流化床反应器的设计

1一、前言1.1甲醇制烯烃介绍乙烯和丙烯是现代化学工业的重要基础原料现有低碳烯烃生产技术严重依赖石油资源，其中乙烯主要来源于石脑油蒸汽裂解，而丙烯则主要来源于石脑油裂解副产和炼油厂催化裂解副产由于石油资源的有限性和昂贵的价格，世界各国开始致力于非石油路线制乙烯和丙烯等低碳烯烃的技术开发，其中以天然气或煤为原料经甲醇制取低碳烯烃技术逐渐成为研究开发的热点甲醇制烃类（MTH）过程的研究已有30年，根据最终产品种类分为MTO工艺和MTP工艺。流化床反应器比较适用于强烈放热、催化剂易于失活的甲醇制烯烃反应过程。在流化床反应器中工业催化剂除具有良好的活性、产品选择性和稳定性外，还必须满足一定的粒度分布要求并具有良好的流化性能和耐磨性。Keil对固定床和流化床反应器进行了对比分析，认为在甲醇转化制烃类反应中流化床与固定床相比，由于甲醇制烯烃反应属于强放热反应，流化床反应器的传质、传热效果好，升温降温时温度分布稳定，催化剂可以连续再生，反应器单位产能大，单位投资低、在MTO反应过程中适宜采用流化床反应器形式更具优势。Bos从反应动力学的角度比较了常见的反应器形式，认为在甲醇制烯烃反应（MTO）中快速循环流化床和湍床是较为适合生产乙烯的反应器。1.2生产方法我们采用的是以低级烯烃为主体的混合气体系。甲醇制低碳烯烃的反应产物大致有CH3OH、H2O、CH3OCH3、H2、CO、CO2、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、C3H8、C4H8、C4H10和C5及以上组分，反应体系相当复杂，存在着多个副反应。而在化学反应中，催化剂只能改变达到(或接近)平衡状态所需要的时间。不能改变平衡状态的组成。基于催化剂的这一特性，为了使计算简化，更好地讨论目标产物的平衡组成．在对计算结果影响不大的前提下，提出如下假设：1、二甲醚作为中间产物能够迅速转化生成烃，体系中二甲醚浓度可近似认为是零；2、因反应器中，压力接近常压，温度比较高，故反应混合物按照理想气体2处理；3、在MTO研究初期，主要以ZSM-5为催化剂时，产物中C5及以上组分的含量是不容忽视的，然而目前SAPO-34已成为公认的MTO催化剂，以SAPO-34为催化剂时，因SAPO-34孔径较小，产物中C5及以上组分含量很少，所以忽略不计，可认为烃类产物为C1~C5的低碳烃；4、甲醇氧化制乙炔和丙炔的合适反应温度为650～700K,水/醇摩尔比为1.0，而MTO反应中，反应温度为670～770K，且含有水，所以反应体系生产的乙炔、丙炔量极少，极少的乙炔、丙炔又与H2生成烷烃，因此体系中乙炔、丙炔浓度可近似认为是零；5、反应中，生成的醛酮等氧化物极少，因此也忽略不计；6、在合成工段，由于选择了含水5%的甲醇进料，一定程度上能减少焦炭的生成，反应物中水的作用之一是稀释了进料，减少了焦炭前驱物的浓度，即一定程度上有利于催化剂寿命的延长，之二是由于水与焦炭前驱物在酸性位的吸附上有一个竞争关系，因此会减少焦炭前驱物进一步生成焦炭的可能性，一定程度提高低级烯烃选择性。所以无焦炭的产生。通过上述假设，甲醇制低碳烯烃反应体系可近似由CH3OH、H2O、CH3OCH3、H2、CO、CO2、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、C3H8、C4H8、C4H10和C5等13种组分组成，反应器出口由CH3OH、H2O、H2、CO、CO2、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、C3H8、C4H8、C4H10和C5等12种组分组成。二流化床设计2.1操作工艺参数反应温度为：450℃反应压力为：0.12MPa(绝压)操作空速为：1~5h-1年工作8000小时MTO成型催化剂选用Sr-SAPO-343催化剂粒径范围为：30～80μm催化剂平均粒径为60μm催化剂颗粒密度为1500kg/m3催化剂装填密度为750kg/m3催化性能：乙烯收率，67.1wt%；丙烯收率，22.4wt%；总收率，89.5wt%。水醇质量比为0.2甲醇在450℃下的粘度根据常压下气体粘度共线图查得为24.3μPa.s甲醇450℃下的密度根据理想气体状态方程估算为0.54kg/m3甲醇处理量：根据催化剂的催化性能总受率为89.5wt%，甲醇的用量=烯烃质量×（32/14）/0.895烯烃的生产要求是35000t/a，甲醇的量为89385t/a。2.2物料衡算及热量衡算甲醇制烯烃反应如下：主反应：(1)2CH3OH=C2H4+2H2OΔH=－23.1KJ/mol(2)3CH3OH=C3H6+3H2OΔH=－92.9KJ/mol(3)4CH3OH=C4H8+4H2OΔH=-150.0KJ/mol本设计中的副反应：(4)CH3OH=CO+2H2ΔH=－102.5KJ/mol(5)CO+H20=CO2+H2ΔH=－37.9KJ/mol(6)CH3OH+H2=CH4+H2OΔH=－118.2KJ/mol(7)2CH3OH+H2=C2H6+2H2OΔH=－168.4KJ/mol(8)3CH3OH+H2=C3H8+3H2OΔH=－221.8KJ/mol(9)4CH3OH+H2=C4H10+4H2OΔH=－280.5KJ/mol(10）5CH3OH+H2=C5H12+5H2OΔH=－340.1KJ/mol甲醇的处理量89385t/a，即349.16kmol/h，水的量17877t/a，即124.15kmol/h。反应后各物质的碳基收率4物质CH4COC2H4C2H6C3H6C3H8C4H8C4H10C5H10碳基收率%1.82.167.11.422.41.03.30.40.52.2.1物料衡算反应器出口原料气的各组分的流量C2H4349.160.6712=117.14/3280/kmolhkghC3H6349.160.2243=26.07/938.54/kmolhkghC4H8349.160.0334=2.88/138.27/kmolhkghCH4349.160.018=6.28/100/kmolhkghC2H6349.160.014=4.89/146.6/kmolhkghC3H8349.160.013=1.16/51.2/kmolhkghC4H10349.160.0044=0.349/20.3/kmolhkghC5H10349.160.0055=0.349/24.4/kmolhkghCO349.160.021=7.33/205.3/kmolhkgh2.2.2热量衡算ΔH1=－23.1×117.14×1000=－2.706×106kJ/hΔH2=－92.9×26.07×1000=－2.422×106kJ/hΔH3=－150.0×2.88×1000=－0.432×106kJ/hΔH4=－118.2×6.28×1000=－0.742×106kJ/hΔH5=－168.4×4.89×1000=－0.823×106kJ/hΔH6=－221.8×1.16×1000=－0.257×106kJ/hΔH7=－280.5×0.49×1000=－0.099×106kJ/hΔH8=－102.5×7.33×1000=－0.751×106kJ/hΔH9=－340.1×0.349×1000=－0.118×106kJ/hΔH=ΔH1+ΔH2+ΔH3+ΔH4+ΔH5+ΔH6+ΔH7+ΔH8+ΔH9=(－2.706－2.422－0.432－5mfUR=20pdepmfUR=1000pdep0.742－0.823－0.257－0.099－0.751－0.118)×106=－8.359×106kJ/h若热损失取ΔH的5%，则需由反应段换热装置取出的热量（即换热装置的热负荷）为：Q=8.359×106×(1-0.05)=8×106kJ/h反应段换热装置产生0.405Mpa的饱和蒸汽（饱和温度为143℃），143℃饱和蒸汽焓Hsteam=2736kJ/kg143℃饱和水焓HH2O=601.2kJ/kg则产生的蒸汽量G=8.8×106÷（2736-601.2）=3747.4kg/h2.3操作气速2.3.1最小流化速度计算当流体流过颗粒床层的阻力等于床层颗粒重量时，床层中的颗粒开始流动起来，此时流体的流速称为起始流化速度，记作Umf起始流化速度仅与流体和颗粒的物性有关，其计算公式如下式所示：对于的小颗粒2U1650ppmfdg（1）对于的大颗粒1/2dU24.5ppmfg（2）式中：dp为颗粒的平均粒径；ρp，ρ分别为颗粒和气体的密度；μ为气体的粘度假设颗粒的雷诺数Rep20，将已知数据代入公式（1），22561015000.549.81U0.0013/5165016502.4310dgppmsmf校核雷诺数：62UmfFmfdgp3U56100.00130.54mf=1.73102052.4310dpRep将Umf带入弗鲁德准数公式作为判断流化形式的依据散式流化，Frmf＜0.13；聚式流化，Frmf＞0.13。代入已知数据求得220.00130.002956.0109.81UmfFmfdgp根据判别式可知流化形式为散式流化。2.3.2颗粒的带出速度Ut床内流体的速度等于颗粒在流体中的自由沉降速度（即颗粒的重力等于流体对颗粒的曳力）时，颗粒开始从床内带出，此时流体的速度成为颗粒的带出速度Ut其最大气速不能超过床层最小颗粒的带出速度Ut，其计算公式如下式所示：当UR=0.4dptep时，2U18dgppt（3）当U0.4R=500dptep时，221/34Ud225gptp（4）当UR=500dptep时，71/23.1dUgppt（5）流化床正常操作时不希望夹带，床内的最大气速不能超过床层平均粒径颗粒的带出速度Ut，因此用dp=60μm计算带出速度。代入已知数据求得221/34Ud0.399/225gpmstp校核雷诺数：Rep=0.532（0.4Rep500）2.3.3流化床操作气速如上所述，已知颗粒的临界流化速度Umf和催化剂的小颗粒的带出Ut，对于采用高流化速度，其流化数（流化数=气体表观速度/临界流化速度）可以选着300-1000，本装置设计使用流化数为1000，带入计算0U=1000U10000.00131.3/mfms故本装置的操作气速为1.3m/s为防止副反应的进行，本流化床反应器设计密相和稀相两段，现在分别对其直径进行核算。2.4床径的确定2.4.1密相段直径的确定本流化床反应器设计处理能力为13.4t/h。体积流量为24829.3m3/h甲醇气体，8即6.9m3/s。根据公式T04VD=ΠU（6）46.92.63.141.3TDm即流化床反应器密相段的公称直径为DN=2.6m2.4.2稀相段直径的确定在该段反应器中，扩大反应器的体积，可以减缓催化剂结焦，以及抑制副反应的生产，本厂设计稀相段流化数为700，计算过程如下：07007000.00130.91/mfUUms将流速带入公式（6）中46.93.13.140.91TDm即流化床反应器稀相段的公称直径为DN=3.1m2.5流化床床高床高分为三个部分，即反应段，扩大段，以及锥形段高度。甲醇处理量为M=13.4t/h取质量空速为2h-1，则催化剂的量为6.7吨。由催化剂的装填密度为750kg/m3，所以静床高度的确定224670041.77503.142.6mfTmHmD催化剂，考虑到床层内部的内部构件，取静床层高度为2.0m。9流化时的流化比取2，因此床层高度H1=3Hmf=5.1m。扩大段高度取扩大段直径的二分之一，H2=1.6m。反应段与扩大段之间的过渡部分过度角为120°，由三角函数，过渡段高度3tan300