年产万吨烯烃流化床反应器设计

目录TOC\o"1-3"\h\u15163前言 年产万吨烯烃流化床反应器设计前言甲醇是重要的能源和基础化工原料，以煤炭/天然气为原料生产甲醇，并通过甲醇转化可生产出烯烃、芳烃等基础化工产品，进而可以获得品类繁多的聚合物等产品。这些产品已经成为了石油化工产业的有效补充，而甲醇也成了煤化工、天然气化工与石油化工融合的纽带。流化床是指在流体的作用下使固体粒子实现流动化的技术，其在气固接触、传热和粒料输送方面优点显著，尤其适合固体粒子催化剂的强放热反应。甲醇转化成烯烃的过程是一个强放热反应过程，在分子筛催化剂作用下的甲醇转化反应对温度比较敏感。同时，甲醇制烯烃反应也是一个典型的非均相催化反应过程，此过程是一个复杂的反应体系，在烯烃产物生成的同时存在许多副反应，且原料和产物之间、产物与产物之间可能进一步发生分解、变换、氢转移、裂解、芳构化以及烷基化等反应过程，生成氢气、芳烃、高碳烯烃及焦炭等副产物。基于上述原因，流化床与甲醇转化为烃类有良好的结合基础。一．设计任务反应温度为：450℃反应压力为：0.12MPa(绝压)操作空速为：5h-1MTO成型催化剂选用Sr-SAPO-34型催化剂催化剂粒径范围为：30～140μm催化剂平均粒径为：80μm催化剂颗粒密度为：1200kg/m3催化剂装填密度为：700kg/m3催化性能乙烯收率：62.625wt%；丙烯收率：20.875wt%；总收率：83.5wt%。水醇质量比为1：5甲醇在450℃下的粘度根据常压下气体粘度共线图查得为μ=2.43×10-5Pa/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83.5%，则甲醇的用量=烯烃质量×(32/14)/0.835。烯烃的生产要求是27.4t/a，甲醇的量为75t/a。二.反应机理2.1反应动力学反应动力学模型由13种反应物的11个反应方程式组成，见式(1)～(11)，其中式(1)～(4)为主反应。MTO反应路径见图1。反应动力学参数见表1。表1.反应动力学参数图1.MTO反应模型2.2反应影响因素（1）温度考察各组分出口含量与反应温度的关系，保持其他操作参数不变，可得，随温度的升高，乙烯含量增大，丙烯含量降低。因为温度越高，催化剂积碳越多，从而导致催化剂的空隙变小，根据空间选择性效应，空隙变小更有利于小分子乙烯的生成，不利于丙烯的生成。但温度高于730K时，温度对双烯没有明显的影响，且积碳量不断增多会影响催化剂的活性，导致甲醇转化率降低且副产物增多。因此，反应温度不易过高。（2）压力考察各组分出口含量与反应压力的关系，压力范围设定为0.10～0.26MPa，保持其他操作条件不变，模拟结果见图4。由图4可见，压力的增长对乙烯的合成更加有利，双烯收率也逐渐增大。压力越大，甲醇的反应速率越快。压力小于0.16MPa时，乙烯增长较快，但继续增加压力，增幅逐渐减缓。增加压力可以使反应达到更高的双烯收率，但压力超过0.22MPa后，反应压力对双烯的增长没有明显影响，却对反应器却提出了更高的要求。（3）水醇比考察各组分出口含量和水与甲醇的摩尔比（水醇比）的关系，水醇比设定在0～1.5的范围内，保持其他操作条件不变。水醇比增大可以提高乙烯的含量，抑制丙烯的生成。水醇比低于3∶7时，它对双烯收率有较为明显的影响。继续增大水醇比，对反应的影响逐渐减弱。水含量的增加不仅会影响烯烃纯度，也不利于后续烯烃的分离，但原料中添加一定比例的水可稀释甲醇浓度，并有利于反应热的导出及提高烯烃选择性。同时一定的含水量可延缓积碳及提高甲醇转化率。因此，进料中应含有一定量的水。三．反应器计算3.1物料衡算及热量衡算甲醇制烯炷反应如下:主反应:∆H=-23.1KJ/mol∆H=-92.9KJ/mol∆H=-150.0KJ/mol∆H=-102.5∆H=-23.1KJ/mol∆H=-92.9KJ/mol∆H=-150.0KJ/mol∆H=-102.5KJ/mol∆H=-37.9KJ/mol∆H=-118.2KJ/mol∆H=-168.4KJ/mol∆H=-221.8KJ/mol∆H=-280.5KJ/mol∆H=-340.1KJ/molAH=-280.5KJ/molAH=-340.IKJ/mol3CH3OH=C3H6+3H2O4CH3OH=C4H8+4H2O本设计中的副反应：CH3OH=CO+2H2CO+H2O=CO2+H2CH3OH+H2=CH4+H2O2CH3OH+H2=C2H6+2H2O3CH30H+H2=C3H8+3H2O4CH3OH+H2=C4H10+4H2O5CH3OH+H2=C5H12+5H2O甲醇的处理量75t/a,即97.4kmol/h,水的量15t/a,即0.104kmol/h。反应后各物质的碳基收率表2烯烃碳基收率物质CH4COC2H4C2H6C3H6C3H8C4H8C4H10C5H10碳基收率％1.82.167.11.422.41.03.30.40.53.1.1物料衡算反应器出口原料气的各组分的流量C2H4=97.4×0.671÷2=32.68kmol/h=915.04kg/hC3H6=97.4×0.224÷3=7.27kmol/h=305.45kg/hC4H8=97.4×0.033÷4=0.8036kmol/h=45.0kg/hCH4=97.4×0.018=1.7532kmol/h=28.05kg/hC2H6=97.4×0.014=1.36kmol/h=40.8kg/hC3H8=97.4×0.01÷3=0.32kmol/h=14.28kg/hC4H10=97.4×0.004÷4=0.0974kmol/h=5.65kg/hC5H10=97.4×0.005÷5=0.0974kmol/h=6.818kg/hCO=97.4×0.021=2.05kmol/h=57.27kg/h3.1.2热量衡算∆H1=-23.1×32.68×1000=-7.549×105kJ/h∆H2=-92.9×7.27×1000=-6.753×105kJ/h∆H3=-150.0×0.8036×1000=-1.205×105kJ/h∆H4=-118.2×1.7532×1000=-2.072×105kJ/h∆H5=-168.4×1.36×1000=-2.29×105kJ/h∆H6=-221.8×0.32×1000=-1.0976×104kJ/h∆H7=-280.5×0.0974×1000=-2.732×104kJ/h∆H8=-102.5×0.0974×1000=-2.7323×104kJ/h∆H9=-340.1×2.05×1000=-6.972×105kJ/h∆H=∆H1+∆H2+∆H3+∆H4+∆H5+∆H6+∆H7+∆H8+∆H9=(-7.549-6.753-1.205-2.072-2.29-0.10976-0.2732-0.2732-6.972)×105=2.75×106kJ/h若热损失取∆H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=2.75×106×(1-0.05)=2.6125×106kJ/h反应段换热装置产生0.405Mpa的饱和蒸汽(饱和温度为143°C),143°C饱和蒸汽焓Hsteam=2736kJ/kg143°C饱和水焓HH2O=601.2kJ/kg则产生的蒸汽量G=2.6125×106÷(2736-601.2)=1223.76kg/h。3.2操作气速3.2.1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（1）对于的大颗粒（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Rep<20，将已知数据代入公式（1），校核雷诺数：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，U代入已知数据求得根据判别式可知流化形式为散式流化。3.2.2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：当时，（3）当时，（4）当时，（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。代入已知数据求得校核雷诺数：Rep=（0.4<Rep<500）3.2.3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，带入计算故本装置的操作气速为1.9s。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。3.3床径的确定3.3.1密相段直径确定本流化床反应器设计处理能力为3.125t/h。体积流量为5787.04m3/h甲醇气体，即1.6075m3/s。根据公式（6）即流化床反应器密相段的公称直径为DN=1.1m。3.3.2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：将流速带入公式（6）中即流化床反应器稀相段的公称直径为DN=1.3m。3.4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=75t/a取质量空速为2h-1，则催化剂的量为0.78吨。由催化剂的装填密度为750kg/m3，所以静床高度的确定考虑到床层内部的内部构件，取静床层高度为1.5m。流化时的流化比取3，因此床层高度H1=3Hmf=3×1.32=3.96m。扩大段高度取扩大段直径的三分之一，H2=0.38m。反应段与扩大段之间的过渡部分过度角为120°，由三角函数，过渡段高度锥形段取锥底角为40°，取锥高为H4=0.2，其锥底直径为0.4。由此可得，流化床总高H=H1+H2+H3+H4=4.6m其长径比为=4。3.5床层的压降流化床在正常操作时具有恒定的压降，其压降计算公式为3.6流化床壁厚流化床反应器的操作温度为450摄氏度，操作压力为0.12Mpa，设计温度为500摄氏度，设计压力为0.12Mpa，由于温度较高，因此选择0Cr18Ni9材料，该种材料在设计温度下的许用应力为100Mpa，流化床体采用双面对接焊，局部无损探伤，取流化床体焊接接头系数为φ=，壁厚的附加量取c=2mm。流化床壁厚：考虑到流化床较高，风载荷有一定影响，取反应器的设计壁厚为6mm，流化床体的有效厚度为te=tn-c1-c2=2.6mm。筒体的应力按下式进行计算。许用应力[σ]tφ==85Mpa>24Mpa,应力校核合格。对于扩大段，考虑到扩大段，过渡段压力略有减小，并且扩大段温度较低，因此均选取扩大段、过渡段壁厚为3mm。锥形段阶段为反应气体的预分布阶段，未发生反应，温度较低直径较小，因此壁厚更小，但为考虑选材与安装的方便性，其壁厚也选取为3mm。3.7椭圆封头由于反应器压力较低，封头承压不大，故选用应用最为广泛的椭圆形封头，设计压力为，设计温度为500摄氏度，腐蚀裕量为2mm，封头焊缝系数为0.85。封头高度取1m。选择材料为0Cr18Ni9材料，在设计温度下，其许用应力为100Mpa。形状系数为K=0.15封头厚度按下式进行计算考虑到便于焊接，故选取封头厚度为4mm。3.8裙座裙座的厚度按经验选取为20mm，，高度为1m。3.9水压试验及其强度校核水压试验的试验压力有pT=p+0.1=0.3Mpa,pT=1.25p=0.25Mpa,取两者中大值，即pt=0.3Mpa。水压试验时壁内应力已知OCr18Ni9材料在常温下的屈服强度为σs=137Mpa，计算0.9σs=123.3Mpa可以知道水压试验时筒体壁内应力小于0.9σs，水压试验安全。3.10旋风分离器在流化床顶部，为防止小粒径催化剂颗粒随气体被带出，故在流化床扩大段设立二级旋风分离器，根据旋风分离器的规格，选用CLG型旋风分离器，其中一级旋风分离器的直径为640mm，二级旋风分离器的直径为540mm。