提升管反應器穩態模擬：器壁散熱對過程的影響

李國濤，李鑫鋼，2，王漢明，隋 紅，2

（1.天津大學化工學院，天津300072；2.精餾技術國家工程研究中心，天津300072；3.中國石化齊魯分公司勝利煉油廠，山東淄博255434）

作為原油二次加工手段的催化裂化（FCC）在石油煉制工業中占有重要地位。在其設計及操作階段，借助提升管反應器穩態模型進行分析優化，能夠顯著提高經濟效益。

提升管反應器模擬需要一個準確實用的計算模型。國內外已有計算模型應用于提升管反應器設計及操作中，如中國石化洛陽石油化工工程公司的催化裝置模擬軟件FCCLKTM、美國AspenTech公司的催化裝置模擬軟件AspenFCCTM等。由于具體反應器設計及操作千差萬別，為保證準確度，這些模型設置了大量裝置因數，應用不便。同時，這些模型采用集總反應模型，而過程模擬商業軟件如AspenPlusTM等涉及實組分或虛擬組分，集總反應模型難以應用于這些商業軟件，因此難以實現全裝置模擬優化。

本研究中采用Gupta等［1］的穩態模型模擬提升管反應器。該模型采用實組分及虛擬組分反應動力學模型，因此可利用過程模擬商業軟件完成模型求解。為分析器壁散熱對過程的影響，筆者在能量衡算方程中添加器壁散熱項，利用FORTRAN語言編程方法實現了該模型在AspenPlusTM軟件中的求解。同時，采用某煉油廠提升管反應器現場數據及文獻結論，對穩態模型進行了參數校正及模型驗證。利用經校正及驗證的模型，模擬分析了器壁散熱對反應器出口產物分布等的影響。

1 提升管反應器穩態模型的建立及求解

1.1 穩態模型的建立

采用Gupta等［1］的穩態模型模擬提升管反應器。該模型包括實組分及虛擬組分反應動力學模型、反應微元質量衡算方程、反應微元能量衡算方程以及流化狀態計算模型4個子模型。

實組分及虛擬組分反應動力學模型中假設原料及產物由實組分和虛擬組分構成。假設1摩爾i組分裂化反應生成1摩爾m組分和1摩爾n組分，同時生成部分焦炭（焦炭生成量為反應組分摩爾質量與生成組分摩爾質量和之差）。反應發生條件為m組分摩爾質量大于n組分摩爾質量，同時i組分摩爾質量大于m組分摩爾質量與n組分摩爾質量之和。

對于上述反應，反應速率常數的計算公式如式（1）所示。

采用一維有限元法建立軸向質量衡算方程、能量衡算方程及流化狀態計算模型，即將提升管劃分為大量層狀反應微元，且將反應微元作為控制體積，建立提升管軸向的質量衡算方程、能量衡算方程及流化狀態計算模型。

針對第j個反應微元，氣相i組分和固相焦炭（Coke）組分的質量衡算方程依據公式（2）、（3）。

針對第j個反應微元，建立以其為控制體積的能量衡算方程，同時，為考察器壁散熱對于該過程的影響，在該方程中增加器壁散熱項，見方程式（4）右側最后1項。其中hj－1、hj的表達式分別見式（5）、（6）。

采用Gupta等［1］推薦的模型作為流化狀態計算子模型，但對于氣相速率、固相速率及氣相黏度的計算依據公式（7）～（11）。

穩態模型中h、ρg與μg為溫度、壓力及氣相組成的函數，需調用AspenPlusTM軟件提供的物性計算子程序進行計算。

1.2 求解策略

修改后的提升管反應器模型的求解同樣采用一維有限元法，即將其劃分為大量層狀反應微元，根據微元進口氣相流股或固相流股的組成、溫度及壓力計算微元出口氣相流股或固相流股的組成、溫度及壓力。

利用FORTRAN編程語言將修改后的模型編寫為AspenPlusTM用戶模型子程序，然后利用AspenPlusTM軟件編譯鏈接環境對其進行編譯鏈接（具體方法請參考軟件幫助［2］），生成.DLL文件，然后在AspenPlusTM中調用該.DLL文件，實現本模型與AspenPlusTM軟件的集成，從而可以利用AspenPlusTM軟件的虛擬組分表征系統、組分物性參數數據庫、物性計算系統以及物性計算模型庫。調用AspenPlusTM軟件提供的物性計算子程序實現氣相比焓、氣相密度等組分或者流股物性的計算。

2 提升管反應器基礎數據

應用上述穩態模型及求解策略，利用工業現場數據對某工業提升管反應器進行穩態模擬。該反應器的幾何尺寸見表1，其所處理原料性質見表2，操作條件見表3，模型中模型參數見表4。

計算中使用實組分及虛擬組分混合物來代表原料或產物。實組分集包括氫氣、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、正丁烷、正丁烯、正戊烷及正戊烯10種組分。原料虛擬組分集是使用原料蒸餾曲線，利用AspenPlusTM的Aspen虛擬組分表征方法產生，組分總數40；產物虛擬組分集則是將正戊烷實沸點與原料蒸餾曲線初餾點之間的溫差按照等距原則，使用AspenPlusTM軟件的Aspen虛擬組分表征方法產生，組分總數60。對于高溫、低壓條件下的重質油品模擬，AspenPlusTM軟件推薦BK10物性計算方法。

該工業提升管反應器在工程設計上充分考慮了器壁保溫，因此在該反應器模擬中假設其為絕熱反應器，即α＝0。

根據反應器出口產物分布工業數據，采用Gupta等［1］推薦的模型校正方法，通過調節k0、η、ν3個模型參數值，使得反應器出口產物分布模擬計算值接近工業實測值（見表5），完成提升管反應器模型的“裝置化”工作。

在個人電腦中完成模型在AspenPlusTM軟件中的求解，所用個人電腦CPU型號為PentiumR4（2.8GHz），內存大小為1G。模型求解中逐漸減小微元高度，使得變量計算值相對變化程度小于0.001，最終微元高度取0.001m，求解時間約7min。

表1 模擬提升管反應器所采用的反應器幾何尺寸Table 1 Dimensions of riser reactor used for the simulation

表2 模擬提升管反應器所采用的反應器原料性質Table 2 Properties of feedstock used for the simulation of riser reactor

表3 模擬提升管反應器所采用的反應器操作條件Table 3 Operating conditions used for the simulation of riser reactor

表4 模擬提升管反應器所采用的模型參數Table 4 Model parameters used for the simulation of riser reactor

表5 提升管反應器出口產物分布的工業測量結果與模擬預測結果對比Table 5 Product distribution at riser outlet from model prediction and plant measurement

3 提升管反應器穩態模型的驗證

裂化反應產物按照實沸點由低到高依次為干氣（氫氣、甲烷、乙烯及乙烷）、液化氣（丙烷、丙烯、正丁烯及正丁烷）、汽油（正戊烯、正戊烷及實沸點低于490K的虛擬組分）、輕柴油（實沸點介于490K與625K之間的虛擬組分）、渣油（實沸點大于625K的虛擬組分）及焦炭。

圖1為反應器軸向溫度的預測曲線。可以看出，隨著提升管高度增加，由于氣、固相間存在大量催化裂化吸熱反應，軸向溫度不斷下降。并且，氣、固相溫度的下降主要集中在反應器下部。隨著提升管高度增加，溫度下降幅度越來越小。圖1亦示出了該提升管反應器出口溫度的工業測量值，可以看出，該值與其模擬預測值比較吻合，證明本模型對于提升管軸向溫度的模擬預測是準確的。

圖1 提升管反應器軸向溫度（Triser）的模擬預測結果Fig.1 Predicted values of temperature（Triser）along the height of riser reactor

圖2為提升管軸向產物分布的模擬預測曲線。可以看出，隨著提升管高度的增加，渣油質量分數迅速下降，然后基本恒定，汽油質量分數迅速上升然后基本恒定，干氣、液化氣及焦炭的質量分數緩慢增加，而柴油質量分數先迅速增加至一個最大值后緩慢下降，表明反應器進口段柴油生成速率是大于其反應速率的。Gao等［7］使用集總反應動力學模型對提升管反應器進行了三維計算流體力學的模擬，其所得反應器軸向產物分布的變化趨勢與本研究中的模擬計算結果一致。從圖2亦可以看出，大部分的裂化反應主要集中在提升管反應器的下部，而大量吸熱反應的存在導致反應器下部氣、固相溫度的迅速下降（見圖1），圖1和圖2互相印證。

利用工業提升管裝置出口產物分布測量值，實現了模型的“裝置化”，同時利用現場數據和文獻結論，對“裝置化”后的提升管反應器模型進行了模型驗證，表明本模型的計算預測準確，采用該模型來模擬分析其他操作條件下的提升管反應器是合適的。

圖2 提升管反應器軸向產物分布的模擬預測結果Fig.2 Predicted product distributions along the height of riser reactor

4 結果與討論

該工業反應器工程設計上充分考慮了器壁保溫，因此對其模擬計算時假設能量衡算方程中的壁面總傳熱系數α＝0，即假設反應器為絕熱的。在工程設計上，提升管反應器一般采用冷壁設計，管壁外側采用巖棉、鋁皮等保溫材料進行保溫處理。隨著反應器操作時間的延長，其外壁保溫材料會出現老化等現象，造成反應器整體保溫效果下降，進而對裝置產物分布等產生重要影響。

對于壁面總傳熱系數α，按照由小到大依次取值為0、0.05、0.10、0.15和0.20kW／（m2·K）5個典型數值。其中，當α＝0時，表示提升管反應器為絕熱反應器，此時的模型即為經校正及驗證的模型；當α＞0時，表示反應器存在散熱現象，且α值越大，器壁散熱越嚴重。

圖3為壁面總傳熱系數α取不同值條件下，反應器軸向溫度的分布。可以看出，與絕熱反應器相比，隨著α數值增大，散熱程度增加，因此在相同的軸向位置上其氣、固相溫度數值不斷降低。圖4為壁面總傳熱系數α取不同值條件下，反應器軸向氣速的分布。由于器壁存在不同程度的散熱，使得相同軸向位置上氣、固相溫度出現不同程度的降低（見圖3），進而一定程度上抑制裂化反應進行，降低了其氣相物質的量，從而降低了軸向氣速。

表6列出了器壁散熱對該工業提升管反應器出口產物分布的影響。器壁散熱一定程度上抑制了裂化反應的進行，使得干氣、液化氣及汽油收率降低，輕柴油及渣油收率增加，焦炭收率降低。輕油（汽油＋輕柴油）收率和液相產物（液化氣＋汽油＋輕柴油）收率是表征提升管操作效果的一個重要指標，可以看出，器壁散熱導致該提升管反應器出口輕油收率增加，而液相產物收率降低。從表6還可以看出，隨著器壁散熱程度的增加，這種影響越來越明顯。

模擬分析了器壁散熱對提升管反應器操作的影響，表明器壁散熱降低了反應器軸向溫度，一定程度上抑制了器內裂化反應的進行，使得單程轉化率降低，惡化了出口產物分布，表明在提升管反應器裝置的工程設計和工業運行中加強保溫的重要性。

表6 不同器壁總傳熱系數（α）下提升管反應器出口產物分布的模擬預測結果Table 6 Predicted product distributions at riser outlet of riser reactor for different overall wall heat transfer coefficient（α）of riser reactor

5 結 論

（1）基于Gupta等的提升管反應器穩態模型，采用FORTRAN語言編程方法實現該模型在AspenPlusTM軟件中的求解。同時，在能量衡算方程中添加器壁散熱項，以模擬分析器壁散熱對過程的影響。

（2）采用Gupta等推薦的模型校正方法，調節裂化反應動力學中3個模型參數，使得出口產物分布的模擬計算值與工業測量值吻合，完成了模型的校正。利用該裝置現場數據和文獻結論對該“裝置化”的模型進行了驗證，證明該模型適合用于對提升管反應器進行模擬分析。

（3）利用經校正及驗證的模型，改變能量衡算方程中器壁總傳熱系數的大小，模擬分析器壁散熱對反應器軸向溫度、產物分布等的影響。結果顯示，器壁散熱降低了器內軸向溫度，一定程度上抑制了裂化反應的進行，降低了單程轉化率，惡化了出口產物分布，表明在提升管反應器工程設計及工業運行中加強保溫的重要性。

符號說明：

A——提升管截面積，m2；

cp——氣相或固相等壓比熱，kJ／（kg·K）；

d——反應器或催化劑簇團直徑，m；

E0——裂化反應活化能，kJ／kmol；

f——氣相或固相質量流量，kg／s；

h——氣相或固相比焓，kJ／kg；

H——提升管高度或流股注入口高度，m；

k——裂化反應速率常數，kmol／（kg·s）；

k0——裂化反應速率常數指前因子，kmol／（kg·s）；

M——氣相組分摩爾質量，kg／kmol；

p——提升管反應器局部壓力，kPa；

r——裂化反應速率，kmol／（kg·s）；

R——通用氣體常數，kJ／（kmol·K）；

T——氣、固相溫度，K；

u——氣相或固相速率，m／s；

w——氣相或固相組分質量分數，%；

y——裝置各類產物收率，%；

z——氣相摩爾分數，%；

Δl——提升管反應器微元高度，m；

α——提升管反應器器壁總傳熱系數，kW／（m2·K）；

δ——氣相體積分數，%；

η——反應速率常數校正參數，無因次；

ρ——氣相或固相質量密度，kg／m3；

μ——黏度，Pa·s

ν——反應速率常數校正參數，無因次；

π——圓周率，無因次；

τ——催化劑停留時間，s；

下標：

atosteam——原料油霧化蒸汽流股；

cat——催化裂化催化劑；

cl——催化劑簇團；

coke——焦炭；

cyclefeed——回煉油流股；

env——提升管外部大氣環境；

freshfeed——新鮮原料油流股；

g——提升管中氣相；

in——提升管底部進口處；

j——提升管第j個反應微元出口；

liftsteam——提升管預提升介質流股；

low——提升管原料注入口下部；

mixfeed——混合原料油流股；

n——氣相組分總數；

ref——熱力學基礎狀態；

rege——再生裂化催化劑；

riser——提升管反應器；

up——提升管原料主入口上部。

［1］GUPTA R K，KUMAR V，SRIVASTAVA V K.A new generic approach for the modeling of fluid catalytic cracking（FCC）riser reactor［J］.Chemical Engineering Science，2007，62（17）：4510－4528.

［2］ASPENTECH Inc.AspenPlusTMUsers Manual ＆Guide－Aspen Plus User Models［M］.First edition.Cambridge：Aspentech Inc，2001：5－26.

［3］AUSTIN G T.Shreve’s Chemical Process Industries［M］.Fifth edition.Singapore：McGraw Hill，1984：152－178.

［4］ARBEL A，HUANG Z，RINARD I H，et al.Dynamics and control of fluidized catalytic crackers：Modeling of the current generation FCC’s［J］.Industrial ＆Engineering Chemistry Research，1995，34（4）：1228－1243.

［5］GUPTA A，SUBBA R D.Model for the performance of a fluid catalytic cracking（FCC）riser reactor：effect of feed atomization［J］.Chemical Engineering Science，2001，56（15）：4489－4503.

［6］FLIGNER M，SCHIPPER P H，SAPRE A V，et al.Two phase cluster model in riser reactors：impact of radial density distribution on yields［J］.Chemical Engineering Science，1994，49（24B）：5813－5818.

［7］GAO J，XU C，LIN S.Advanced Reaction－termination technique for FCC riser reactor［J］.Petroleum Science and Technology，2006，24（3－4）：367－378.