劉英杰，楊基和，藍(lán)興英，高金森，徐春明，井秀娟

(1.常州大學(xué)石油化工學(xué)院，江蘇 常州 213164；2.中國石油大學(xué)（北京）重質(zhì)油國家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，北京 102249；3.中國石油股份有限公司吐哈油田公司鄯善采油廠，新疆 吐魯番 838202)

工業(yè)RFCC汽提段內(nèi)顆?；旌锨闆r的CFD模擬

劉英杰1，楊基和1，藍(lán)興英2，高金森2，徐春明2，井秀娟3

(1.常州大學(xué)石油化工學(xué)院，江蘇 常州 213164；2.中國石油大學(xué)（北京）重質(zhì)油國家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，北京 102249；3.中國石油股份有限公司吐哈油田公司鄯善采油廠，新疆 吐魯番 838202)

用計(jì)算流體力學(xué)方法對人字型擋板、盤環(huán)型擋板和兩段環(huán)流 3種工業(yè)重油催化裂化（Resid Fluid Catalytic Cracking，RFCC）汽提段內(nèi)的氣固兩相流動進(jìn)行了模擬研究，考察了汽提段內(nèi)的顆粒體積分?jǐn)?shù)分布情況；結(jié)合模擬示蹤技術(shù)得到了催化劑出口處顆粒的停留時間分布（RTD），通過對RTD曲線進(jìn)行分析，得到了表征汽提段內(nèi)顆粒混合特性的參數(shù)，平均停留時間(tm)、無因次方差(σθ2)、Peclet準(zhǔn)數(shù)(Pe)，以及死區(qū)、活塞流區(qū)和全混流區(qū)的體積分?jǐn)?shù)。模擬結(jié)果表明，環(huán)流汽提段外環(huán)區(qū)和內(nèi)環(huán)區(qū)間存在密度差，是催化劑環(huán)流流動的推動力。人字形擋板汽提段內(nèi)的tm最小，σθ2最大，Pe值最小，同時死區(qū)體積達(dá)到了汽提段體積的40%，而活塞流區(qū)體積僅占15.8%，說明其中顆粒的返混非常劇烈，汽提效率最低。相對于盤環(huán)型擋板汽提段，兩段環(huán)流汽提段內(nèi)顆粒的σθ2較大，Pe較小，顆粒的整體返混程度高于盤環(huán)型擋板汽提段。但從死區(qū)模型的分析看，活塞流流動的增強(qiáng)有利于促進(jìn)氣固間的傳質(zhì)，死區(qū)體積增大則是由于環(huán)流流動的增強(qiáng)所導(dǎo)致的，這些都有利于提高汽提效率。兩段環(huán)流汽提段內(nèi)活塞流區(qū)體積為26.8%，死區(qū)體積占32.3%，都大于盤環(huán)型擋板汽提段，使環(huán)流汽提段的汽提效率更高。

重油催化裂化 汽提段 停留時間分布 汽提效率

隨著催化裂化（Fluid Catalytic Cracking，F(xiàn)CC）進(jìn)料重質(zhì)化，目前煉廠普遍采用摻煉渣油或者直接重油進(jìn)料的重油催化裂化（Resid Fluid Catalytic Cracking，RFCC）工藝。相對于常規(guī)FCC工藝，RFCC進(jìn)料更重，黏度、沸點(diǎn)和殘?zhí)恐刀几撸瑢?dǎo)致部分重油沒有完全氣化、反應(yīng)便隨待生劑一起進(jìn)入汽提段。傳統(tǒng)的空筒型和人字型擋板汽提段內(nèi)由于氣固混合效果不理想，應(yīng)用于RFCC過程時進(jìn)入汽提段的重油不能有效汽提，已逐漸被盤環(huán)型擋板等新型汽提段所取代。為了進(jìn)一步提高汽提效率，中國石油大學(xué)（北京）盧春喜等提出了新型的氣—固密相環(huán)流汽提段[1]，通過環(huán)流擋板使催化劑在內(nèi)外環(huán)間進(jìn)行環(huán)流，實(shí)現(xiàn)催化劑與新鮮汽提蒸汽的多次接觸。中國石化揚(yáng)子石油化工股份有限公司于2003年將其產(chǎn)量8×105t/a的RFCC裝置的人字型擋板汽提段改為盤環(huán)型擋板汽提段[2]，于2006年又改進(jìn)為兩段環(huán)流汽提段，工業(yè)應(yīng)用表明[3]，環(huán)流汽提段較傳統(tǒng)汽提段具有更高的汽提效率。

汽提效率的高低取決于汽提段內(nèi)氣固流動和混合情況。實(shí)驗(yàn)中對混合特性的研究一般采用示蹤方法[4]，但示蹤劑和流體間的相互作用等因素往往影響結(jié)果的精度。采用計(jì)算流體力學(xué)（CFD）方法進(jìn)行模擬示蹤實(shí)驗(yàn)，可以不受示蹤劑性質(zhì)和實(shí)驗(yàn)條件的約束，在正確模擬流場的基礎(chǔ)上得到較為準(zhǔn)確的停留時間分布（RTD）曲線[5]。結(jié)合一定的混合模型對RTD曲線進(jìn)行分析，能夠得到平均停留時間、Peclet準(zhǔn)數(shù)等表征混合的參數(shù)。此外，采用死區(qū)模型對RTD曲線進(jìn)行分析，得到死區(qū)、活塞流區(qū)和全混流區(qū)所占的體積分?jǐn)?shù)，也可以表征反應(yīng)器內(nèi)的混合情況[6,7]。

本研究采用CFD方法對人字型擋板（V-Baffled）、盤環(huán)型擋板（Disk-Donut）和兩段環(huán)流（Annular）汽提段3種工業(yè)RFCC汽提段內(nèi)的氣固兩相流動及混合情況進(jìn)行模擬研究，考察3種汽提段內(nèi)顆粒的平均停留時間(tm)、無因次方差(σθ2)、Peclet準(zhǔn)數(shù)(Pe)、以及死區(qū)、活塞流區(qū)和全混流區(qū)體積，對比了3種汽提段內(nèi)的顆?；旌锨闆r，指出了兩段環(huán)流汽提段提高汽提效率的內(nèi)在原因，為環(huán)流汽提段的進(jìn)一步優(yōu)化提供指導(dǎo)。

1 數(shù)學(xué)模型

1.1 流動模型

模擬氣固流動時采用的控制方程組和主要的封閉方程如下：

1.2 RTD模型

采用模擬示蹤的方法得到汽提段出口處催化劑的RTD曲線，當(dāng)流場穩(wěn)定后（t=30 s），在催化劑入口加入一股與催化劑性質(zhì)完全相同的示蹤劑，加入時間為0.01 s，加入量占催化劑質(zhì)量的50%。同時，記錄不同時間催化劑出口處的示蹤劑濃度c(t)，得到RTD曲線，記錄時間間隔為0.01 s。采用軸向擴(kuò)散模型對RTD曲線進(jìn)行分析，得到定量表征混合情況的參數(shù)。

示蹤劑的控制方程

RTD函數(shù)E(t)

平均停留時間tm

無因次時間θ

無因次RTD函數(shù)E(θ)

1.3 死區(qū)模型

死區(qū)模型通過對RTD曲線進(jìn)行分析，將曲線特征值與流體流動的活塞流區(qū)（Vpv）、全混流區(qū)（Vmv）和死區(qū)（Vdv）所占的體積分?jǐn)?shù)相關(guān)聯(lián)[9,10]。活塞流區(qū)體積的增大有利于加強(qiáng)流體的橫向混合，全混流區(qū)體積的增大會增強(qiáng)縱向返混，而死區(qū)體積則表示流體只在一個地方旋轉(zhuǎn)而無法流出[7]。計(jì)算公式如下

2 物理模型和工況

物理模型為揚(yáng)子石化 RFCC裝置先后采用的人字型擋板、盤環(huán)型擋板和兩段環(huán)流汽提段。3種汽提段結(jié)構(gòu)，以及內(nèi)構(gòu)件和蒸汽入口分布見圖1。

模擬中，氣相為空氣，密度1.225 kg/m3，固相為FCC催化劑，顆粒直徑58 μm，顆粒密度1 500 kg/m3，催化劑藏量15 000 kg。操作工況見表1。人字型擋板汽提段采用一段汽提，盤環(huán)型擋板和兩段環(huán)流汽提段為兩段汽提。催化劑和氣體入口為速度入口，顆粒出口為速度出口，氣體出口采取充分發(fā)展的流動條件，壁面采取無滑移壁面條件。模擬時間步長0.001 s，模擬穩(wěn)態(tài)流場所用時間為30 s。

圖1 3種汽提段結(jié)構(gòu)Fig.1 Structures of the three strippers

表1 操作工況Table 1 Operating conditions

3 結(jié)果與討論

揚(yáng)子石化應(yīng)用的3種汽提段內(nèi)焦炭上的平均氫含量較低，人字型擋板0.126，盤環(huán)型擋板0.098，兩段環(huán)流0.076[2]，這說明汽提段結(jié)構(gòu)的改進(jìn)對于提高汽提效率的效果，下面將從汽提段內(nèi)的流動和混合情況分析環(huán)流汽提段改進(jìn)汽提效率的原因。

3.1 顆粒體積分?jǐn)?shù)分布

3種汽提段內(nèi)的顆粒體積分?jǐn)?shù)分布圖見圖2。人字型擋板汽提段內(nèi)擋板下方存在流動死區(qū)，氣體和催化劑沿“Z”字型運(yùn)動，汽提空間的利用率較低，同時蒸汽流量小于另外兩種汽提段，都導(dǎo)致其汽提效率較低。環(huán)流汽提段與盤環(huán)型汽提段上部結(jié)構(gòu)一致，都有10層盤環(huán)型擋板，因此顆粒體積分?jǐn)?shù)分布較為相似，而環(huán)流汽提段底部由兩段環(huán)流擋板代替了盤環(huán)型擋板汽提段內(nèi)的2層盤環(huán)型擋板，因此顆粒體積分?jǐn)?shù)分布有所不同，尤其是環(huán)流汽提段底部蒸汽入口位置較低，使底部汽提空間的利用率高于另外兩種汽提段，這無疑有利于提高汽提效率。從少而外環(huán)顆粒較多，尤其是第二段環(huán)流的外環(huán)區(qū)，從圖中還可看出，環(huán)流汽提段底部環(huán)流段內(nèi)環(huán)顆粒較顆粒體積分?jǐn)?shù)很高，幾乎沒有氣泡。

圖3為軸向高度為1.8 m處顆粒體積分?jǐn)?shù)的徑向分布，此處在3種汽提段內(nèi)都為無擋板區(qū)域，監(jiān)測位置如圖1中虛線所示。由圖可見，3種汽提段內(nèi)的床層密度都呈現(xiàn)中間低兩邊高的趨勢，體現(xiàn)了鼓泡床的環(huán)核流動特征。所監(jiān)測高度上人字型擋板和盤環(huán)型擋板汽提段內(nèi)的顆粒體積分?jǐn)?shù)比較相似，受到上下?lián)醢宓挠绊?，床層中部αs的最小值都向左側(cè)移動。

環(huán)流汽提段內(nèi)環(huán)流區(qū)的內(nèi)環(huán)為氣體的上行區(qū)域，密度較低，外環(huán)為催化劑的下行區(qū)域，密度較高。在第二段環(huán)流的外環(huán)區(qū)底部，一部分催化劑流出汽提段，一部分在外環(huán)和內(nèi)環(huán)密度差的作用下進(jìn)入內(nèi)環(huán)區(qū)域，在底部汽提蒸汽的作用下向上運(yùn)動實(shí)現(xiàn)環(huán)流。如果外環(huán)區(qū)域的氣速過高，導(dǎo)致床層密度過低，難以促使外環(huán)催化劑向內(nèi)環(huán)的流動，無法實(shí)現(xiàn)環(huán)流，因此外環(huán)和內(nèi)環(huán)區(qū)存在密度差是實(shí)現(xiàn)環(huán)流流動的關(guān)鍵。

圖2 不同汽提段內(nèi)顆粒體積分?jǐn)?shù)分布Fig.2 Instantaneous solid volume fractions in three strippers

圖3 顆粒體積分?jǐn)?shù)徑向分布Fig.3 Radial distributions of solid volume fraction

圖4 環(huán)流段顆粒體積分?jǐn)?shù)徑向分布Fig.4 Radial distributions of solid volume fraction in the annular section

圖4考察了環(huán)流汽提段內(nèi)第一段環(huán)流下部(h=1.8 m)和第二段環(huán)流下部(h=0.45 m)區(qū)域顆粒體積分?jǐn)?shù)的徑向分布。由圖可見，第一段和第二段環(huán)流下部的外環(huán)區(qū)(x＞1.04 m)顆粒體積分?jǐn)?shù)均高于內(nèi)環(huán)區(qū)。其中，第一段環(huán)流下部(h=0.45 m)外環(huán)和內(nèi)環(huán)區(qū)平均顆粒體積分?jǐn)?shù)分別為0.43和0.33，第二段環(huán)流下部(h=1.8 m)外環(huán)和內(nèi)環(huán)區(qū)平均顆粒體積分?jǐn)?shù)分別為0.49和0.43。

顆粒體積分?jǐn)?shù)的徑向分布表明，環(huán)流汽提段內(nèi)第一段和第二段環(huán)流的外環(huán)區(qū)和內(nèi)環(huán)區(qū)底部都存在密度差，能促進(jìn)顆粒由外環(huán)區(qū)向內(nèi)環(huán)區(qū)流動。

3.2 顆粒的RTD分布

模擬得到的催化劑出口處顆粒的RTD分布曲線見圖5。3種汽提段內(nèi)顆粒的RTD都呈現(xiàn)帶拖尾的單峰分布，人字型擋板汽提段內(nèi)顆粒RTD的拖尾最長，在時間為1 200 s時仍有示蹤劑流出床層，說明其中的返混非常強(qiáng)烈。盤環(huán)型汽提段和環(huán)流汽提段內(nèi)顆粒RTD的拖尾時間相當(dāng)，在1 000 s時示蹤劑已完全流出汽提段，都小于人字型汽提段。但環(huán)流汽提段內(nèi)顆粒RTD的峰值更高，峰更窄，拖尾處示蹤劑濃度更低。

圖5 顆粒停留時間分布Fig.5 Residence time distributions of solids

圖6 3種汽提段內(nèi)的死區(qū)、活塞流區(qū)及全混流區(qū)體積分?jǐn)?shù)Fig.6 Vdv, Vpvand Vmvin the three strippers

3.3 顆粒返混

為了定量分析不同汽提段內(nèi)顆粒的返混情況，由RTD曲線計(jì)算得到了顆粒的平均停留時間tm、無因次方差σθ2以及Pe，見表2。人字型擋板汽提段內(nèi)顆粒的tm最長，σθ2最大，Pe最小，說明其中顆粒的返混情況最為嚴(yán)重。相對于盤環(huán)型擋板汽提段，環(huán)流汽提段中雖然顆粒的tm較短，但σθ2較大，Pe較小，說明環(huán)流汽提段的整體返混程度高于盤環(huán)型擋板汽提段。而工業(yè)應(yīng)用中環(huán)流汽提段汽提效率更高，表明采用tm、σθ2和Pe等反映整體返混情況的參數(shù)不足以衡量環(huán)流汽提段汽提效率的高低。

表2 3種汽提段內(nèi)顆粒的tm，σθ2以及PeTable 2 tm, σθ2and Pe in three strippers

3.4 死區(qū)、活塞流區(qū)及全混流區(qū)分布

己酮3種汽提段內(nèi)顆粒流動的死區(qū)體積、活塞流區(qū)體積以及全混流區(qū)體積所占的體積分?jǐn)?shù)見圖6。人字型擋板汽提段內(nèi)催化劑流動的死區(qū)體積達(dá)到了汽提段體積的40%，活塞流區(qū)體積只占15.8%，結(jié)合圖2也可以看出，人字型擋板汽提段內(nèi)擋板下方區(qū)域存在著較大的流動死區(qū)，因此人字型擋板汽提段汽提效率最低。盤環(huán)型擋板汽提段內(nèi)的活塞流區(qū)體積占反應(yīng)器體積的23.6%，而環(huán)流汽提段內(nèi)活塞流區(qū)體積為26.8%，大于盤環(huán)型擋板汽提段，活塞流流動的增強(qiáng)無疑有利于促進(jìn)氣固間的傳質(zhì)，提高汽提效率。

盤環(huán)型擋板和環(huán)流汽提段內(nèi)的死區(qū)體積分別為29.6%和32.3%，環(huán)流汽提段內(nèi)的死區(qū)體積稍大。對于傳統(tǒng)汽提段，死區(qū)體積越大，返混的顆粒越多，對氣固傳質(zhì)越不利。但環(huán)流汽提段的作用機(jī)理是在汽提段的底部形成催化劑的環(huán)流流動，由于汽提段內(nèi)氣固逆流接觸，發(fā)生返混的顆粒為向上運(yùn)動的顆粒，其死區(qū)體積越大，說明在底部向上運(yùn)動，進(jìn)行環(huán)流的顆粒越多，這部分環(huán)流的顆粒不斷與底部的新鮮汽提蒸汽接觸，反而有利于提高傳質(zhì)效率。因此在環(huán)流汽提段內(nèi)，死區(qū)體積的增大對提高汽提效率是一個促進(jìn)因素。環(huán)流汽提段內(nèi)的活塞流和死區(qū)體積較大，說明活塞流流動和環(huán)流流動得到了強(qiáng)化，都有利于提高汽提效率。

4 結(jié) 論

采用CFD方法對人字型擋板、盤環(huán)型擋板以及環(huán)流3種結(jié)構(gòu)的工業(yè)汽提段內(nèi)的氣固流動情況和顆?；旌蠣顟B(tài)進(jìn)行了模擬研究，結(jié)果表明：

a）環(huán)流汽提段的外環(huán)區(qū)的顆粒向下運(yùn)動而內(nèi)環(huán)區(qū)顆粒向上運(yùn)動，外環(huán)區(qū)和內(nèi)環(huán)區(qū)之間存在密度差，使得催化劑在環(huán)流段底部由外環(huán)進(jìn)入內(nèi)環(huán)形成環(huán)流流動。

b）人字型擋板汽提段內(nèi)顆粒的返混較為劇烈，死區(qū)體積較大，活塞流區(qū)體積較小，故汽提效率較低。

c）環(huán)流汽提段內(nèi)顆粒的返混程度高于盤環(huán)型擋板汽提段，但環(huán)流汽提段內(nèi)的活塞流區(qū)和死區(qū)體積分?jǐn)?shù)較大，表明其中的活塞流流動和環(huán)流流動得到了強(qiáng)化，使環(huán)流汽提段具有更高的汽提效率。

d）采用 tm、σθ2和 Pe等反映整體返混情況的參數(shù)不足以衡量環(huán)流汽提段汽提效率的高低，而結(jié)合死區(qū)、活塞流區(qū)及全混流區(qū)所占的體積分?jǐn)?shù)，能夠更深入地分析環(huán)流結(jié)構(gòu)對汽提效率的影響。

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CFD Simulation of Solid Residence Time Distribution in Industrial RFCC Strippers

Liu Yingjie1, Yang Jihe1, Lan Xingying2, Gao Jinsen2, Xu Chunming2, Jing Xiujuan3
(1. School of Petrochemical Engineering, Changzhou University, Changzhou 213164, Jiangsu, China;2.State Key Laboratory of Heavy Oil Processing, China University of Petroleum, Beijing 102249, China;3.Qishan Oil Production Factory, Tuha Oilfield Company, China National Petroleum Corporation, Turban 838202, Xinjiang, China)

Flow behaviors in the V-baffled, Disk-donut and two-stage annular industrial resid fluid catalytic cracking (RFCC) strippers were investigated by using computational fluid dynamics (CFD) method. The volume fraction distribution and the residence time distributions (RTD) of catalysts were obtained at the outlet in the way of coupling the tracer technology. The parameters indicating mixing characteristics, i.e., mean residence time tm,dimensionless variance σθ2, and Peclet number were analyzed, and the fractions of dead, plug and well-mixed volumes were obtained. The results show that the density difference between the outer and inner loop in the annular stripper is the driving force for catalysts’ annular flow. The V-baffled stripper possesses the smallest tmand Pe, and the biggest σθ2. Meanwhile, the dead volume fraction in the V-baffled stripper is about 40% while the plug volume fraction is only 15.8%. All above demonstrate the serious back-mixing and low stripping efficiency in the V-baffled stripper. Compared to the disk-donut stripper, the two-stage annular stripper exhibits bigger σθ2and smaller Pe, standing for stronger overall back-mixing. In terms of the dead volume model, however, the plug and the dead volumes are respectively 26.8% and 32.3% in the two-stage annular stripper, higher than that in the disk-donut stripper and causing a higher stripping efficiency.

fluid catalytic cracking; stripper; residence time distributions; stripping efficiency

TQ018

A

1001—7631 ( 2012) 03—0213—07

2012-04-20;

2012-05-20。

劉英杰(1982-)，女，講師；楊基和(1955-)，女，教授，通訊聯(lián)系人。E-mail: yangjihe@cczu.edu.cn。

常州大學(xué)科研啟動基金（ZMF1102076）。