李 鋒 滕姍姍 樊逢波.中石化綠源地?zé)崮荛_發(fā)有限公司 .中國石油大學(xué)重質(zhì)油國家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室

催化裂化裝置沉降器內(nèi)油氣-催化劑流動過程的數(shù)值模擬研究

李 鋒1滕姍姍2樊逢波2
1.中石化綠源地?zé)崮荛_發(fā)有限公司 2.中國石油大學(xué)重質(zhì)油國家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室

采用歐拉-歐拉法，對催化裂化裝置沉降器內(nèi)油氣及催化劑的流動狀態(tài)進(jìn)行了數(shù)值模擬。對比裝置上觀察到的操作現(xiàn)象及工藝操作數(shù)據(jù)可以看出，模擬計(jì)算結(jié)果與實(shí)際工業(yè)數(shù)據(jù)較為接近。通過對沉降器內(nèi)流體流動的規(guī)律進(jìn)行分析，提出了導(dǎo)致反應(yīng)油氣結(jié)焦的可能原因，對催化裂化裝置后續(xù)的操作優(yōu)化及設(shè)計(jì)改進(jìn)提供了依據(jù)。

氣固兩相流 數(shù)值模擬 歐拉-歐拉模型 催化裂化 沉降器

隨著近年來車用燃料需求量的迅速增加和催化裂化工藝及催化劑的不斷進(jìn)步和發(fā)展，F(xiàn)CC工藝的原料得到拓寬，重質(zhì)原料(如渣油等)越來越多地被作為催化裂化裝置原料進(jìn)行加工[1]。但與此同時(shí)，隨著原料油摻渣率的不斷提高，也帶來了相應(yīng)的問題，沉降器結(jié)焦就是其中較為典型的影響催化裂化裝置長周期穩(wěn)定運(yùn)行的問題。典型的催化裂化裝置可以分為反應(yīng)-再生系統(tǒng)、分餾系統(tǒng)及吸收-穩(wěn)定系統(tǒng)3大部分。油氣在裝置內(nèi)流動的過程中，在不同的位置存在不同程度的結(jié)焦。其中，在核心部位反應(yīng)-再生系統(tǒng)中，作為反應(yīng)油氣和固體催化劑顆粒分離場所的沉降器內(nèi)結(jié)焦嚴(yán)重，甚至可能導(dǎo)致裝置非計(jì)劃停工，不僅會影響裝置的長周期安全平穩(wěn)運(yùn)行，還會給企業(yè)帶來巨大的經(jīng)濟(jì)損失[2]。

圍繞沉降器結(jié)焦嚴(yán)重問題開展的研究主要從常規(guī)實(shí)驗(yàn)分析和計(jì)算模擬兩個(gè)方向展開[3-4]。在常規(guī)實(shí)驗(yàn)中，通過分析焦塊組成、結(jié)焦部位及進(jìn)行驗(yàn)證實(shí)驗(yàn)等尋求結(jié)焦機(jī)理，進(jìn)而采取了一些防治措施。由于煉廠工業(yè)規(guī)模沉降器尺寸龐大，結(jié)構(gòu)復(fù)雜，探頭、在線采樣等傳統(tǒng)的檢測方式無法有效開展。如果在實(shí)驗(yàn)室中小型模擬沉降器上進(jìn)行實(shí)驗(yàn)，由于尺寸差別懸殊，所得數(shù)據(jù)的參考價(jià)值也有待考察。近年來，伴隨著計(jì)算機(jī)技術(shù)的迅速發(fā)展及數(shù)值計(jì)算方法研究的不斷深入，計(jì)算流體力學(xué)(Computational Fluid Dynamics，簡稱CFD)逐漸在石油化工中得到應(yīng)用。通過設(shè)置合適的邊界條件、化學(xué)反應(yīng)和計(jì)算方法，計(jì)算流體力學(xué)軟件可計(jì)算出各種工業(yè)級全尺寸裝置(如反應(yīng)器、分離器)內(nèi)部詳細(xì)的速度分布、溫度分布和組分濃度分布等，為催化裂化裝置沉降器結(jié)焦原因的判斷提供直觀的依據(jù)，因此，具有顯著的優(yōu)勢。同時(shí)，作為一種新的研究方法，也獲得了較為廣泛的關(guān)注。

本研究利用計(jì)算流體力學(xué)的方法，對沉降器內(nèi)部油氣流動空間進(jìn)行數(shù)值模擬，通過分析油氣在沉降器中流動傳熱的規(guī)律(如床層密度分布、油氣和催化劑速度分布、油氣停留時(shí)間等)及溫度分布等，對導(dǎo)致沉降器結(jié)焦的可能原因進(jìn)行分析，以期為TSRFCC(兩段提升管催化裂化)沉降器防結(jié)焦提供理論依據(jù)。

1 裝置模型

1.1 沉降器結(jié)構(gòu)

該催化裂化裝置沉降器(見圖1)高28 m，其中沉降器上部高約15 m，內(nèi)徑為6.7 m；下部高約13 m，內(nèi)徑為3.2 m。沉降器下部為汽提段，其內(nèi)共有4對盤環(huán)擋板，且在汽提段的下方布置有環(huán)形的汽提蒸汽分布器，在該分布器上有116個(gè)噴嘴(內(nèi)徑20 mm)沿圓周均布。為合理簡化數(shù)值模擬的計(jì)算量，將噴嘴簡化為4組，并確保其總表面積和汽提蒸汽的流量與工廠實(shí)際情況一致。

1.2 沉降器模型的建立及網(wǎng)格劃分

三維幾何模型的構(gòu)建及網(wǎng)格化在Gambit軟件中完成，所構(gòu)建的沉降器三維幾何模型及網(wǎng)格化如圖2、圖3所示?？紤]到沉降器內(nèi)部結(jié)構(gòu)的復(fù)雜性，網(wǎng)格劃分采用較容易實(shí)現(xiàn)的四面體非結(jié)構(gòu)化網(wǎng)格，網(wǎng)格單元數(shù)為42萬。

2 數(shù)學(xué)模型及求解方法

2.1 控制方程

在FLUENT軟件中的兩相流模型包括歐拉-歐拉模型與歐拉-拉格朗日模型兩類[5-6]?？紤]到催化裂化裝置中存在催化劑濃度較高的區(qū)域，本研究采用歐拉-歐拉雙流體模型進(jìn)行研究。在該模型中，不同的相被處理成互相貫穿的連續(xù)介質(zhì)。歐拉雙流體模型基于如下假設(shè)建立：①各相流場中共同存在、相互滲透、相互貫穿，有獨(dú)立的速度分布和溫度分布；②劃分顆粒組時(shí)采用原始的尺寸大小分布；③同一組的顆粒具有連續(xù)的體積分?jǐn)?shù)、溫度及速度分布。另外，根據(jù)催化裂化過程特點(diǎn)和催化劑性質(zhì)，本研究忽略浮力、馬格努斯(Magnus)力、虛擬質(zhì)量力，Saffman力、Basset力等次要作用力，僅考慮顆粒受到的重力與曳力的作用。

在進(jìn)行氣固兩相流動模擬時(shí)，歐拉雙流體模型的質(zhì)量守恒方程和動量守恒方程見式(1)～式(10)[7-8]。

質(zhì)量守恒方程，氣相：

(1)

顆粒相：

(2)

式中：εg為氣體體積分?jǐn)?shù)；ρg為氣體密度，kg/m3；Vg為氣體速度，m/s；εs為固體體積分?jǐn)?shù)；ρs為固體密度，kg/m3；Vs為固體速度，m/s。

動量守恒方程，氣相：

(3)

顆粒相：

(4)

式中：p為靜壓，Pa；gi為重力加速度，m/s2；τg,ji為氣體應(yīng)力張量，Pa；β為氣固相間摩擦系數(shù)，kg/(m3·s)；a為體積分?jǐn)?shù)；τs,ji為固相應(yīng)力張量，Pa。其中，顆粒相應(yīng)力采用KTGF模型進(jìn)行計(jì)算[6]。

在對顆粒壓力和顆粒黏度進(jìn)行求解后，即可求解氣固應(yīng)力，還要確定氣固兩相間的摩擦系數(shù)βgs，以對兩相動量方程進(jìn)行封閉，這里僅介紹本文所用到的曳力模型[7]。

(5)

式中：ds為顆粒平均直徑，μm；曳力系數(shù)Cd為：

(6)

校正系數(shù)ω為：

(7)

雷諾數(shù)Re為：

(8)

式中：μg為動力黏性系數(shù)，Pa·s。

氣相能量方程：

(9)

固相能量方程：

(10)

式中：Cps為固相比熱，J/(kg·K)；Ts為固相溫度，K；Qsg為氣固兩相間的傳熱效應(yīng)，J/(m3·s)，采用參考文獻(xiàn)[6]中的模型對其進(jìn)行計(jì)算。

2.2 數(shù)值求解方法

Fluent軟件中采用有限體積法進(jìn)行離散，該離散化方法將整個(gè)計(jì)算區(qū)域分解成有限個(gè)體積微元，用這些體積微元的“代表”即有限個(gè)離散點(diǎn)代替原來的連續(xù)空間。本研究采用SIMPLE算法對離散化的控制方程組進(jìn)行迭代求解。

2.3 邊界條件

沉降器數(shù)值模型中各進(jìn)出口邊界條件及初始條件等計(jì)算參數(shù)的確定直接關(guān)系到數(shù)值模擬計(jì)算結(jié)果的準(zhǔn)確與否。本研究設(shè)置的計(jì)算邊界條件如下：

整個(gè)沉降器計(jì)算域共包括7個(gè)速度入口，分別位于一段粗旋頂部油氣出口處、一段粗旋料腿出口處、一段頂旋料腿出口處、二段粗旋頂油氣出口處、二段粗旋料腿出口處、二段頂旋料腿出口處以及汽提蒸汽入口處等7個(gè)部位。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，F(xiàn)CC裝置所用催化劑的顆粒密度取為1 500 kg/m3，各料腿底部催化劑體積分?jǐn)?shù)取為0.3，旋風(fēng)分離器分離效率取為99.8%，由此可以計(jì)算出沉降器各速度入口處的速度值及催化劑體積分?jǐn)?shù)值，計(jì)算結(jié)果見表1。

表1 各入口速度及催化劑體積分?jǐn)?shù)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表Table1 Resultsofinletvelocityandcatalystvolumefraction入口位置入口橫截面積/m2入口速度/(m·s-1)催化劑體積分?jǐn)?shù)Inlet-1(一段粗旋頂部油氣出口)0.8640251.838×10-5Inlet-2(一段粗旋料腿出口)0.56541.16770.3Inlet-3(一段頂旋料腿出口)0.29240.004480.3Inlet-4(二段粗旋頂油氣出口)0.216020.052.972×10-5Inlet-5(二段粗旋料腿出口)0.28270.75560.3Inlet-6(二段頂旋料腿出口)0.07310.005860.3Inlet-7(汽提蒸汽入口)0.0364420.580

除7個(gè)速度入口外，本模擬中沉降器計(jì)算模型還包括3個(gè)出口，分別位于一段頂旋入口處、二段頂旋入口處及汽提段底部催化劑出口處，3個(gè)出口均設(shè)為pressure-outlet。

3 結(jié)果與討論

根據(jù)計(jì)算結(jié)果，分別從沉降器內(nèi)的壓力分布、催化劑濃度分布、溫度分布及速度分布等方面展開詳細(xì)的論述與分析。

3.1 壓力分布

圖4(a)、(b)分別是沉降器過粗旋中心面壓力分布云圖和沉降器x=0平面壓力分布云圖，從圖4中可以看出，整個(gè)沉降器壓降約100 kPa，且沉降器上部空間因床層密度較小，壓力分布相對均勻，壓降很小，而汽提段則由于床層密度較大，成為主要的壓力增加區(qū)域，且壓力隨著高度的增加而逐漸降低。計(jì)算結(jié)果與裝置儀表顯示數(shù)據(jù)相符，表明所選擇模型的合理性。

3.2 沉降器內(nèi)催化劑濃度分布

圖5分別給出了沉降器過粗旋中心切面、x=0平面及頂旋中心切面的催化劑濃度分布圖。隨著顏色由藍(lán)變紅，催化劑濃度逐漸增大，催化劑最低體積分?jǐn)?shù)為0，最高體積分?jǐn)?shù)為0.56，由于催化劑顆粒密度為1 500 kg/m3，故催化劑最大床層密度可達(dá)到840 kg/m3。由圖5可以看出，沉降器內(nèi)形成了非常明顯的稀、密兩相，稀相區(qū)位于沉降器上部，催化劑濃度很低，但在粗旋和頂旋的肩部以及兩粗旋下部連接處，催化劑濃度卻明顯增大，這是由于上述部位為流動緩區(qū)，催化劑黏附在器壁上緩慢累積造成的。特別是肩部的水平結(jié)構(gòu)，導(dǎo)致積累的催化劑不易掉落，更容易積累，從而和游弋的油氣混合生焦。上述結(jié)果與文獻(xiàn)[3]報(bào)道的沉降器肩部是典型的易結(jié)焦部位完全相

符，再次驗(yàn)證了所選模型的合理性。而密相區(qū)位于汽提段內(nèi)，密相床催化劑料位埋沒了第1塊盤環(huán)擋板，且在沉降器變徑段內(nèi)旋分料腿下面。從圖5(a)可以看出，出粗旋料腿的催化劑在重力的作用下緩慢流下，落入密相床層內(nèi)；而在汽提段，催化劑和底部噴入的汽提蒸汽逆流鼓泡接觸，從而形成了汽提段內(nèi)不均勻的床層密度。

3.3 汽提段內(nèi)催化劑濃度分布

圖6和圖7分別為汽提段不同高度處催化劑濃度分布圖，由于此處催化劑和汽提蒸汽逆流鼓泡接觸，故催化劑的密度分布很不均勻，且隨著高度的變化而變化。在氣體分布器以下(如圖7中Z=-10 m和Z=-12 m處)，由于沒有汽提蒸汽的擾動，床層的密度相對均勻且較高，約為800 kg/m3。在汽提蒸汽入口處，有大量氣體涌入汽提段內(nèi)，使得床層密度驟然降低，噴嘴附近甚至可能低到200 kg/m3。由于噴嘴附近的氣體主要沿軸向向上高速流動，難以和沿著邊壁下降的催化劑接觸，因此邊壁處密度仍較大。Z=-2～-8 m處氣固兩相的接觸和混合已相對均勻，由圖7可以看出，床層密度在400～800 kg/m3之間，在不同內(nèi)構(gòu)件附近呈現(xiàn)不同的特征，如環(huán)形擋板上方床層密度邊緣高中間低，擋板上表面催化劑含量較高，表明擋板起到了導(dǎo)流作用，催化劑并非垂直下落，而是沿著擋板向下滑落；而盤環(huán)擋板間隙區(qū)域密度較低，表明氣體在此區(qū)域內(nèi)和催化劑達(dá)到一定程度的混合，并不斷接觸上升。

3.4 沉降器內(nèi)溫度分布

沉降器不同高度處油氣溫度(K)分布見圖8，沉降器不同切面上的溫度分布見圖9。

從圖8可以看出，沉降器汽提段溫度分布相對比較均勻，這是由于該部分是氣固逆流接觸密相鼓泡流動，而作為容易結(jié)焦的沉降器上部廣大空間，溫度則比汽提段低很多, 其原因是該區(qū)域油氣流動緩慢，對流導(dǎo)熱作用較弱的緣故。從圖9(a)和圖9(b)可以看出，油氣和催化劑的溫度分布基本一致，說明兩者之間傳熱良好，由于粗旋和頂旋之間均為非直接連接，大量高溫油氣攜帶少量的催化劑先進(jìn)入沉降器空間，然后才流入頂旋，故在沉降器頂部粗旋油氣出口附近有一小片高溫區(qū)；而粗旋料腿出口處由于大量高溫催化劑夾帶部分油氣從此處流入沉降器空間，由此可知，粗旋料腿底部催化劑流動軌跡的區(qū)域范圍為明顯的高溫區(qū)，且略高于汽提段溫度，其原因是高溫催化劑在汽提段和較低溫度的汽提蒸汽逆流接觸混合，導(dǎo)致落入汽提段的催化劑溫度逐漸降低。圖9(c)和圖9(d)為沿Z軸負(fù)方向觀察所得到的結(jié)果。比較圖9(c)和圖9(d)可知，沉降器頂部頂旋上部空間盡管與粗旋油氣出口高溫區(qū)域相隔不遠(yuǎn)，但仍然明顯為低溫區(qū)，這是由于從粗旋油氣出口離開的高速油氣在沉降器空間停留時(shí)間非常短，對周圍環(huán)境溫度影響很小。

4 結(jié) 論

以某重油催化裂化裝置的沉降器為研究對象，以計(jì)算流體力學(xué)軟件FLUENT為平臺，對沉降器內(nèi)反應(yīng)油氣的流動行為進(jìn)行了數(shù)值模擬，以期對沉降器油氣及催化劑結(jié)焦的規(guī)律進(jìn)行研究。首先，在GAMBIT中建立該工業(yè)裝置的全尺寸幾何模型并網(wǎng)格化；其次，再根據(jù)工業(yè)裝置操作參數(shù)合理地設(shè)置計(jì)算所需的邊界條件及參數(shù)；最后，利用FLUENT軟件進(jìn)行模擬計(jì)算，并對計(jì)算結(jié)果進(jìn)行分析，得到沉降器內(nèi)油氣流動的壓力及濃度場分布等信息，由此推測出油氣及催化劑組分流動的直觀規(guī)律。根據(jù)模擬結(jié)果可以看出：

(1) 沉降器原始結(jié)構(gòu)的模擬計(jì)算結(jié)果顯示，整個(gè)沉降器壓降約100 kPa，且沉降器上部空間因床層密度較小，壓力分布相對均勻，壓降很小，而汽提段則由于床層密度較大成為主要的壓力增加區(qū)域，且壓力隨著高度的增加而逐漸降低。上述結(jié)果與工業(yè)實(shí)際值及預(yù)測值相符，表明所選模型合理。

(2) 沉降器內(nèi)形成了非常明顯的稀、密兩相，稀相區(qū)位于沉降器上部，催化劑密度很低，但在粗旋和頂旋的肩部及兩粗旋下部連接處，催化劑密度明顯增大，這是由于上述部位為流動緩區(qū)，催化劑黏附在器壁上緩慢累積，特別是肩部的水平結(jié)構(gòu)，導(dǎo)致積累的催化劑不易掉落，更容易積累，從而和游弋的油氣混合生焦，上述結(jié)果與現(xiàn)場檢修過程中觀察得到的沉降器肩部容易結(jié)焦完全相符。

(3) 沉降器上部空間溫度比汽提段低很多, 其原因是該區(qū)域油氣流動緩慢，對流導(dǎo)熱作用較弱，容易因反應(yīng)油氣中的重質(zhì)組分凝結(jié)而導(dǎo)致生焦。在后續(xù)研究工作中，可根據(jù)上述規(guī)律對該催化裂化裝置的操作進(jìn)行調(diào)整，以抑制沉降器結(jié)焦的趨勢。同時(shí)可考慮在類似裝置的設(shè)計(jì)過程中，針對上述特點(diǎn)進(jìn)行改進(jìn)，以便徹底解決影響裝置長周期運(yùn)行的沉降器結(jié)焦問題。

[1] 陳俊武. 催化裂化工藝與工程[M]. 2版. 北京: 中國石化出版社, 2005: 10-15, 801-820.

[2] 高生, 劉榮江, 趙宇鵬. 催化裂化裝置防結(jié)焦技術(shù)研究[J]. 當(dāng)代化工, 2009, 38(4): 345-351.

[3] 劉為民, 孫國剛, 胡敏. 催化裂化裝置反應(yīng)系統(tǒng)防結(jié)焦技術(shù)分析[J]. 煉油技術(shù)與工程, 2012, 42(6): 1-7.

[4] 董國森. FCCU結(jié)焦問題分析及對策[J]. 催化裂化, 1995(3): 16-20.

[5] 汪林. 旋風(fēng)分離器氣固兩相流數(shù)值模擬及性能分析[D]. 哈爾濱: 哈爾濱工業(yè)大學(xué), 2007.

[6] FLUENT 6. 3. 26 USER HELP[Z].

[7] YANG N, WANG W, GE W, et al. Choosing structure-dependent drag coefficient in modeling gas-solid two-phase flow[J]. China Particuology, 2003, 1(1): 38-41.

[8] TAGHIPOUR F, ELLIS N, WONG C. Experimental and computational study of gas-solid fluidized bed hydrodynamics[J]. Chemical Engineering Science, 2005, 60(24): 6857-6867.

[9] JIN B S, WANG X F, ZHONG W Q, et al. Modeling on high-flux circulating fluidized bed with geldart group B particles by kinetic theory of granular flow[J]. Energy & Fuels, 2010, 24(5): 3159-3172.

Numerical simulation study on oil and gas-catalyst flow behavior in FCC disengager unit

Li Feng1, Teng Shanshan2, Fan Fengbo2
1.SinopecGreenEnergyGeothermalDevelopmentCo.,Ltd,Xianyang,Shanxi,China2.StateKeyLaboratoryforHeavyOil,ChinaUniversityofPetroleum,Qingdao,Shandong,China

A numerical simulation has been performed to study the flow behavior of multi-phase flow in disengager of an industrial FCC unit by using Eulerian-Eulerian model. The numerical results were closer to the measured values from industrial unit by comparing the observed operation phenomenon from the equipment and process operating data. The possible reasons for the coke formation of reaction oil and gas were proposed by analyzing the flow law of fluid in disengager, which could provid a reference for subsequent operation optimization and design improvement of catalytic cracking unit.

gas-solid two-phase flow, numerical simulation, Euler-Euler model, catalytic cracking, disengager

李鋒(1976-)，長期從事石油煉制生產(chǎn)技術(shù)管理工作，現(xiàn)就職于中石化綠源地?zé)崮荛_發(fā)有限公司。E-mail：1828992912@qq.com

TE646;TQ015.9;TP391.9;O6-39

A

10.3969/j.issn.1007-3426.2017.02.007

2016-10-11；編輯：溫冬云