相 用来表示非均匀结构对曳力系数的影响程度。首 中固相浓度等多个结构参数，并假设密相和稀相内 先，ＨＤ由ＥＭＭＳ／ｍａｔｒｉｘ模型＿】。 。 计算得到，并 的颗粒为均匀分布。然后应用式（４），可分别得到 存于矩阵当中。基于矩阵的搜索算法，过程工程研 密相和稀相中的传热系数，则总的相间传热系数表 究所多相复杂系统实验室的ＥＭＭＳ团队开发了 达为 ＥＭＭＳ软件，可根据用户提供的物性及操作条件 ｈ。一Ｊｆ丁６Ａｇｅ ｅｇ Ｎｕ＋（１一生成可应用于ＦＬＵＥＮＴ的用户自定义函数 ，） （６） “ｐ “ｐ （ＵＤＦ）。为更便于使用，本研究将曳力系数矩阵用 式中 ＿厂是密相的体积分数，下角标Ｃ和ｆ分别表 表１ ＭＩＰ反应器的曳力系数关联式 Ｔａｂｌｅ １ Ｆｏｒｍｕｌａｅ ｏｆ ＨＤ ｆ０ｒ ＭＩＰ ｒｅａｃｔｏｒ Ｒａｎｇｅ（ｅｍｆ≤ｅｇ≤１） ｓｓｓ 一雨 一 ｌｂ＝２４３．７９—２３２４．４４ｅｇ＋８３０５．９１Ｊｇ一１３１８３．３８￣ｉ＋７８４２．７２ｅ ㈣ ＋雨 一 …一雨 一 ４６５２５／（４８５１．４７－－４８９８．１９ｅｇ）。 。 ０．３２４４３＋０．３２４４３￣￣。・０００１６）。・。。。 ０４４…８６ Ｆ １ ｛１一 ） ５２＿Ｏ・３８２６。 Ｆ毒 ｛卜 瓣） ０．９９９７≤￡ｇ≤１ ①ＨＤ＝ａ（Ｒｅ。） ，Ｒｅ ＝ｄｐＵ ｌ。ｐＰ＃ｍ，０．００１≤Ｕ ｌｉｐ≤１０００． Ｎｏｔｅ：Ｐｐ＝１５００ ｋｇ・ｍ一。，Ｐｇ一３．６５ ｋｇ・ｍ一。， 一１．３ｅ一 Ｐａ・ｓ， ｐ一６５，ｕｍ，Ｕｇ一１．６７ ｍ・ｓ一 ，Ｇ。＝３４．６ ｋｇ・ｍ一 ・ｓ一 ），ｅ ｆ一 ０．４，ｅ 一０．９９９７． ・１９８６・ 化工学报 第６４卷 示密相和稀相，结构参数ｅ 、ｅ—ｅ ｅ 及－厂通 过ＥＭＭＳ／ｍａｔｒｉｘ模型口。 。 中的第一步计算得到， Ｆｅ 和Ｐｒ采用的参数不变。 １．４集总反应动力学 反应动力学模型采用十二集总模型 。集总 网络如图１所示，集总组分划分见表２。反应动力 学参数由石油化工科学研究院提供，表３列出了详 细的反应速率常数和活化能。 Ｇａｓ２ 图１ 十二集总反应动力学模型的反应网络 Ｆｉｇ．１ Ｒｅａｃｔｉｏｎ ｎｅｔｗｏｒｋ ｏｆ １ ２一ｌｕｍｐ ＦＣＣ ｋｉｎｅｔｉｃ ｍｏｄｅｌ 表２十二集总反应动力学模型的各集总划分 Ｔａｂｌｅ ２ Ｌｕｍｐｓ ｏｆ １２。ｌｕｍｐ ｋｉｎｅｔｉｃ ｍｏｄｅｌ 集总反应速率Ｒ表示为 Ｒ 一∑ ｒ （７） ｐ一１ 其中，Ｎ是总的反应路径数。）， 表示为 （８） 式中ｉ是路径Ｐ上的反应物，Ｍ表示集总的摩尔 质量。如果路径Ｐ不与集总Ｊ相连，则 ，一０；若 表３十二集总反应动力学模型中的 反应速率常数和活化能 Ｔａｂｌｅ ３ Ｐａｒａｍｅｔｅｒｓ ｏｆ １２一ｌｕｍｐ ｋｉｎｅｔｉｃ ｍｏｄｅｌ ＞ ，则 一１；若Ｊ—ｉ，则如一一１ 。 。 单个反应速率表示为 一 唧『辛（毒一 ｒｒｅｔ） ． Ｃ ， 是油气中该组分的浓度。 为催化剂失 活函数，表示为 ＝（１ ４－５１．０Ｙ。 ） （１０） 催化裂化反应是吸热反应，它产生的热量表 示为 Ｑ。。ｋ 一（尺ｌ２ Ｍｆｈ＋Ｒ１９Ｍｆｍ ４－Ｒ２２Ｍ ４－ Ｒ２４Ｍ １） ａ一△Ｈｃ ｃ （１１） 式中‰ 为催化剂的体积分数， 为催化剂的密 度，焦炭生成热△Ｈ ｏｋｅ为６６４８．８８９ ｋＪ・ｋｇ一。 Ｑ 可作为源项从气相能量方程中的右边移除ｌ＿ １。 ２ 模拟设置 本模拟采用的ＭＩＰ反应器如图２所示，不考 虑预提升段，并假设原油在入口１与热催化剂颗粒 接触时已瞬间气化。油气在入口１的组成是由石油 化工科学研究院根据标定数据得到。入口２是二反 第６期 鲁波娜等：基于多尺度模型的ＭＩＰ提升管反应历程数值模拟 ・ｊ９８７・ ｌｌＩ ｌ 图２ ＭＩＰ反应器三维构体 Ｓｃｈｅｍａｔｉｃ ｄｉａｇｒａｍ ｏｆ ｔｈｒｅｅ—ｄｉｍｅｎｓｉｏｎａｌ ＭＩＰ ｒｅａｃｔｏｒ ｐｒｉｍａｒｙ ｉｎｌｅｔ；２－－ｓｅｃｏｎｄａｒｙ ｉｎｌｅｔ；３ ｐｒｅｓｓｕｒｅ ｏｕｔｌｅｔ 段待生催化剂的补料入口。出口设为压力边界出 口，壁面设为无滑移边界。 采用Ｇａｍｂｉｔ￣２．４进行构体及网格划分，总网 格数约为２８万个。采用气固双流体模型，其中， 气相有１２个组分，分别是Ｐｈ、Ｎｈ、Ａｈ、Ｆｈ、Ｐ 、 Ｎ 、Ａ 、Ｆ 、Ｇ、Ｇａｓ１、Ｇａｓ２以及水蒸气，固相 由催化剂颗粒和焦炭（ｃｏｋｅ）组成。气相中每个组 分的黏度、热导率、扩散系数、定压热熔等物性都 与温度相关，因此需要编写相应的ＵＤＦ写入 ＦＬＵＥＮＴ中（物性计算的表达式见附录１）。对于 固相中的焦炭，假设其物性与催化剂颗粒的物性一 致，焦炭在催化剂颗粒表面附着的百分比ｙ 近似 为焦炭在固相中的质量分数。反应引起的质量变化 通过源项的形式加入每个组分方程中。需要注意的 是，由于反应生成的焦炭处理成固相中的一部分， 则需要考虑气固相之间的质量交换。由于催化裂化 反应都在催化剂颗粒表面的活性位进行，则可认为 反应生成的焦炭瞬间附着上了颗粒，因此在计算过 程中，可在气固相的质量方程中通过源项的形式考 虑产生焦炭引起的质量变化。另外，催化裂化反应 是吸热反应，产生焦炭所需的热量从气相的能量方 程中移除。具体的模拟设置列于表４。 在计算进行中，跟踪二反段中的固相浓度，待 表４模拟设置参数 Ｔａｂｌｅ ４ Ｏｐｅｒａｔｉｎｇ ｐａｒａｍｅｔｅｒｓ ｉｎ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎｓ ｐａｒｔｉｃｌｅ ｄｉａｍｅｔｅｒ，ｄｐ／ ｍ ｐａｒｔｉｃｌｅ ｄｅｎｓｉｔｙ， ／ｋｇ・ｍ一。 ｐｒｉｍａｒｙ ｉｎｌｅｔ ｓｏｌｉｄ ｖｏｌｕｍｅ ｆｒａｃｔｉｏｎ ｃａｔａｌｙｓｔ ｍａｓｓ ｆｌｏｗ ｒａｔｅ／ｔ・ｈ ｏｉｌ ｇａｓ ｍａｓｓ ｆｌｏｗ ｒａｔｅ／ｔ・ｈ一 ｏｉｌ—ｇａｓ ｔｅｍｐｅｒａｔｕｒｅ／Ｋ ｃａｔａｌｙｓｔ ｔｅｍｐｅｒａｔｕｒｅ／Ｋ ｃｏｍｐｏｓｉｔｉｏｎ（ｍａｓｓ ｆｒａｃｔｉｏｎ） Ｐｈ Ｎｈ Ａｈ Ｆｈ Ｐｍ Ｎｍ Ａ Ｆｍ Ｇ Ｇａｓｌ Ｇａｓ２ ｓｔｅａｍ ｓｉｄｅ ｉｎｌｅｔ ｓｏｌｉｄ ｖｏｌｕｍｅ ｆｒａｃｔｉｏｎ ｃａｔａｌｙｓｔ ｍａｓｓ ｆｌｏｗ ｒａｔｅ／ｔ・ｈ ｔｅｍｐｅｒａｔｕｒｅ／Ｋ ｃｏｋｅ／ 其稳定后，则开始进行统计，统计时间约为２０～ ３０ Ｓ。 ３ 结果讨论 ３．１ 固相浓度 图３跟踪了二反段的固相体积分数随时问的变 化。可看到，当采用均匀模型后，固相体积分数的 稳定值约为０．０１８２。而采用基于ＥＭＭＳ的多尺度 模型后，固相体积分数稳定值约为０．０４０３，是前 者的两倍多。标定实验中，二反段中的催化剂密度 约为６２．１９ ｋｇ・ｉ＂１１ ，折算成催化剂体积分数约为 ０．０４１。对比标定数据和模拟值可发现，采用基于 ＥＭＭＳ的多尺度模型后，模拟预测的二反段中催 化剂的浓度较为合理。需要注意的是，采用均匀模 型，固相体积分数在２Ｏ Ｓ左右基本达到稳定；而 采用多尺度模型后，需要花８Ｏ Ｓ左右才可达到稳 定状态，达到稳定前的过渡时问是前者的４倍左 右。这可能是因为多尺度模型考虑非均匀结构的影 响后，使得二反段中的颗粒更易形成团聚物，造成 反混较为严重，因而增加了颗粒在二反段中的停留 第６期 鲁波娜等：基于多尺度模型的ＭＩＰ提升管反应历程数值模拟 ・Ｊ９８９・ 度基本保持恒定。 ‘。。’’。—。ｈｏｍｏｇｅｎｅｃ 。ｌ ＵＳ 从模拟结果来看，采用两个不同的模型预测得 到的催化剂温度在一反段中的分布基本相似，从人 一一一－ＥＭＭＳ 皇 甚 ０ 口到一反段出口的温度变化幅度约为５ ｏＣ，低于实 验所测。这是因为在本模拟中已假设油气进入一反 段后瞬间气化，而实际过程中由原油到油气的相变 ｆ过程所吸收的热量并没有考虑到模拟当中，导致模 拟预测的一反段温差比实际偏小。在一反段出口至 』点 Ｊ ， １ 分布板略偏上处（图中虚线所示位置）之间，模拟 Ｊ 预测的温度变化大于实验所测。从图中可看到，采 用均匀模型，该段的温度变化从５０５℃降至４９４℃； 采用多尺度模型，温度从５０５℃降至４９２℃。这是 因为一反段出口处催化剂温度比实际高，高温的 催化剂进入二反段后由于油气速度的降低而增 浓，从而加速了该处的反应。对于从分布板略偏 上处（图中虚线所示位置）到反应器出口这一 段，采用均匀模型预测的温差将近４℃，这与实 验偏差较大；采用多尺度模型预测的温度变化很 小，与实际吻合较好。这可能是因为多尺度模型 Ⅲ／ 最ｌ。 很好地预测了二反段的催化剂浓度，且考虑了多 如 加 ｍ ０ ｍ 尺度结构对热量传递的影响，使得二反段的温度 预测更接近实际值。 除温度外，焦炭质量含率的大小也会影响反应 速率。图６展示了模拟预测的焦炭质量含率的轴向 分布，可看到，两种模型预测的焦炭质量含率在一 反段基本一致，这是因为此处油气速度较高，处于 稀相输送状态，非均匀结构的影响可忽略。进入二 反段后，两种模型预测的结果开始分离，均匀模型 预测的焦炭含率在出口段保持在１ 左右；多尺度 模型预测焦炭含率在分布板以上就达到了１ ，到 达出口处约为１．４９ ，在实验所测的范围内 （１ ９／６～２ ）。 ３．３油气轴向速度 图７展示了油气轴向速度沿提升管高度变化的 情况，可看到，两种模型预测的油气速度基本相 同。在一反段，油气由于吸收催化剂的热量，体积 逐渐膨胀，到了一反段出口处约为１４ ｍ・ｓ 。到 了二反段，由于缩径作用，油气轴向速度降低，如 果不考虑密度变化，则二反段的油气轴向速度约为 １．５ ｍ・ｓ～。而模拟预测的二反段油气轴向速度大 于１．６ ｍ・ｓ～，说明二反段中的反应较为剧烈，油 气中的重油馏分进一步分解为轻馏分，导致油气密 度进一步降低。 ｆ 一 墨 。 耋ｌ … ．．． ． ＿０ ０００１ ０．００１ ０ ０１ ０１ ｍａｓｓ ｆｒａｃｔｉｏｎ ｏｆｃｏｋｅ 图６模拟预测的焦炭质量含率的轴向分布 Ｆｉｇ．６ Ａｘｉａｌ ｐｒｏｆｉｌｅｓ ｏｆ ｍａｓｓ ｆｒａｃｔｉｏｎ ｏｆ ｃｏｋｅ ｆｒｏｍ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎｓ ０ ２ ４ ６ ８ １Ｏ １２ｌ４ ｌ６ ｌ８ ２０ ａｘｉａｌ ｇａｓ ｖｅｌｏｃｉｔｙ／ｍ・ｓ－ 图７模拟得到的油气轴向速度的轴向分布 Ｆｉｇ．７ Ａｘｉａｌ ｐｒｏｆｉｌｅｓ ｏｆ ｇａｓ ａｘｉａｌ ｖｅｌｏｃｉｔｙ ｐｒｅｄｉｃｔｅｄ ｆｒｏｍ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎｓ ３．４产物分布 待计算稳定后，取出口处各组分的质量分数然 后折算成如表５所示的各馏分质量分数。可看到， 两个模型预测的各馏分质量分数比较接近，预测的 油浆和柴油的质量分数与实验吻合相对较好，但预 测的液化气和干气的质量分数与实验值偏差较大。 由此可见，在预测馏分组成方面，集总反应动力学 模型的各参数（如活化能、化学反应速率常数）起 着关键的作用。 表６列了模拟所得的油气各组分在一反段出口 及反应器出口的质量分数。从表中可看到，重燃料 ・１９９０・ 化工学报 第６４卷 表５模拟预测的各馏分质量分数与实验结果的对比 ２ Ｈ Ｔａｂｌｅ ５ Ｃｏｍｐａｒｉｓｏｎ ｏｆ ｐｒｅｄｉｃｔｅｄ ｍａｓｓ ｆｒａｃｔｉｏｎ ｏｆ ｅａｃｈ ｌｕｍｐ ａｎｄ ｅｘｐｅｒｉｍｅｎｔａｌ ｄａｔａ Ｇ ，罨～ ｃｕｔ Ｅｘ ｅｒｉｎｎｅｎｔａｌ ｒｅｓｕｌｔ／ ———— ｉ ； — ： ： ： ： ！ ！！ ！ ：！ ＥＭＭＳ ５．７×１０ ４．３×１０ ２．４×１０ ５ Ｏ．Ｏ２７７ Ｏ．００７１ ０．００７９ Ｏ．Ｏ１６６ ０．１９３１ ０．５３９９ Ｏ．１ ２１１ Ｏ．Ｏ３６９ ０．０４８６ 油（Ｐ 、Ｎ 、Ａ 和Ｆ ）到达一反段出口时已被反 结构对反应速率的影响，使其通过与可靠的流动模 型相结合，能更准确地预测产率分布。 应掉大部分。由于一反段操作在稀相输送状态，流 动结构分布均匀，此时基于均匀分布假设的集总反 应动力学模型参数在此区域是合理的，这也是模拟 ２ １ ４ 结 论 ７ 从以上讨论可知，在流动及传热模型中考虑多 （４ ６ ３ ×××Ｏ Ｏ ０ Ｏ ２ ５ ｌ ０ Ｏ ｌ １ １ ２ ０ Ｏ １ Ｏ ４ ２ ４ ４ ）旷 ∞－。 叽 预测的油浆质量分数相对较为合理的主要原因。在 尺度结构影响后，模拟所得的反应器中催化剂浓度 二反段，轻燃料油（Ｐ…Ｎ、Ａ 和Ｆ ）的质量 变化较为明显，相比均匀模型，多尺度模型预测的 轻燃料油在二反段的质量变化更大，这是因为多尺 度模型预测的二反段催化剂颗粒浓度较高的缘故。 观察表５和表６，可发现，两种模型虽然预测的各 馏分质量分数较为接近，但从单个集总组分的预测 看，如Ｐ…Ｎ等，存在较大差异。这说明，在流 动及传热模型中考虑非均匀结构影响后，对产品的 组分分布造成一定的影响，这是因为各组分的反应 及温度的分布与实验结果较为吻合。多尺度流动及 传热模型对馏分质量分数的预测影响较小，但对各 集总的预测存在一定的差异。本模拟采用的集总反 应动力学参数是基于均匀分布的质量守恒方程推导 而来，基于此套参数预测的油浆和柴油质量分数与 实验结果吻合较好，但液化气和干气的质量分数偏 差较大。由于ＭＩＰ反应器的二反段中气速较低， 非均匀结构较为显著，改质主要发生在二反段，因 此需要在集总反应动力学模型中考虑足够大的剂油 速率都与温度及焦炭含率有关系。因此目前基于平 推流的集总反应动力学模型需要做进一步改进，既 要把握各馏分的质量分布，还要细化到各馏分中的 各集总的质量分布。在尽量保证反应动力学模型有 足够大的剂油比适用范围前提下，通过考虑非均匀 比范围且考虑非均匀结构对反应速率的影响，从而 更准确地预测产率。 符 号 说 明 ＣＤｏ——单颗粒标准曳 力系数 第６期 鲁波娜等：基于多尺度模型的ＭＩＰ提升管反应历程数值模拟 ・１９９１・ Ｃ ｎ１ ０ｌ——浓度，ｍｏｌ・ｍ 比定压热容，Ｊ・ｋｇ ・Ｋ＿。 Ｄ——扩散系数，ｒｎ。・ｓ 颗粒直径， ｒｎ Ｅ ——活化能，ｋＪ・ｍｏｌ Ｇ ——颗粒通量，ｋｇ・ｉｎ ・ｓ △Ｈ 。 ——焦炭生成热，ｋＪ・ －。 相间传热系数，Ｗ・ｉｎ ・Ｋ＿１ 反应速率常数，ｒｎ。・ｋｇ＿１・ｓ＿１ Ｍ——摩尔质量，ｋｇ・ｋｍｏｌ＿１ Ｎ“——Ｎｕｓｓｅｌｔ数 Ｐｒ——Ｐｒａｎｄｔｌ数 Ｑｆ。 ——催化裂化反应产生的热，ｋＪ・ｉｎ ・ｓ一 Ｒｅ，ｒｅ——Ｒｅｙｎｏ１ｄｓ数 Ｒ，ｒ——分别为集总反应速率和单个反应速率， ｋｍｏｌ・ ｋｇ ・ｓ一 Ｔ——温度，Ｋ Ｕ——表观速度，ｉｎ・ｓ＿。 真实速度，ｒｎ・ｓ～ ｙ。 ——催化剂的质量分数 ａ ——催化剂体积分数 曳力系数，ｋｇ・ｒｎ。”・ｓ ￡…——存在颗粒团聚物的最大空隙率 ｅ ｒ——最小流态化空隙率 热导率，Ｗ・１ＴＩ ・Ｋ 黏度，Ｐａ・ｓ ｐ——密度，ｋｇ・ｉｎ 纯 ——催化剂失活函数 下角标 ｃ——密相 ｆ——稀相 ｇ——气相 ｓ——固相 Ｒｅｆｅｒｅｎｃｅｓ ［１］ Ｘｕ Ｙｏｕｈａｏ（许友好），Ｗａｎｇ Ｘｉｅｑｉｎｇ（汪燮卿）．Ａｄｖａｎｃｅ ｉｎ ＦＣＣ ｐｒｏｃｅｓｓ ｒｅａｃｔｉｏｎ ｃｈｅｍｉｓｔｒｙ［Ｊ］．Ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ Ｓｃｉｅｎｃｅｓ（中国工程科学），２００７，９（８）：６ １４ ［２］ Ｘｕ Ｙｏｕｈａｏ（许友好），Ｚｈａｎｇ Ｊｉｕｓｈｕｎ（张久顺），Ｌｏｎｇ Ｊｕｎ （龙军），Ｈｅ Ｍｉｎｇｙｕａｎ（何鸣元），Ｘｕ Ｈｕｉ（徐惠），Ｈａｏ Ｘｉｒｅｎ（郝希仁）．Ｄｅｖｅｌｏｐｍｅｎｔ ａｎｄ ｃｏｍｍｅｒｃｉａｌ ａｐｐｌｉｃａｔｉｏｎ ｏｆ ＦＣＣ ｐｒｏｃｅｓｓ ｆｏｒ ｍａｘｉｍｉｚｉｎｇ ｉｓｏ—ｐａｒａｆｆｉｎｓ（ＭＩＰ）ｉｎ ｃｒａｃｋｅｄ ｎａｐｈｔｈａ［Ｊ］．Ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ Ｓｃｉｅｎｃｅｓ（中国工程科 学），２００３，５（５）：５５ ５８ ［３］ Ｘｕ Ｙｏｕｈａｏ（许友好），Ｚｈａｎｇ Ｊｉｕｓｈｕｎ（张久顺），Ｌｏｎｇ Ｊｕｎ （龙军）．Ａ ｍｏｄｉｆｉｅｄ ＦＣＣ ｐｒｏｃｅｓｓ ＭＩＰ ｆｏｒ ｍａｘｉｍｉｚｉｎｇ ｉｓｏ— ｐａｒａｆｆｉｎｓ ｉｎ ｃｒａｃｋｅｄ ｎａｐｈｔｈａ［Ｊ］．Ｐｅｔｒｏｌｅｕｍ Ｐｒｏｃｅｓｓｉｎｇ ａｎｄ Ｐｅｔｒｏｃｈｅｍｉｃａｌｓ（石油炼制与化工），２００１，３２（８）： １—５ ［４］ Ｘｕ Ｙｏｕｈａｏ（许友好），Ｇｏｎｇ Ｊｉａｎｈｏｎｇ（龚剑洪），Ｚｈａｎｇ Ｊｉｕｓｈｕｎ（张久顺），Ｌｏｎｇ Ｊｕｎ（龙军），Ｘｕ Ｈｕｉ（徐惠）． Ｅｘｐｅｒｉｍｅｎｔａｌ ｓｔｕｄｙ ｏｎ“ｔｗｏ ｒｅａｃｔｉｏｎ ｚｏｎｅ’’ｃｏｎｃｅｐｔ ｃｏｎｎｅｃｔｅｄ ｗｉｔｈ ＭＩＰ ｐｒｏｃｅｓｓ［Ｊ］．Ａｃｔａ Ｐｅｔｒｏｌｅｉ Ｓｉｎｉｃａ： Ｐｅｔｒｏｌｅｕｍ Ｐｒｏｃｅｓｓｉｎｇ Ｓｅｃｔｉｏｎ（石油学报：石油加工）， ２００４，２０（４）：１－５ ［５］ Ｘｕ Ｙｏｕｈａｏ（许友好），Ｇｏｎｇ Ｊｉａｎｈｏｎｇ（龚剑洪），Ｉ．ｉｕ Ｘｉａｎｌｏｎｇ（刘宪龙），Ｍａ Ｊｉａｎｇｕｏ（马建国）．Ｓｔｕｄｙ ｏｎ ｔｈｅ ｆｕｎｃｔｉｏｎ ｏｆ ｔｈｅ ｓｅｃｏｎｄ ｒｅａｃｔｉｏｎ ｚｏｎｅ ｉｎ ＭＩＰ ｐｒｏｃｅｓｓ［Ｊ］． Ｐｅｔｒｏｌｅｕｍ Ｐｒｏｃｅｓｓｉｎｇ ａｎｄ Ｐｅｔｒｏｃｈｅｍｉｃａｌｓ（石油炼制与化 工），２００６，３７（１２）：３０—３３ ［６］ Ｃｕｉ Ｓｈｏｕｙｅ（崔守业），Ｘｕ Ｙｏｕｈａｏ（许友好），Ｃｈｅｎｇ Ｃｏｎｇｌｉ（程从礼），Ｇｏｎｇ Ｊｉａｎｈｏｎｇ（龚剑洪）． Ｃｏｍｍｅｒｃｉａｌｉｚａｔｉｏｎ ａｎｄ ｎｅｗ ｄｅｖｅｌｏｐｍｅｎｔｓ ｏｆ ＭＩＰ Ｔｅｃｈｎｏｌｏｇｙ［Ｊ］． Ａｃｔａ Ｐｅｔｒｏｌｅｉ Ｓｉｎｉｃａ：Ｐｅｔｒｏｌｅｕｍ Ｐｒｏｃｅｓｓｉｎｇ Ｓｅｃｔｉｏｎ（石油学报：石油加工），２０１０ （ｓｕｐｐ１．）：２３ ２８ ［７］ Ｉ ｕ ＢＮ，ＷａｎｇＷ，Ｌｉ Ｊ Ｈ，ＷａｎｇＸＨ，Ｇａｏ ＳＱ，ＬｕＷＭ， Ｘｕ Ｙ Ｈ，Ｌｏｎｇ Ｊ．Ｍｕｌｔｉ—ｓｃａｌｅ ＣＦＤ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｏｆ ｇａｓ—ｓｏｌｉｄ ｆｌｏｗ ｉｎ ＭＩＰ ｒｅａｃｔｏｒｓ ｗｉｔｈ ａ ｓｔｒｕｃｔｕｒｅ—ｄｅｐｅｎｄｅｎｔ ｄｒａｇ ｍｏｄｅｌ ＿Ｊ］．Ｃｈｅｍｉｃａｌ Ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ Ｓｃｉｅｎｃｅ，２００７，６２（１８／ｌ ９／ ２０）：５４８７－５４９４ ［８］ Ｈａｎ Ｉ Ｓ，Ｃｈｕｎｇ Ｃ Ｂ．Ｄｙｎａｍｉｃ ｍｏｄｅｌｉｎｇ ａｎｄ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｏｆ ａ ｆｌｕｉｄｉｚｅｄ ｃａｔａｌｙｔｉｃ ｃｒａｃｋｉｎｇ ｐｒｏｃｅｓｓ（Ｉ）：Ｐｒｏｃｅｓｓ ｍｏｄｅｌｉｎｇ ［Ｊ］．Ｃｈｅｍｉｃａｌ Ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ Ｓｃｉｅｎｃｅ，２００１，５６（５）： １９５１—１９７１ ［９］ Ｂｅｒｒｙ Ｔ Ａ，ＭｃＫｅｅｎ Ｔ Ｒ，Ｐｕｇｓｌｅｙ Ｔ Ｓ，Ｄａｌａｉ Ａ Ｋ．Ｔｗｏ— ｄｉｍｅｎｓｉｏｎａｌ ｒｅａｃｔｉｏｎ ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ ｍｏｄｅｌ ｏｆ ｔｈｅ ｒｉｓｅｒ ｓｅｃｔｉｏｎ ｏｆ ａ ｆｌｕｉｄ ｃａｔａｌｙｔｉｃ ｃｒａｃｋｉｎｇ ｕｎｉｔ［Ｊ］． Ｉｎｄｕｓｔｒｉａｌ＆ Ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ Ｃｈｅｍｉｓｔｒｙ Ｒｅｓｅａｒｃｈ， ２００４，４３（１８）： ５５７１－５５８１ ［１ｏ］ Ｇａｏ Ｊ Ｓ，Ｘｕ Ｃ Ｍ，Ｉ ｉｎ Ｓ Ｘ，Ｙａｎｇ Ｇ Ｈ，Ｇｕｏ Ｙ Ｃ．Ａｄｖａｎｃｅｄ ｍｏｄｅ１ ｆｏｒ ｔｕｒｂｕｌｅｎｔ ｇａｓ—ｓｏｌｉｄ ｆｌｏｗ ａｎｄ ｒｅａｃｔｉｏｎ ｉｎ ＦＣＣ ｒｉｓｅｒ ｒｅａｃｔｏｒｓ［Ｊ］．ＡＩＣｈＥＪｏｕｒｎａｌ，１９９９，４５（５）：１０９５—１１１３ ［１１］ Ｉ ａｎ Ｘ Ｙ，Ｘｕ Ｃ Ｍ，Ｗａｎｇ Ｇ，Ｗｕ Ｉ ，Ｇａｏ Ｊ Ｓ．ＣＦＤ ｍｏｄｅｌｉｎｇ ｏｆ ｇａｓ—。ｓｏｌｉｄ ｆｌｏｗ ａｎｄ ｃｒａｃｋｉｎｇ ｒｅａｃｔｉｏｎ ｉｎ ｔｗｏ——ｓｔａｇｅ ｒｉｓｅｒ ＦＣＣ ｒｅａｃｔｏｒｓ［Ｊ］．Ｃｈｅｍｉｃａｌ Ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ Ｓｃｉｅｎｃｅ，２００９， ６４：３８４７－３８５８ ［Ｉ２］ Ｇａｎ Ｊ Ｑ，Ｚｈａｏ Ｈ，Ｂｅｒｒｏｕｋ Ａ Ｓ，Ｙａｎｇ Ｃ Ｈ，Ｓｈａｎ Ｈ Ｈ． Ｎｕｍｅｒｉｅａｌ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｏｆ ｈｙｄｒｏｄｙｎａｍｉｃｓ ａｎｄ ｃｒａｃｋｉｎｇ ｒｅａｃｔｉｏｎｓ ｉｎ ｔｈｅ ｆｅｅｄ ｍｉｘｉｎｇ ｚｏｎｅ ｏｆ ａ ｍｕｌｔｉｒｅｇｉｍｅ ｇａｓ ｓｏｌｉｄ ｒｉｓｅｒ ｒｅａｃｔｏｒ［Ｊ］．Ｉｎｄｕｓｔｒｉａｌ＆Ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ Ｃｈｅｍｉｓｔｒｙ Ｒｅｓｅａｒｃｈ，２０１１，５０（２０）：１１５１１—１１５２０ ［１３］ Ｌｕ Ｂ Ｎ，Ｗａｎｇ Ｗ，Ｌｉ Ｊ Ｈ．Ｓｅａｒｃｈｉｎｇ ｆｏｒ ａ ｍｅｓｈ ｉｎｄｅｐｅｎｄｅｎｔ ｓｕｂ——ｇｒｉｄ ｍｏｄｅｌ ｆｏｒ ＣＦＤ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｏｆ ｇａｓ——ｓｏｌｉｄ ｒｉｓｅｒ ｆｌｏｗｓ ［Ｊ］．Ｃｈｅｍｉｃａｌ Ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ Ｓｃｉｅｎｃｅ，２００９，６４（１ ５）： ３４３７ ３４４７ ［１４］ Ｙａｎｇ Ｗ Ｃ．Ｈａｎｄｂｏｏｋ ｏｆ Ｆｌｕｉｄｉｚａｔｉｏｎ ａｎｄ Ｆｌｕｉｄ—ｐａｒｔｉｃｌｅ Ｓｙｓｔｅｍｓ［Ｍ］． Ｎｅｗ Ｙｏｒｋ：Ｍａｒｃｅｌ Ｄｅｋｋｅｒ， Ｉｎｃ．， ２００３：１８６８ ［１５］ Ｌｉ Ｊ Ｈ，Ｃｈｅｎ Ａ Ｈ，Ｙａｈ Ｚ Ｉ ，Ｘｕ Ｇ Ｗ，Ｚｈａｎｇ Ｘ．Ｐａｒｔｉｃｌｅ— ｆｌｕｉｄ ｃｏｎｔａｃｔｉｎｇ ｉｎ ｃｉｒｃｕｌａｔｉｎｇ ｆｌｕｉｄｉｚｅｄ ｂｅｄｓ／／Ａｖｉｄａｎ Ａ Ａ．Ｃｉｒｃｕｌａｔｉｎｇ Ｆｌｕｉｄｉｚｅｄ ＢｅｄｓⅣ［ｃ］．Ｎｅｗ Ｙｏｒｋ，１ ９９３： ４９ ５４ ［１６］ ０’Ｂｒｉｅｎ Ｔ Ｊ，Ｓｙａｍｌａｌ Ｍ．Ｐａｒｔｉｃｌｅ ｃｌｕｓｔｅｒ ｅｆｆｅｃｔｓ ｉｎ ｔｈｅ ｎｕｍｅｒｉｃａｌ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｏｆ ａ ｃｉｒｃｕｌａｔｉｎｇ ｆｌｕｉｄｉｚｅｄ ｂｅｄ／／Ａｖｉｄａｎ ・１９９２・ 化工学报 Ｒｅｖｉｅｗｓ，１９８６，３９：１－２３ 第６４卷 Ａ Ａ．Ｃｉｒｃｕｌａｔｉｎｇ Ｆｌｕｉｄｉｚｅｄ Ｂｅｄｓ ＩＶ［Ｃ］．Ｎｅｗ Ｙｏｒｋ，１９９３： ３４５—３５０ ［２０］ Ｗｅｎ Ｃ Ｙ，Ｙｕ Ｙ Ｈ．Ｍｅｃｈａｎｉｃｓ ｏｆ ｆｌｕｉｄｉｚａｔｉｏｎ［Ｊ］． Ｃｈｅｍｉｃａｌ Ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ Ｓｙｍｐｏｓｉｕｍ Ｓｅｒｉｅｓ，１９６６，６２（６２）： １００—１１１ ［１７］ Ｓｕｎｄａｒｅｓａｎ Ｓ．Ｍｏｄｅｌｉｎｇ ｔｈｅ ｈｙｄｒｏｄｙｎａｍｉｃｓ ｏｆ ｍｕｌｔｉｐｈａｓｅ ｆｌｏｗ ｒｅａｃｔｏｒｓ：ｃｕｒｒｅｎｔ ｓｔａｔｕｓ ａｎｄ ｃｈａｌｌｅｎｇｅｓ［Ｊ］．ＡＩＣｈＥ Ｊｏｕｒｎａｌ，２０００，４６（６）：１１０２－１１０５ Ｊ Ｈ．Ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｏｆ ｇａｓ—ｓｏｌｉｄ ｔｗｏ—ｐｈａｓｅ ｆｌｏｗ ｂｙ ［１８］ Ｗａｎｇ Ｗ．Ｌｉａ ｍｕｌｔｉ—ｓｃａｌｅ ＣＦＤ ａｐｐｒｏａｃｈ－－ｅｘｔｅｎｓｉｏｎ ｏｆ ｔｈｅ ＥＭＭＳ ｍｏｄｅｌ Ｊ．Ｔｒａｎｓｆｅｒ ｏｆ ｈｅａｔ ｏｒ ｍａｓｓ ｔｏ ｐａｒｔｉｃｌｅｓ ｉｎ ｆｉｘｅｄ ａｎｄ Ｅ２１］ Ｇｕｎｎ Ｄ ｆｌｕｉｄｉｚｅｄ ｂｅｄｓ［Ｊ］．Ｉｎｔｅｒｎａｔｉｏｎａｌ Ｊｏｕｒｎａｌ ｏｆ Ｈｅａｔ ａｎｄ Ｍａｓｓ Ｔｒａｎｓｆｅｒ，１９７８，２１：４６７－４７６ ｎ Ｇ Ｂ，Ｈｅｙｎｄｅｒｉｃｋｘ Ｇ Ｊ．Ｔｈｒｅｅ— ［２２］ Ｄａｓ Ａ Ｋ，Ｂａｕｄｒｅｚ Ｅ，Ｍａｒｉｄｉｍｅｎｓｉｏｎａｌ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｏｆ ａ ｆｌｕｉｄ ｃａｔａｌｙｔｉｃ ｃｒａｃｋｉｎｇ ｒｉｓｅｒ ｔｏ ｔｈｅ ｓｕｂ—ｇｒｉｄ ｌｅｖｅｌ［Ｊ］．Ｃｈｅｍｉｃａｌ Ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ Ｓｃｉｅｎｃｅ， ２００７。６２（１／２）：２０８－２３１ ［１９］ Ｇｉｄａｓｐｏｗ Ｄ．Ｈｙｄｒｏｄｙｎａｍｉｃｓ ｏｆ ｆｌｕｉｄｉｚａｔｉｏｎ ａｎｄ ｈｅａｔ ｒｅａｃｔｏｒ［Ｊ］． Ｉｎｄｕｓｔｒｉａｌ ８Ｌ Ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ Ｃｈｅｍｉｓｔｒｙ Ｒｅｓｅａｒｃｈ，２００３，４２：２６０２—２５１７ ｔｒａｎｓｆｅｒ：ｓｕｐｅｒｃｏｍｐｕ＊．ｅｒ ｍｏｄｅｌｉｎｇ［】］．Ａｐｐｌｉｅｄ Ｍｅｃｈａｎｉｃｓ 附 录 １ （１）摩尔质量（单位：ｋｇ・ｋｍｏｌ ） ＭＰｈ ＭＮ ４６１・１６，ＭＮｈ一４５９．１６，ＭＡｈ ４６１・１６，ＭＦｈ一４５５・１６ ２０９・７５，ＭＮ 一２０７・７５，ＭＡ 一２０９・７５，ＭＦ 一２０３－７５ 一１９．１１，Ｍｏ …一１８．００ Ｍ 一１０２，ＭＧ 。 一５０．９３，ＭＧ （２）比定压热熔（单位：Ｊ・ ｃｐＰｈ ，・Ｋ ） ｃｐ，Ｎｈ Ｃｐ，Ａｈ—Ｃｐ，Ｆｈ 一９７３．４４＋ ： Ｃｐ，Ｎｍ ：兰 ，： ．４．２９８２２×１０ ［ｅｘｐ（９２７．２／Ｔｓ）＋ｅｘｐ（－－９２７．２／Ｔｇ）一２］ 。Ｔ：［－ｅｘｐ（１４８９．１４／Ｔｇ）＋ｅｘｐ（－１４８９．１４／Ｔｇ）＋２］ Ｃ Ｐ，—ＣｐＡｍ ＝Ｃ ，Ｆｍ ｍｚ。 币 ｓｚｓ．ｓｚ＋而 一， 丽雨：＋丽 筹 丽 而 ＋丽丽 署 瓦丽 一＿ ： １１０３．９＋ ！ ！ ： ［ｅｘｐ（３０８１．２／Ｔ ）＋ｅｘｐ（－－３０８１．２／Ｔ ）－－２］ ‘： ！ ： 上 ［ｅｘｐ（３６９８．４／ ）＋ｅｘｐ（－－３６９８．４／Ｔｇ）－－２］ Ｅｅｘｐ（６１９．３４／Ｔ ）＋ｅｘｐ（－－６１９．３４／Ｔ ）＋２］ ： ！ ！ Ｃｐ，Ｇ ＝１５０７．３＋ ｃ ． …： ［ｅｘｐ（１３５７．２２／Ｔｇ）＋ｅｘｐ（－－１３５７．２２／Ｔｇ）＋２］ ：＝１９１０＋０．０３５Ｔｇ （３）黏度（单位：Ｐａ・ｓ） Ｐｈ一／ＸＮｈ一／ＺＡｈ ＰｍＡＧ 一一０．０１３２＋１．０２８４Ｘ１０ Ｔｇ Ａ。 ¨ 一Ｆｈ一３．３７８２×１０ ＝ Ｆ一６・３６８３×１０ ＋１・０２８４×１０ １ 一— Ｎｍ— Ａｍ一１．３５８７２×１０一 ｍ８．８６８２×１０＿”＋１．０３７１×１０＿。。Ｔ 十１．７５１８× ｇ＝２．２４１１５×１０ “ １ｏ ＋ｏ．２００１／ 。 一５．５３６５×１０一。×（０．０１１６Ｔｇ一１．６７）。 Ｇ 一４．０８２８×１０ ×（０．０１９６６Ｔｇ一１．６７）。 一一１．９×１０一 ＋３．８５×１０一 Ｔｇ （５）扩散系数（单位：ｒｎ。・ｓ ） ＤＰｈ—ＤＮｈ—ＤＡｈ ＤＦｈ一７・３４５７×１０ ｔ ／Ｐ ＤＰｍ—ＤＮｍ—ＤＡｍ ＤＥ 一９．８０９９×１０ Ｄ 一１２．７４２×１０一 ｆＩ ／Ｐ ／Ｖ 。（４）热导率（单位：ｗ・ｍ ・ｋ ） Ａｐｈ＝ＡＮｈ＝ＡＡｈ ＡＦｈ ０・０７６＋１・０２８×１０ Ｔｇ 一ＡＮ 一Ａｎ 一 ｌＯ一４ ＤＧ 一２０．０５５×１０ ＤＧ 一２４．０６６×１０ ／Ｖ “／Ｐ 一一６・９０８×１０ ＋１・０２８× Ｄ ：一０．Ｏ２１４＋１．０２８×１０ Ｔｇ ２４．０６６×１０ ／Ｖ
