催化剂汽提器内气固传质特性的研究(传质模型))

张永民, 卢春喜, 时铭显
(石油大学, 北京 102249)
摘 要： 采用氧气示踪的方法在 φ 486 ×8000mm 的有机玻璃床内对普通流化床汽提器和盘环形挡板汽提器进行了系
统的气固相传质冷态模拟实验，得出了不同汽提线速和催化剂质量流率下上述两种催化剂汽提器内油气浓度轴向分 布的变化规律。根据其油气浓度轴向分布的特点，结合鼓泡流化床两相理论以及一系列的假设，提出了针对这两种 汽提器的一维传质模型。由实验结果待定了一维传质模型的模型参数，获得了计算两种汽提器轴向油气浓度分布的 半经验的指数关联式。该关联式和实验数据比较吻合，相对误差均在 10 ％以内。由该关联式可进一步计算出汽提器 的汽提效率，可以为工业汽提器工艺参数的优化以及工程设计提供参考。 关键词：汽提器; 传质模型; 催化裂化; 流态化 中图分类号：TQ052; TQ021.4 文献标识码：A
K' = ( 0.065ug + 0.0306) ( 0.065Gp − 0.375) (14)
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实验数据表明，对于普通流化床汽提 器而言，在相同的汽提线速和催化剂质量 流率下，随着距离分布管高度的增加，汽 提段内油气含量呈指数增加；随着汽提线 速的增加，汽提器各处的油气含量明显下 降，而随着催化剂质量流率的增加，汽提 段各处的油气含量则略有增加。图 2 和图 3 分别给出了普通流化床汽提器在不同汽 提气表观线速下和不同催化剂质量流率 下轴向氧浓度分布的模型计算结果和实 验数据的对比图，可以看出实验数据和模 型计算结果基本吻合，误差分析表明，两 者之间的总体平均相对误差均小于 10％。 同样的方法应用于盘环形挡板汽提
第 18 卷第 4 期
张永民等: 催化剂汽提器内气固传质特性的研究
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3
3.1
实验验证与分析
实验装置及方法[6] 实验方法和文献[7] 中的介绍的基本相同，
Oxygen concentration / %
14 12 10 8 6 4 2 0 0 500 1000 1500 2000 Distance from gas distributor / mm 图2 不同表观气速下普通流化床汽提器轴向氧浓度分布的实验值 与模型计算结果的对比 Fig.2 Comparison of axial oxygen concentration of general fluidized bed stripper between model formula and experimental results under different stripping velocities ◆ ug=0.05m⋅s−1 ■ ug =0.10 m⋅s−1 ▲ ug =0.15 m⋅s−1 × ug =0.20 m⋅s−1 Gp=26.73kg.(m2⋅s) −1 computational result
[7]
实验中采用的颗粒同样为 FCC 平衡催化剂，颗粒物性参数如文献[7]中表 1 所示。 3.2 实验结果与分析 实验中汽提气表观线速共取四档(ug=0.05 m⋅ s−1 、0.10 m ⋅s−1 、0.15 m⋅ s−1 、0.2 m⋅ s−1)，催化剂质量流 率取三档(Gp=26.73kg⋅ (m2⋅s)−1，50.10kg⋅ (m2⋅s) −1，60.99kg⋅(m2⋅s) −1)。 为了待定一维传质模型的模型参数 K′和 C 的值，本文采用如下方法： x0 取汽提段稀密相界面处氧气的浓度，umf 由 Leva 公式求得 umf = 0.0093 d p
N A = K (C e − C b ) 。
Mass balance of infinitesimal element
取催化剂密相料面为 z 轴零点，令气泡相内油气的浓度 (即体积分率)为 y，而乳化相内油气的浓度 为 x，单位时间内由于催化剂夹带，而向床层内带入油气体积为 Qe，可用下面的公式表示： 1 1 Qe = wp − (1) ρmf ρp 定义 ve＝Qe / Aa，称为油气下行表观线速，则 1 1 ve = Gp − (2) ρ mf ρ p 将气泡相的总流量 Qb 除以汽提段的横截面积 A a 定义为气泡相表观气速 ub ， 根据流化床两相理论， 气泡相的表观气速 ub ub = ug − umf 得如下公式： 整理后可得： ub dy = −ve dx 由假设 6 可知微元体内单位时间内的总传质体积 dG 可用下式表示： dG = N Aα Aa dz = K ( x − y )α Aa dz 由于床层处于稳态操作，因此 dG = ub Aa dy = −ve Aa dx 油气浓度存在如下关系： ub ( x0 − y ) = ve ( x0 − x ) (u − v ) x + v x y= b e 0 e ub 将式(9)和(7)代入到式(6)中可得 v −ve Aa dx = K 1 − e ( x − x0 ) α Aa dz ub (8) (9) (10) (7) 假定汽提段稀密相界面处油气的浓度为 x0 ，按照质量守恒原理，则在任一高度上气泡和乳化相内 (6) (5) ub Aa ( y + dy ) − ub Aa y = ve Aa ( x + dx ) − ve Aa x (3) 取汽提段一个体积微元体，如图 1 所示。由于床层操作处于稳态过程，对微元体进行质量衡算可
− 1.82
(ρ
p
− ρg )
0.94
µ 0.88 ρg 0.06
= 0.002717m ⋅ s −1
用公式(2) 求出氧气下行表观气速 ve，用公式 (3) 求出气泡相表观气速 ub 。在公式 (11)中，如果令 1 1 X = x0 − x ， K C = K ' − ，则公式(11)就可以变为 ve ub X = C 1 − e− K C z
图1 Fig.1 微元体的物料衡算
相之间的传质作用； 递，两者的传质速率相同，即同体积置换；
ｕ y
v x ｘ
ｕ y +dy
v x +dx
度为 umf / ε mf ； 体积、大小分布一样，也即具有相同的传质表面积； 颗粒内孔夹带的油气不能被汽提，只能置换出颗粒之 间夹带的油气； 气 泡 和 乳 化 相 之 间 的 传 质 速 率 NA 与 气 泡 和 乳 化 相 内 气 体 的 浓 度 差 呈 线 性 关 系 ， 即
则有
令 K′＝Kα，对式(10)进行积分，再结合初始条件 z=0，x=x0，则可得：
1 1 − K ' − z x = x0 − C 1 − e ve ub 其中 x0 由实验测定，K′ 和 C 为模型参数，由实验数据待定。
dｚ
(4)
(11)
1
背
景
催化剂汽提器在催化裂化装置中起着重要的作用。有资料显示[1]，催化剂从提升管反应器出来经快 分分离后，会夹带一部分油气，这部分油气的量约占产品重量的 2%~4% ，如果可以完全汽提出这部分 油气，催化剂上的焦炭量将减少 20%~40% ，所以高效汽提器不仅可以提高轻质油收率，减少蒸汽用量， 而且还可以降低装置的再生外取热负荷，在节能增效和维护装置热平衡操作方面都能起到重要的作用。 长期以来，国内对汽提器的重要性认识不足，工业装置内汽提器的设计仅仅是参考一些极其有限 的经验数据。目前国内催化裂化装置中使用的汽提器主要是人字形挡板和盘环形挡板两种结构，这两 种型式的汽提器汽提效率普遍都比较低， 而且也存在着催化剂分布不匀、 局部失流态化等一系列问题。 因此很有必要对汽提器内气固相之间的传质规律进行系统的研究，以找出操作参数对汽提器汽提效率 的影响规律，为工业优化设计提供参考。 研究表明[2]：吸附或沉积在催化剂表面(包括内部微孔表面)上的有三种类型的物质： “软”焦炭(在 高温等苛刻条件下能被汽提的部分)、 “硬”焦炭(不可汽提的部分)以及吸附和夹带的易汽提的烃类。本 文的研究主要针对易汽提烃的汽提上，这一过程主要体现在两方面的作用：首先是水蒸汽向上的流动 吹扫出夹带在催化剂颗粒空隙间的油气，其次是利用水蒸汽具有的较强的竞争吸附性能，降低油气的 分压，从而达到置换一部分微孔内油气的目的。影响汽提效率的主要因素有汽提蒸汽用量、催化剂停 留时间、操作温度、催化剂物性和汽提器内部结构等。 催化裂化汽提段是典型的气固逆流密相流化床输送过程，夹带油气的催化剂呈密相状态向下流 动，汽提气体主要以气泡形式向上流动。在这个过程中，传质作用主要发生在气泡相和乳化相之间， 随着催化剂向下流动，乳化相中的油气浓度逐渐降低；同时随着气泡相的向上流动，气泡相中油气浓 度逐渐升高。
(
)
(12)
10 9 Oxygen concentration / % 8 7 6 5 4 0 图3 500 1000 1500 2000 Distance from gas distributor / mm 不同质量流率下普通流化床汽提器轴向氧浓度分布的 实验值与模型计算结果的对比 Fig.3 Comparison of axial oxygen concentration of general fluidized bed stripper between model formula and experimental results under different catalyst fluxes ◆ Gp=26.73 kg⋅(m2⋅s)−1 ■ Gp=55.10 kg⋅(m2⋅s) −1 ▲ Gp=60.99 kg⋅(m2⋅s) −1 ug=0.10 m⋅s−1， computational result
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前，首先提出以下几条假设[3,4,5]： (1) (2) (3) (4) (5) (6) 床层中只存在两相之间的传质作用，即气泡相和乳化 乳化相和气泡相间同时发生着油气和水蒸汽的质量传 床层乳化相处于临界流化状态，其内部气体的流动速 气泡在床层中分布均匀，即床层任何空间内气泡的总
即采用氧示踪的模拟方式，以进入汽提段的催 化剂内夹带的氧气来模拟工业装置中的油气， 以工业液氮气化后的氮气作为汽提段的汽提 气，根据不同位置处所检测到的氧气浓度分布 来模拟汽提段不同位置的油气浓度。通过对实 验数据的分析，确定汽提器的传质特性 。 实验在一套 φ486 ×8000mm 的大型冷模两 器循环实验装置上进行，实验装置模拟工业催 化裂化基本流程， 装置简图如参考文献[6]中图 2 所示。实验中采用的汽提器为一外径 φ486， 内径 φ160 的环形结构，密相料位高度为 2.3m ， 其中盘环形挡板汽提器按照工业装置设计，内 外挡板坡角 45°，共设 8 层挡板。
通过非线性拟合的方式，就可以待定 出模型参数 C 和 KC，进而可求解出 K′。 对实验数据拟合发现，在汽提器结构 一定的情况下， C 是汽提气表观气速 ug 的函数，而 K′是汽提气表观气速 ug 和催 化剂质量流率 GP 两个操作参数的函数。 将 C 与 ug 关联， K′与 ug 和 GP 关联，就 得到 C 和 K′的关联式，如方程(13)(14)。 将两个关联式代入到公式 (11)中，就可以 得到普通流化床汽提器轴向氧浓度的分 布规律(平均相对误差<10％)。 C = −224.92ug 2 + 21.81ug + 8.3182 (13)
2
一维传质模型的建立
若忽略油气的吸附和脱附作用，只考虑颗粒夹带的油气和水蒸汽之间的传质作用，由鼓泡流化床
两相理论，则油气和水蒸汽之间的传质实际上是气泡相和乳化相之间的质量传递过程。在建立模型之
收稿日期：2003-06-19；
修订日期： 2004-02-20。
作者简介：张永民(1978-)，男，河南渑池人，石油大学(北京)硕士生。 通讯联系人：张永民， E-mail: zym0876@sina.com
第 18 卷第 4 期 2004 年 8 月
高 校 化 学 工 程 学 报 Journal of Chemical Engineering of Chinese Universities
No.4 Vol.18 Aug. 2004
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文章编号：1003-9015(2004)04-0409-05
催化剂汽提器内气固传质特性的研究