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采用静态间歇反应器，气相色谱及气相色谱模拟蒸馏分析，考查了工业装置焦化循环渣油及减压渣油的裂解气，裂解馏份油和苯不溶物随反应温度及反应时间的变化趋势，找到了一些优化工业操作条件的规律，并得到了裂化产物分布的经验模型。 相似文献
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提出了生焦反应焦化炉给热及生焦反应给热比的概念，在确保焦化炉管不发生严重结焦的条件下，研究了焦化炉注气及炉出口温度的优化方法，以提高生焦反应焦化炉给热及延迟焦化装置液体收率。利用过程模拟软件，分别对单面辐射及双面辐射焦化炉进行了管内外过程模拟。结果表明，注气比维持在1％，炉出口温度由490℃到505℃时，每升高5℃，生焦反应焦化炉给热增加45～59kJ／kg；炉出口温度维持在505℃，注气比由3％至1％每降低0．5个百分点，生焦反应焦化炉给热增加20～32kJ／kg。采用调整注气比和炉出口温度优化同时操作的方案，其效果优于仅控制炉出口温度的方案。 相似文献
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焦化炉是延迟焦化装置的核心单元设备 ,也是整个装置提高处理量的制约因素。对 5座焦化炉进行了现场标定和管内外过程模拟 ,在控制炉管结焦速率的情况下 ,对单面辐射焦化炉的处理量上限进行了分析。结果表明 ,以现场操作工况下平均热强度和 1984年设计规范中冷油流速上限为基准时 ,4座单面辐射焦化炉的单炉处理量可分别提高到 6 0 0～ 6 5 0kt/a和 70 0～ 85 0kt/a,而炉出口热转化率仍低于炉管内重油的最大可裂化度。如将炉出口热转化率限制在 2 0 %,分别以操作工况下炉管平均热强度和 1984年设计规范中平均热强度上限为限制条件时 ,4座单面辐射焦化炉的单炉处理量可分别提高到 6 80 .8～ 796 .8kt/a和 76 4～ 110 0kt/a。 相似文献
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用计量泵将减压渣油打入电加热模拟焦化炉炉管中并加热到约 5 0 0℃ ,采用湿式流量计计量裂解气的体积 ,并用气相色谱仪分析其组成 ,由特定的采样器对全油样急冷 ,利用液相色谱将渣油及裂解油进行切割分析得到窄馏分的转化率。采用全过程模拟的方法对实验过程进行模拟 ,3个动态实验条件下的出口转化率计算结果与实测值基本相符 ,这说明重油热裂解产物分布模型可以用于焦化炉管内的过程模拟。 相似文献
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用动态实验考核重油热裂解产物分布模型 总被引：1，自引：1，他引：0
用计量泵将减压渣油打入电加热模拟焦化炉炉管中并加热到约500℃，采用湿式流量计计量裂解气的体积，并用气相色谱仪分析其组成，由特定的采样器对全油样急冷，利用液相色谱将渣油及裂解油进行切割分析得到窄馏分的转化率。采用全过程模拟的方法对实验过程进行模拟，3个动态实验条件下的出口转化率计算结果与实测值基本相符，这说明重油热裂解产物分布模型可以用于焦化炉管内的过程模拟。 相似文献
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用日本瑞翁（Ｇｅｏｎ）公司提供的设计值和现场标定值对我国某石化公司引进的丁二烯抽提（ＧＰＢ）装置中主要塔器的精馏过程进行了模拟与考察，结果表明，模拟计算中所选用的模型和计算方法是可行的。全装置中１０个塔的主要工艺参数的计算值均能与设计值和现场标定值较好地吻合。 相似文献
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丁二烯抽提（ＧＰＢ）装置的第一、二萃取精馏塔底部均装有侧沸器，实际上是集液板。与一般塔板不同，模拟计算时不能简单地采用三对角矩阵法求解所列方程组，而必须用矩阵求逆法或其它方法求解，这就需要更多的内存和更多的计算时间。文中将数学模型进行变换，使之仍可采用三对角矩阵法求解。在此基础上，应用了二阶Ｒｕｎｇｅ－Ｋｕｔｔａ及三对角矩阵联合法计算，顺利收敛，达到满意的计算精度。 相似文献
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采用乙醇火焰燃烧,通过在镍基板上涂敷催化剂前驱体制备碳纳米管。借助扫描电子显微镜、透射电子显微镜、XRD和拉曼光谱等分析了不同催化剂对碳纳米管形貌及结构的影响。结果表明:在乙醇火焰中,对碳纳米管生成起催化作用的是金属氧化物纳米粒子,其催化活性的顺序为:氧化镍>氧化铬>氧化钼>氧化钴。催化剂不仅影响碳纳米管的生长速率,而且碳纳米管的直径和管壁的石墨结晶状态也随催化剂的不同而不同。 相似文献
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较详细地介绍了ＵＮＩＦＡＣ汽液平衡模型在丁二烯抽提（ＧＰＢ）装置的Ｃ４烃－ＤＭＦ体系萃取精馏过程模拟计算中的应用情况。根据实际考察提出了改善模拟精度的主要措施，包括正确选择有关基团对的基团交互作用参数，正确选用ＤＭＦ饱和蒸汽压的计算式以及利用实际数据对个别组分作适当修正等。 相似文献
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分析了用蒙特卡罗法计算加热炉辐射传热时能束的发射方向和行程长度，根据六面体加热炉中能束的方向余弦公式，对斜顶对称加热炉中发射能束的方向余弦进行了研究，得到了其修正公式，对斜顶壁面相交坐标进行了修正．所得结果有助于实现斜顶对称加热炉的计算机模拟． 相似文献