石油炼制工程第14章石油化工过程的数值模拟.ppt

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1、,石油化工过程的数值模拟研究,高金森,计算流体力学方法（Computational Fluid Dynamics）对自然界及人类工程中的流体流动、传热、传质及化学反应过程进行数值分析。,随着计算机技术的发展,数值模拟,方法的基础,Euler的连续介质假说 考察流体的宏观行为，是大量分子组成的流体微团的宏观概念，是宏观意义上大量分子团平均物理参数在空间上的连续性、平均值和宏观尺度上的无限逼近。,一、CFD方法简介,基于流体力学、热力学、传热传质学、燃烧学及反应动力学的基本原理，用数值方法不经任何简化直接求解非线性联立的动量、热量、质量及组分守恒的偏微分方程组，对自然界及人类工程中的流动、传热、传

2、质及化学反应过程进行三维的数值模拟。,CFD守恒方程的通用形式,封闭性、形式统一性、耦合性、非线性,计算流体力学CFD,对描述自然界及人类工程中的流动、传热及反应过程的非线性联立的动量、热量、质量及组分守恒方程组进行三维数值求解，预报流动、传热、传质及反应的过程细节，给出整个流场中各个变量的时空分布。,二、CFD方法作用,CFD,催化裂化提升管反应器数值模拟催化裂化再生器内流动再生过程的数值模拟催化裂化沉降器内流动过程的数值模拟乙烯裂解炉内燃烧、传热和裂解反应等过程的 综合数值模拟石油蒸馏塔塔盘流场数值模拟 等,三、CFD方法在石化过程研究中的应用,1）是否需要采用终止反应技术：需要充分认识和

3、定量 掌握提升管反应历程2）终止剂注入位置的确定：这是最为重要的问题，也需 要充分认识和定量掌握提升 管内裂化反应历程。,背景：炼油工业中非常重要的催化裂化过程 要采用反应终止剂技术等,1、催化裂化提升管反应器数值模拟,转化率及产物产率沿提升管反应器高度分布,胜利油田化工总厂60万吨重催终止剂位置的确定,基于催化裂化提升管反应器数值模拟研究而开发的工业提升管反应控制与优化技术在中国石化胜利油田石化总厂60万吨/年重油催化裂化装置提升管反应器上实施,下面给出工业试验3个月的结果,注终止剂前后轻质油收率的变化图,背景：炼油工业中非常重要的催化裂化过程的再生器 操作是装置正常有效平稳运行的关键，催化

4、剂 的再生。投资占70。,气固湍流流动、传热、焦炭燃烧多过程耦合的复杂体系,2、催化裂化再生器数值模拟研究,3、催化裂化沉降器数值模拟研究,背景：炼油工业中非常重要的催化裂化过程的沉降器 操作是装置正常有效平稳运行的关键，催化剂 和油气的分离，易结焦。,气固湍流流动、传热、传质多过程耦合的复杂体系,切面温度分布,旋风分离器入口处气体流动情况,石油化学工业是我国的支柱产业，而乙烯工业是石油化学工业的龙头和核心。我国乙烯生产的绝大部分技术和关键设备都是从外国引进的，我国乙烯生产技术水平与世界水平相比还有较大差距。,背景：,4、乙烯裂解炉综合数值模拟研究,深入了解乙烯裂解炉运行内在规律！,裂解炉是乙

5、烯生产装置的核心部分，整个乙烯装置效 益与裂解炉的设计和操作有直接的关系，优化操作裂 解炉是乙烯生产装置经济效益提升的前提。,计算机模拟,透明箱,裂解炉内发生的各种复杂过程及其相互作用,热量传递,基本传递方程,湍流流动模型,热裂解反应动力学模型,基本传递方程,湍流流动模型,燃料燃烧模型,辐射传热模型,炉膛模型,反应管模型,裂解炉综合数学模型,由流体力学的基本理论分析可知：裂解炉内所发生的各种复杂过程，本质上都是由流体流动、传热、传质和反应等过程组成，这些过程可以用一个通用的方程来表示，并可采用通用的方法求解此方程。,计算平台：FLUENT6.0软件,裂解炉综合数学模型的求解,USC型管式裂解炉

6、结构示意图,结构参数,炉膛长:5590 mm宽:3010 mm高:10760 mm反应管 总长:21544 mm 入口管管径:58.66.8 mm出口管管径:68.68.8 mm管心距:127 mm燃烧器个数:16反应管根数:40,模拟计算结果,流动状况,炉膛内流速分布十分不均匀，特别是在烧嘴附近。沿炉膛高度方向，随着射流截面的扩展，核心区流速逐渐减小，流速分布趋于平坦，流动逐渐趋向平稳。在炉膛中下部邻近反应管的区域内存在回流现象，这种流动状况增加了高温烟气在炉膛中的驻留时间，有助于加强炉膛和反应管之间的热量传递。,CH4,O2,组分浓度分布,Unit:K,0.508m,0.127m,0.57

7、2m,0.381m,X方向上不同截面的温度分布图,Unit:K,0.23m,0.6m,1.0m,0.38m,Y方向上不同截面的温度分布图,5m,7m,Z方向上不同截面的温度分布图,烟气温度在炉膛的各个方向上都存在较大的梯度，特别是在炉膛中下部区域。沿炉膛高度方向，随着气体的扩散，燃料和空气混合得越来越好，所发生的燃烧反应增加，高温烟气面积逐渐扩大，温度分布逐渐趋向均匀。反应管不断的从炉膛内吸收热量，使得烟气温度逐渐降低。高温烟气区的形状为扁平形，这种形状将增强烟气对反应管的辐射传热。由于烧嘴离炉墙近，离反应管远，所以高温烟气不直接接触反应管，而是对炉墙产生附壁效应，对炉墙加热，然后通过炉墙将辐

8、射热反射给反应管，这样不仅防止了反应管局部超温，而且改善了炉膛加热的均匀性。,烟气温度分布,裂解炉内温度分布图,管 壁 温 度 分 布,管壁温度与其在炉膛中所处的位置有关。在烟气温度高的位置上，管内流体吸收的热量多，相应地管壁温度也高。沿炉膛高度方向上，平均烟气温度先升高后降低，使得管壁温度也是先升高后降低。在炉膛高3.5m处，烟气温度达到最高值，管壁温度也达到最高值。在炉膛同一高度上，出口管管壁温度总是高于入口管。,烟气和管壁温度分布的复杂性导致了热通量分布的复杂性。沿炉膛高度方向上，反应管热强度先升高后降低。在炉膛同一高度上，入口管热强度总是高于出口管。,热 强 度 分 布,沿反应管长度方

9、向，管外壁温度有增有减，但是管内油气不断从炉膛中吸收热量，温度是逐渐升高的。入口管中，从管外吸收的热量主要用于油气升温，油气升温速率较快；而在出口管中，吸收的热量则主要用于发生裂解反应，使得油气升温速率变慢。,反应管油气温度分布,沿反应管长度方向，随着裂解原料温度的升高和裂解反应的进行，管内油气流速逐渐增加。在入口管和出口管的连接处，由于管径的变大，流速突然下降。,反应管流速分布,C5H12,C6H14,C7H16,主要反应物浓度分布,C2H4,CH4,C3H6,主要产物浓度分布,沿反应管长度方向，C5H12，C6H14和C7H16的浓度不断下降，C2H4、C3H6、CH4、C4H6和H2的浓

10、度逐渐升高，但是C2H6的浓度却是先升高后降低。,反应管内浓度分布图,在反应管径向上存在着明显的速度分布，从管中心至管壁90的径向区域内，流体流速高且变化不大；而在管壁附近10的区域内，流速迅速降低。通过比较湍流粘度和分子粘度的大小，确定在距管内壁0.001管径的区域为层流层。,反应管内径向速度分布,层流层的存在使得管壁附近流体温度梯度很大，在管壁附近10的区域内温度迅速降低，温差约150。自管中心至管壁90以上的径向区域内温度变化不大，温差只有40左右。,反应管内径向温度分布,从管中心至管壁乙烯浓度逐渐升高，两者相差1%左右。在反应管径向上，乙烯浓度变化程度不如流速和温度明显。,反应管内径向

11、浓度分布,1、操作参数优化研究（1）裂解原料流量（2）燃料量2、裂解炉结构参数研究（1）燃烧器设置（2）管心距,裂解炉综合数学模型应用研究,裂解原料流量,炉膛高度方向上热强度和管壁温度变化曲线,反应管长度方向上温度、流速、压力和乙烯浓度变化曲线,不同裂解原料流量下数值模拟计算结果对比,燃 料 量,炉膛高度方向上热强度和管壁温度变化曲线,反应管长度方向上温度、流速和乙烯浓度变化曲线,不同燃料量下数值模拟计算结果对比,炉膛内烟气温度分布,燃烧器设置,炉膛高度方向上热强度和管壁温度变化曲线,燃烧器设置,不同燃烧器设置下数值模拟计算结果对比,管心距:142mm,管心距:112mm,管心距:127mm,1:0.84,1:0.86,1:0.88,不同管心距下反应管周向热通量分布图,注:1(周向均匀系数)=,管 心 距,22 K,30 K,管心距:142mm,管心距:112mm,管心距:127mm,不同管心距下反应管周向管壁温度分布图,45 k,管 心 距,不同管心距下数值模拟计算结果对比,5、石油蒸馏塔塔盘流场数值模拟,敬请提出宝贵意见和建议！谢 谢！,