建立了Ф0.288×6.0m的气固流化床冷模实验装置。在表观气速u为0.3～0.6m/s，静床高H分别取0.30m、0.60m、0.90m、1.20m、1.50m的情况下，以粒径为80～100目(180～154×10-6m)的砂子为固体颗粒、压缩空气为气体，采用光纤粉体浓度测试仪对冷模装置中的固体浓度分布进行了研究。实验中采用的分布器有：5‰环形气体分布器、5‰枝条形气体分布器、2.5‰枝条形气体分布器。考察了不同表观气速、径向位置、轴向位置、不同静床高、不同分布器形式、不同分布器开孔率对流化床内时均固体浓度分布的影响。结果表明，在实验条件范围内：表观气速的增加会使密相区的固体浓度减小；密相区和稀相区界面上移，发生相型转变区域的固体浓度增大。采用不同开孔率(5‰和2.5‰)的枝条形分布器时，2.5‰开孔率分布器对应的固体浓度分布曲线的变化幅度比较大，固体浓度整体上均小于采用5‰开孔率分布器时的固体浓度。静床高对固体浓度分布影响显著。 开发了反应器顶部的气固分离装置。采用两级旋风分离器串连时，分离效果显著：第一级分离物出口处可以捕集超过95％的颗粒，第二级气体出口处未检测到固体颗粒。对旋风分离器的分离效率分别采用了临界粒径法和除尘效率计算法进行了计算。临界粒径法计算结果表明该装置能够完全除去粒径大于3.3μm的固体颗粒。采用Leith—Licht分级效率法计算结果表明该装置能够完全除去粒径大于15μm的颗粒；对粒径为10μm的固体颗粒，其分离效率超过99.99％。 通过对气固流化床流动特性和气固两相流动理论分析，建立气固流化床数值计算的欧拉模型。基于欧拉双流体模型和Phase Coupled SIMPLE算法、采用GAMBIT划分计算网格、采用商用CFD软件FLUENT对气固流化床内的气固浓度分布进行了非稳态两维模拟，获取流化床内部的气固两相流动参数。模拟结果显示：模型可以较好地反应出固体颗粒在气固流化床内的分布情况。但由于模拟过程中采用各向同性和单一平均颗粒直径的假设(模拟中假设颗粒直径1.67×10-4m)，没有考虑气固流化床内颗粒的粒径分布，所以模拟计算结果与实验值仍存在一定的偏差。 考察了网格划分对计算结果的影响，比较了静床高0.6m、表观气速0.4m/s、床层高度0.4m处5种划分水平下模拟的径向固体浓度分布。考察了曳力模型和虚拟质量力对模型预测能力的影响。将模型预测的时均固体浓度与实验值进行比较，结果表明Gidaspow模型曳力方程计算结果与实验数据吻合最好，相对误差绝对值的最大值＜5.9％；Arastoopour模型曳力方程计算结果与实验数据吻合较好，相对误差绝对值的最大值＜12.5％；虚拟质量力对固体浓度分布的影响较小，但包含虚拟质量力影响的模型预测值更符合实际变化趋势。 采用集总的方法，以CH4、C3H8、C10H22和C22H44为主要产物，CO为关键组分，基于CO消耗动力学和碳链增长概率模型，结合气固流化床冷模实验、反应热力学和传递过程原理，建立了气固流化床费托合成反应器的数学模型，采用MATLAB软件编制成通用程序。 通过模拟计算考察了温度320℃，压力2.5MPa下催化床层中不同位置各主要组分的浓度分布。相同操作条件下的模型计算结果与实验值吻合良好，相对误差绝对值的最大值不超过4％，表明模型是适宜的，可以为费托合成反应器的设计和优化提供科学依据。 对操作条件对气固流化床费托合成反应的影响进行了模拟计算和分析，计算结果表明：提高反应器温度可以提高合成油的产量，但效果不显著。提高压力，CO和H2转化率明显升高，但C10H22和C22H44的摩尔选择性却稍有下降。反应器压力降减小，油收率明显增大。随着原料气空速的增大，CO和H2的转化率逐渐降低，烃分布向低分子量方向移动，有利于低碳烯烃的生成，不利于油品的生成，油收率下降，反应器的压力降也随之增大。原料气中H2与CO摩尔比R1增大，CO的转化率随之增加，而H2转化率却呈下降趋势，总的CO＋H2转化率先上升后下降，在R1=2.1左右时存在一个极大值。