《甲醇芳构化流化床反应器设计》10000字

甲醇芳构化流化床反应器设计摘要芳烃产品是是有机、化纤等行业最主要的基础原料，但目前它的生产十分依赖于石油，对于我国能源安全非常不利。基于我国特殊的能源结构，近年来国家也大力发展甲醇芳构化技术，多个二甲苯生产装置建成，极大促进了芳烃行业的发展。流化床是化工反应器的一个典型代表，它以其传热效率高、颗粒输送便捷、可以消除内部阻力等优点而受到青睐，许多工艺过程都运用到了它。本论文主要对年产20万吨甲醇制芳烃的流化床反应器进行了设计计算，设计结果为流化床直径7.7m，高14.4m，封头是7mm，流化床层压降3.77×104Pa，分布板开孔462个，分布板开孔率0.008，射流高度是0.09m。对确定参数的流化床筒体及内构件核算成本，得到总成本费用是96.76万元。关键词：甲醇；芳构化；流化床目录摘要 I1绪论 11.1芳烃简介 11.2生产芳烃的主要方法 11.2.1汽油裂解技术 11.2.2催化重整技术 21.2.3甲醇芳构化技术 21.3甲醇芳构化反应机理 21.4甲醇制芳烃催化剂 31.5本论文工作 42甲醇芳构化反应器设计计算 52.1反应器设计参数 52.1.1设计条件 52.1.2流化床反应器的选型 62.2反应器的直径设计 62.2.1起始流化速度Umf 62.2.2颗粒的带出速度Ut 72.2.3床层直径计算 82.3反应器高度计算 92.3.1床层静高度 92.3.2床层流化高度Lf 92.3.3床层分离高度HTDH 102.4流化床压降校核 102.5反应器筒体厚度计算及校核 112.5.1筒体材料及加工参数的选取 112.5.2筒体壁厚的设计 112.5.3筒体强度校核（水压试验） 122.6流化床封头的选择 122.6.1上封头计算 122.6.2下封头计算 133反应器内部构件设计 143.1垂直管设计 143.2分布板设计 143.2.1分布板的压降 143.2.2分布板的开孔率α 153.2.3分布板设计及验证 163.3旋风分离器设计 173.3.1旋风分离器选型及参数 173.3.2旋风分离器的尺寸计算 183.3.3升气管尺寸的确定 193.3.4旋风分离器的高度设计 193.3.5旋风分离器压降计算 204反应器成本计算 214.1反应器筒体成本计算 214.2封头成本计算 214.3旋风分离器成本计算 224.3.1一级旋风分离器成本计算 224.3.2二级旋风分离器成本计算 224.4分布板成本计算 234.5垂直管束成本计算 234.6反应器总成本计算 235结论 25参考文献 261绪论1.1芳烃简介芳烃中的主体部分是指苯、甲苯和二甲苯，即BTX芳烃产品，它们在现代化工行业中发挥着举足轻重的作用，医药、材料合成、纺织等行业都能看见它们的身影。例如对二甲苯PX是有机合成是最主要原料，后续一系列高分子聚合物的合成都建立在对二甲苯的基础上。同时它们作为当今精细化工行业的重要中间体，具有极高的商业价值。芳烃产品生产工艺的先进性、成熟性和产量是芳烃产业技术的衡量标准，而要想提高化学工业水平，芳烃生产技术的改进是不可或缺的一环。1.2生产芳烃的主要方法进入二十世纪以来，芳烃都在有机化工领域所发挥的作用愈加明显，对于如何生产芳烃以及提高芳烃的收率，各国的研究人员都做出的大量贡献。目前主要有两种生产芳烃的来源，分别是煤焦油和石油产品。煤焦油中成分复杂，其中含有很多芳香烃特别是稠环芳香化合物和其他含有重要含杂原子的可分离烃类化合物。进入工业现代化以来，人们意识到了合成塑料、高分子树脂、人工橡胶等高分子聚合物的优良性能，因此生产生活中对其的需求量也越来越大。传统的来源于石油的几项芳烃生产工艺存在着污染重、收率低的问题，且我国是一个缺少石油的国家，因而近年来兴起的甲醇芳构化技术更加能推动芳烃行业的发展，煤基甲醇为原料的芳构化生产芳烃逐渐成为芳烃生产的重要来源[2]。以下介绍几种芳烃的主要生产方法。1.2.1汽油裂解技术裂解汽油加氢工艺最早是由德国科学家FriedrichBergius在20世纪初提出的，他通过大量的研究和试验从重质渣油中得到馏分油，然后对发现对这种馏分油裂解加氢可以得到芳烃产品。实际上，芳烃化合物的由于具有苯环结构，化学性质十分稳定，难以通过加氢裂解的方式转化为分子质量较小的芳烃，因此这部分芳烃会残留在汽油的汽油馏分油中，这也说明了为什么可以用汽油作为抽提原料。对石脑油进行催化裂解过程其实主要得到短链烯烃，芳烃是副产物。但通过对反温度和催化剂的控制，也可以通过回收得到高含量的BTX产品。得到高收率BTX产品的关键在于加氢工艺，此过程分为两段，第一阶段是去除馏分中的杂原子如氮硫化合物，第二阶段是在高压的条件下，采用优质的非金属催化剂进行裂解加氢，保证第二阶段的反应正常进行，减少副反应的发生，就能得到高收率的芳烃产物。1.2.2催化重整技术催化重整是指在催化剂存在的条件下，对石脑油中的烃类分子结构重新排列，以此获得富含芳烃的重整汽油，同时能得到副产物氢气和液化石油气的技术。重整过程非常复杂，包含多个异构化、裂化反应等。工艺的原料石脑油在重整之前必须经过预处理，因为石油中含有相当数量的硫、氮、铅、砷等杂质原子以及少量的水和烯烃，这些杂质一方面会损伤反应器，另一方面会造成产品质量降低，因而预处理是连续重整工艺的不可或缺的一部分。这部分采用先加氢后分馏的流程，预加氢反应是将S、N等原子转化为容易去除的H2O、NH3、H2S等物质，而分馏是为了给后续的重整工艺分离出合适馏程的组分作为重整原料，同时还能去除水分。最后原料进入重整单元，运用比较典型的反应器有UOP式反应器，在一定温度、压力、催化剂和加氢条件下进行催化重整反应,这其中包括升压、换热、加热、冷却、气液分离及油品分馏等过程。最后需要进一步分离处理重整油，最终得到合格的BTX产品[4]。随着人们对与经济效益更高的追求，我们希望能够降低生产成本并提高产品的收率，典型的有移动床连续重整工艺，但其反应条件苛刻要求压力达到350kPa以上[5]。由于十四五规划的出台，对于化工相关行业标准更加严格，这也就意味着催化重整技术必须做出新的突破，以此来适应国家安全要求。1.2.3甲醇芳构化技术以甲醇为原料，经过系列反应可以获得芳烃及其衍生物等产物，这项技术叫做甲醇芳构化技术。该项技术由来已久，最早起始于美国美孚公司将其用于工业化生产，该工艺所用的反应器是固定床反应器，反应分为两步，第一阶段中甲醇在一定压力温度下发生脱水反应。，得到的主要产物是二甲醚，第二阶段反应器中发生低分子烃类芳构化，反应温度400~450oC，最终得到不错的芳烃产率。此后的研究者对于甲醇芳构化催化剂进行了大量的筛选和改性研究[7]，从金属或非金属的选型、酸碱处理、制备方法等方面入手，以期提高芳烃产率，继而发现ZSM-5催化剂在芳构化过程中更具优势，但其仍有稳定性较差的缺点[8]。反应器的型式对反应也会有较大的影响，国内有许多研究者对反应器进行创新性设计与优化，例如清华大学调整作为平行反应的芳构化与烷基反应的控制步骤，使得芳构化转化率更大，从而得到高选择性的对二甲苯。过程所采用的是流化床而非传统的固定床反应器，这让反应过程的传热效率和均相化程度会更高，更有利于反应的进行。我国芳烃消耗量位居世界前列，石油依存度相当高，而由于我国富煤少油的能源特点，石油缺口一直都很大，芳烃产品的生产成本居高不下，这令作为下游产业的芳烃生产行业的发展面临严峻挑战，因此我们也在一直寻找替代石油作为生产原料的方法，随着甲醇芳构化技术的日渐成熟，让低迷的芳构化生产行业看到了希望，而下游行业的整体进步也能带动上游产业例如有机、纺织、医药等行业的蓬勃发展。因此发展甲醇芳构化技术具有重要的现实意义[10]。1.3甲醇芳构化反应机理甲醇芳构化（MTA）反应过程很复杂，可以认为有三个步骤，分别是CH3OH脱水得到C2H6O，进而CH3OH或C2H6O脱水获得短链烯烃，最后则由短链烯烃生成芳烃和短链烷烃[11]。可以概括为C-C键生成、获得短链烯烃和芳构化进程，反应机理可分为直接机理和间接机理，直接机理主要探究第一个C-C键是如何生成的，而间接机理则重点研究烯烃的生成和芳构化的转化。直接机理中具有代表性的有卡宾机理，chang[12][13]等的研究表明，甲醇先经过α-消除反应生成卡宾中间体，再经过聚合反应得到短链烯烃，再这其中又伴有中间体与沸石受体的协同双分子反应。间接机理中典型的有烃池机理[14][15]，目前为大多学者所接受，该机理提出了烃池物种的概念，这是一种碳氢化合物，它能够吸附在分子筛孔道内部，起到将甲醇与活性烃池物种催化转化生成低碳烯烃。此后，低碳烯烃进一步反应，生成芳族化合物。图1.1烃池机理1.4甲醇制芳烃催化剂ZSM-5分子筛催化剂是美国Mobil公司开发的新型沸石，具有非常特殊的孔道结构，又因为酸性较强因此对芳烃的收率较高[16]。例如反应中不易积碳、寿命长、活性高、稳定性强，被看做是一种有广阔前景的催化剂。有的学者研究了对ZSM-5分子筛进行改性后其对芳构化产物收率的影响，并发现在分子筛中引入Ga3+或Zn2+后，芳香烃的收率得到显著的提高，且随着ZSM-5与Zn2+交换程度的增加，芳香烃的产率随之增加，这说明在Zn2+提高芳香化合物选择性方面起着重要的作用[17]。结果表明，Zn2+改性的ZSM-5分子筛可以十分有效地将烯烃中间体转化为芳香烃。基于ZSM-5分子筛催化剂在甲醇芳构化中展现出的优良性能，本试验团队前期对ZSM-5进行改性，得到了较好的芳烃尤其是对二甲苯选择性以及低碳烯烃选择性。在此基础上本文根据实际操作的一些气相和固相的参数对流化床进行了设计。1.5本论文工作从现有的研究来看，气固相流化态技术对于MTA反应是有利的，固体催化剂颗粒在气体的带动下悬浮于气体中，并具有流体的一些特性，因而流化床反应器的操作模式是更加有利于甲醇芳构化工艺过程的。因流化床具有优良的传热与传质特性，在生产中被广泛应用，主要具有传热效能高、颗粒输送便捷、可以消除内部阻力等优点，同时也有流动不均衡、停留时间不一的缺点。综合考虑其优缺点，甲醇芳构化催化剂易失活，需要催化剂的循环更新来获得更高的甲醇转化率和芳烃收率，固体颗粒便于输送[18]。甲醇芳构化是极强的放热反应，因此可以利用流化床传热效能高的特点解决这一问题。本文选择用流化床反应器作为甲醇芳构化的反应装置，在根据实际操作的一些气相和固相的数据对流化床进行了设计计算[19]，设计的内容有流化床直径、筒体高度、床层高度、分布板、旋风分离器等，对设计好的部件进行工艺校核和强度校核，并计算设备成本费和加工费。2甲醇芳构化反应器设计计算2.1反应器设计参数2.1.1设计条件根据陕西省重点研发计划项目煤基甲醇一步制对二甲苯联产低碳烯烃关键技术研究，需要开发20万吨/年的甲醇芳构化工艺包。根据文献确定反应过程条件为：反应温度425oC，反应在常压条件下进行，设年开工时间为8000h，转化率定为100%，苯、甲苯、二甲苯总的质量收率为35.21%。计算可得反应器入口物料条件，进料甲醇的总处理量为56.8万吨/年。根据各组分的物理性质，通过查找相关数据得到反应温度下的气体年度和密度，再由半经验公式分别计算进口和出口的气相各组分的黏度及密度。常压下纯气体的黏度计算使用Thodos法计算，其公式为： (2.1)式中μ的单位是，而为无量纲，其数值收到分子的临界相对温度影响，具体见表2-1，M为分子量。表2.SEQ表2-\*ARABIC1Thodos计算式中的常数值气体种类abcmn适用范围非极性气体1.0034.000.000.000.94Tr≤1.517.784.58-1.670.005/8Tr>1.5常压下气体混合年度的计算式可用下式计算： (2-2)

反应器内各物料性质的参数见表2-2：表2.SEQ表2-\*ARABIC2反应器内物料性质参数项目参数温度/oC425压力/kPa101.325催化剂粒度140颗粒密度2500堆积密度900气体密度平均值0.742气体粘度平均值2.7×10-5体积流量/(m3/s)34.52.1.2流化床反应器的选型1-烃类原料气入口2-空气入口3-气体分布器1-烃类原料气入口2-空气入口3-气体分布器4-旋风分离器5-垂直管束6、7-载热体出入口图2-SEQ图2-\*ARABIC1有垂直管束内构件的流化床反应器2.2反应器的直径设计2.2.1起始流化速度流态化过程有两个十分重要的概念：临界（或最小）流化速度Umf、颗粒带出速度（或称终端速度）Ut，Umf是指当床层刚刚被流体托动时的速度，颗粒逐渐开始流化起来；Ut是指随着流体速度的增大，颗粒开始被逐渐带出时的速度。计算起始流化速度目前尚未有典型的理论公式，在实际生产中常用半经验公式，本文采用以下半经验公式，起始流化速度为： (2.3) (2.4)代入数据校核此时的雷诺数说明该起始流化速度符合要求。由Froude准数可以确定流化状态[6]：为散式流化，；为聚式流化。 (2.5)带入数据根据结果可知流化形式是散式流化。2.2.2颗粒的带出速度Ut颗粒带出速度可用以下经验公式计算： (2.6)带入数据：校核此时的雷诺数： 由于式(2.6)使用条件为Re<0.4，因此雷诺数核算不能用此式，式(2.7)的判定条件为0.4<Re<500，采用式(2.7)进行计算。 (2.7)代入数据 经校核合格。2.2.3床层直径计算流化床床层直径的可用共公式(2.8)计算： (2.8)实际生产时对操作气速有一定的要求，u0的取值应该在与之间，即。反应器内所用催化剂颗粒较粗，根据相关标准知道粗颗粒的操作范围比较大，根据实际需要，这里设计选定操作气速为。根据所定的年产量，反应器进口处气体体积流量，根据式(2.8)计算反应器筒体的直径为：上文设计的反应器内部有垂直管束，需要给内构件留出一定放置空间，预计反应器的下半段空出10%的体积，故而取反应器内径。综合考虑操作弹性和催化剂颗粒，可以认为反应器的下部浓相段和上部的稀相段直径相同，均为7.7m。2.3反应器高度计算2.3.1床层静高度催化剂的堆积密度为900kg/m3，床层直径是7.7m，根据实验得到流化床的催化剂的负载量为119吨，代入流化床静高度公式： (2.9)得到流化床静高度为2.3.2床层流化高度Lf流化床沸腾后床层会膨胀变大，膨胀的大小与操作速度、颗粒直径、气体性质等相关，此外床层的内部构件也会影响膨胀比，对于流化床内置垂直管束的类型，膨胀比计算为： (2.10) (2.11)代入数据操作气速uo=0.9m/s，得到膨胀比为：一般情况下，气速愈大、颗粒粒径愈小，床层的膨胀越小。对于催化剂为粗颗粒的流化床，没有显著差异，即床层在达到流化态之前基本不膨胀[22]。则未流化时床高为床层流化高度为2.3.3床层分离高度HTDH床层分离高度根据经验公式计算： (2-12)2.4流化床压降校核分布板的开孔率直接影响到流化的质量，所以有必要对分布板开孔合理设计，有人提出了分布板等压降的概念，用来分析不稳定操作时的压力，即分布板上单位截面积所受压力与流化后的床层阻力相等[23]，计算式为： (2-13)其中，流化床静止床层的堆积空隙率由公式可得： (2-14)代入数据则流化床压降为2.5反应器筒体厚度计算及校核2.5.1筒体材料及加工参数的选取表2-SEQ表2-\*ARABIC3筒体设计加工参数流化床筒体材料计算单位计算条件计算压力Pc0.1MPa设计温度t425.0C内径Di25.0mm钢材料Q345R设计温度许用应力t93MPa焊接接头系数0.8其中焊接系数通过查找《化工设备机械基础》焊接接头系数表得到。2.5.2筒体壁厚的设计圆筒的壁厚计算公式为 (2-15)带入数值计算得： (2-16)圆筒的实际厚度与理论值有所区别，为了满足实际生产的需要，取材料腐蚀裕量为C2=1mm，则要运用与工业生产中的圆筒设计厚度为根据实际生产标准，此处将C1取值为，筒体厚度验证：，说明该筒体使用6mm的钢材制作是符合实际生产需求的。2.5.3筒体强度校核（水压试验）为了验证前文所使用的筒体厚度是否合乎标准，由必要对筒体进行水压试验。水压试验时内壁产生的应力最大为 (2-17)代入数据:得到而Q345R的σs取345MPa，则反应器筒体材料屈服极限的90%为校核结果说明筒体的强度是符合要求的。2.6流化床封头的选择容器的封头也即封盖，是组成容器的重要部分。一般来说封头可以分为三种：凸型、锥形和平板。考虑到实际需要的工艺能力、承受能力、制造难度等方面，本设计中上封头选用凸型封头中的椭圆型封头，而下封头选用锥形封头。下面对封头的参数进行计算。2.6.1上封头计算椭圆型封头的厚度计算为 (2-18)代入数据得到封头的厚度为6mm，由于封头与筒体的操作条件基本相同，因此所用材料、操作条件腐蚀余量等与筒体一致。而椭圆封头的总深度H查资料取值为2.6.2下封头计算下封头取锥形封头，锥角为120°，用材及厚度与上封头一样。下封头高度计算为 (2-19)代入数据则反应器的总高度为 (2-20)3反应器内部构件设计3.1垂直管设计由于甲醇芳构化反应是一个强吸热反应，为强化传热，选择内径尽量小的反应列管，为消除床层空隙率的不均引起的流速不一，反应管径至少要在粒径的八倍以上，因此选择反应列管为60mm，查阅常用的的无缝钢管尺寸，选用的规格为的无缝钢管，使用材料为S30408。同时它还具有一定的换热的功能，这样就提高了反应器的换热效率，使得反应能更顺利进行。加垂直管束的目的是为了把流化床内部分成一个个小的区间，让反应能够分段进行，这样可以提高反应效率。排列方式一般有三角形和正方形，考虑到反应所用的催化剂颗粒大小、气体流化速度等因素，与正方形相比三角形排列比较紧凑，管外流体湍流程度高，给热系数大，因此本文选用三角形排列，管间距可取140mm。垂直管的数量为：3.2分布板设计在正常操作的流化床反应器中，经常会收到干扰在某个区域产生空穴。对于其气固流化床来说，空穴不会随着扰动的消失而消失，一旦出现空穴该处的床层密度和流动阻力会急剧减小，附近气体有限从此通过使阻力进一步减小，从而对生产带来不利影响。为了抑制这一现象的发生，我们通常对分布板的设计提出了特定的要求，来改善床层的均匀性，以期望提高流化床的流化质量[24]。一般来说，分布板的阻力越大，抑制床层产生空穴的能力越大，也即床层的均匀性会越好[25]。3.2.1分布板的压降分布板的压降约占床层的压降的10%，且至少不低于0.35mH2O的压力。试验已经证明，分布板平均分布气体的影响是有限的，通常分布板以上0.5m左右的区间。分布板经验计算式为： (3-1)理论计算的结果一般作为压降设计的最小值，为了预留一定的的空间，实际使用时应比该值大一些。此处确定分布板压力降为床层压力降的0.2倍，床层压降，分布板压降为：3.2.2分布板的开孔率α分布板开孔率计算公式为 (3-2)查找文献确定开孔的孔径为，分布板厚度为。气体吹出速度与压降关系式为： (3-3)其中Cd’为小孔阻力系数，由图3.SEQ图\*ARABIC1锐孔阻力系数图从图3.1查得阻力系数，。代入(3-3)得到小孔气速得到开孔率根据操作气速u0，确定出分布板单位截面上得开孔数N0r： (3-4)代入数据3.2.3分布板设计及验证分布板的压力随流速平方的增加，因此流速达到一定数值后总压降又会上升，可由经验式判别是是否出现射流，本设计中故而在分布板上可以形成射流。射流高度关联式为： (3-5)式中为射流高度，m。实际上因分布板开孔比较小且影响的范围有限，因此常常忽略掉孔的位置以及射流高度的影响。可以求出： 初始生成的气泡大小由关系式得到： (3-6)其中：A——床层的截面积，m2；代入数据得到：当反应器运行时，分布板上的分布孔必须全部保持打开状态，以防催化剂颗粒堵塞小孔或者漏料，造成压降的损失，导致床层压力分布不均匀，以提高流化质量。判别公式为： (3-7)通常在中试生产时，一般的分布板平均直径Dc的必须满足，这里设计取本设计的分布板：锐孔符合判别式，说明分布板的开孔设计符合要求。3.3旋风分离器设计3.3.1选型及参数经过床层反应后的气体，如果还夹带固体颗粒离开流化床就会对生产带来不利影响，这样不但污染了气体产品，增加了系统的分离负荷，也损失了固体颗粒，因此必须安装气固分离设备。旋风分离器是常用的分离设备，其类型众多，PV型旋风分离器目前应用比较广泛，它的制作难度低、成本小，没有运动部件，操作不受温度、压强的限制。评价旋风分离器的指标主要是分离效率和压降损失[26]，这里选用PV型旋风分离器。单个流化床反应器旋风分离器确定为为四组相互独立的二级分离器。PV型旋风分离器尺寸标准如图所示：

图3.SEQ图\*ARABIC2PV型旋风分离器其中 3.3.2旋风分离器的尺寸计算先计算一级旋风分离器。确定进口风速为，单台的气体流量为，则截面积A为：据旋风分离器示意图可知进口为矩形，取长宽比，宽m，则长。对于气体流量大的分离器，取，则 (3-8)代入数据取整得，得到筒体高度3.3.3升气管尺寸的确定升起管的尺寸对分离质量也有影响，下口直径de是否合理直接决定了最大切向速度值是否可行，在一定范围内，直径比越小，分离效率也就越高，分离效果越好。本设计定，则目前设计旋风分离器的人很多，因此造成它的评价各有不同，但总的来看，升气管的插入深度he在众多评价中都极为重要。为了避免表面摩擦力过大从而导致能量损耗加剧的问题，我们应该将升起管放置在旋风分离器内合适的位置，位置过深或过浅都会导致我们所不期望的现象发生[27]，所以工业上一般取he=0.85a，则本设计升气管的插入深度3.3.4旋风分离器的高度设计除了上述的因素，分离器的高度也是不容忽视的一个问题。旋风分离器高度与直径之比过大则它的分离性能会比较出色，在条件不变的情况下长径比越大颗粒在分离器中的分离时长越久，这样就使得本来没有达到临界分离粒径的颗粒也有可能分离出来。另一方面旋风分离器的高度又不能过高，否则会占用很大的安装体积，从成本上来看并不划算，因此需要综合考虑分离效率和高度的影响，以达到合理配置。要计算旋风分离器的自然长度L可由公式(3.9)得到。 (3-9)代入数据得到除了要考虑旋风分离器的自然高度外，底部的锥体角的设计会决定粉尘能否分离。其值过小的话，会使颗粒提前落到锥体的内壁上，通过内壁的摩擦作用减少颗粒的动能，最终落入锥底的集尘斗上，成功完成分离。反之若其值过大，颗粒会在未动能减为零的情况下由于锥底的上升气旋而重新吹起上扬，气流与器壁激烈摩擦，导致分离效率下降。本设计取α=15°。圆锥高度：排尘口： 旋风分离器各部件设计完成后，安装时也要符合相关标准。料腿不能安装在外壁，必须插入床层中，分离器底部须安装双锥堵头，以防止气体倒冲。3.3.5旋风分离器压降计算旋风分离器的压降是评价其性能的指标之一，工业上经常需要压降，可由经验公式得到： (3-10)其中 (3-11)此处设计的为无叶片的标准切向进口，故而K为16，则二级旋风分离器同上，可得其设计结果故旋风分离器的总压降为4反应器成本计算4.1反应器筒体成本计算反应器筒体成本主要包括材料非费和加工费，材料费主要是钢材的使用，质量计算公式为 (6-1)流化床筒体钢材体积为： QUOTEV=D外2+δ2-D由上文选用的钢材Q345R密度，市场平均价为7.5元/kg。则单台筒体总成本为工业上设备加工费标准不一，大致可以按照设备的加工费用为设备重量价格的一半左右估算，则不包括内构件的一台流化床壳体的加工及材料总花费为4.2封头成本计算由于上述设计的流化床上下段直径相等，因此上下封头直径大小也相等，区别在于封头深度不同，封头的体积为则封头总体积为则单台反应器的封头成本及人工费为4.3旋风分离器成本计算4.3.1一级旋风分离器成本计算旋风分离器的生产遵照相关国家标准，本文选用小型的一级分离器，筒体高度为，内径为，而筒体壁厚为，则筒体的钢材所占体积为 (4-3)同理可算出升气管管的体积为，圆锥体的体积为 (4-4)

因而单台旋风分离器共耗材体积为 (4-5)则单台旋风分离器材料成本及人工总费用为则流化床的一共四台一级旋风分离器总花费为4.3.2二级旋风分离器成本计算二级旋风分离器除了选型不一样，成本计算与一级相同。一台二级旋风分离器总的耗费钢材体积为： (4-6)则单台旋风分离器成本及人工费用为则一台流化床的一共四台二级旋风分离器总花费为4.4分布板成本计算分布板是一层薄钢板，分布板上锐孔孔径，单层分布板厚度，而孔径密度为，则一台上文所设计的流化床内所需分布板总的孔数为：圆整后取10576个，则单台反应器的分布板的体积为 (4-7)则单台反应器分布板总费用为4.5垂直管束成本计算作为内部构件的垂直管由于结构较为复杂，加工难度相对较大，成本也比较高。单台流化床的垂直管耗费钢材体积为 (4-8)则单台反应器垂直管束总费用为4.6反应器总成本计算根据以上计算可得反应器的总成本为5结论本文从芳烃的生产路线出发，比较了几种生产方法的优劣，而后总结了反应机理及催化剂的使用。其次，选择了流化床反应器作为甲醇芳构化反应的操作单元，对流化床的床高、临界流化速度、终端速度等参数进行了设计计算，并对流化床内部构件，如分布器和旋风进行了合理计算。结果表明，临界流化速度是，带出速度是，床层直径，流化床总高度，筒体的选材为GB713-Q345R，筒体壁厚以及上下封头是7mm，流化床层压降为，分布板开孔462个，分布板开孔率0.008，射流高度是0.09m。对反应器内部内构件同样进行了计算并核算，一级旋风分离器的筒体直径是1m，筒体高度，升气管下口直径，升气管的插入深，自然长度，圆锥高度，排尘口，旋风分离器压降为1105.4Pa。对上述参数进行校核，结果表明，所计算的参数都在合理的设计范围内。最后对单台流化床反应器成本进行了计算，得一整套反应器的成本为96.76万元。参考文献[1]陈杰.10万吨芳烃/年甲醇芳构化-短链烯烃烷基化耦合工艺设计[D].北京化工大学,2020.[2]杨明磊,徐志海,李智.芳烃生产工艺改进与经济性分析[J].现代化工,2020,40(10):207-211.[3]刘超华,范渺.以重整脱戊烷油与裂解加氢汽油为原料的芳烃抽提装置运转工况对比[J].石油炼制与化工,2021,52(1):43-47.[4]宋举业,贺黎明,杨彩娟等.连续催化重整装置流程模拟与优化[J].石油炼制与化工,2021,52(1):111-117.[5]王连山,张泉灵,梁超.催化重整反应38集总动力学模型及其在连续催化重整中的应用[J].化工学报,2012,63(4):1076-1082.[6]陈星月.表面富硅型催化剂用于甲醇芳构化制对二甲苯的性能研究[D].西北大学,2020.[7]徐龙坤.甲醇脱水制二甲醚的催化剂研究[D].中北大学,2016.[8]陈星月,时一鸣,刘丹,等.表面富硅型ZSM-5分子筛的甲醇制对二甲苯联产低碳烯烃催化性能[J].燃料化学学报,2020,48(4):122-131.[9]段超.国内甲醇制芳烃专利技术发展现状[C]//全国工业催化技术及应用年会.2014.[10]黄晓凡,汤效平,崔宇,等.由煤炭制取芳烃技术进展[J].当代化工，2020,49(11):2615-2620.[11]刘静.强化甲苯甲醇烷基化生产对二甲苯工艺[D].重庆大学,2018.[12]ChangCD,SilvestreAJ.TheconversionofmethanolandotherO-compoundstohydrocarbonsoverzeolitecatalysts[J].JournalofCatalysis,1977,47(2):249-259.[13]ClarkeJKA,DarcyR,HegartyBF,etal.FreeradicalsindimethyletheronH-ZSM-5zeolitc.Anoveldimensionofheterogeneouscatalysis[J].JournaloftheChemicalSocietyChemicalCommunications,1986(5):70-73.[14]BergJP,WolthuizenJP,HooffJHC.TheconversionofdimethylethertohydrocarbonsonzcoliteH-ZSM-5:Thereactionmechanismforformationofprimaryolefins[C].ProceedingsoftheFifthInternationalConferenceonZeolites,Naples,Italy,2-6June1980.H