提升管反应器稳态模拟：器壁散热对过程的影响

李国涛，李鑫钢，2，王汉明，隋 红，2

（1.天津大学化工学院，天津300072；2.精馏技术国家工程研究中心，天津300072；3.中国石化齐鲁分公司胜利炼油厂，山东淄博255434）

作为原油二次加工手段的催化裂化（FCC）在石油炼制工业中占有重要地位。在其设计及操作阶段，借助提升管反应器稳态模型进行分析优化，能够显著提高经济效益。

提升管反应器模拟需要一个准确实用的计算模型。国内外已有计算模型应用于提升管反应器设计及操作中，如中国石化洛阳石油化工工程公司的催化装置模拟软件FCCLKTM、美国AspenTech公司的催化装置模拟软件AspenFCCTM等。由于具体反应器设计及操作千差万别，为保证准确度，这些模型设置了大量装置因数，应用不便。同时，这些模型采用集总反应模型，而过程模拟商业软件如AspenPlusTM等涉及实组分或虚拟组分，集总反应模型难以应用于这些商业软件，因此难以实现全装置模拟优化。

本研究中采用Gupta等［1］的稳态模型模拟提升管反应器。该模型采用实组分及虚拟组分反应动力学模型，因此可利用过程模拟商业软件完成模型求解。为分析器壁散热对过程的影响，笔者在能量衡算方程中添加器壁散热项，利用FORTRAN语言编程方法实现了该模型在AspenPlusTM软件中的求解。同时，采用某炼油厂提升管反应器现场数据及文献结论，对稳态模型进行了参数校正及模型验证。利用经校正及验证的模型，模拟分析了器壁散热对反应器出口产物分布等的影响。

1 提升管反应器稳态模型的建立及求解

1.1 稳态模型的建立

采用Gupta等［1］的稳态模型模拟提升管反应器。该模型包括实组分及虚拟组分反应动力学模型、反应微元质量衡算方程、反应微元能量衡算方程以及流化状态计算模型4个子模型。

实组分及虚拟组分反应动力学模型中假设原料及产物由实组分和虚拟组分构成。假设1摩尔i组分裂化反应生成1摩尔m组分和1摩尔n组分，同时生成部分焦炭（焦炭生成量为反应组分摩尔质量与生成组分摩尔质量和之差）。反应发生条件为m组分摩尔质量大于n组分摩尔质量，同时i组分摩尔质量大于m组分摩尔质量与n组分摩尔质量之和。

对于上述反应，反应速率常数的计算公式如式（1）所示。

采用一维有限元法建立轴向质量衡算方程、能量衡算方程及流化状态计算模型，即将提升管划分为大量层状反应微元，且将反应微元作为控制体积，建立提升管轴向的质量衡算方程、能量衡算方程及流化状态计算模型。

针对第j个反应微元，气相i组分和固相焦炭（Coke）组分的质量衡算方程依据公式（2）、（3）。

针对第j个反应微元，建立以其为控制体积的能量衡算方程，同时，为考察器壁散热对于该过程的影响，在该方程中增加器壁散热项，见方程式（4）右侧最后1项。其中hj－1、hj的表达式分别见式（5）、（6）。

采用Gupta等［1］推荐的模型作为流化状态计算子模型，但对于气相速率、固相速率及气相黏度的计算依据公式（7）～（11）。

稳态模型中h、ρg与μg为温度、压力及气相组成的函数，需调用AspenPlusTM软件提供的物性计算子程序进行计算。

1.2 求解策略

修改后的提升管反应器模型的求解同样采用一维有限元法，即将其划分为大量层状反应微元，根据微元进口气相流股或固相流股的组成、温度及压力计算微元出口气相流股或固相流股的组成、温度及压力。

利用FORTRAN编程语言将修改后的模型编写为AspenPlusTM用户模型子程序，然后利用AspenPlusTM软件编译链接环境对其进行编译链接（具体方法请参考软件帮助［2］），生成.DLL文件，然后在AspenPlusTM中调用该.DLL文件，实现本模型与AspenPlusTM软件的集成，从而可以利用AspenPlusTM软件的虚拟组分表征系统、组分物性参数数据库、物性计算系统以及物性计算模型库。调用AspenPlusTM软件提供的物性计算子程序实现气相比焓、气相密度等组分或者流股物性的计算。

2 提升管反应器基础数据

应用上述稳态模型及求解策略，利用工业现场数据对某工业提升管反应器进行稳态模拟。该反应器的几何尺寸见表1，其所处理原料性质见表2，操作条件见表3，模型中模型参数见表4。

计算中使用实组分及虚拟组分混合物来代表原料或产物。实组分集包括氢气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、正丁烷、正丁烯、正戊烷及正戊烯10种组分。原料虚拟组分集是使用原料蒸馏曲线，利用AspenPlusTM的Aspen虚拟组分表征方法产生，组分总数40；产物虚拟组分集则是将正戊烷实沸点与原料蒸馏曲线初馏点之间的温差按照等距原则，使用AspenPlusTM软件的Aspen虚拟组分表征方法产生，组分总数60。对于高温、低压条件下的重质油品模拟，AspenPlusTM软件推荐BK10物性计算方法。

该工业提升管反应器在工程设计上充分考虑了器壁保温，因此在该反应器模拟中假设其为绝热反应器，即α＝0。

根据反应器出口产物分布工业数据，采用Gupta等［1］推荐的模型校正方法，通过调节k0、η、ν3个模型参数值，使得反应器出口产物分布模拟计算值接近工业实测值（见表5），完成提升管反应器模型的“装置化”工作。

在个人电脑中完成模型在AspenPlusTM软件中的求解，所用个人电脑CPU型号为PentiumR4（2.8GHz），内存大小为1G。模型求解中逐渐减小微元高度，使得变量计算值相对变化程度小于0.001，最终微元高度取0.001m，求解时间约7min。

表1 模拟提升管反应器所采用的反应器几何尺寸Table 1 Dimensions of riser reactor used for the simulation

表2 模拟提升管反应器所采用的反应器原料性质Table 2 Properties of feedstock used for the simulation of riser reactor

表3 模拟提升管反应器所采用的反应器操作条件Table 3 Operating conditions used for the simulation of riser reactor

表4 模拟提升管反应器所采用的模型参数Table 4 Model parameters used for the simulation of riser reactor

表5 提升管反应器出口产物分布的工业测量结果与模拟预测结果对比Table 5 Product distribution at riser outlet from model prediction and plant measurement

3 提升管反应器稳态模型的验证

裂化反应产物按照实沸点由低到高依次为干气（氢气、甲烷、乙烯及乙烷）、液化气（丙烷、丙烯、正丁烯及正丁烷）、汽油（正戊烯、正戊烷及实沸点低于490K的虚拟组分）、轻柴油（实沸点介于490K与625K之间的虚拟组分）、渣油（实沸点大于625K的虚拟组分）及焦炭。

图1为反应器轴向温度的预测曲线。可以看出，随着提升管高度增加，由于气、固相间存在大量催化裂化吸热反应，轴向温度不断下降。并且，气、固相温度的下降主要集中在反应器下部。随着提升管高度增加，温度下降幅度越来越小。图1亦示出了该提升管反应器出口温度的工业测量值，可以看出，该值与其模拟预测值比较吻合，证明本模型对于提升管轴向温度的模拟预测是准确的。

图1 提升管反应器轴向温度（Triser）的模拟预测结果Fig.1 Predicted values of temperature（Triser）along the height of riser reactor

图2为提升管轴向产物分布的模拟预测曲线。可以看出，随着提升管高度的增加，渣油质量分数迅速下降，然后基本恒定，汽油质量分数迅速上升然后基本恒定，干气、液化气及焦炭的质量分数缓慢增加，而柴油质量分数先迅速增加至一个最大值后缓慢下降，表明反应器进口段柴油生成速率是大于其反应速率的。Gao等［7］使用集总反应动力学模型对提升管反应器进行了三维计算流体力学的模拟，其所得反应器轴向产物分布的变化趋势与本研究中的模拟计算结果一致。从图2亦可以看出，大部分的裂化反应主要集中在提升管反应器的下部，而大量吸热反应的存在导致反应器下部气、固相温度的迅速下降（见图1），图1和图2互相印证。

利用工业提升管装置出口产物分布测量值，实现了模型的“装置化”，同时利用现场数据和文献结论，对“装置化”后的提升管反应器模型进行了模型验证，表明本模型的计算预测准确，采用该模型来模拟分析其他操作条件下的提升管反应器是合适的。

图2 提升管反应器轴向产物分布的模拟预测结果Fig.2 Predicted product distributions along the height of riser reactor

4 结果与讨论

该工业反应器工程设计上充分考虑了器壁保温，因此对其模拟计算时假设能量衡算方程中的壁面总传热系数α＝0，即假设反应器为绝热的。在工程设计上，提升管反应器一般采用冷壁设计，管壁外侧采用岩棉、铝皮等保温材料进行保温处理。随着反应器操作时间的延长，其外壁保温材料会出现老化等现象，造成反应器整体保温效果下降，进而对装置产物分布等产生重要影响。

对于壁面总传热系数α，按照由小到大依次取值为0、0.05、0.10、0.15和0.20kW／（m2·K）5个典型数值。其中，当α＝0时，表示提升管反应器为绝热反应器，此时的模型即为经校正及验证的模型；当α＞0时，表示反应器存在散热现象，且α值越大，器壁散热越严重。

图3为壁面总传热系数α取不同值条件下，反应器轴向温度的分布。可以看出，与绝热反应器相比，随着α数值增大，散热程度增加，因此在相同的轴向位置上其气、固相温度数值不断降低。图4为壁面总传热系数α取不同值条件下，反应器轴向气速的分布。由于器壁存在不同程度的散热，使得相同轴向位置上气、固相温度出现不同程度的降低（见图3），进而一定程度上抑制裂化反应进行，降低了其气相物质的量，从而降低了轴向气速。

表6列出了器壁散热对该工业提升管反应器出口产物分布的影响。器壁散热一定程度上抑制了裂化反应的进行，使得干气、液化气及汽油收率降低，轻柴油及渣油收率增加，焦炭收率降低。轻油（汽油＋轻柴油）收率和液相产物（液化气＋汽油＋轻柴油）收率是表征提升管操作效果的一个重要指标，可以看出，器壁散热导致该提升管反应器出口轻油收率增加，而液相产物收率降低。从表6还可以看出，随着器壁散热程度的增加，这种影响越来越明显。

模拟分析了器壁散热对提升管反应器操作的影响，表明器壁散热降低了反应器轴向温度，一定程度上抑制了器内裂化反应的进行，使得单程转化率降低，恶化了出口产物分布，表明在提升管反应器装置的工程设计和工业运行中加强保温的重要性。

表6 不同器壁总传热系数（α）下提升管反应器出口产物分布的模拟预测结果Table 6 Predicted product distributions at riser outlet of riser reactor for different overall wall heat transfer coefficient（α）of riser reactor

5 结 论

（1）基于Gupta等的提升管反应器稳态模型，采用FORTRAN语言编程方法实现该模型在AspenPlusTM软件中的求解。同时，在能量衡算方程中添加器壁散热项，以模拟分析器壁散热对过程的影响。

（2）采用Gupta等推荐的模型校正方法，调节裂化反应动力学中3个模型参数，使得出口产物分布的模拟计算值与工业测量值吻合，完成了模型的校正。利用该装置现场数据和文献结论对该“装置化”的模型进行了验证，证明该模型适合用于对提升管反应器进行模拟分析。

（3）利用经校正及验证的模型，改变能量衡算方程中器壁总传热系数的大小，模拟分析器壁散热对反应器轴向温度、产物分布等的影响。结果显示，器壁散热降低了器内轴向温度，一定程度上抑制了裂化反应的进行，降低了单程转化率，恶化了出口产物分布，表明在提升管反应器工程设计及工业运行中加强保温的重要性。

符号说明：

A——提升管截面积，m2；

cp——气相或固相等压比热，kJ／（kg·K）；

d——反应器或催化剂簇团直径，m；

E0——裂化反应活化能，kJ／kmol；

f——气相或固相质量流量，kg／s；

h——气相或固相比焓，kJ／kg；

H——提升管高度或流股注入口高度，m；

k——裂化反应速率常数，kmol／（kg·s）；

k0——裂化反应速率常数指前因子，kmol／（kg·s）；

M——气相组分摩尔质量，kg／kmol；

p——提升管反应器局部压力，kPa；

r——裂化反应速率，kmol／（kg·s）；

R——通用气体常数，kJ／（kmol·K）；

T——气、固相温度，K；

u——气相或固相速率，m／s；

w——气相或固相组分质量分数，%；

y——装置各类产物收率，%；

z——气相摩尔分数，%；

Δl——提升管反应器微元高度，m；

α——提升管反应器器壁总传热系数，kW／（m2·K）；

δ——气相体积分数，%；

η——反应速率常数校正参数，无因次；

ρ——气相或固相质量密度，kg／m3；

μ——黏度，Pa·s

ν——反应速率常数校正参数，无因次；

π——圆周率，无因次；

τ——催化剂停留时间，s；

下标：

atosteam——原料油雾化蒸汽流股；

cat——催化裂化催化剂；

cl——催化剂簇团；

coke——焦炭；

cyclefeed——回炼油流股；

env——提升管外部大气环境；

freshfeed——新鲜原料油流股；

g——提升管中气相；

in——提升管底部进口处；

j——提升管第j个反应微元出口；

liftsteam——提升管预提升介质流股；

low——提升管原料注入口下部；

mixfeed——混合原料油流股；

n——气相组分总数；

ref——热力学基础状态；

rege——再生裂化催化剂；

riser——提升管反应器；

up——提升管原料主入口上部。

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