气候变化约限下的低碳经济时代，2020～2025年可能是世界一次能源构成的转折点。未来40～50年内石油可能逐步退出交通燃料领域，从而可减缓价格上升趋势、延长使用年限，并主要用于化工原料，同时维持对于煤化工和生物质化工的竞争力。未来的有机化工原料将是石油、煤、生物质三者博弈的局面，发展格局主要取决于各自领域的科技进步。必须对三种原料路线相应的CCS的技术经济进展进行深入研究，以判断碳减排约束对三者博弈趋势的影响。我国应当在全国范围内因地制宜制订天然气和NGPL资源优化利用的总体战略，和在全球范围内的有机化工产业链全方位布局战略。

环流技术在生物工程、废水处理、有机化工、煤直接液化等领域得到了较多的研究和应用，这些研究多集中于气-液、液-固及气-液-固体系。近年来，环流技术的研究延伸到了气-固体系，应用范围也拓展到了石油炼制领域。本文重点概述了气-固环流技术在石油炼制领域中催化裂化装置的粗旋快分、汽提器、外取热器、降烯烃反应器及石油焦燃烧器等装备中的研究与应用进展，同时也对气-液环流技术在渣油悬浮床加氢、气-液-固环流技术在水合物法分离炼厂气中氢气技术上的研究与应用情况进行了综述。

简要回顾了清华大学十余年来开发多段流化床技术与工业应用历程，包括利用冷态实验确定多段流化床的操作域，不同段中催化剂密相高度随气速变化以及与外置溢流管尺寸的关系，并且将其运用于硝基苯气相加氢制备苯胺、间苯二腈氨氧化、甲醇合成、乙炔法制备氯乙烯以及化学气相沉积法制备碳纳米管过程，并实现了工业化应用。多段流化床结构灵活，可以根据不同过程的工艺要求（如对变温或变气氛及高转化率与长催化剂寿命的要求等）进行调节。相关技术开发拓展了流化床的应用领域。

采用先进的CFD模拟技术分析流化床内两相复杂体系的非线性流体动力学特征已得到普遍认同，但是由于不同研究者对颗粒与颗粒以及颗粒与流体之间相互作用力认识的差异，导致欧拉-欧拉框架下动量守恒方程的不同表达形式。本文在总结文献中有关颗粒黏性力、固相压力和两相间作用力的基础上，从双流体理论出发，提出了一个考虑拟平衡态下固体颗粒对流体相和固相动量守恒方程均有影响的简捷流体动力学模型。该模型的主要特点是表征颗粒离散属性的特征长度视为颗粒直径的同一数量级。随后在CFX4.4商业化软件平台上通过增加用户自定义子程序，对网格尺度、时间步长和最大颗粒堆积率的无关性进行检验，介绍了作者近年来采用该模型模拟二维/三维流化床内液固体系的散式流态化、气固Geldart A类物料的散式/聚式流态化和床层塌落特性以及Geldart B/D类物料的鼓泡/射流流态化和床层塌落的研究进展。模拟的主要结果与经典理论、本研究实验和文献报道数据相一致，说明该模型可以用来预测流化床内密相颗粒流体体系的动力学特性。

在φ200 mm提升管冷态实验装置上，根据喷嘴油气在进料段4个轴向位置（H=0.375、0.675、1.075、1.375 m）及不同操作参数（U_r=2.25～4.30 m·s^-1，U_j=41.7～62.5 m·s^-1，M_j/M_r=0.29～4.21）的浓度径向分布形式，考察了喷嘴油气与预提升气体和颗粒在进料段内的混合过程。结果表明，喷嘴油气在进料段内存在6种浓度径向分布形式，反映了喷嘴油气与预提升气体和颗粒在进料段的不同混合行为，沿轴向由下至上分别为：未混合区（强M形分布）、混合区（弱M形分布、强三峰形分布、弱三峰形分布、单峰形分布）及完成混合区（环-核分布）。随着U_j的增加或U_r的减小，喷嘴油气与预提升气体和颗粒在进料段内的未混合区、混合区及完成混合区的轴向高度逐渐增加。采用喷嘴射流动量与预提升来流动量之比M_j/M_r考察了操作参数及装置结构尺寸等对喷嘴油气与预提升气体和颗粒在进料段内混合过程的综合影响。喷嘴油气与预提升气体和颗粒的未混合区、混合区及完成混合区的轴向位置在动量比M_j/M_r≤0.29时分别为：0～0.375 m、0.375～0.525 m、0.525～0.675 m;在动量比M_j/M_r=0.29～0.54时分别为：0～0.375 m、0.375～0.875 m、0.875～1.075 m;在动量比M_j/M_r=0.54～4.21时分别为：0～0.525 m、0.525～1.225 m、1.225～1.375 m。

通过实验研究和理论分析，考察了提升管中颗粒相的质量守恒;发现在传统的两相流研究中，对颗粒速度的时间平均和算术平均存在着误用。在传统理论中，由于引入了颗粒相的体积分率项，实际上是对离散的颗粒进行了连续化的假设。由此不可避免地造成颗粒速度时间平均和算术平均的混淆。在微观尺度上对气/液-固两相流中颗粒速度时间平均的物理意义进行了分析，给出了计算非连续流场中颗粒时均速度的表达式，并提出了分析颗粒相质量守恒的方法。

采用双流体模型和颗粒动力学理论，并考虑颗粒团聚现象对气固相间曳力的影响，对气-固环流反应器内的流体力学特性进行了数值模拟。模拟的时均固含率和颗粒速度与实验数据具有较好一致性，验证了模拟方法的可靠性。模拟结果表明：气-固环流反应器内瞬态固含率的分布具有典型聚式流态化的非均匀特征;压力脉动沿床层轴向的分布在一定程度上定性反映了气泡运动的信息;颗粒速度的时间序列和概率密度分布函数表明，床层各径向位置均存在颗粒的向上、向下运动，颗粒主体在床层内向上运动的同时还存在微观的内循环运动，模拟值为颗粒时均速度的径向非均一性宏观分布提供了合理的微观解释。

针对催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术，在一套提升管与气-固环流床层耦合反应器大型冷模实验装置上，研究了上部环流床层的流体力学特性。结果表明，在环流床层与提升管耦合操作的情况下，床层内颗粒环流存在两种推动力，分别为静压差推动力和颗粒喷射推动力;环隙与导流筒之间的整体平均固含率差随导流筒表观气速增加而增加，随颗粒外循环强度增加而降低;颗粒环流速度随导流筒表观气速和颗粒外循环强度增加而增加。通过对环流床层进行动量衡算，建立了提升管与环流床层耦合流动的数学模型，模型平均相对误差在15.95％以内。

对流体通过具有相同孔径的流线型收缩孔和垂直锐孔的自由出流进行了实验，用收缩孔的机械能损失模拟垂直锐孔的孔前流动机械能损失，并将孔前流动的机械能损失与垂直锐孔整个孔流过程的机械能损失进行了对比。实验结果定量说明了不同流动状态下典型大孔和典型小孔的孔前流动机械能损失占孔流总机械能损失的比例，该比例还反映出了大孔、小孔入孔以后流动的机械能损失差异及其随板厚变化的规律，从而验证了前期对孔流机理的分析。此外，根据前期提出的孔前流动影响区的物理模型，结合计算流体力学软件Fluent 6.2模拟得到的孔前区流场数据，得出了孔前流动影响区内阻力系数模型基本方程，在此基础上，对孔前流动的机械能损失实验数据进行拟合，建立了稳定湍流状态下孔前流动影响区的机械能损失模型。

环流反应器的研究绝大多数都局限于气液、气液固系统，涉及气固环流反应器的研究较为稀少，且大多针对气升式气固环流反应器和喷动床。本文研究了一种处理A类粒子的环隙气升式气固环流反应器，考察了操作条件和导流筒分布器位置对床层密度分布、环流速度和质量流率的影响。发现将分布器位置下移后可以有效地改善区域的流化质量、减小滑移区，床层密度沿径向的分布得到了明显改善，颗粒环流质量流率有了明显提高;进气位置以上r/R<0.367的床层得到了良好的流化，但是0.367<r/R<0.49处的床层密度依然很高，表明所采用的气体分布器型式影响范围有限，其结构有待改进;进气位置为32 mm时颗粒环流速度和质量流率大于其他进气位置。

通过数值模拟的方法对3种不同排尘结构的导叶式旋风管内气固两相流场进行了研究。结果表明，直筒型排尘结构的排尘口处上、下行流交错容易产生返混夹带现象，对细颗粒的分离不利;锥形排尘结构可以增加旋风管内气流旋转强度，控制进入灰斗的下行气量，有利于分离效率的提高，但排尘锥内部存在环形旋涡，易磨损器壁;在排尘锥侧面开缝，可改善旋风管内流动分布状态，实现排尘区气固两相分流，进入灰斗内的气流更加稳定，从而有效减少颗粒返混夹带，提高旋风管分离性能。

基于数值模拟方法分析了流动参数变化对旋风分离器内气相旋转流流场模化特性的影响。选择直径φ300 mm的旋风分离器为计算模型，在入口气速0.5～30 m·s^-1、气体温度293～1273 K和操作压力0.1～6.5 MPa范围内，分析了流动参数变化对流场量纲1速度分布相似性的影响，考察了常规参数模型与高参数原型之间的流场模化关系。模拟结果表明，流动参数变化后，虽然旋风分离器内旋转流流场仍呈现准自由涡与强制涡分布形态，但流场的量纲1速度分布不能保持完全恒定和相似，存在着一定的变化。然而当入口速度高于20 m·s^-1，或压力高于3.0 MPa时，流场量纲1速度可以基本保持恒定，不再随流动参数变化而改变，Euler数与Reynolds数不相关，近似处于流场的自模区;当温度超过1000 K后，Euler数基本不受Reynolds数变化的影响，流场也可以保持相似性。最后从能量损失的观点，讨论了Reynolds数和Euler数之间的相互关系，分析了流动参数对旋风分离器气相旋转流流场自模特性作用的机理。

基于数值模拟方法分析了几何相似旋风分离器在直径尺寸变化时的气相流场的模化特性。旋风分离器的直径变化范围为100～2100 mm，重点考察流场量纲1速度分布的相似性、尺寸参数的自模特性。模拟结果表明，旋风分离器的直径尺寸变化后，流场的形态结构不变，但量纲1切向速度分布存在一定变化，流场不具有严格的自模性。但随直径尺寸的增大，旋风分离器内流场由弱自模性向强自模性发展，当直径超过2000 mm后，流场量纲1速度基本保持相似与恒定，Euler数与Reynolds数不相关，流场处于强自模区。流场的这种自模特性反映了流场的惯性阻力损失和黏性摩擦损失之间的比例关系和大小变化。随着直径尺寸的增大，黏性摩擦损失系数减小，惯性阻力损失系数增大，但Euler数是减小的。当达到很大的直径时，Euler数恒定，Euler数与Reynolds数不相关，流场进入自模区，流场流态保持相似性。

以催化裂化装置（FCCU）再生器的管式气体分布器为研究对象，对流化床管式气体分布器的布气性能进行了分析。首先，对气体分布器分支管内的流场进行数值模拟，计算结果表明沿分支管内气体流动方向，压力逐渐增大，截面流量逐渐减少，沿程喷嘴流量逐渐增大;同时分支管上游入口还存在着明显的偏流现象，从而导致了上游喷嘴的出口流量小于设计流量，下游喷嘴的出口流量高于设计流量，造成流化床内非均匀布气。然后，依据分支管的变质量流动特点，将一般变质量流动的动量方程用于分析分支管内的流动过程，表明分支管的流动过程属于“动量交换控制模型”，具有始端静压低末端静压高的特点，固有压力分布不均匀的特征。这种不均匀的压力分布导致了喷嘴布气不均匀和磨损等系列问题。最后，结合流化床内的压力特点，综合分析气体分布器的分支管压降和喷嘴压降，明确了喷嘴出口流量与分支管压力分布的关系，喷嘴临界压降与设计压降的关系，结论表明分支管的结构改进可以优化和改善分布器的布气性能。

采用Brandani等考虑拟平衡状态下颗粒与流体相互作用的双流体模型，通过在商业软件CFX4.4平台上增加用户自定义子程序模拟了高0.5 m、宽0.1 m的二维液固流化床内固含率的时空分布特性。为了保证数值模拟精度、节省计算机运行时间，首先确定了适宜的网格尺度、时间步长和收敛判据。随后，考察了液固两相物性和操作条件对流化床内固含率时空分布特性的影响，模拟结果表明：增大颗粒粒径或密度会使颗粒向下加速运动，导致床层高度下降而垂直方向上任一水平面的平均固含率呈现增大的趋势;减小液体黏度或密度则会使颗粒向下加速运动，导致床层固含率增大;突然增大液速会使颗粒向上加速运动，导致床层固含率减小;升高温度的实质是使液体的黏度和密度均呈现下降的趋势，结果使颗粒向下加速运动，床层固含率增大。上述模拟结果与颗粒受力的理论分析相一致。

用实验方法比较了一个二维床和一个大型三维床内FCC颗粒流化床在鼓泡域和湍动域内的流化质量和气体返混特性。实验结果表明，床形对A类颗粒气固流化床具有非常大的影响。二维床和三维床的流动和气固混合行为既具有相似性，如床膨胀随气速的变化趋势;也具有很大的差异性，既包括三维床流化质量差、轴向气体扩散系数大等量上的不同，又包括压力脉动、轴向气体扩散系数的变化趋势以及湾流模式等质上的不同。总之，在本研究中，二维床体现的是一种具有强烈壁效应的小型流化床的特征，而三维床则体现的是静床高度具有很大影响的大型流化床的特征。

在商业化软件ANSYS CFX 10.0平台上，采用多重参考系法来解决挡板与桨叶之间的相对转动问题，由标准k-ε模型对半圆管曲面涡轮搅拌槽内流动和混合过程进行了详细的数值模拟，本模拟所得的功率准数和设计值以及相关文献值吻合良好。结果表明：当搅拌桨离底距离由搅拌槽直径的1/2处变为1/3处时，搅拌槽内的流型均为典型的“双循环流型”，而当搅拌桨离底距离由搅拌槽直径的1/3处降低至1/6处时，槽内流型由典型的“双循环流型”转变为“单循环流型”;通过对不同时刻不同桨叶离底距离下的示踪剂浓度分布图分析表明槽内的混合过程与流动场密切相关;加料点位置对于最终的流场混合效果有着显著影响，对于混合时间数据的采集应注意不同加料位置时监测点的选取。CFD模拟结果表明本文所采用的模型可以很好的预测半圆管曲面涡轮搅拌槽内的混合特性，为进一步改进和优化半圆管曲面涡轮的设计提供了一定的参考。

基于双流体模型，建立了适合高压高过冷工况的过冷沸腾模型，考察了液体过冷度和壁面热通量对垂直圆管内气液两相传热特性的影响。结果表明，高过冷度下整个截面上气相分布十分不均匀，壁面附近气泡比较密集。随着入口过冷度的减小，气相体积分数增加，促进了沸腾传热的发展。随着壁面热通量的增加，表面传热系数沿流体流动方向总体上呈增大趋势，局部区域内出现下降，并且传热系数的下降趋势随入口过冷度的减小逐渐变得不明显。

利用水-醋酸-煤油体系，研究了喷射式外环流反应器的传质性能，得到了反应器结构参数与物料流率等对传质性能的影响规律。根据反应器中的流体动力学特性，将反应器划分为底部区域、预混区、混合区、环流区和分离区。反应器底部区域几乎为水相，其传质性能可以忽略。首先利用实验数据回归得到了醋酸在水相中的平衡浓度与其在油相中初始浓度的经验关系式，之后分别研究了反应器内其他4个区域的传质性能。反应器各区域的传质性能均随油相表观进料速率和水相表观进料速率的增大而提高，在混合区内设分配管可显著提高反应器各个区域的传质性能，且分配管进料速率越大，传质性能越好。相同实验条件下，各区域的体积传质系数由大到小的顺序为：预混区、混合区、环流区、分离区。

纤维膜萃取分离器是一种新型的高效传质设备。本文分别采用两种不同形式的液体分布器，以苯甲酸水溶液-煤油为传质体系，在一直径70 mm、高2630 mm的有机玻璃纤维液膜萃取分离器冷态实验装置上，考察了纤维丝填充密度1.89%～5.08%，水-油或油-水体积流量比3～6的操作区间内，纤维膜分离器内的两相传质性能。结果表明，对于不同的分布器形式、不同的进料顺序、不同的两相流量比，纤维丝最佳填充密度均在3%～3.5%之间。“先油后水”所对应的最佳纤维丝填充密度略低于“先水后油”的情况。根据冷态实验的结果以及最大Reynolds数设计准则，建立了一套0.01 Mt·a^-1的催化汽油脱硫醇工业侧线装置，并进行了工业侧线实验。结果表明，与传统设备比较，采用纤维膜萃取分离器的脱硫醇效果更为理想，脱硫效率至少增加了1个百分点。

针对高压天然气管道分输站场用过滤分离设备性能评价和设备选型的要求，利用小孔节流效应设计了适合高压管道取样用减压装置，在此基础上提出了高压天然气管道内粉尘在线检测方法。采用数值计算与现场试验相结合的方法，验证了粉尘在线检测方法，结果表明减压装置减压过程中无液滴析出、对粉尘浓度和粒度分布影响小，在线检测方法检测结果准确可靠。

用溶胶-凝胶法合成介孔氧化铝（meso-Al₂O₃）载体，浸渍Re₂O₇后制备了一系列Re₂O₇/meso-Al₂O₃催化剂，研究了Re₂O₇负载量对催化剂物化性质的影响，考察了Re₂O₇/meso-Al₂O₃催化剂在1-丁烯与2-丁烯歧化反应中的性能，并与Re₂O₇/γ-Al₂O₃催化剂进行了对比。表征结果表明：随着Re₂O₇负载量的增加，Re₂O₇/meso-Al₂O₃催化剂的BET比表面积和孔体积逐渐减小，酸量逐渐增多;铼基催化剂几乎只存在L酸;与Re₂O₇/γ-Al₂O₃催化剂相比，Re₂O₇/meso-Al₂O₃催化剂的L酸量更多、酸性更强。Re₂O₇/meso-Al₂O₃催化剂在丁烯歧化制丙烯反应中表现出优异的催化性能，在反应温度60℃、质量空速1 h^-1、常压的反应条件下，丁烯初始转化率约为54%，优于传统的Re₂O₇/γ-Al₂O₃催化剂。当m（Re₂O₇）∶m（Al₂O₃）为0.2时，Re₂O₇/meso-Al₂O₃催化剂歧化性能最佳，丙烯选择性维持在55%左右，稳定时间约为120 h。

利用提升管催化裂解实验装置研究了加拿大合成原油瓦斯油HGO和LGO的催化裂解反应规律和裂解产品性质。发现总低碳烯烃（乙烯、丙烯和丁烯）产率随反应温度和剂油比的增大存在最大值，随反应时间的延长而减小，随水油比的增大而升高。实验确定了HGO催化裂解的优化反应条件：反应温度620～640℃、剂油比16、反应时间2 s、水油比0.5左右。在此反应条件下，乙烯、丙烯和总低碳烯烃产率分别可达9.0%（质量），15.8%（质量）和32.6%（质量）。催化裂解汽油馏分、柴油馏分和重油馏分含有大量的芳香烃，其中催化裂解汽油馏分总芳香烃含量在80%（质量）以上，主要是甲苯和C₈芳香烃;催化裂解柴油馏分总芳香烃含量在60%（质量）以上，主要是单环和双环芳香烃;催化裂解重油馏分总芳香烃含量在70%（质量）以上，主要是多环芳香烃。

利用单分散二氧化硅微球的水悬浮液，在一定条件下蒸发自组装合成了孔径均一的SiO₂载体。采用低温氮吸附、压汞、SEM表征其孔结构及表面形态。结果表明，对于300 nm以下的单分散微球，都可以利用蒸发组装得到孔径均一的载体材料，且孔径尺寸可根据微球大小调变。实验发现蒸发组装制备的载体，其孔径分布受蒸发温度的影响较大。通过对蒸发温度的考察，发现50℃蒸发组装的样品孔径分布集中有序。

利用数值模拟技术，对比考察了旋风分离器采用轴对称双进口和单边切向进口时升气管外壁附近及环形空间的静压和切向速度分布，分析比较这两种进口形式下升气管外切向剪切力和径向压力梯度力对升气管外壁结焦物沉积与积累的影响。结果表明，双入口分离器升气管近壁环向顺、逆压梯度区范围均小于单进口分离器，切向速度沿环向变化不明显，近壁低速易沉积区范围小，且不容易出现油气及催化剂的回流和滞留区，能有效抑制结焦物的沉积;双进口分离器升气管近壁区的平均剪切力比单进口分离器大30%以上，而平均径向压力梯度力比单进口分离器约小17%，能一定程度上削减结焦层厚度，抑制结焦物积累的能力强于单进口。轴对称双进口旋风分离器升气管外壁结焦的倾向将明显小于单切向进口的旋风分离器。

为考察聚结构件结构对油水重力分离器分离性能的影响，在理论分析的基础上，采用错搭波纹板、开孔波纹板以及网状波纹板进行了室内实验研究，并从停留时间、油相浓度分布、分离效率、聚结结构前后油相浓度及中位粒径差等方面进行了全面对比。结果表明，网状波纹板结构对小液滴具有较好的聚并作用，能显著提高油水分离效果，缩短停留时间;开孔波纹板次之，而错搭波纹板效果最差。实验发现，良好的亲油疏水性、具有足够的油滴上浮通道以及与混合相具有较大的接触面积，是性能优良的聚结结构所应具备的三个条件。上述工作为进一步开发高效紧凑的油水重力分离设备提供了依据。

利用自行开发的重质油超临界精密分离新方法对国内外多种重质油进行分析，结果表明重质油超临界精细分离窄馏分的重要物理和化学性质随溶解度（分离收率）的增加而变化，通过萃取可以使重质油中的重金属、沥青质等浓缩在萃取残渣中，而萃取馏分性质得到明显改善，据此提出了“重质油梯级分离”新工艺。为此在1 kg·h^-1及10 kg·h^-1连续式溶剂梯级分离实验装置上，以戊烷C₅为溶剂，进行了大港减渣及辽河减渣的深度梯级分离脱除残渣的实验室研究和中试研究，考察了溶剂比、温度、压力等因素对脱残渣油收率和性质的影响规律。得到了超临界萃取的优化工艺参数：萃取温度 160～170℃，一、二段温差5～15℃;萃取压力4.0～5.0 MPa;溶剂比4.0～4.5(质量比)。确定了合适的超临界回收条件：温度200～220℃，压力4.0～4.5 MPa，可使溶剂和油得到有效的分离。根据萃取塔底所处的温度、压力条件及物料组成，创造性地提出了利用超临界条件下喷雾造粒技术，实现了硬沥青喷雾造粒并与萃取过程的耦合，并对硬沥青颗粒流化与输送性能进行了研究。研究结果为“重质油梯级分离”新工艺的工业放大奠定了工程基础。

在水合物法辅助分离乙烯裂解气流程中，水合物分离塔是非常关键的单元操作设备。气体混合物在塔内的分离过程与气体吸收塔类似，但因涉及气-液-液-固4相，所以计算更加复杂。将速率法和平衡级法相结合，提出了油水微乳体系吸收-水合分离塔的模拟计算方法。模拟计算了一典型乙烯裂解气在水合分离塔内的分离状况。为了确定适宜的操作条件，分别考核计算了操作温度和气液比对分离效果及能量消耗的影响。所得结果对水合分离塔的设计、操作条件的确定以及乙烯裂解气分离流程的制定有很重要的意义。计算结果还表明，通过水合物技术在0℃左右可实现氢气、甲烷和C₂以上组分的有效分离，因此可以节约大量制冷功耗。

采用数值模拟考察了排气管直径及结构对旋风分离器内轴向速度分布形态的影响。结果表明，改变排气管直径可使旋风分离器内轴向速度径向分布出现倒V形和M形两种不同的形态。排气管直径由小到大，轴向速度径向分布逐渐由倒V形转变为M形，轴向速度滞流最先产生于排气管内并不断向分离器下部空间扩展，排气管直径大到一定程度，轴向速度滞流甚至扩展至整个分离器空间。滞流区的径向范围亦随排气管直径的增大而增大;同时分离器中心轴向速度不断减小，滞流程度增加，甚至出现倒流。排气管下端扩口或缩口均可影响轴向速度的分布形态。上述轴向速度的分布形态与压力的轴向梯度相关，当排气管内能耗在总能耗中所占比例较小时，分离器中心压力的轴向梯度为正，从而使轴向速度产生滞流。

基于Muschelknautz 分离模型，以PV型旋风分离器为对象，针对高入口浓度的分离效率的计算，将旋风分离器分离空间的气固分离过程划分为2个区域，提出了串级分离模型。当入口浓度大于临界入口浓度时，旋风分离器内有器壁附近的颗粒支配区和中心区域的气体支配区。颗粒支配区内颗粒速度大于气体速度，颗粒夹带气体沿器壁螺旋下行进入灰斗被全部捕集，形成了颗粒的一级分离;气体支配区内气体速度大于颗粒速度，气体携带颗粒做旋转运动进行离心分离过程，形成了颗粒的二级分离。旋风分离器总的气固分离过程是一级分离和二级分离的叠加。通过高入口浓度的实验对串级分离模型进行了验证，基于串级分离模型给出的PV型旋风分离器的分离效率与实测值较吻合。研究表明旋风分离器临界入口浓度对总效率的计算影响较大。串级分离计算模型包含了结构参数和气、固相物性等参数，具有很好的通用性，可以满足PV型旋风分离器的工程计算和设计要求。

为了准确预测和计算天然气输气管线用旋风分离器的压降，在归纳常压下单管和多管旋风分离器的压降计算公式，以及现场测量高压下多管旋风分离器的压降基础上，建立了高压下多管旋风分离器的压降计算模型。利用实验验证压降模型的可靠性，实验结果表明，常压下单管、多管旋风分离器和高压下多管旋风分离器的压降计算模型都能准确地计算出对应旋风分离器的压降值，计算值与测量值之间的误差较小。因此，利用建立的高压下多管旋风分离器压降计算模型能够准确地计算出不同压力和温度下多管旋风分离器的压降值，从而为天然气用旋风分离器的选型提供技术支持。

为了系统评价天然气净化用旋风分离器在含液量低时的气液分离性能，利用滤膜采样称重法和Welas在线测量法测量了旋风分离器在入口气速8～24 m·s^-1、入口液体浓度0.1～2 g·m^-3时的分离效率和粒径分布;对比了相同入口浓度下旋风分离器气液分离性能和气固分离性能的异同。实验结果表明，在入口气速为8～24 m·s^-1、入口液体浓度为0.1～2 g·m^-3时，旋风分离器的气液分离效率随着入口气速和入口液体浓度的增加而增大，而出口粒径分布范围变化很小;与气固分离相比，在相同的入口气速和入口浓度下，旋风分离器的气液分离效率要高2%～6%;另外，气液分离时出口液滴粒径不大于4 μm，而气固分离时出口有大于10 μm固体颗粒存在。

对旋流煤粉火焰在两种分级进风的情况下用PIV（particle image velocimetry）测量了燃烧室内的速度分布，研究了湍流拟序结构对旋流火焰的燃烧特性及NO排放的影响。燃烧室进口附近，当外二次风率较大时，其拟序结构沿横向的扩散较早，大量小颗粒被裹入涡结构中参加反应，因此中心区域温度较高;外二次风率较小时，一次风外侧的涡结构使得更多的大颗粒在惯性离心力作用下运动到了近壁区域，因此近壁区温度更高。在本文的实验范围内，保持其他条件不变，增加外二次旋流风，有利于剪切层纵向涡结构的形成，也有利于横向涡的形成，促进了小颗粒煤粒燃烧和大颗粒煤粒挥发分析出，从而促进NO的提前生成以及燃烧中间产物对NO的还原，最终减少NO的生成。

利用醋酸甲酯水解体系热力学、水解反应动力学以及催化填料的基础数据，采用化工流程模拟与分析的方法，系统地对醋酸甲酯催化精馏水解过程进行了模拟研究。通过与实验数据进行对比，验证了该模拟方法的正确性。通过对工艺条件的灵敏度分析，获得该过程较优的工艺参数。在对现有工艺流程模拟的基础上，结合工业实际操作，提出两种工艺改进方案。

利用活性污泥与生物膜复合系统富集反硝化聚磷菌（DPB），并进行功能菌的分离和鉴定，同时对发酵型和非发酵型两类菌进行反硝化聚磷活性试验，以研究不同的代谢机理。结果表明：（1）在活性污泥与生物膜复合系统中分离到反硝化聚磷菌YU-1、YU-2，YU-1菌与Acinetobacter junii最相似，为非发酵型的反硝化聚磷菌,YU-2菌与Escherichia coli最相似，为发酵型的反硝化聚磷菌。（2）厌氧阶段，非发酵型的聚磷菌YU-1每生成1 mg的PHA释放的P比发酵型的聚磷菌YU-2高0.2 mg。合成PHA所需要的能量ATP大部分来自聚磷酸盐的降解,碳源大部分来源于水中的乙酸,还原辅酶NADH不是来自糖原的酵解过程。ATP、PHA的产生和NADH的来源与传统聚磷菌的代谢机理不同。（3）在缺氧阶段，非发酵型的聚磷菌YU-1每分解1 mg的PHA比发酵型的聚磷菌YU-2聚P高0.3 mg，除磷效率高12.8%，这是因为此时PHB分解产生的ATP大部分用于运输磷酸盐并合成聚磷，PHB分解产生的还原辅酶NADH用于厌氧过程所需的还原力，PHA的分解途径与传统聚磷菌的代谢机理不同。

在氨法烟气脱硫喷淋塔的实验系统上对影响氨法脱硫效率的几个主要因素进行了实验研究。实验结果表明：提高液气比和浆液pH值、降低烟气温度和烟气空塔气速均可以提高脱硫效率。在双膜理论的基础上，通过对氨法脱硫过程中SO₂传质速率方程和螺旋型喷嘴液滴直径大小关联式的分析，建立了喷淋塔氨法脱硫的数学模型。利用该模型对影响氨法脱硫效率的几个主要因素进行计算，并与实验结果进行比较，实验数据和模型计算值基本吻合。

通过对1.5 MW循环流化床锅炉内煤与垃圾混烧产生的烟气中的CO、HCl、SO₂、NO_x、H₂O、二噁英等成分进行在线监测，发现原煤燃烧排放的CO浓度要高于添加垃圾后排放的CO浓度，随垃圾加入比例的增大，不完全燃烧份额增加，相应的CO排放值逐渐提高。由于原煤含硫量远高于垃圾含硫量，因此随着垃圾加入比例的增大，烟气中的SO₂浓度有所降低。烟气中HCl浓度随着垃圾加入比例的增大几乎呈直线增加。而烟气中NO_x浓度则呈现出含量下降的趋势，这证明循环流化床锅炉可以抑制NO_x总量的生成，但N₂O的排放浓度会有所增加。此外，随着垃圾加入比例的增大，烟气中的H₂O和二噁英含量也有所增加，成为该工艺实际应用过程中需要考虑的问题。

利用高压釜反应装置，对柳树河油页岩进行了热压模拟实验研究，考察了饱和水介质条件下油页岩的热解动力学。利用不同温度下热解产物的实验数据，建立了以沥青为中间产物的连串一级反应的动力学模型，得到了相关的动力学参数，结果表明，油母质热解生成热沥青的活化能约为110 kJ·mol^-1，低于热沥青进一步分解生成页岩油的活化能（约为190 kJ·mol^-1），说明油母质热解生成热沥青的反应更容易进行。根据实验数据和动力学结果，对油页岩的热解机理和水介质的影响进行了初步探讨。结果表明，在饱和水介质条件下，油页岩的热解温度比无水条件时降低了约120℃。

亚麻纤维是一种潜在的气化原料，本文对亚麻纤维的热解行为进行了热重分析研究。10 mg粒径为0.60～0.85 mm的亚麻纤维颗粒在高纯氮气的保护下分别以10、20、30、50 K·min^-1的升温速率线性升温到550℃。使用“model free”方法和Coats-Redfern模型拟合方法分析亚麻纤维的热解过程，并估算出热解反应的表观活化能。本文中“model free”方法包括Friedman、Flynn-wall-Ozawa、Vyazovkin and Wight三种等转化率方法及Kissinger法。三种等转化率方法均得到活化能随着转化率的升高而升高的规律。四种“model free”方法显示亚麻纤维的活化能主要在155～175 kJ·mol^-1之间，使用模型拟合方法所获得亚麻纤维热解反应的活化能值在175 kJ·mol^-1左右，使用模型拟合方法和“model free”方法所得的活化能值接近。这些活化能值可以为亚麻纤维高效的热化学利用提供基础数据。