王睿通， 劉紀昌,2， 仲從偉， 葉 磊， 汪 成， 沈本賢,2

(1.華東理工大學 化學工程聯(lián)合國家重點實驗室，上海 200237；2.綠色能源化工國際聯(lián)合研究中心，上海 200237)

催化重整是石油加工流程的核心生產(chǎn)裝置。我國目前超過70%的芳烴產(chǎn)自催化重整裝置，并且芳烴需求量以每年高于5%的速度持續(xù)增長[1-3]。為了應對催化重整裝置原料組成和加工方案的變化，煉油廠需要針對性地優(yōu)化操作方案。但由于成本的限制，不可能進行大量的工業(yè)試驗。催化重整反應動力學模型研究對重整裝置的原料調(diào)配、產(chǎn)品組成預測、操作優(yōu)化等具有重要指導意義。長期以來，由于計算機性能的限制，催化重整過程的建模均采用虛擬組分的集總方法。Kmark[4]提出了催化重整22集總反應動力學模型；周紅軍等[5]建立了27集總反應動力學模型；Taskar等[6]以重整催化劑的性能為出發(fā)點，建立了催化重整35集總反應動力學模型。這些反應動力學模型均可對芳烴型催化重整裝置的優(yōu)化提供有意義的參考，但由于采用了虛擬組分集總的方法，不能對催化重整反應過程中超過300種分子的反應行為進行分子水平的描述，無法滿足對催化重整產(chǎn)物進行分子級精準預測的要求。近年來，隨著計算技術(shù)的發(fā)展和計算機性能的提高，為催化重整過程的分子水平建模和求解提供了可能。石銘亮等[7]建立的催化重整單事件反應動力學模型，是從餾分集總向分子水平建模的有益探索。

1992年，ExxonMobil公司的Jaffe提出結(jié)構(gòu)導向集總方法(Structure oriented lumping，SOL)，并將其應用于加氫裂化和延遲焦化等工藝中，進行油品性質(zhì)預測及加工方案調(diào)優(yōu)，給企業(yè)帶來了巨大的經(jīng)濟效益[8]。2006年，Jaffe和Ghosh[9]以SOL法估算了203種柴油的十六烷值和1471種汽油的辛烷值，模擬值與實測值的誤差均小于1.5%。

筆者從催化重整裝置優(yōu)化的實際需求出發(fā)，通過對連續(xù)催化重整工藝特點及反應機理進行深入分析，采用結(jié)構(gòu)導向集總方法，構(gòu)建分子水平的催化重整反應動力學模型，兼顧模型的精度與適用性，對催化重整產(chǎn)物進行分子級的預測。

1 分子水平催化重整結(jié)構(gòu)導向集總反應動力學模型的構(gòu)建

1.1 催化重整原料的組成分析與數(shù)字化表達

催化重整的主要原料是石腦油,包含C5～C12的正構(gòu)烷烴、異構(gòu)烷烴、環(huán)烷烴和芳香烴。針對石腦油分子的組成特點，基于結(jié)構(gòu)導向集總方法[10]，構(gòu)建了14個結(jié)構(gòu)單元對催化重整過程中的分子進行結(jié)構(gòu)向量表達。其中，根據(jù)催化重整過程對二甲苯同分異構(gòu)體進行明確區(qū)分的要求，設置結(jié)構(gòu)單元MS(官能團的空間異構(gòu))來描述官能團的空間位置。14個結(jié)構(gòu)單元所代表的化學結(jié)構(gòu)式見表1。

催化重整體系中每個分子都可以用包含14個結(jié)構(gòu)單元的結(jié)構(gòu)向量表示，2個典型分子的結(jié)構(gòu)向量表達如表2所示。

采用氣相色譜-質(zhì)譜聯(lián)用對中國石化某煉油廠催化重整裝置的石腦油原料進行分析表征，獲得詳細的分子組成信息，結(jié)合相應的結(jié)構(gòu)向量表達，建立了包含312個行向量的催化重整分子組成矩陣(312行×17列)。矩陣前14列為相應分子的結(jié)構(gòu)單元信息；第15列為該行向量代表的分子的質(zhì)量分數(shù)；第16列為該行向量代表的分子的相對分子質(zhì)量；第17列為該行向量代表的分子的摩爾分數(shù)。

表2 石腦油典型分子的結(jié)構(gòu)向量Table 2 Structural vectors of typical molecules in naphtha

1.2 催化重整過程的反應規(guī)則

針對催化重整工藝的反應特點[11-15]，基于結(jié)構(gòu)導向集總方法，制定了包括裂化、異構(gòu)化、環(huán)化、芳構(gòu)化等反應的78條反應規(guī)則。

(1)六元環(huán)烷烴脫氫芳構(gòu)化

產(chǎn)物生成規(guī)則：A6=A6+1；N6=N6-1；IH=0。

該類反應的反應物選擇規(guī)則是從原料分子組成矩陣中搜索不含芳環(huán)和五元環(huán)烷環(huán)、側(cè)鏈碳數(shù)為0～6、不飽和度為1的六元環(huán)烷烴；通過產(chǎn)物生成規(guī)則獲得產(chǎn)物的結(jié)構(gòu)向量：N6的數(shù)值-1和A6的數(shù)值+1分別表示分子中減少1個環(huán)烷環(huán)和生成1個芳環(huán)。

(2)五元環(huán)烷烴異構(gòu)化：

產(chǎn)物生成規(guī)則：N6=N6+1; N5=N5-1；R=R-1。

反應物選擇規(guī)則為搜索不含芳環(huán)和六元環(huán)烷環(huán)、含有1個五元環(huán)、側(cè)鏈碳數(shù)超過1、不飽和度為1的五元環(huán)烷烴；產(chǎn)物生成規(guī)則為：N6的數(shù)值+1和N5的數(shù)值-1，分別表示分子中生成1個六元環(huán)烷環(huán)，減少1個五元環(huán)烷環(huán)，并且側(cè)鏈碳數(shù)減少1個。

(3)正構(gòu)烷烴加氫裂化

產(chǎn)物生成規(guī)則:產(chǎn)物1，R1=1+round((R-2)*rand(1))；產(chǎn)物2，R2=R-R1。

反應物選擇規(guī)則是搜索不含芳環(huán)和環(huán)烷環(huán)、碳數(shù)超過5、沒有側(cè)鏈的飽和分子，即正構(gòu)烷烴；產(chǎn)物生成規(guī)則規(guī)定分子中的C—C鍵可以在任意位置斷裂，生成不同碳數(shù)的裂化產(chǎn)物。

根據(jù)催化重整反應規(guī)則可以編譯出催化重整過程復雜的反應網(wǎng)絡，包含有10628個反應。圖1為與正辛烷相關(guān)的局部反應網(wǎng)絡。

1.3 反應動力學常數(shù)的計算

同系物分子發(fā)生相同的反應時，由于具有相同的官能團，反應路徑及機理相似，因而反應速率常數(shù)呈現(xiàn)一定的遞變規(guī)律[16-21]。但同系物之間分子結(jié)構(gòu)的差異也對反應過程產(chǎn)生一定的影響，因此反應速率常數(shù)與反應物和產(chǎn)物的分子結(jié)構(gòu)也有關(guān)聯(lián)。田立達等[22-23]采用式(1)的方程計算不同類型反應的反應速率常數(shù)。

(1)

對于簡單的反應類型，ΔSm和ΔE可使用Materials Studio 6.5軟件的Dmol 3模塊通過過渡態(tài)搜索算出。而對于復雜的反應類型，先計算出具有相關(guān)結(jié)構(gòu)的15～20個反應的ΔSm和ΔE，然后再將ΔSm和ΔE擬合成結(jié)構(gòu)單元的函數(shù)。催化劑活性因子φ是對催化劑的再生活性進行修正，通過小試實驗進行標定。

采用壓力影響因子α來描述反應壓力對不同類型反應的影響，不同反應的壓力影響因子α數(shù)據(jù)如表3所示。根據(jù)公式(2)計算反應速率。

圖1 催化重整過程中正辛烷的局部反應網(wǎng)絡Fig.1 Partial reaction network of n-octane in catalytic reforming process

k=k(T)×pH2α (2)

表4列舉了9個典型反應在500 ℃、105Pa時反應速率常數(shù)的計算值與文獻值[24-25]對比?？梢姴捎肕aterials Studio的Dmol 3模塊計算反應的能壘及熵變，進而利用式(2)求解的反應速率常數(shù)有較高的可靠性。

1.4 催化重整反應過程分子水平建模

催化重整結(jié)構(gòu)導向集總反應動力學模型計算流程如圖2所示，通過編程將催化重整過程的反應規(guī)則編譯成反應網(wǎng)絡，結(jié)合反應動力學常數(shù)，可以建立反應動力學微分方程組。輸入反應溫度T0，根據(jù)反應空速計算催化重整過程的反應停留時間。將停

表4 500 ℃、105 Pa時典型反應的反應速率常數(shù)計算值與文獻值[24-25]對比Table 4 Comparison of calculated values and literaturevalues of reaction rate constants[24-25] at 500 ℃ and 105 Pa

1) Calculated value; 2) Literature value

留時間分為若干微元段，在微元反應時間Δt1內(nèi)，利用改進的Runge-Kutta法求解反應動力學微分方程組，由原料分子組成矩陣得到Δt1時間末的產(chǎn)物分子組成矩陣,作為Δt2的原料分子組成矩陣;計算第一個微元反應時間Δt1內(nèi)的反應熱，根據(jù)反應體系的比熱容計算溫差ΔT1，獲得第二個微元反應時間段Δt2內(nèi)的反應溫度T2=T1+ΔT1。按照上述

圖2 催化重整結(jié)構(gòu)導向集總反應動力學模型計算流程Fig.2 Flow charts of structural-oriented lumping reaction kinetics model for catalytic reforming

過程循環(huán)計算，直到累計反應時間達到預定的停留時間為止，由此完成動力學反應網(wǎng)絡與反應器相關(guān)特征參數(shù)的結(jié)合。

2 石腦油催化重整反應小試實驗與反應動力學模型驗證

采用中國石化某煉油廠的精制石腦油原料、PS-VI 催化劑，在催化重整小試實驗裝置上進行實驗，精制石腦油的族組成如表5所示。氫氣體積分數(shù)為99.999%，催化劑裝填量為100 mL。

通過催化重整小試實驗獲得了不同反應溫度(470～540 ℃)、反應壓力(0.2～1 MPa)、液時空速(0.5～3 h-1)下的催化重整氣體和液體產(chǎn)物，通過氣質(zhì)聯(lián)用分析可以獲得催化重整產(chǎn)物的分子組成。采用構(gòu)建的催化重整分子水平反應動力學模型進行計算，可以獲得不同反應條件下催化重整產(chǎn)物的分子組成，通過與相應反應條件下的小試實驗數(shù)據(jù)進行比較，可以驗證模型的可靠性。

表5 某煉油廠精制石腦油的族組成Table 5 Composition of refined naphtha of a refinery w/%

17種典型分子(苯、甲苯、鄰二甲苯、間二甲苯、對二甲苯、乙苯、間甲乙苯、對甲乙苯、鄰甲乙苯、正己烷、正庚烷、2-甲基戊烷、3-甲基己烷、環(huán)戊烷、甲基環(huán)戊烷、環(huán)己烷、甲基環(huán)己烷)在不同溫度、壓力、空速等操作條件下的分子組成模型計算值與實驗值比較，誤差分布如圖3所示。由圖3可知，各典型分子含量的模型預測值和實驗值的絕對誤差均在±0.5%以內(nèi)，表明所建模型具有較高的可靠性，該模型對催化重整反應過程的預測能達到分子水平。

圖3 17種典型分子的催化重整反應分子組成的模型計算值與實驗值的誤差分布Fig.3 Error distributions of 17 typical molecularcompositions in catalytic reforming reaction

3 基于催化重整分子水平反應動力學模型的反應過程分析

催化重整小試實驗僅能獲得反應器出口的產(chǎn)物組成，無法提供反應器內(nèi)油品分子組成的詳細演化規(guī)律。通過小試實驗數(shù)據(jù)驗證了所建分子水平催化重整反應動力學模型的可靠性后，可以運用模型計算不同反應條件下催化重整反應過程中典型分子含量沿反應器的變化，從而在分子水平上揭示催化重整過程的反應規(guī)律。

3.1 催化重整反應過程中典型分子含量沿反應器高度分布

以石腦油為原料，在反應溫度510 ℃、反應壓力0.4 MPa、液時空速1.5 h-1條件下，采用所構(gòu)建的分子水平反應動力學模型計算催化重整反應過程，C6、C7和C8典型分子質(zhì)量分數(shù)沿反應器高度的變化如圖4所示。由圖4(a)可知，在反應器入口段(相對高度0～0.3)主要進行的是環(huán)己烷、甲基環(huán)己烷等六元環(huán)烷烴脫氫反應和甲基環(huán)戊烷等五元環(huán)烷烴異構(gòu)脫氫及開環(huán)反應，生成的苯、甲苯等芳烴組分含量快速升高，同時正構(gòu)烷烴異構(gòu)化反應使得2-甲基戊烷等異構(gòu)烷烴的含量增多。

圖4 動力學模型計算催化重整反應過程中典型C6、C7和C8分子質(zhì)量分數(shù)沿反應器高度的變化Fig.4 Kinetic model for calculating the variation of typical C6, C7 and C8 molecularmass fractions along reactor height in the catalytic reforming reactionT=510 ℃; p=0.4 MPa; LHSV=1.5 h-1(a) C6 and C7; (b) C8

在反應器后半段，隨著環(huán)烷烴轉(zhuǎn)化率的提高，各種環(huán)烷烴的含量均降低，下降趨勢變緩。在出口處，環(huán)己烷和甲基環(huán)己烷幾乎全部轉(zhuǎn)化；而甲基環(huán)戊烷的質(zhì)量分數(shù)維持在0.68%左右。正己烷含量在反應器入口段略有上升，正庚烷含量在反應器入口段下降緩慢，是由于雖然正己烷和正庚烷會發(fā)生顯著的異構(gòu)化、脫氫環(huán)化和加氫裂化反應，但它們又是C7+烷烴裂化的產(chǎn)物；而在反應器后半段，C7+烷烴含量已經(jīng)降到很低，轉(zhuǎn)化為正己烷和正庚烷的量減少，消耗正己烷和正庚烷的異構(gòu)化、脫氫環(huán)化和加氫裂化反應顯示出主導作用，正構(gòu)烷烴含量迅速降低。由圖4(b)可知，在3種二甲苯的異構(gòu)體中，間二甲苯最晚達到反應平衡，在反應器出口處的質(zhì)量分數(shù)為17.04%。

3.2 反應條件對催化重整反應過程的影響規(guī)律

3.2.1 反應溫度的影響

溫度是催化重整反應過程最重要的影響因素，在實際生產(chǎn)中具有一定的可調(diào)性。通過所建模型模擬計算不同反應溫度下體系中典型分子在反應器中的組成分布，可以揭示不同反應溫度下的催化重整反應過程規(guī)律。在液時空速1.0 h-1、壓力0.3 MPa條件下，反應溫度對反應器內(nèi)苯、甲苯和對二甲苯質(zhì)量分數(shù)分布的影響如圖5所示。由圖5看到，反應器出口處苯、甲苯和對二甲苯等芳烴分子含量均隨反應溫度的升高而增加。在同一反應溫度下，對二甲苯、甲苯、苯在反應器中依次達到平衡濃度。這是因為側(cè)鏈碳數(shù)越多的環(huán)烷烴脫氫反應速率越快。在二甲苯的3種異構(gòu)體中，間位的空間構(gòu)型最為穩(wěn)定，對二甲苯和鄰二甲苯傾向于轉(zhuǎn)化為間二甲苯，對二甲苯在靠近出口處由于發(fā)生異構(gòu)化反應，其質(zhì)量分數(shù)略微下降，由最大值2.91%降低到出口處的2.79%。

圖5 動力學模型計算催化重整反應過程中操作溫度對苯、甲苯和對二甲苯質(zhì)量分數(shù)的影響Fig.5 Kinetic model for calculating the effect of operating temperatures on the mass fractions of benzene,toluene and p-xylene in catalytic reforming reactionp=0.3 MPa; LHSV=1.0 h-1(a) Benzene; (b) Toluene; (c) p-Xylene

操作溫度對反應器內(nèi)環(huán)己烷、正己烷和2-甲基戊烷質(zhì)量分數(shù)分布的影響如圖6所示。由圖6(a)看到，反應溫度較高時，環(huán)己烷的反應速率較快，含量下降迅速。在反應溫度超過495 ℃以上時，反應器出口環(huán)己烷幾乎完全轉(zhuǎn)化。由圖6(b)看到，在重整反應器中，正構(gòu)烷烴主要發(fā)生裂化反應和環(huán)化反應，較高的反應溫度會加劇正構(gòu)烷烴裂化反應的發(fā)生，因此正構(gòu)烷烴含量的下降速率更快；由于高碳數(shù)正構(gòu)烷烴斷鏈會生成低碳數(shù)正構(gòu)烷烴，因此反應器入口段正己烷的含量略有上升。由圖6(c)看到，由于正己烷的異構(gòu)化反應，2-甲基戊烷的含量先增加，然后在反應器末段由于發(fā)生裂化反應略微降低。同時，盡管正構(gòu)烷烴異構(gòu)化反應是放熱反應，溫度升高，平衡常數(shù)會降低，但是該反應通常無法達到平衡。其控制因素為反應速率，溫度升高反應速率加快。另外，異構(gòu)烷烴受空間位阻影響不利于脫氫環(huán)化反應，所以2-甲基戊烷含量隨反應溫度的升高而增加。

圖6 動力學模型計算催化重整反應過程中操作溫度對環(huán)己烷、正己烷和2-甲基戊烷質(zhì)量分數(shù)的影響Fig.6 Kinetic model for calculating the effect of operating temperatures on the mass fractions of cyclohexane,n-hexane and 2-methyl pentane in catalytic reforming reactionp=0.3 MPa; LHSV=1.0 h-1(a) Cyclohexane; (b) n-Hexane; (c) 2-Methyl pentane

3.2.2 空速的影響

在催化重整反應壓力0.3 MPa、反應溫度470～540 ℃、液時空速0.5～3.0 h-1范圍內(nèi)，反應溫度和空速對催化重整反應芳烴收率的影響如圖7所示。由圖7可知，反應溫度相同時，空速越小，反應物與催化劑的接觸時間越長，芳烴的收率越高。當反應溫度較低時，生成芳烴的反應主要是環(huán)烷烴(如甲基環(huán)己烷)脫氫芳構(gòu)化，因此即使液時空速低至0.5 h-1，芳烴收率依然只有55%左右，大致相當于原料中芳烴含量加上環(huán)烷烴轉(zhuǎn)化為芳烴量的總和。而當反應溫度達到500 ℃以上時，烷烴(如正辛烷)環(huán)化反應再脫氫生成芳烴的數(shù)量明顯增大，因此芳烴收率可以達到75%～80%。

芳烴在不同溫度區(qū)間的轉(zhuǎn)化路徑和來源可以由典型烷烴分子正辛烷和環(huán)烷烴分子甲基環(huán)戊烷在不同溫度和空速下的轉(zhuǎn)化規(guī)律來印證。反應溫度和空速對反應器出口處正辛烷和甲基環(huán)己烷含量的影響如圖8所示。催化重整原料中正辛烷質(zhì)量分數(shù)為6.76%，由圖8看到：在液時空速為3.0 h-1時，溫度從470 ℃升高到500 ℃，反應器出口正辛烷質(zhì)量分數(shù)從2.69%下降到0.67%，降幅較為明顯，升溫顯著促進了正辛烷的脫氫環(huán)化等反應，同時降低空速也會強化正辛烷向環(huán)烷烴和芳烴的轉(zhuǎn)變；與烷烴相比，環(huán)烷烴脫氫芳構(gòu)化反應易于進行，即使在470 ℃和高空速下，甲基環(huán)己烷也已經(jīng)達到高轉(zhuǎn)化率，其質(zhì)量分數(shù)從原料中的6.82%降低到0.3%，幾乎完全轉(zhuǎn)化。正辛烷和甲基環(huán)戊烷在不同溫度和空速下的轉(zhuǎn)化規(guī)律，印證了不同溫度區(qū)間芳烴轉(zhuǎn)化路徑的差異。

圖7 動力學模型計算催化重整反應過程中空速和反應溫度對芳烴收率的影響Fig.7 Kinetic model for calculating the effect of spacevelocities and reaction temperatures on aromaticsyield in catalytic reforming reactionp=0.3 MPa

圖8 動力學模型計算催化重整反應過程中空速和反應溫度對正辛烷和甲基環(huán)己烷質(zhì)量分數(shù)的影響Fig.8 Kinetic model for calculating the effects of space velocities and reaction temperatures on themass fractions of n-octane and methylcyclohexane in catalytic reforming reactionp=0.3 MPa(a) n-Octane; (b) Methylcyclohexane

3.2.3 反應壓力的影響

在催化重整反應溫度510 ℃、液時空速1.5 h-1條件下，反應壓力對芳烴收率的影響如圖9所示。由圖9看到，反應壓力從0.6 MPa降低到0.2 MPa，芳烴收率從66.69%上升到70.75%，提高了4.06百分點。這是因為降低反應壓力對物質(zhì)的量增加的反應有利，即促進環(huán)烷烴脫氫芳構(gòu)化反應和烷烴脫氫環(huán)化反應。但在低壓下催化劑受氫氣保護的程度下降，會加速催化劑生焦失活，縮短操作周期。因此，催化重整適宜的操作壓力需要權(quán)衡多方面因素，不能僅從產(chǎn)品收率的角度判斷。

圖9 動力學模型計算催化重整反應過程中反應壓力對芳烴收率的影響Fig.9 Kinetic model for calculating the effect of reactionpressures on aromatics yield in catalytic reforming reactionT=510 ℃; LHSV=1.5 h-1

4 基于分子水平反應動力學模型的催化重整裝置優(yōu)化

芳烴收率是催化重整工藝最重要的控制指標。采用所建的催化重整分子水平反應動力學模型進行工藝優(yōu)化，考慮到在實際生產(chǎn)中不改變裝置的處理能力，并且對操作穩(wěn)定性和設備條件的影響盡可能小，因此保持液體空速、反應壓力、氫/油比等操作參數(shù)基本不變，重點考察對反應過程影響最顯著的操作溫度。在反應壓力0.3 MPa、液時空速1 h-1、氫/油體積比1000的條件下，確定提高催化重整裝置效益的優(yōu)化操作溫度。該優(yōu)化問題屬于復合型約束優(yōu)化問題，根據(jù)裝置的可調(diào)節(jié)范圍，自變量操作溫度設定在470～530 ℃之間，同時依據(jù)該煉油廠生產(chǎn)調(diào)度要求重整生成油C5+液體收率需大于85%，滿足約束條件的前提下使目標產(chǎn)品芳烴收率最大化?；谒ǖ拇呋卣肿铀椒磻獎恿W模型，反應溫度對芳烴收率及液體收率的影響如圖10所示。

圖10 動力學模型計算催化重整反應過程中反應溫度對芳烴收率及液體收率的影響Fig.10 Kinetic model for calculating the effect oftemperatures on aromatic yield and liquid yieldin catalytic reforming reactionp=0.3 MPa; LHSV=1.0 h-1; V(H2)/V(Oil)=1000

由圖10可見，為保持液體收率大于85%，反應溫度應不高于515.6 ℃，此時芳烴收率為78.86%?；趦?yōu)化計算結(jié)果，在反應溫度515.6 ℃、反應壓力0.3 MPa、液時空速1 h-1條件下進行催化重整小試實驗，芳烴收率為78.63%。表6為催化重整裝置芳烴收率的優(yōu)化方案。與前期的探索實驗最優(yōu)條件下的結(jié)果相比：苯收率提高0.22百分點；甲苯收率提高0.57百分點；二甲苯收率提高1.21百分點。通過模型計算，實現(xiàn)了催化重整裝置芳烴收率和液體收率的雙目標優(yōu)化。

表6 催化重整裝置芳烴收率的優(yōu)化方案Table 6 Optimization of aromatics yield in catalytic reforming plant

T=515.6 ℃;p=0.3 MPa; LHSV=1 h-1

5 結(jié) 論

(1)基于結(jié)構(gòu)導向集總理論，設計了14個結(jié)構(gòu)單元來描述催化重整反應體系中的312種分子。根據(jù)催化重整反應機理，制定了包括裂化、異構(gòu)化、環(huán)化、芳構(gòu)化等反應的78條反應規(guī)則來描述催化重整過程的分子反應行為，構(gòu)建了包含1628個反應的催化重整反應網(wǎng)絡。

(2)結(jié)合反應動力學常數(shù)計算，建立了分子尺度的催化重整反應動力學模型，并采用改進的Runge-Kutta法進行求解。通過與不同工藝條件下的實驗數(shù)據(jù)比較，模型預測值和實驗值的絕對誤差小于0.5%。

(3)利用所建模型可以分析反應溫度、壓力、空速等操作條件對重整反應過程的影響規(guī)律，揭示了反應器中芳烴、環(huán)烷烴、異構(gòu)烷烴和正構(gòu)烷烴等烴類分子的轉(zhuǎn)化規(guī)律，獲得催化重整產(chǎn)物分子組成及其沿反應器的分布規(guī)律。該模型可以指導催化重整裝置實現(xiàn)芳烴收率和液體收率的雙目標優(yōu)化。

符號說明：

ΔE——過渡態(tài)和反應物之間的能壘，kJ/mol；

H——反應熱，kJ；

h——普朗克常數(shù)，J·s;

k——反應速率常數(shù)，s-1；

kB——玻爾茲曼常數(shù)，J/K;

k(T) ——某溫度下的反應速率常數(shù)，s-1；

pH2——氫分壓，MPa；

R——理想氣體常數(shù)，R=8.314 J/(mol·K);

ΔSm——過渡態(tài)和反應物之間的熵變，J/(mol·K);

T——溫度，℃;

ΔT——溫差，℃；

T0——初始溫度，℃；

t——反應時間，s；

tR——停留時間，s；

φ——催化劑活性因子；

α——壓力影響因子。