面向過程控制的兩段提升管重油催化裂解動態(tài)建模

王平，趙輝，楊朝合

（1中國石油大學(xué)（華東）重質(zhì)油國家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，山東 青島 266580；2中國石油大學(xué)（華東）信息與控制工程學(xué)院，山東 青島 266580）

面向過程控制的兩段提升管重油催化裂解動態(tài)建模

王平1，2，趙輝1，楊朝合1

（1中國石油大學(xué)（華東）重質(zhì)油國家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，山東 青島 266580；2中國石油大學(xué)（華東）信息與控制工程學(xué)院，山東 青島 266580）

兩段提升管重油催化裂解多產(chǎn)丙烯技術(shù)具有原料適應(yīng)性強(qiáng)、丙烯和高品質(zhì)汽油產(chǎn)率高等優(yōu)點(diǎn)，工業(yè)應(yīng)用前景廣闊。開展動態(tài)建模、非線性分析與控制等方面的研究對于揭示裝置運(yùn)行規(guī)律、提高能量/質(zhì)量轉(zhuǎn)化效率具有重要意義。從過程控制的角度出發(fā)，基于 TMP工藝流程，通過合理假設(shè)，分別建立兩段提升管、汽提段以及再生系統(tǒng)的數(shù)學(xué)模型并由循環(huán)催化劑連接形成一個(gè)整體動態(tài)數(shù)學(xué)模型。數(shù)值模擬結(jié)果表明，所建模型可以準(zhǔn)確描述過程關(guān)鍵變量的動態(tài)變化趨勢以及兩段提升管-再生器之間的耦合關(guān)系，從而為后續(xù)非線性分析和控制系統(tǒng)設(shè)計(jì)創(chuàng)造有利條件。

過程控制；動態(tài)建模；數(shù)值模擬；催化裂解；兩段提升管

引　言

近年來，隨著原油重質(zhì)、劣質(zhì)化趨勢不斷加劇以及市場對丙烯需求日益增長，以重質(zhì)油為原料直接催化裂解增產(chǎn)丙烯已成為煉油工業(yè)的重要發(fā)展方向之一［1］，涌現(xiàn)出一批重油催化裂解多產(chǎn)丙烯新技術(shù)［2］。其中，兩段提升管重油催化裂解多產(chǎn)丙烯（two-stage-riser catalytic pyrolysis of heavy oil for maxim izing propylene，TMP）技術(shù)采用組合進(jìn)料的方式，配合專用催化劑，不僅可以達(dá)到多產(chǎn)丙烯的目的，還能夠兼顧生產(chǎn)高品質(zhì)汽油，在以重油為原料生產(chǎn)丙烯方面具有獨(dú)特的優(yōu)勢［3-4］。隨著該技術(shù)的成功開發(fā)和推廣應(yīng)用，迫切需要從過程控制的角度開展建模、控制與優(yōu)化等方面的研究，以保障生產(chǎn)裝置在復(fù)雜多變的工業(yè)環(huán)境下仍能保持安全、平穩(wěn)、優(yōu)質(zhì)運(yùn)行。

目前針對重油催化裂解過程模型化的研究主要集中在反應(yīng)動力學(xué)建模方面。特別地，由于原料組成和產(chǎn)物分布復(fù)雜，以集總理論為代表的建模方法得到了廣泛應(yīng)用［5-6］。基于 TMP工藝，Liu等［7］將反應(yīng)體系劃分為重油（＞350℃）、柴油（205～350℃）、汽油（IBP～205℃）、C4+丙烷、丙烯、乙烯、干氣、焦炭8個(gè)集總，建立了大慶常渣八集總反應(yīng)動力學(xué)模型。郭菊花［8］在八集總模型基礎(chǔ)上將汽油細(xì)分為汽油烯烴、汽油芳烴和汽油飽和烴3個(gè)集總，并將C4中的丁烯單獨(dú)集總，建立了十一集總模型。進(jìn)一步地，杜玉朋等［9］將乙烯和干氣兩個(gè)集總合并，將十一集總模型簡化為十集總模型以降低反應(yīng)動力學(xué)參數(shù)估計(jì)難度。然而，反應(yīng)動力學(xué)模型屬于穩(wěn)態(tài)模型，關(guān)注的是穩(wěn)態(tài)情況下操作條件的改變對產(chǎn)物分布的影響，并不能描述出各產(chǎn)物收率隨時(shí)間變化的動態(tài)趨勢，無法滿足過程控制的要求。

國內(nèi)外研究者在重油催化裂化過程動態(tài)建模方面已經(jīng)做了大量的研究工作［10］。如Arbel等［11］基于十集總反應(yīng)動力學(xué)模型和氣-固兩相燒焦反應(yīng)理論，建立了符合現(xiàn)代催化裂化過程運(yùn)行特點(diǎn)的反應(yīng)-再生系統(tǒng)動態(tài)機(jī)理模型。Han等［12］針對高低并列式催化裂化反應(yīng)-再生系統(tǒng)各部分獨(dú)立建模后利用物料和能量傳遞流將它們整合得到一個(gè)完整的動態(tài)機(jī)理模型。Fernandes等［13-14］針對R2R型催化裂化裝置和帶高效再生器的 UOP催化裂化裝置分別建立了動態(tài)機(jī)理模型，并利用實(shí)際運(yùn)行數(shù)據(jù)辨識未知模型參數(shù)。Roman等［15］開發(fā)了一個(gè)涵蓋反應(yīng)-再生-分餾系統(tǒng)的催化裂化動態(tài)機(jī)理模型并用于設(shè)計(jì)非線性預(yù)測控制器。羅雄麟等基于其前期開發(fā)的前置燒焦罐式高效再生器催化裂化過程模型［16-17］，建立了兩段提升管催化裂化反應(yīng)-再生系統(tǒng)動態(tài)模型［18］，并利用動態(tài)流程模擬軟件對模型進(jìn)行了模擬和穩(wěn)定性分析。

催化裂解技術(shù)是從傳統(tǒng)的催化裂化技術(shù)發(fā)展而來的，兩者在工藝流程等方面存在著許多相通之處。然而，與以生產(chǎn)柴油、汽油等輕油為目的的催化裂化技術(shù)不同，催化裂解的目的產(chǎn)品是低碳烯烴，兩者在原料、催化劑、反應(yīng)機(jī)理以及產(chǎn)物分布等方面都存在著較大差異。此外，采用兩段提升管工藝，將導(dǎo)致反應(yīng)-再生系統(tǒng)各操作變量間的耦合關(guān)系更加復(fù)雜，進(jìn)一步增加了過程復(fù)雜性。針對上述問題，本研究從過程控制的角度出發(fā)，深入分析催化裂解反應(yīng)機(jī)理和兩段提升管工藝特點(diǎn)，兼顧建模精度、模型適應(yīng)性、實(shí)驗(yàn)室具備條件以及過程控制等多方面的要求，分別建立一段提升管、二段提升管、汽提段以及再生系統(tǒng)的模型并由循環(huán)催化劑連接形成一個(gè)整體動態(tài)數(shù)學(xué)模型。所建立的模型由微分-代數(shù)方程組描述，可以避免求解復(fù)雜的非線性偏微分方程，進(jìn)而滿足過程控制實(shí)時(shí)性要求，并為后續(xù)過程動態(tài)特性分析、先進(jìn)控制和實(shí)時(shí)優(yōu)化研究提供了良好的實(shí)驗(yàn)平臺。

1　反應(yīng)動力學(xué)模型

1.1過程概述

如圖1所示，TMP工藝采用分段組合進(jìn)料方式以避免新鮮原料與回?zé)捰偷膼盒愿偁帲?］。其中，一段提升管由回?zé)扖4與新鮮原料組合進(jìn)料，二段提升管由回?zé)捀缓N的汽油、回?zé)捰秃陀蜐{組合進(jìn)料。兩個(gè)提升管反應(yīng)器共用一個(gè)沉降器和再生器，同時(shí)處理一段和二段的待生催化劑。再生器采用前置燒焦罐式高效再生技術(shù)燒掉積炭，恢復(fù)催化劑活性并為提升管裂解反應(yīng)提供足夠熱量。此外，再生器設(shè)有外取熱器，可以靈活控制再生溫度。

1.2集總反應(yīng)動力學(xué)建模

催化裂解反應(yīng)涉及的反應(yīng)種類繁多，且多為平行-順序反應(yīng)，各反應(yīng)間耦聯(lián)性很強(qiáng)，為降低動力學(xué)模型復(fù)雜度，本文采用集總建模的方法［5］。考慮到焦炭、干氣和液化氣的產(chǎn)率預(yù)測對于系統(tǒng)能耗和下游氣體分離系統(tǒng)處理負(fù)荷的分析非常重要，將焦炭、干氣和液化氣單獨(dú)集總。同時(shí)，為預(yù)測汽油性質(zhì)以及低碳烯烴產(chǎn)率，將汽油組分細(xì)分為芳烴、烯烴、飽和烴3個(gè)集總，液化氣劃分為丁烯、丙烯、丙烷+丁烷3個(gè)集總。此外，干氣也劃分為乙烯和剩余輕組分兩個(gè)集總。最終，整個(gè)反應(yīng)體系劃分為重油、柴油、汽油烯烴、汽油芳烴、汽油飽和烴、丙烷+丁烷、丁烯、丙烯、乙烯、干氣和焦炭共11個(gè)集總［8］，由此構(gòu)成的反應(yīng)網(wǎng)絡(luò)如圖2所示。

圖1　TMP工藝流程Fig.1　Schematic diagram of TMP process

圖2　十一集總動力學(xué)模型的反應(yīng)網(wǎng)絡(luò)Fig.2　Reaction networks of eleven-lump kinetic model

重油（＞350℃）和柴油（205～350℃）集總餾程較寬，集總內(nèi)各反應(yīng)組分的裂解性能相差較大，宜按二級反應(yīng)計(jì)算［7］；由于汽油餾分被細(xì)分為3個(gè)集總，對應(yīng)的催化反應(yīng)設(shè)為一級不可逆反應(yīng)；此外，丙烯二次反應(yīng)中需要先經(jīng)二聚后再裂化或芳構(gòu)化生成乙烯或芳烴，丙烯的二次反應(yīng)設(shè)為二級［19］；同樣，丁烯也認(rèn)為是經(jīng)過二聚裂化生成丙烯，因此該反應(yīng)過程也設(shè)為二級；其余反應(yīng)均按一級反應(yīng)計(jì)算。為進(jìn)一步簡化模型復(fù)雜度，對整個(gè)反應(yīng)體系做如下假定：

（1）提升管內(nèi)的壓力均一，油氣密度均勻；

（2）提升管內(nèi)的氣-固兩相均成活塞流向上流動，無軸向返混和徑向分散；

（3）忽略提升管的熱損失，為絕熱反應(yīng)過程；

（4）提升管內(nèi)催化劑藏量和氣體容量無變化，氣-固兩相質(zhì)量流量均一，且無滑落；

（5）催化劑積炭失活采用COC模型，生焦引起的催化劑失活為非選擇性的［20］。

基于上述假設(shè)條件和反應(yīng)網(wǎng)絡(luò)，定義集總i至集總j的反應(yīng)速率ri→j為

式中，k0，i→ j和Ei→j分別為反應(yīng)速率指前因子和活化能；Tris為反應(yīng)溫度；Φd定義為催化劑失活函數(shù)

式中，f（M fni）、f（M fha）和 f（yK）分別用于表征原料中堿性氮含量、重芳烴吸附和催化炭對催化劑活性的影響［7］。

反應(yīng)動力學(xué)模型中包含了大量的未知參數(shù)，能否準(zhǔn)確估計(jì)出這些參數(shù)決定了模型可靠性。反應(yīng)網(wǎng)絡(luò)中包含數(shù)十個(gè)化學(xué)反應(yīng)及反應(yīng)物，反應(yīng)之間高度耦合且各參數(shù)之間差值很大，給動力學(xué)參數(shù)的準(zhǔn)確求取帶來了很大困難。針對此問題，采用反應(yīng)動力學(xué)參數(shù)分層估計(jì)的方法［8，21］，利用裂解反應(yīng)不可逆的特點(diǎn)，自上而下依次測定各層的速率常數(shù)。由于在求取下一層的速率常數(shù)時(shí)，上一層的速率常數(shù)是事先確定的，可顯著降低參數(shù)估計(jì)的難度。

2　反應(yīng)-再生系統(tǒng)動態(tài)數(shù)學(xué)模型

2.1兩段提升管擬穩(wěn)態(tài)模型

考慮到油氣在提升管底部噴嘴處與來自再生器的高溫催化劑接觸后瞬間完成反應(yīng)，在提升管內(nèi)的停留時(shí)間很短，因此提升管建模時(shí)可以采用擬穩(wěn)態(tài)處理，忽略兩段提升管的動態(tài)特性［10］。基于質(zhì)量和能量守恒，各集總收率和反應(yīng)溫度沿兩段提升管高度量綱1分布模型分別為：

一段提升管

二段提升管

2.2沉降-汽提段動態(tài)模型

兩段提升管共用一個(gè)沉降-汽提段，將反應(yīng)產(chǎn)物和催化劑快速分離，避免不利二次反應(yīng)，模型化時(shí)采用下述假設(shè)［13-14］：

（1）汽提段蒸汽流量相對較小，忽略其對整個(gè)汽提段熱平衡的影響；

（2）催化劑在汽提段的停留時(shí)間超過幾分鐘，假定汽提段為理想混合攪拌器；

（3）汽提段內(nèi)不發(fā)生化學(xué)反應(yīng)；

（4）CCR焦炭不影響催化劑短期失活。

基于上述假設(shè)，由質(zhì)量和能量守恒知，催化劑藏量Wst、焦炭含量Csp以及汽提段溫度Tsp描述為：

式中，Gsp、Csp和Tsp分別代表待生催化劑量、待生催化劑碳含量以及汽提段出口溫度；Cris，1和Cris，2分別代表兩段提升管待生催化劑的碳含量。

2.3再生系統(tǒng)動態(tài)模型

前置燒焦罐式高效再生系統(tǒng)建模時(shí)假定：

（1）高效燒焦罐和流化床密相區(qū)分別用連續(xù)攪拌反應(yīng)器模型描述，并通過內(nèi)部循環(huán)催化劑連接，忽略再生器稀相區(qū)影響；

（2）考慮到固相部分停留時(shí)間遠(yuǎn)大于氣相部分，氣相部分的變化按穩(wěn)態(tài)處理；（3）忽略燒焦反應(yīng)過程中氣體體積的變化；（4）燒焦罐和再生器密相區(qū)存在過量空氣和CO助燃劑，燒焦反應(yīng)完全再生；

（5）燒碳/氫反應(yīng)速率分別為r（C）=-k（C）y（C）py（O2）和r（H）=-k（H）y（H）py（O2），焦炭的氫碳質(zhì)量比η保持恒定，氫元素在燒焦罐內(nèi)全部燒盡［18］；

（6）催化劑、焦炭比熱容相同，再生器藏量不變；

（7）再生器配備常規(guī) PID控制器通過控制再生煙氣流量維持再生器壓力恒定。

基于上述假設(shè)，根據(jù)質(zhì)量和能量守恒，燒焦罐內(nèi)催化劑藏量 Wrg1、碳含量 Crg1、氫含量 Hrg1、氧含量yrg1（O2）以及燒焦溫度Trg1描述為

式中，Grg21和Grg1分別為燒焦罐流入和流出催化劑質(zhì)量流量；H1=（Gsp+Grg21）cp，cat（Trg0-Trg1），H2=｛k（C）Crg1［-ΔH（C）］+k（H）Hrg1［-ΔH（H）］｝prg1× yrg1（O2）Wrg1，H3=Fgcp，g（Tin，g-Trg1）。

再生器密相區(qū)催化劑藏量Wrg2、碳含量Crg2、氧含量yrg2（O2）以及燒焦溫度Trg2描述為

其中

2.4反應(yīng)-再生系統(tǒng)動態(tài)數(shù)學(xué)模型

如圖3所示，TMP過程反應(yīng)-再生動態(tài)仿真系統(tǒng)是通過循環(huán)催化劑將兩段提升管擬穩(wěn)態(tài)模型、沉降器汽提段動態(tài)模型和再生器系統(tǒng)動態(tài)模型連接構(gòu)成，并采用序貫?zāi)K法進(jìn)行模擬計(jì)算，實(shí)現(xiàn)對循環(huán)回路的迭代求解。由于整個(gè)仿真系統(tǒng)由微分-代數(shù)方程組構(gòu)成，采用四階Runge-Kutta法便可實(shí)現(xiàn)高效求解，能夠滿足過程控制實(shí)時(shí)性要求。

圖3　反應(yīng)-再生動態(tài)仿真系統(tǒng)Fig.3　Dynam ic simulation system of reaction-regeneration section

3　動態(tài)階躍測試及分析

基于所構(gòu)建的反應(yīng)-再生動態(tài)仿真系統(tǒng)，進(jìn)行動態(tài)階躍測試，有助于揭示過程動態(tài)運(yùn)行規(guī)律和操作變量間的耦合關(guān)系，進(jìn)而指導(dǎo)過程控制系統(tǒng)設(shè)計(jì)。表1給出大慶煉化公司12萬噸/年TMP裝置基準(zhǔn)操作條件，以其為初始穩(wěn)態(tài)操作點(diǎn)，分別對提升管進(jìn)料量和催化劑循環(huán)量施加5種不同幅值和方向的階躍變化，觀察過程主要輸出變量的動態(tài)響應(yīng)。

表1　大慶煉化公司TMP裝置基準(zhǔn)操作條件Table 1　Normal operating conditions of TMP process unit installed in Daqing Refining & Chem ical Company

圖4給出了一段提升管進(jìn)料量發(fā)生一系列階躍變化后，主要輸出變量的開環(huán)動態(tài)響應(yīng)曲線。首先，進(jìn)料量在t=10 min時(shí)降低6%［圖4（a）］，此時(shí)進(jìn)料汽化所需熱降低，一段提升管出口溫度將顯著升高［圖4（b）］，導(dǎo)致反應(yīng)深度和催化炭產(chǎn)量升高［圖4（d）］，使得進(jìn)入再生器催化炭總量增加，導(dǎo)致再生器密相溫度升高［圖 4（b）］，進(jìn)而導(dǎo)致二段提升管出口溫度也將升高，二段轉(zhuǎn)化率也相應(yīng)提高［圖 4（c）］。由于進(jìn)料量是突然下降的，進(jìn)入再生器的催化炭總量先降后升，相應(yīng)的燒焦耗氧量也先降后升［圖 4（b）］，最終煙氣氧含量會穩(wěn)定在較初始穩(wěn)態(tài)點(diǎn)更低的水平上，經(jīng)過一段時(shí)間后，過程最終達(dá)到新的穩(wěn)態(tài)。在階躍測試第2階段，一段進(jìn)料量在t=500 min時(shí)增加14%，輸出變量的動態(tài)響應(yīng)變化趨勢和第1階段情況相反。在經(jīng)過一系列擾動后，當(dāng)進(jìn)料量在t=2100 m in時(shí)回到初始值，過程經(jīng)過一段時(shí)間后將重新回到初始穩(wěn)態(tài)操作點(diǎn)。

圖5給出了一段提升管催化劑循環(huán)量發(fā)生一系列階躍變化后，過程輸出變量開環(huán)動態(tài)響應(yīng)曲線。在進(jìn)料量保持不變的情況下，催化劑增加，進(jìn)入提升管反應(yīng)器內(nèi)熱量增加的同時(shí)劑油比升高，從而導(dǎo)致裂解反應(yīng)深度增強(qiáng)，原料轉(zhuǎn)化率、柴油、汽油以及丙烯產(chǎn)率升高。催化炭產(chǎn)率也將升高，導(dǎo)致燒焦放熱量增加，這將提高再生器溫度，但隨著再生器催化劑帶走的熱量增加，再生器溫度將最終穩(wěn)定在一個(gè)較初始操作點(diǎn)更低的穩(wěn)態(tài)值上。因此，催化劑循環(huán)量的變化將使得再生溫度動態(tài)響應(yīng)呈現(xiàn)出反向動態(tài)特性。間接地，二段提升管操作條件將隨著再生器操作條件的變化而相應(yīng)變化。值得注意的是，盡管給定的5種階躍變化的方向和幅值均不同，再生器溫度所能達(dá)到的穩(wěn)定值始終低于初始點(diǎn)。造成這種現(xiàn)象的原因是循環(huán)催化劑和再生溫度間具有輸入多穩(wěn)態(tài)的特點(diǎn)，與文獻(xiàn)［11］所報(bào)道的催化裂化裝置的運(yùn)行規(guī)律相吻合。

圖4　一段提升管進(jìn)料量發(fā)生一系列階躍變化后的過程開環(huán)動態(tài)響應(yīng)曲線Fig.4　Open-loop dynamic response to a series step perturbations in feed flow-rate to first riser

4　結(jié)　論

（1）催化裂化/裂解反應(yīng)動力學(xué)模型已成為生產(chǎn)裝置設(shè)計(jì)、分析和離線優(yōu)化的有力手段，但對于先進(jìn)控制和實(shí)時(shí)優(yōu)化更需要建立動態(tài)數(shù)學(xué)模型。針對TMP工藝，基于機(jī)理分析和合理假設(shè)，建立了反應(yīng)-再生系統(tǒng)動態(tài)數(shù)學(xué)模型，搭建了過程動態(tài)仿真平臺。

（2）所建立的過程動態(tài)模型由一系列的微分-代數(shù)方程構(gòu)成，可以避免求解復(fù)雜的非線性偏微分方程，從而能夠滿足過程控制的實(shí)時(shí)性要求。此外，動態(tài)階躍測試結(jié)果表明，進(jìn)料量或催化劑循環(huán)量等關(guān)鍵操作變量變化后，提升管出口溫度、再生煙氣氧化量以及各產(chǎn)物產(chǎn)率等輸出變量的動態(tài)變化趨勢符合實(shí)際生產(chǎn)裝置的運(yùn)行規(guī)律，能夠揭示出兩段提升管、再生器之間相互關(guān)聯(lián)、彼此影響的耦合關(guān)系，為后續(xù)過程動態(tài)特性分析、控制系統(tǒng)的設(shè)計(jì)提供必要依據(jù)。

圖5　一段提升管催化劑循環(huán)量發(fā)生一系列階躍變化后的過程開環(huán)動態(tài)響應(yīng)曲線Fig.5　Open-loop dynamic response to a series step perturbations in catalyst flow-rate to first riser

（3）需要注意的是，所開發(fā)的過程動態(tài)模型用于指導(dǎo)實(shí)際工業(yè)裝置操作時(shí)，需要根據(jù)原料、催化劑性質(zhì)以及工業(yè)實(shí)際運(yùn)行數(shù)據(jù)重新估計(jì)或者辨識相關(guān)模型參數(shù)，以確保模型能夠準(zhǔn)確描述出特定生產(chǎn)裝置的真實(shí)運(yùn)行狀態(tài)。

符號說明

A——橫截面積，m2

C——催化劑含碳量，%

Crg0——進(jìn)入燒焦罐的催化劑含碳量，%

cp——比熱容，kJ·kg-1·K-1

F——流量，kmol·s-1或t·h-1

Greg——提升管催化劑循環(huán)量，kg·s-1

ΔH（C）——燒碳反應(yīng)熱，kJ·kg-1

ΔH（H）——燒氫反應(yīng)熱，kJ·kg-1

L——長度，m

p ——壓力，Pa

T ——溫度，K

Trg0——待生催化劑溫度，K

W ——藏量，kg

Wreg——再生催化劑藏量，kg

y（O2） ——氧氣質(zhì)量分?jǐn)?shù)，%

yrg0（O2） ——空氣內(nèi)氧氣質(zhì)量分?jǐn)?shù)，%

Z ——提升管量綱1長度

ρ ——密度，kg·m-3

ε ——空隙率，%

下角標(biāo)

air ——再生器主風(fēng)

cat ——催化劑

g ——再生煙氣

gasoline ——二段提升管汽油進(jìn)料

oil ——一段提升管進(jìn)料

rg1 ——燒焦罐

rg2 ——再生密相

ris ——提升管

sp ——汽提段

steam ——提升管提升/霧化蒸汽

v ——提升管氣相

1 ——一段

2 ——二段

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Process control oriented dynam ic modeling for two-stage-riser catalytic pyrolysis of heavy oil

WANG Ping1，2， ZHAO Hui1， YANG Chaohe1
（1State Key Laboratory of Heavy Oil Processing， China University of Petroleum， Qingdao 266580， Shandong， China；2College of Information and Control Engineering， China University of Petroleum， Qingdao 266580， Shandong， China）

The two-stage-riser catalytic pyrolysis technology of heavy oil for maxim izing propylene， features the possibility of feedstock diversification， high-yield of propylene and high-value gasoline， which enables a bright future for the related industrial applications. Modeling， nonlinear analysis， and control are important aspects for achieving high mass/energy conversion and therefore improving the competitiveness of the TMP technology. This work concentrates on the dynamic modeling for process control purpose. First， mass and energy balance models for the first riser， the second riser， the stripper， the combustor， and the dense region of the regenerator are established and connected by the spent and regenerated catalyst flow among them， forming an integrated dynamic model of the TMP process. It showed that numerical simulation of the main process variables to perturbations in potential manipulated variables not only validates the effectiveness of the set model but also presents strong interactions among two risers and the regenerator system. In total， the built model is well-suited to be adopted as a reference model for subsequent nonlinear analysis and model-based advanced control investigation.

process control； dynamic modeling； numerical simulation； catalytic pyrolysis； two-stage-riser

date: 2016-04-01.

Prof. YANG Chaohe， yangch@upc.edu.cn

supported by the National Basic Research Program of China （2012CB215006） and the Fundamental Research Funds for the Central Universities （2015010109）.

TE 624

A

0438—1157（2016）08—3499—08

10.11949/j.issn.0438-1157.20160413

2016-04-01收到初稿，2016-05-03收到修改稿。

聯(lián)系人：楊朝合。第一作者：王平（1983—），男，博士，講師。

國家重點(diǎn)基礎(chǔ)研究發(fā)展計(jì)劃項(xiàng)目（2012CB215006）；中央高校基本科研業(yè)務(wù)費(fèi)項(xiàng)目（2015010109）。