一、Influence of Feed Injection on Hydrodynamic Behavior in FCC Riser（论文文献综述）
赵云龙[1]（2021）在《基于气固鼓泡流化床构效曳力模型的颗粒停留时间分布的实验与模拟》文中指出气固鼓泡流化床（BFB）由于具有气固接触效率高、相间传质传热速率快等优点,在矿物加工领域已得到了广泛的应用。矿物颗粒往往有较宽的粒径分布,其所需的反应时间随粒径增大而增大,但是传统BFB内的粗细颗粒停留时间差异很小难以满足生产要求。因此调控流化床内粗细颗粒的停留时间和其反应时间相匹配具有重要意义。颗粒的停留时间在床内有一定的分布,经典流化床内的停留时间分布（RTD）趋向于全混流,因此停留时间位于平均停留时间（MRT）附近的颗粒数量是较少的,前人在调控宽粒径停留时间时大多以MRT为调控目标,在此看来是不够的,因此获得完整的RTD曲线非常有必要。随着计算流体力学（CFD）的发展,通过模拟获得RTD是一种省时且成本较小的一种方法,因此建立一套完整的计算RTD的模型对工业生产有重要的指导作用。准确的气固曳力模型是进行颗粒RTD模拟的前提,由于传统曳力模型因均匀化假设床内流动结构而高估了气固相间作用力,导致床内流场和RTD的计算结果与实验值偏差较大。本研究运用课题组开发的基于气固非均匀流动结构的构效曳力模型,对不同床型流化床内单粒径或双粒径的RTD进行了模拟研究。另外,设计了加入纵向挡板的流化床,测定了双粒径颗粒的RTD曲线,并对粗细颗粒的RTD进行了调控研究。本文的研究成果如下:（1）模拟了鼓泡流化床内单一粒径颗粒的RTD,通过和实验数据对比,发现构效曳力模型计算的RTD与理论值的吻合度要高于传统均匀曳力模型。计算的颗粒RTD拖尾较长且尾部有多峰出现,这说明床内存在一定的循环流动。气固间的接触效果较差而导致t50值较低,由于流态床内部固相返混或死区的存在致使t90值较高,这些均会影响气固反应质量,所以在实际应用中应尽可能通过在床中设置挡板或改造为多级床等措施,使流化结构更趋近于平推流来提高反应器的效能。（2）利用CFD对多室流化床的RTD和流化结构进行了数值模拟。计算结果与实验数据的比较以及示踪剂回收率的计算显示了曳力模型和RTD计算模型的合理性。将流化床分成两个反应器可以抑制返混,改善颗粒RTD并使其趋向平推流。随着流化气速和床层出口高度的增加,床层固相颗粒的流出速率加快,停留时间分布范围扩大,停留时间方差也相应增大。计算得到的固含率径向分布随h/H的增加而波动更大,导致了床内流化结构和RTD分布的非均匀性。（3）使用构效曳力模型,研究了床型尺寸和气泡尺寸关联式对流化床气固相流体力学和颗粒停留时间分布的影响。发现针对GeldartB类颗粒,Darton气泡关联式是低气速下的最佳选择。当BFB放大时,由构效曳力模型计算的RTD对比实验值有所降低,一方面是由于床层尺寸的增大进一步高估了气泡尺寸的原因;另一方面由于在二维模拟中没有考虑前后壁面的摩擦力,使得床层内颗粒速度的计算值偏高进而导致了模拟结果与实验数据的偏差。因此,当对计算精度要求较高时,应首先进行三维模拟,以保证RTD模拟结果的准确性。（4）使用3D模拟研究了 BFB中二元颗粒的RTD特性。特别是运用构效曳力模型,对流化床内混合和分级的流态化动力学行为进行了数值模拟。并首次对BFB内双粒径颗粒的RTD进行了计算和研究,结果表明该曳力模型对两种系统都适用,具有较高的计算精度,进一步验证了构效曳力模型的正确性与适用性。Hd随气速的减小或粒径的增大而增大。增加进料量可以使固相流型更接近于平推流,而气速和床层高度的增加可以使RTD变得更宽。对于二元颗粒,随着稀释度的增加,颗粒的扩散程度越来越大,导致二元混合物MRT的计算值小于单一体系。粗颗粒MRT较长的原因是其总是以相对较小的垂直速度聚集在床层底部,这也符合典型流化床的流体力学行为。（5）进行了二元颗粒的RTD示踪实验,发现在无内构件流化床中,气速、固相流率作为重要的操作因素,对粗细颗粒RTD的调节作用不大。加入纵向挡板后,气速和固相流率对粗细颗粒RTD的调节作用显着增加,表现在RTD曲线的峰高增加和拖尾降低,使停留时间更加集中。挡板的形式对调节粗细颗粒RTD有重要作用,采用侧边部分开口的挡板可以使粗细颗粒显着分开,通过调节气速和进料速率均可提高粗细颗粒的停留时间差别。在论文最后章节,总结了本论文的主要结论和创新点,并在现有工作基础上展望了下一步工作。
杨智君[2]（2020）在《催化裂化再生强化机理的CPFD模拟》文中提出再生器作为流化催化裂化（Fluid Catalytic Cracking,简称FCC）装置的重要组成单元,主要功能是通过空气烧去催化剂上的焦炭,恢复催化剂的活性,同时为提升管反应器提供所需热量。随着催化裂化原料的逐年变重和掺炼比的提高,生焦量不断增加,再生能力不足已成为很多装置扩能和加工劣质原料的瓶颈因素。改善待生剂分配均匀性和在再生器密相床层中添加水平挡板内构件被认为是两种简单、经济和有效的提高再生器性能的强化措施。然而,工业再生器体积庞大,内部结构复杂且反应过程温度较高,难以通过实验手段定量评价上述两项强化措施对再生效果的影响。并且,前期针对待生剂分配器和水平挡板影响的冷模实验研究仅能观察到对再生器流动特性的影响,而无法获得流动特性改变与再生效果改善之间的直接关联。鉴于此,本研究拟采用基于欧拉-拉格朗日和Multi-Phase Particle In Cell（MPPIC）方法的Computational Particle Fluid Dynamics（CPFD）模型对一套工业同轴式逆流FCC再生器进行流动与反应耦合的热态数值模拟,以全面细致地考察待生剂分配均匀性和添加Crosser格栅对再生器内气固流动特性和再生性能的影响,从而深化对催化裂化再生强化机理的认识。在此之前,首先对CPFD方法模拟挡板流化床流动特性的可行性进行了验证,并进一步系统地考察了百叶窗挡板对流化床流动特性及颗粒返混等的影响;其次,以小型待生剂烧焦实验为参照对采用的烧焦反应动力学模型及其与流动模型耦合的正确性进行了CPFD模拟验证,并在一套简易再生器模型中预考察了待生剂进料方式和交错百叶窗挡板对流动特性及烧焦再生的影响,进而为后续考察待生剂分配和Crosser格栅对工业再生器性能影响的CPFD成功模拟奠定基础。本研究得到的主要结论如下:（1）借助基于鼓泡流化床的Energy-Minimization Multi-Scale（EMMS）曳力模型,CPFD模拟成功预测了挡板流化床的流体动力学结果。模拟发现了一种新的挡板破碎气泡机理,该机理与前期实验观察到的挡板破碎气泡机理不同,进而完善了在A类颗粒流化床中挡板破碎气泡的机理。提出了一种基于颗粒内循环通量定量评价流化床中颗粒返混强度的新方法,以此得到了百叶窗挡板和不同气速对流化床颗粒返混强度影响的规律。模拟结果与前期采用稳态气体示踪法的实验结果相吻合,也验证了冷模实验采用稳态气体示踪法间接评价颗粒返混强度的可行性。（2）对文献中一套小型FCC待生剂烧焦再生实验评价装置进行了CPFD热态模拟,模拟得到的烟气各气体组分浓度的变化趋势与Stevenson等的实验结果基本一致,验证了选取的烧焦反应动力学模型及其在CPFD模型中与流动模型耦合的正确性和合理性。对二维挡板流化床采用“虚拟挡板”模拟得到的颗粒浓度分布和差压波动分布与采用真实挡板的模拟效果非常接近,验证了采用Barracuda软件中“虚拟挡板”构建百叶窗挡板等内构件的可行性。通过预考察待生剂进料方式和交错百叶窗挡板在简易再生器中的影响发现,添加挡板可以增大床层膨胀高度,并且可以显着改善再生效果。（3）借助基于湍动流化床的EMMS曳力模型,CPFD模型成功模拟了工业再生器上稀下密的颗粒浓度分布以及稀密相的温度分布,模拟结果与工业数据吻合良好。在该再生器中,进一步模拟了改善待生剂分配均匀性与添加Crosser格栅内构件两种强化措施的影响,结果发现,均匀的待生剂分配和增设Crosser格栅均可改善气固相在床层横截面的分布均匀性。Crosser格栅可有效抑制床层内存在的沟流和流化死区,有效强化颗粒的水平混合,上述作用在格栅层上方区域尤为显着,格栅层的存在还能显着抑制颗粒的轴向返混。均匀的待生剂分配和Crosser格栅均能有效抑制稀相尾燃、提高主风利用率和烧焦效率以及改善再生效果。相对而言,格栅的改善作用更为明显。另外,针对工业再生器中出现的待生剂短路问题,对待生剂分配器进行了局部结构改进,模拟结果表明,待生剂短路问题得到解决,同时烧焦效果也得到了明显改善。
闫子涵,许峻,范怡平,卢春喜[3]（2020）在《喷嘴射流在气固提升管内的扩散和混合行为》文中研究表明为获得不同形式射流在提升管内的扩散特征和气固混合行为,利用气体示踪技术,在大型提升管冷模实验装置中考察向上和向下倾斜两种射流的影响。通过引入射流特征浓度获得射流相在提升管内的分布特征,通过计算停留时间方差获得提升管内射流的局部停留时间分布特征,根据停留时间方差与操作条件及轴向高度的拟合结果计算射流影响区高度。结果表明,斜向下的射流进入提升管后沿径向分布更均匀,且可使混合流体在较短的距离内实现由近似"全混流"到近似"平推流"的过渡,与斜向上的射流相比,向下倾斜的射流可缩短射流混合区高度约50%。
李振杰[4]（2019）在《CFB内多组分颗粒和富氧燃烧下流动和燃烧特性的数值模拟》文中提出循环流化床锅炉（Circulating Fluidized Bed,CFB）包含多种不同直径和密度的颗粒,不同物性颗粒具有不同的流化和化学反应特性,进而影响循环流化床反应器的性能,优化设计与运行控制,因而亟待需要进行不同物性颗粒的流动动力特性和化学反应过程的研究与分析。本文采用四种不同的颗粒,它们分别是:床料颗粒,粗煤颗粒,细煤颗粒和回料颗粒,其中给煤颗粒（粗/细）和回料颗粒分别通过进料口和回料口输送。采用多组分颗粒动力学理论,用仿真软件模拟了多组分颗粒情况下循环流化床的流动特性,得到了复杂气固流动的主要特征:各组分颗粒的瞬时云图分布,各组分颗粒的浓度和速度时均分布,各组分颗粒的颗粒拟温度分布等。此外,还探究了镜面反射系数和表观速度对各组分颗粒流动特性的影响。在探究富氧燃烧过程中,首先对中试规模的循环流化床燃烧室进行了模型验证,通过比较炉膛内温度场分布和炉膛出口处气体成分的体积浓度,发现数值仿真结果与实验结果比较吻合,验证了模型的有效性与正确性。接着在已验证化学反应理论的基础上,建立二维的双组份颗粒循环流化床锅炉内煤燃烧的数学模型,探究了空气燃烧模式和富氧燃烧模式下原煤的燃烧特性。煤燃烧过程中的化学反应主要考虑水分蒸发,挥发分热解,热解气态产物氧化,焦炭氧化和气化以及污染物的形成。利用该模型详细分析了流体动力学,温度场分布,化学反应速率分布,气体组分分布,以及炉膛出口处主要气体组分的体积浓度和污染物的排放。通过空气燃烧模式下和富氧燃烧模式下原煤燃烧特性的比较,说明富氧燃烧在CO2捕获和污染物排放方面具有独特优势。此外,还探究了富氧燃烧模式下,不同O2浓度对循环流化床整体性能的影响,成功预测了煤在高氧气浓度下的燃烧过程。
王瑞星,程高锋,宋力,田瑞[5]（2019）在《流化催化裂化进料喷嘴喷头出口类型分析》文中提出介绍了流化催化裂化进料常用的喷嘴喷头出口类型,应用计算流体力学方法对不同类型进料喷嘴出口的特点进行分析。分析结果表明,多孔出口类型在提升管进料混合段催化剂分布优于单一扁平出口,但多孔出口类型在提升管充分混合区催化剂分布劣于单一扁平出口。进料喷嘴不同的出口类型适合于不同的状况,出口扁平的喷头处理较轻组分原料油优势明显,而多孔喷头适合处理组分较重的原料油。分析计算结果为流化催化裂化进料喷嘴喷头的选型提供了依据。
孟振亮[6]（2018）在《新型气固环流混合器内颗粒流动及混合特性的模拟研究》文中进行了进一步梳理颗粒的流动与混合特性对传质、传热以及反应效率等具有重要影响。相较于鼓泡床,气固环流混合器中颗粒多次循环流动能够有效增强颗粒的对流、剪切与扩散作用,提高颗粒与颗粒之间的混合效率。然而,目前气固环流混合器的研究多集中于宏观的气固流动、传质、传热行为等,对混合器内局部流动、颗粒的混合特性及混合器结构对颗粒混合效果的影响还缺乏深入的认识。此外,混合器中颗粒沿径向的流动较弱、混合效率较低。本文提出了一种导流筒上带有槽孔的新型环流混合器结构,强化了颗粒沿径向的流动及混合,并对该混合器内颗粒的流动及混合特性进行了考察。本文首先采用欧拉-欧拉模型建立了三维流体力学模拟方法,对一种新型导流筒结构的环流混合器内颗粒流动特性进行考察。通过不同模拟参数下的预测值与实验数据进行对比,确定了网格尺度、曳力模型、镜面反射系数以及初始藏量等关键模拟参数。结果表明:与传统均匀化曳力模型相比,基于结构的能量最小化多尺度模型（EMMS）能够更准确的预测实验数据;镜面反射系数为0.5、壁面碰撞恢复系数为0.9以及藏料量为58 kg时,模拟预测数据与实验结果更加接近。采用建立的流体力学模拟方法,考察了导流筒上带有槽孔的新型环流混合器内不同操作条件下颗粒流动特性及混合特性。结果表明,导流筒上开槽之后,槽孔所在截面的压力在导流筒内>槽孔附近>环隙区,有效促进了颗粒在水平截面上的流动与混合。混合器底部区、下料管出口,槽孔所在截面以及气固分离区存在颗粒逆流或者错流接触,形成了环流混合器内多个高效颗粒混合区。在混合器底部,大约5%的板式分布器气体窜入环隙,将近83%的环形分布器气体进入导流筒。随着表观气速的增加,颗粒循环强度增大,但通过槽孔流入环隙的颗粒量比例下降。本文进一步优化了混合器内下料管结构以及开槽高度,结果表明,下料管直径Sc/Sd=0.112、出口高度为0.558 m,槽孔位于0.9 hd时,颗粒总的循环量较大,有利于强化颗粒的混合。优化后的环流混合器内,最终颗粒混合均匀指数可达0.99以上,并且随气速及进料量的变化较小。为了简化新型环流混合器结构,对比分析了导流筒上不开槽孔的环流混合器、非强制环流混合器以及自由床混合器内流体力学特性及颗粒混合特性。结果表明,导流筒上无槽孔时,颗粒在水平截面上的流动及混合较弱。非强制环流混合器内,颗粒有序循环流动较弱,甚至不能形成有效环流,中心区与边壁区之间存在颗粒交换及混合行为,但混合强度较低。与气固环流混合器相比,非强制环流混合器以及自由床内颗粒循环流动较弱,易产生偏流、沟流,颗粒混合效率下降。考察了工业规模环流混合器内流体力学特性及颗粒混合特性,发现工业环流混合器存在颗粒对下料管壁的磨损、下料管窜气、偏流等问题,严重影响了混合器内颗粒的流动及混合性能。本文提出了一种带有锥形挡板的新型下料管出口结构,结果表明,安装有1.11Dc挡板的混合器内,窜气基本消除,偏流明显改善,循环质量流量提高62.5%。最终优化后的工业环流混合器内,混合均匀指数可达0.996,实现了冷、热颗粒的高效混合。
苏鲁书[7]（2018）在《底部预提升对循环流化床反应器循环量的影响》文中认为对两段提升管催化裂解多产丙烯（TMP）等低碳烯烃工艺而言,最终的产品分布不仅取决于提升管内均匀的流动结构,而且与颗粒循环强度密切相关。特定操作条件下,提高预提升的颗粒提升效果,突破现有装置中所遇到的循环量“瓶颈”,实现循环流化床内大循环量、高颗粒密度的流化状态,成为近年来循环流化床技术发展的重要方向。本研究以催化裂化平衡剂为固体介质、常温空气作为流化气体,在有机玻璃制成的冷态模拟装置上研究了操作条件以及预提升出口位置对循环流化床颗粒循环量、颗粒浓度分布等流动行为的影响,并探讨了产生这种影响的原因。结果表明,随着操作气速的升高,流动压降降低,颗粒循环速率提高;伴床及蝶阀通过提供足够的压力支持提升管内的两相流动,增加颗粒贮量或减小蝶阀压降可有效提高系统内循环量;该装置内颗粒浓度沿轴向可以用下浓上稀的单调指数函数分布,而沿径向可以用环核结构来描述;预提升出口与下料斜管上沿相平齐时,高速射流形成的真空破坏了颗粒的向下流动,改变了气、固相交汇点处的流动结构,提高了下料推动力。本文详细分析了气力输送中的压力平衡,考察了底部气体返混及操作流型对颗粒循环速率的影响,同时描绘了提升管预提升段内微观气固流动结构;重点对比研究了不同预提升高度下系统循环量的变化情况以及提升管底部和喷嘴附近气固流动行为的差异。结果表明,预提升气和喷嘴进气是颗粒向上输送的重要推动力,预提升段内气体多次形成逆流接触,内循环流动和局部涡流作用有效促进了颗粒沿径向混合;预提升高度的降低可以强化颗粒输送的“接力”作用,喷嘴附近气固接触状况也更佳。结合工业生产应用,本文对比研究了两种不同预提升结构对系统循环量的影响以及提升管中宏观和微观流动行为差异。结果表明,立管结构提升管和莲蓬头结构提升管颗粒循环量存在明显的差别,立管结构提升管中颗粒流通截面积增加,进口阻力减少,系统循环量整体上高于莲蓬头结构,而且这种循环量差异在伴床高供料强度下更加明显;由于莲蓬头进口结构的强约束作用,相同操作条件下其底部颗粒浓度高于立管结构;在提升管底部区域,莲蓬头结构提升管中径向不均匀指数以及间歇性指数均高于立管结构,说明采用莲蓬头式分布器导致局部颗粒湍动剧烈的同时,气体与颗粒以及颗粒之间的作用力分布也更不均匀;瞬时颗粒浓度信号分析及概率密度分布结果表明,虽然底部采用莲蓬头式分布器可在一定程度上抑制气固分离现象,但整体流动结构未发生根本变化。
宋琪[8]（2018）在《沉降器内不同旋风系统连接结构下的流动特性研究》文中认为沉降器是催化裂化工艺重要组成部分,主要用于快速分离油气产物中的待生催化剂,控制油浆固含量。随着原料油重质化程度加深,油气在运行过程中重组分容易在设备壁面冷凝粘附生焦,结焦严重时焦块甚至堵塞管道,阻碍工艺稳定运行。为深入了解结焦形成条件,减少和抑制沉降器中的结焦,本文以计算流体力学（CFD）为研究手段,详细分析了不同连接结构下沉降器内部油气流动特性、停留时间和旋风分离系统气固分离效率。分析的结果能较好的与实际流动规律符合,增加了模拟的准确度。研究结果表明:敞口式沉降器粗旋出口油气直接进入沉降器空间,经过较长距离才进入顶旋,因此提升管出口油气停留时间较长。粗旋顶旋连接高度H=562mm时,粗旋出口的油气能够较快排出沉降器,平均停留时间为15.82s。并且该结构一级分离效率比较低,浓度较高的催化剂颗粒有利于减轻沉降器空间和顶旋排气管外壁的结焦现象。软连接式沉降器粗旋出口油气绝大部分直接进入顶旋,少部分油气通过连接间隙扩散至沉降器内。油气在连接间隙处形成多个小涡旋,因此容易在顶旋入口结焦。提升管出口油气能够快速导出,平均停留时间小于4s。汽提段油气停留时间非常长,L=180mm时,平均停留时间为147.11s,因此汽提段油气极易在温度较低的设备壁面生焦,考虑装置运行的稳定性,应该改进这部分油气的导出方式。综合考虑停留时间和压降波动的影响,粗旋顶旋连接距离不宜太短,选用L=180mm的结构较为适宜。并且相同操作条件下,软连接式沉降器分离效率略低于敞口式沉降器。全封闭直连式沉降器（防结焦沉降器）将汽提段油气限制在密封盖板以下的空间,靠油气集合管将汽提段油气导出。该结构在保证提升管出口油气快速导出的同时,大大缩减了汽提段油气的停留时间。随着集合管直径的减小,油气能够更快的排出,集合管直径为780mm时,汽提升管出口和提段油气平均停留时间分别为2.51s和46.24s,有效减小结焦几率。但是该新型结构复杂,压降较大,分离效率略低于常规结构。
苏鲁书,朱晴晴,刘丙超,李春义[9]（2017）在《新型循环流化床反应器研究进展》文中提出开发新型循环流化床反应器始终是流态化领域研究的热点。本文首先简介了循环流态化的基本原理以及床层内部流体动力学特性,然后从装置构型、操作工况、流动特性以及应用前景等方面综述了近年来新型循环流化床反应器技术的研究进展,并对其进行了系统分类:高密度循环流化床和循环湍动流化床在实现提升管增浓的基础上,极大地改善了流化床体系中明显的不均匀时空流动结构,但是各有弊端,例如高密度循环流化床（HDCFB）中颗粒沿径向混合有很大的梯度,循环湍动流化床（CTFB）中存在强烈的轴向返混以及颗粒停留时间较长,且两者整体偏低的颗粒浓度进一步限制了其在两段提升管催化裂解多产丙烯（TMP）等生产低碳烯烃工艺的应用;变径提升管反应器、内循环型提升管反应器以及多流型提升管反应器等新型反应器将提升管高效的气力输送特性与密相床内较高的颗粒浓度、高效的热质传递等优点相互耦合,在提升管内既能实现高密度输送又能形成均匀的流动结构,消除反应环境对产品分布的影响。最后指出,新型循环流化床的研究应从改善流动结构、发展优化组合技术以及建立统一流动模型3个方面着手。
鲁波娜,张景远,王维,李静海[10]（2016）在《FCC反应过程的CFD模拟进展》文中提出流化催化裂化（fluid catalytic cracking,FCC）工艺是石油炼制中的重要转化工艺,用于生产汽油、柴油、轻质烯烃等重要化工原料。FCC反应过程的CFD模拟有助于理解FCC反应器中流动和反应行为,辅助设计和优化FCC工艺设备,最终指导工业生产和实现虚拟调控和放大。从与FCC反应模拟相关的多相流动模型、反应动力学模型以及流动与反应之间耦合等方面做了回顾和总结。在流动与反应耦合研究方面,从湍流模型的使用、流动结构的影响、精细化模型的发展以及原油汽化模型的重要性这4个角度做了分析比较及总结。基于已有的研究工作,认为虽然很多研究表明CFD模拟能较好地揭示工业FCC提升管反应器内的流动和反应行为,但缺乏采用同一方法实现从小试到工业反应器模拟放大的实例,从侧面反映了当前的FCC理论模型和模拟技术还远未达到可以代替实验的水平。展望未来的FCC反应模拟,建议从模型精细度和计算效率上加强研发,并在此两方面寻求平衡,最终实现虚拟调控。
二、Influence of Feed Injection on Hydrodynamic Behavior in FCC Riser（论文开题报告）
（1）论文研究背景及目的
此处内容要求：
首先简单简介论文所研究问题的基本概念和背景，再而简单明了地指出论文所要研究解决的具体问题，并提出你的论文准备的观点或解决方法。
写法范例：
本文主要提出一款精简64位RISC处理器存储管理单元结构并详细分析其设计过程。在该MMU结构中,TLB采用叁个分离的TLB,TLB采用基于内容查找的相联存储器并行查找,支持粗粒度为64KB和细粒度为4KB两种页面大小,采用多级分层页表结构映射地址空间,并详细论述了四级页表转换过程,TLB结构组织等。该MMU结构将作为该处理器存储系统实现的一个重要组成部分。
（2）本文研究方法
调查法：该方法是有目的、有系统的搜集有关研究对象的具体信息。
观察法：用自己的感官和辅助工具直接观察研究对象从而得到有关信息。
实验法：通过主支变革、控制研究对象来发现与确认事物间的因果关系。
文献研究法：通过调查文献来获得资料，从而全面的、正确的了解掌握研究方法。
实证研究法：依据现有的科学理论和实践的需要提出设计。
定性分析法：对研究对象进行“质”的方面的研究，这个方法需要计算的数据较少。
定量分析法：通过具体的数字，使人们对研究对象的认识进一步精确化。
跨学科研究法：运用多学科的理论、方法和成果从整体上对某一课题进行研究。
功能分析法：这是社会科学用来分析社会现象的一种方法，从某一功能出发研究多个方面的影响。
模拟法：通过创设一个与原型相似的模型来间接研究原型某种特性的一种形容方法。
三、Influence of Feed Injection on Hydrodynamic Behavior in FCC Riser（论文提纲范文）
（1）基于气固鼓泡流化床构效曳力模型的颗粒停留时间分布的实验与模拟（论文提纲范文）
| 摘要 |
| Abstract |
| 第1章 引言 |
| 1.1 研究背景 |
| 1.2 颗粒粒径与完全转化时间的关系 |
| 1.3 颗粒平均停留时间(MRT)与方差和偏度 |
| 1.3.1 颗粒平均停留时间(MRT) |
| 1.3.2 方差和偏度 |
| 1.4 颗粒RTD的实验测量方法 |
| 1.4.1 盐颗粒 |
| 1.4.2 染色示踪颗粒 |
| 1.4.3 热颗粒示踪 |
| 1.4.4 磁性颗粒示踪 |
| 1.4.5 放射性颗粒示踪 |
| 1.4.6 磷光颗粒示踪 |
| 1.5 颗粒停留时间的影响因素 |
| 1.5.1 颗粒性质的影响 |
| 1.5.2 气速影响 |
| 1.5.3 内构件影响 |
| 1.5.4 进料影响 |
| 1.5.5 床层高度影响 |
| 1.6 颗粒RTD的模型研究 |
| 1.6.1 单釜串联模型 |
| 1.6.2 轴向扩散模型 |
| 1.6.3 理想流动(包括非理想流动)的组合模型 |
| 1.6.4 随机模型 |
| 1.6.5 其他模型 |
| 1.7 颗粒RTD的模拟研究 |
| 1.8 论文研究内容 |
| 第2章 均一粒径颗粒RTD的模拟与验证 |
| 2.1 前言 |
| 2.2 气固曳力模型 |
| 2.2.1 双流体模型 |
| 2.2.2 床层结构分解 |
| 2.2.3 基于结构的曳力系数的构效模型 |
| 2.2.4 结构参数模型 |
| 2.2.5 非均匀因子 |
| 2.3 模拟设置 |
| 2.3.1 参数设置 |
| 2.3.2 网格无关性检验 |
| 2.4 RTD模型 |
| 2.4.1 RTD模拟方法 |
| 2.4.2 RTD模型验证数据 |
| 2.5 模拟结果和讨论 |
| 2.5.1 模型有效性验证 |
| 2.5.2 流化床颗粒RTD |
| 2.6 小结 |
| 第3章 多室串联流化床颗粒RTD的模拟研究 |
| 3.1 前言 |
| 3.2 数学模型 |
| 3.2.1 物理模型 |
| 3.2.2 模拟设置 |
| 3.2.3 RTD模拟方法 |
| 3.3 结果与讨论 |
| 3.3.1 模型验证 |
| 3.3.2 不同条件下的颗粒RTD |
| 3.3.3 颗粒累积RTD |
| 3.3.4 固含率的径向分布计算 |
| 3.3.5 固相速度模拟矢量图 |
| 3.4 结论 |
| 第4章 鼓泡流化床放大过程中RTD的CFD模拟 |
| 4.1 前言 |
| 4.2 曳力模型与非均匀因子 |
| 4.3 模拟设置 |
| 4.3.1 参数设置 |
| 4.3.2 网格无关性检验 |
| 4.4 模拟结果和讨论 |
| 4.4.1 曳力模型对床内流体动力学的影响 |
| 4.4.2 气泡尺寸方程对床内流体动力学的影响 |
| 4.4.3 气泡尺寸方程对颗粒RTD计算的影响 |
| 4.5 结论 |
| 第5章 双粒径颗粒RTD的模拟与验证 |
| 5.1 前言 |
| 5.2 曳力模型 |
| 5.2.1 气固相间曳力 |
| 5.2.2 参数设置 |
| 5.2.3 RTD分析方法 |
| 5.3 模拟结果和讨论 |
| 5.3.1 模型有效性验证 |
| 5.3.2 气相和单固相系统的RTD |
| 5.3.3 气固二元体系的RTD特性 |
| 5.4 小结 |
| 第6章 双粒径颗粒RTD的实验研究 |
| 6.1 前言 |
| 6.2 实验装置 |
| 6.3 实验物料 |
| 6.4 实验步骤及测量方法 |
| 6.5 实验结果和讨论 |
| 6.5.1 挡板对粗细颗粒RTD的影响 |
| 6.5.2 气速对粗细颗粒RTD的影响 |
| 6.5.3 颗粒进料速率对床内粗细颗粒RTD曲线 |
| 6.6 低品位锰矿还原应用 |
| 6.7 小结 |
| 第7章 结论和展望 |
| 7.1 结论 |
| 7.2 创新点 |
| 7.3 展望 |
| 参考文献 |
| 教育经历及发表文章目录 |
| 致谢 |
（2）催化裂化再生强化机理的CPFD模拟（论文提纲范文）
| 摘要 |
| ABSTRACT |
| 创新点 |
| 引言 |
| 第1章 文献综述 |
| 1.1 催化裂化再生工艺 |
| 1.1.1 催化裂化再生过程 |
| 1.1.2 催化裂化再生方式 |
| 1.1.3 催化裂化再生强化技术 |
| 1.2 流化床内构件研究进展 |
| 1.2.1 流化床内构件分类 |
| 1.2.2 Crosser格栅及其工业应用 |
| 1.3 待生剂分配研究进展 |
| 1.3.1 待生剂分配型式介绍 |
| 1.3.2 待生剂分配研究现状 |
| 1.4 催化裂化再生器数值模拟研究进展 |
| 1.5 文献综述小结 |
| 第2章 CPFD模型介绍和课题研究路线 |
| 2.1 CPFD方法介绍 |
| 2.2 CPFD数学方程 |
| 2.2.1 控制方程 |
| 2.2.2 曳力方程 |
| 2.2.3 气体种类输运方程 |
| 2.2.4 能量守恒方程 |
| 2.3 课题研究路线 |
| 2.4 本章小结 |
| 第3章 挡板流化床流动特性的CPFD模型验证 |
| 3.1 前期实验简介 |
| 3.2 CPFD模型建立及参数设置 |
| 3.2.1 几何模型与网格划分 |
| 3.2.2 边界和初始条件及模拟参数设置 |
| 3.3 模拟结果与讨论 |
| 3.3.1 曳力模型的选择 |
| 3.3.2 轴向颗粒浓度分布 |
| 3.3.3 轴向差压波动 |
| 3.3.4 挡板对启动及流化过程的影响 |
| 3.3.5 挡板破碎气泡机理 |
| 3.3.6 挡板对颗粒的导向影响 |
| 3.3.7 使用气体示踪法的气体返混模拟 |
| 3.3.8 挡板对颗粒返混的影响 |
| 3.4 本章小结 |
| 第4章 简易FCC再生器流动反应耦合的CPFD模型验证 |
| 4.1 烧焦反应动力学模型验证 |
| 4.1.1 烧焦反应动力学模型 |
| 4.1.2 CPFD模型建立及参数设置 |
| 4.1.3 模拟结果与讨论 |
| 4.2 简易FCC再生器的CPFD热态模拟 |
| 4.2.1 几何模型与网格划分 |
| 4.2.2 边界和初始条件及模拟参数设置 |
| 4.2.3 模拟结果与讨论 |
| 4.3 本章小结 |
| 第5章 待生剂分配和Crosser格栅对工业再生器流动特性的影响 |
| 5.1 几何模型与网格划分 |
| 5.2 边界和初始条件及模拟参数设置 |
| 5.3 模拟结果与讨论 |
| 5.3.1 再生器催化剂藏量变化 |
| 5.3.2 轴向颗粒浓度分布 |
| 5.3.3 径向颗粒浓度分布 |
| 5.3.4 待生剂的初始分布及下行运动 |
| 5.3.5 Crosser格栅对气泡破碎及流化的影响 |
| 5.3.6 Crosser格栅对颗粒运动的导向作用 |
| 5.3.7 Crosser格栅对轴向颗粒返混及气体运动的影响 |
| 5.4 本章小结 |
| 第6章 待生剂分配和Crosser格栅对工业再生器性能的影响 |
| 6.1 监测点和面的模拟设置 |
| 6.2 模拟结果与工业数据对比 |
| 6.3 待生剂分配和Crosser格栅对温度分布的影响 |
| 6.4 待生剂分配和Crosser格栅对烟气组分的影响 |
| 6.5 待生剂分配和Crosser格栅对烧焦效果的影响 |
| 6.6 待生剂短路原因分析及解决方案 |
| 6.7 本章小结 |
| 第7章 结论 |
| 符号说明 |
| 参考文献 |
| 致谢 |
| 个人简历、在学期间发表的学术论文及研究成果 |
| 学位论文数据集 |
（4）CFB内多组分颗粒和富氧燃烧下流动和燃烧特性的数值模拟（论文提纲范文）
| 摘要 |
| ABSTRACT |
| 第1章 绪论 |
| 1.1 课题研究背景 |
| 1.2 富氧燃烧的燃烧特性 |
| 1.3 国内外研究现状 |
| 1.3.1 流化床数值模拟理论现状 |
| 1.3.2 流化床流动的理论与模拟方法 |
| 1.4 课题研究的目的和意义 |
| 1.5 本文的主要研究内容 |
| 第2章 流化床气固流动和反应数学模型与计算方法 |
| 2.1 引言 |
| 2.2 两相流数值模拟方法 |
| 2.3 基本控制方程 |
| 2.3.1 体积分数方程 |
| 2.3.2 连续性方程 |
| 2.3.3 动量守恒方程 |
| 2.3.4 颗粒拟温度方程 |
| 2.3.5 组分质量守恒方程 |
| 2.3.6 能量守恒方程 |
| 2.4 多组分颗粒流动的临界流化速度 |
| 2.5 燃烧化学反应模型 |
| 2.5.1 水分蒸发和挥发分的热解 |
| 2.5.2 均相反应 |
| 2.5.3 非均相反应 |
| 2.6 氮氧化物和硫化物的反应模型 |
| 2.7 本章小结 |
| 第3章 CFB内多组分颗粒冷态数值模拟及分析 |
| 3.1 引言 |
| 3.2 几何模型和网格划分 |
| 3.3 模拟参数和边界条件 |
| 3.4 网格无关性验证 |
| 3.5 流态化特性分析 |
| 3.6 壁面反射系数对流化特性的影响 |
| 3.7 不同流化速度对流化特性的影响 |
| 3.8 本章小结 |
| 第4章 CFB内多组分颗粒的富氧燃烧数值模拟 |
| 4.1 引言 |
| 4.2 模型验证 |
| 4.2.1 计算模型 |
| 4.2.2 边界条件和初始条件 |
| 4.2.3 网格的无关性检验 |
| 4.2.4 温度场的分布 |
| 4.2.5 气体组分分布 |
| 4.3 多组分颗粒下的富氧燃烧数值模拟 |
| 4.3.1 流体动力学和温度场的分布 |
| 4.3.2 化学反应速率分布 |
| 4.3.3 主要气体组分分布情况 |
| 4.3.4 污染物的排放 |
| 4.4 本章小结 |
| 结论 |
| 参考文献 |
| 攻读硕士学位期间发表的论文及其它成果 |
| 致谢 |
（5）流化催化裂化进料喷嘴喷头出口类型分析（论文提纲范文）
| 1 进料喷嘴常用喷头出口类型 |
| 1.1 喷头单一扁平出口型 |
| 1.2 喷头多孔出口型 |
| 2 进料喷嘴数值模型及求解 |
| 2.1 几何模型与边界条件 |
| 2.2 计算模型 |
| 2.2.1 曳力模型 |
| 2.2.2 传热模型 |
| 2.2.3 化学反应模型 |
| 3 计算结果与分析 |
| 3.1 油气迹线及速度 |
| 3.2 催化剂分布 |
| 3.3 温度分布 |
| 4 结语 |
（6）新型气固环流混合器内颗粒流动及混合特性的模拟研究（论文提纲范文）
| 摘要 |
| ABSTRACT |
| 创新点 |
| 引言 |
| 第1章 文献综述 |
| 1.1 环流反应器 |
| 1.1.1 环流反应器的类型 |
| 1.1.2 气固环流反应器 |
| 1.2 气固环流反应器中的流体力学特性 |
| 1.2.1 床层固含率 |
| 1.2.2 内循环量 |
| 1.2.3 底部窜气现象 |
| 1.3 流化床内的颗粒混合特性 |
| 1.3.1 循环流化床和下行床内的颗粒混合 |
| 1.3.2 湍动床与鼓泡床内的颗粒混合 |
| 1.3.3 环流反应器中的颗粒混合 |
| 1.4 颗粒混合的测量技术 |
| 1.5 流化床内的多尺度行为及模拟 |
| 1.5.1 介尺度流动结构 |
| 1.5.2 CFD模拟方法 |
| 1.5.3 多尺度模拟 |
| 1.6 文献综述小结 |
| 第2章 实验装置、内容、方法及气固两相流动模型的建立 |
| 2.1 实验装置、内容及方法 |
| 2.1.1 实验装置及流程 |
| 2.1.2 混合器结构 |
| 2.1.3 实验介质及操作条件 |
| 2.1.4 测点布置 |
| 2.1.5 测量仪器及测试方法 |
| 2.2 环流混合器内气固两相流动模型的建立 |
| 2.2.1 模拟设置 |
| 2.2.2 关键模拟参数的选择 |
| 2.2.3 冷、热颗粒混合模拟 |
| 2.3 本章小结 |
| 第3章 气固环流混合器内颗粒流动及混合特性 |
| 3.1 混合器流动分区及坐标示意图 |
| 3.2 预混区内的流体力学特性 |
| 3.2.1 预混区内的固含率分布 |
| 3.2.2 预混区内颗粒速度分布 |
| 3.3 中心下料管内的流体力学特性 |
| 3.3.1 中心下料管内的固含率分布 |
| 3.3.2 中心下料管内的颗粒速度分布 |
| 3.4 环流混合区内的流体力学特性 |
| 3.4.1 环流混合区内的压力分布 |
| 3.4.2 环流混合区各流动区域内的固含率分布 |
| 3.4.3 环流混合区各流动区域内颗粒速度分布 |
| 3.4.4 环流混合器内底部及槽孔处的窜气现象 |
| 3.4.5 环流混合区循环强度 |
| 3.5 气固环流混合器不同结构参数对流体力学的影响 |
| 3.5.1 导流筒高度对流体力学性能的影响 |
| 3.5.2 中心下料管尺寸对流体力学性能的影响 |
| 3.5.3 不同槽孔位置对流体力学性能的影响 |
| 3.6 环流混合器内颗粒混合特性 |
| 3.6.1 不同区域颗粒温升分布 |
| 3.6.2 不同区域时均颗粒无因次温度分布 |
| 3.6.3 不同区域颗粒混合指数 |
| 3.7 本章小结 |
| 第4章 不同混合器内颗粒流动特性及混合特性对比 |
| 4.1 不同结构气固环流混合器内的流体力学特性 |
| 4.1.1 床层压力的对比 |
| 4.1.2 床层密度的对比 |
| 4.1.3 颗粒速度的对比 |
| 4.2 非强制环流混合器内流体力学特性 |
| 4.2.1 固含率分布特性 |
| 4.2.2 颗粒速度分布特性 |
| 4.3 不同混合器内流体力学特性的对比 |
| 4.3.1 固含率分布特性对比 |
| 4.3.2 颗粒速度分布特性对比 |
| 4.3.4 混合器出口颗粒混合均匀度对比 |
| 4.4 本章小结 |
| 第5章 工业环流混合器的结构优化及混合特性 |
| 5.1 工业装置参数及模型设置 |
| 5.1.1 工业参数 |
| 5.1.2 模拟设置 |
| 5.2 工业环流混合器的流体力学特性 |
| 5.2.1 环流混合器内颗粒速度分布 |
| 5.2.2 环流混合器内固含率分布 |
| 5.3 工业环流混合器下料管出口结构的改进 |
| 5.3.1 带有挡板的环流混合器结构 |
| 5.3.2 不同工业环流混合器中颗粒流动特性的对比 |
| 5.4 优化后环流混合器的颗粒混合特性 |
| 5.4.1 工业参数 |
| 5.4.2 模拟设置 |
| 5.4.3 优化后的混合器内固含率及颗粒速度矢量分布 |
| 5.4.4 不同区域颗粒温度分布 |
| 5.4.5 不同区域混合指数 |
| 5.5 本章小结 |
| 第6章 结论 |
| 附录 A 符号说明 |
| 附录 B EMMS曳力系数修正 |
| 附录 C 工业装置中时均颗粒速度矢量图及瞬态固含率分布云图 |
| 参考文献 |
| 致谢 |
| 个人简历、在学期间发表的学术论文及研究成果 |
| 学位论文数据集 |
（7）底部预提升对循环流化床反应器循环量的影响（论文提纲范文）
| 摘要 |
| abstract |
| 符号说明 |
| 第一章 前言 |
| 1.1 流态化的理论发展 |
| 1.1.1 流态化现象及流型 |
| 1.2 循环流化床装置及应用 |
| 1.3 新型循环流化床反应器研究进展 |
| 1.3.1 高密度循环流化床 |
| 1.3.2 循环湍动流化床 |
| 1.3.3 变径提升管反应器 |
| 1.3.4 内循环提升管反应器 |
| 1.3.5 多流型提升管反应器 |
| 1.4 本课题研究内容 |
| 第二章 实验装置及方法 |
| 2.1 实验装置 |
| 2.2 实验用流化介质 |
| 2.2.1 颗粒性质 |
| 2.2.2 流化气体 |
| 2.3 流程简述 |
| 2.4 操作参数的测量 |
| 2.4.1 表观气速 |
| 2.4.2 颗粒循环速率的测量 |
| 2.4.3 颗粒浓度的测量 |
| 第三章 操作条件与预提升出口位置对气固流动行为的影响 |
| 3.1 操作条件对循环流化床反应器颗粒循环速率的影响 |
| 3.1.1 表观气速的影响 |
| 3.1.2 颗粒贮量影响 |
| 3.1.3 蝶阀开度影响 |
| 3.2 循环流化床提升管内轴径向颗粒浓度分布 |
| 3.2.1 轴向颗粒浓度 |
| 3.2.2 径向颗粒浓度 |
| 3.3 预提升出口位置对气固流动特性的影响 |
| 3.3.1 三种预提升结构下的最大循环速率对比 |
| 3.3.2 三种预提升结构下的颗粒分布情况对比 |
| 3.4 小结 |
| 第四章 喷嘴进气在循环流化床气力输送中的作用研究 |
| 4.1 预提升段内气固相互作用对循环量的影响 |
| 4.1.1 提升管底部气力输送的压降分析 |
| 4.1.2 进气喷嘴气体返混的影响 |
| 4.1.3 底部预提升气通入的影响 |
| 4.1.4 提升管底部气固流动结构 |
| 4.2 喷嘴位置对循环流化床反应器循环量的影响 |
| 4.2.1 预提升高度对循环量的影响 |
| 4.2.2 底部区域颗粒浓度及径向不均匀指数分布 |
| 4.2.3 喷嘴区域颗粒浓度及径向不均匀指数分布轴径向颗粒浓度分布 |
| 4.3 小结 |
| 第五章 循环流化床不同底部出口结构内流动行为对比研究 |
| 5.1 出口结构对系统循环量的影响 |
| 5.1.1 最大循环强度对比 |
| 5.1.2 实验现象分析 |
| 5.2 宏观流动行为 |
| 5.3 微观流动行为 |
| 5.3.1 径向颗粒浓度 |
| 5.3.2 间歇性指数分布 |
| 5.3.3 瞬时颗粒浓度信号分析 |
| 5.4 小结 |
| 结论及展望 |
| 参考文献 |
| 攻读硕士学位期间取得的学术成果 |
| 致谢 |
（8）沉降器内不同旋风系统连接结构下的流动特性研究（论文提纲范文）
| 摘要 |
| Abstract |
| 第一章 绪论 |
| 1.1 课题研究背景及意义 |
| 1.2 催化裂化沉降器连接结构概述 |
| 1.2.1 常规沉降器结构 |
| 1.2.2 防结焦沉降器结构 |
| 1.3 催化裂化沉降器结焦现象 |
| 1.3.1 沉降器结焦成因 |
| 1.3.2 沉降器结焦位置和危害分析 |
| 1.3.3 沉降器防结焦措施 |
| 1.4 沉降器内部数值模拟研究 |
| 1.4.1 沉降器气相流场及其停留时间模拟 |
| 1.4.2 沉降器床层气固两相流模拟 |
| 1.4.3 沉降器液滴捕获率模拟 |
| 1.5 课题研究的目的、内容和创新点 |
| 1.5.1 课题研究目的和内容 |
| 1.5.2 课题研究创新点 |
| 第二章 沉降器内部流动规律数值分析方法 |
| 2.1 数学模型及分析方法 |
| 2.1.1 气相流动模型 |
| 2.1.2 停留时间分布模拟方法 |
| 2.1.3 旋风分离系统分离效率模拟方法 |
| 2.1.4 模拟软件和数值方法 |
| 2.2 模型构建和网格划分 |
| 2.2.1 旋风分离器几何结构及网格划分 |
| 2.2.2 沉降器筒体结构及网格划分 |
| 2.2.3 敞口式沉降器几何结构及网格划分 |
| 2.2.4 软连接式沉降器几何结构及网格划分 |
| 2.2.5 全封闭直连式沉降器几何结构及网格划分 |
| 2.3 边界条件和参数设置 |
| 2.3.1 边界条件选用 |
| 2.3.2 油气物性参数 |
| 2.3.3 固相催化剂物性参数及粒径分布 |
| 2.3.4 油气速度入口参数确定 |
| 2.4 可靠性验证 |
| 2.4.1 网格无关性验证 |
| 2.4.2 速度场验证 |
| 2.5 本章小结 |
| 第三章 常规沉降器气固两相流动分析 |
| 3.1 敞口式结构气固两相流动分析 |
| 3.1.1 气相流动特性 |
| 3.1.2 沉降器内部压力分布及压降分析 |
| 3.1.3 油气停留时间 |
| 3.1.4 旋风系统分离效率 |
| 3.2 软连接结构气固两相流动分析 |
| 3.2.1 气相流动特性 |
| 3.2.2 沉降器内压力分布及压降分析 |
| 3.2.3 油气停留时间 |
| 3.2.4 旋风系统分离效率 |
| 3.3 常规沉降器存在问题 |
| 3.4 本章小结 |
| 第四章 全封闭直连式沉降器气固两相流动分析 |
| 4.1 气相流动特性 |
| 4.2 沉降器内部压力分布和压降分析 |
| 4.2.1 沉降器内部压力分布 |
| 4.2.2 沉降器压降分析 |
| 4.3 油气停留时间 |
| 4.3.1 提升管出口油气停留时间 |
| 4.3.2 汽提段油气停留时间 |
| 4.4 旋风系统分离效率 |
| 4.5 全封闭直连式与常规沉降器比较 |
| 4.5.1 结构对比 |
| 4.5.2 压降对比 |
| 4.5.3 停留时间对比 |
| 4.5.4 分离效率对比 |
| 4.6 本章小结 |
| 第五章 结论与展望 |
| 5.1 结论 |
| 5.2 展望 |
| 参考文献 |
| 攻读硕士学位期间取得的学术成果 |
| 致谢 |
（9）新型循环流化床反应器研究进展（论文提纲范文）
| 1 单一直管输送的两种增浓反应器 |
| 1.1 高密度循环流化床反应器 |
| 1.2 循环湍动流化床反应器 |
| 2 新型提升管-密相床耦合反应器 |
| 2.1 变径提升管反应器 |
| 2.2 内循环型提升管反应器 |
| 2.3 多流型提升管反应器 |
| 3 结语 |
（10）FCC反应过程的CFD模拟进展（论文提纲范文）
| 引言 |
| 1 多相流理论模型及计算方法 |
| 1.1 欧拉-欧拉法 |
| 1.2 欧拉-拉格朗日法 |
| 2 反应动力学模型 |
| 2.1 集总方法 |
| 2.2 分子水平的动力学模型 |
| 3 流动与反应的耦合 |
| 3.1 湍流与层流模式 |
| 3.2 流动结构的影响 |
| 3.3 原油汽化模型的重要性 |
| 3.4 其他因素的影响 |
| 4 结论与展望 |
四、Influence of Feed Injection on Hydrodynamic Behavior in FCC Riser（论文参考文献）
- [1]基于气固鼓泡流化床构效曳力模型的颗粒停留时间分布的实验与模拟[D]. 赵云龙. 中国科学院大学(中国科学院过程工程研究所), 2021(01)
- [2]催化裂化再生强化机理的CPFD模拟[D]. 杨智君. 中国石油大学(北京), 2020(02)
- [3]喷嘴射流在气固提升管内的扩散和混合行为[J]. 闫子涵,许峻,范怡平,卢春喜. 过程工程学报, 2020(07)
- [4]CFB内多组分颗粒和富氧燃烧下流动和燃烧特性的数值模拟[D]. 李振杰. 哈尔滨工业大学, 2019
- [5]流化催化裂化进料喷嘴喷头出口类型分析[J]. 王瑞星,程高锋,宋力,田瑞. 石油化工设备, 2019(01)
- [6]新型气固环流混合器内颗粒流动及混合特性的模拟研究[D]. 孟振亮. 中国石油大学(北京), 2018(05)
- [7]底部预提升对循环流化床反应器循环量的影响[D]. 苏鲁书. 中国石油大学(华东), 2018(07)
- [8]沉降器内不同旋风系统连接结构下的流动特性研究[D]. 宋琪. 中国石油大学(华东), 2018(07)
- [9]新型循环流化床反应器研究进展[J]. 苏鲁书,朱晴晴,刘丙超,李春义. 化工进展, 2017(09)
- [10]FCC反应过程的CFD模拟进展[J]. 鲁波娜,张景远,王维,李静海. 化工学报, 2016(08)