CN105214572A - 甲醇制烯烃的反应-再生装置及其反应方法 - Google Patents

甲醇制烯烃的反应-再生装置及其反应方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种甲醇制烯烃的反应-再生装置，主要解决反应器内催化剂颗粒浓度较低、颗粒浓度轴向差异大、循环系统的颗粒循环速率提升困难的问题，提供一种新的甲醇制烯烃的反应-再生装置。本发明通过采用一种甲醇制烯烃的装置，主要包括：流化床反应器(3)、沉降器(7)、再生器(16)与催化剂输送管路，其中流化床反应器(3)上端缩径后与上行管(5)连通，上行管(5)中段与补充气体管线(6)连接，汽提器(4)与沉降器(7)底部相连，挡板(11)位于再生斜管(12)的内部，流化床反应器(3)与再生器(16)通过再生斜管(12)相连通，汽提器(4)通过待生斜管(13)与再生器相连通的技术方案，较好的解决了上述技术问题，可应用于甲醇制烯烃工业生产中。

Description

甲醇制烯烃的反应-再生装置及其反应方法
技术领域
本发明涉及一种甲醇制烯烃工艺的反应-再生装置。
背景技术
乙烯与丙烯作为现代石油化工领域最为关键的两大基础原料，为工农业、交通、国防等领域提供着化工原料。乙烯的大量下游产品主要有聚乙烯、苯乙烯、醋酸乙烯、环氧乙烷、乙二醇等。乙烯产量的大小是衡量石化工业乃至国民经济的标志。丙烯主要用于生产聚丙烯、丙烯腈、环氧丙烷、异丙醇等。目前世界上近67％的丙烯来自于蒸汽裂解生产乙烯的副产品，约30％的产品来自于催化裂化炼油工艺中生产汽、柴油的副产品，还有少量丙烯产品来自于丙烷脱氢与乙烯-丁烯易位反应。
而近些年来，乙烯与丙烯的需求持续走高，而石油资源日趋匮乏的情况下，非石油资源生产乙烯、丙烯的煤化工技术，能够极大缓解我国石油供应紧张的局面，促进我国重化工的跨越式发展和原料路线的结构性调整，具有重要的战略意义以及社会、经济效益。
当前，甲醇制烯烃工艺无论从技术还是从经济上都具备了工业化应用的基础与条件，目前甲醇制烯烃工艺流程与催化裂化装置相似，采用的是连续反应-再生方式。对甲醇制烯烃工艺的工程技术特点的分析研究表明，甲醇制烯烃工艺所用的SAPO催化剂不同于催化裂化的分子筛催化剂，有着其独特的对工程技术的要求。具体表现在反应原料的状态、进料分布方式、催化剂流化、催化剂循环、剂醇比、反应温度、生焦率等等。
文献US166282中公布了一种氧化物转化为低碳烯烃的方法与反应器，采用的是快速流化床反应器，气体在气速较低的反应区反应完成后，上升到内径急剧变小的快分区后，采用粗旋进行初步分离出夹带催化剂。由于产物气与催化剂分离快速，有效防止了二次反应的发生。该文献采用上行快速流化床作为反应器，其进料入口也是传统型入口。
文献CN101164685A公布了一种用于甲醇或乙二醚催化反应的组合式快速流化床反应器。提出将沉降段的分离装置外置，有效缩小了沉降器的空间，提高催化剂沉降速度，减小烯烃停留时间，有效解决了乙烯及丙烯选择性低、收率低的技术问题。相对于传统沉降器外置的快速流化床反应器而言，乙烯收率可提高大于4％，丙烯收率可提高大于3％。
文献CN1723262公布了一种带有中央催化剂回路的多级提升管反应器用于烃转化装置与方法。该装置包括多个提升管反应器、多个入口的分离区、多个偏移元件等。针对传统反应器高度偏高(尤其是顶部的大型重型分离器)导致昂贵的支撑结构以及维修上的困难，提出了带有独立分离器的多个完备且独立的反应器系统，有效降低了整个烃转化装置的高度。但是该方法以牺牲占地面积为代价，同时管线布置较为复杂，能耗也偏高，此方法尤为适用于天气较为恶劣的地区(如风力较大等地区)。
综上所述，上述文献中主要采用传统并列式甲醇制烯烃反应再生装置，反应器入口采用的是传统Y型进料入口，这种进料入口方式会在下料斜管与反应器之间出现气体与催化剂颗粒的倒流现象，这种现象会严重约束整个循环系统的颗粒循环速率，导致反应器中催化剂量处于一个相对较低的浓度；同时，一般所用的上行流化床反应器，由于颗粒饱和携带量的限制，导致循环系统的颗粒循环流率受到局限，另外流化床反应器内的颗粒浓度受限，且颗粒浓度轴向差异大(顶部稀、底部浓)，严重影响着反应效率。而本发明有针对性地解决了这些问题。
发明内容
本发明主要解决的技术问题之一是现有技术中甲醇制烯烃流化床反应器内催化剂颗粒浓度较低、颗粒浓度轴向差异大(顶部稀、底部浓)、循环系统的颗粒循环速率提升困难的问题，提供一种新的甲醇制烯烃的反应-再生装置。该组合装置具有颗粒循环速率高处理量较大的特点，同时，流化床反应器内颗粒浓度得到大幅度提高，且反应器顶部的浓度提高尤为明显。
本发明所要解决的技术问题之二是提供一种与解决技术问题之一相对应的反应方法。
为解决上述技术问题之一，本发明采用的技术方案如下：一种用于甲醇制烯烃的反应-再生装置，主要设备包括：流化床反应器3、沉降器7、再生器16与催化剂输送管路，其中流化床反应器3上端缩径后与上行管5连通，上行管5中段与补充气体管线6连接，上行管5的末端为快分装置8；气固旋风分离器9位于沉降器7内，其上端设有出口管线10，汽提器4与沉降器7底部相连，同时汽提器4通过换热管线2与流化床反应器3连接，挡板11位于再生斜管12的内部，流化床反应器3与再生器16通过再生斜管12相连通，汽提器4通过待生斜管13与再生器相连通。
上述技术方案中，所述补充气体管线6的位置至上行管5底部的距离为上行管5高度的0.1-0.9，且直径为上行管5直径的0.02-1倍，与上行管5的锐角倾角为5-45°，可设有2-16个。补充气体管线6内所通气体为氮气、惰性气体、水蒸气、燃烧气中的一种或几种。挡板11与再生斜管12的内壁上方连接，其位置距再生斜管12底部的距离为再生斜管12长度的0.02-0.5处，挡板11与再生斜管12的锐角倾角为5-60°，其形状可为矩形、半圆形或扇形，面积为再生斜管12的截面积的0.3-5倍。
为解决上述问题之二，本发明采用的技术方案如下：一种甲醇制烯烃的方法，采用上述的反应装置，反应方法包括如下几个步骤：
(a)气体原料自管线1进入流化床反应器3中，与来自再生斜管12的催化剂颗粒混合后进行反应生成烯烃产物，同时形成待生催化剂。待生催化剂与反应产物经过上行管(5)，与从补充气体管线补充气体一起进入快分装置8；
(b)初步分离后，大部分待生催化剂在沉降器7中经沉降进入汽提器4，产物气夹带部分催化剂经过气固分离设备9再次分离，分离后的产物气由管线出口10引出；
(c)汽提器4中的待生催化剂经汽提后，一部分待生催化剂通过换热管线2进入流化床反应器3内；另一部分由待生立管13导出，进入再生器16内，催化剂烧焦再生后经由再生斜管12，掠过挡板11，流入流化床反应器3内继续与反应器内原料气体进行反应，完成过程循环。
上述技术方案中，，所述再生介质为空气，所述催化剂为SAPO-34，流化床反应器内反应条件为：反应压力以表压计为0-0.4MPa、平均温度为380-550℃、所述反应区的平均密度为40-200kg/m3、气相线速为1.0-10.0m/s，再生器内再生条件为：再生温度为600-700℃。
本发明所述补充气体管线为输送自下而上的气体管线。
由于甲醇制烯烃的反应过程中，反应器内的传热系数随着床层密度增加而增加，颗粒循环量的增大能够有效提高转化率，较高的床层浓度及高的颗粒循环流率能够使得该装置具有更广的适应能力以及较高的操作弹性。而本领域所公知的，现有技术中一般所用的上行流化床反应器，其特点在于由于颗粒饱和携带量的限制，导致循环系统的颗粒循环流率受到局限，同时流化床反应器内的颗粒浓度受限，且颗粒浓度轴向差异大(顶部稀、底部浓)，严重影响着反应效率。本发明装置中，其再生斜管内部安装的挡板11能够有效挡住由反应器倒灌的气体与颗粒，避免串气，从而有效提高催化剂颗粒的下料，进而提高循环流率；上行管5中相连的补充气体管线6中注入速度较高的气体(氮气、惰性气体、水蒸气、燃烧气)，目的是为了有效降低上行管5顶部的压力，流化床反应器3的底部原底部密相区由于压力平衡逐渐上升，如此使得流化床反应器3内的密相区升高，稀相区的浓度也有明显的提高，反应器内轴向颗粒浓度分布较为均匀，且催化剂颗粒循环量提高较为明显，反应器内的整体浓度与密度有明显提高。因此本发明装置能够有效提高反应器内的颗粒浓度与密度，提高颗粒循环流率，进而加大原料的处理量与反应效率。
采用本发明的技术方案：所述流化床反应器3的顶部设有上行管5，气固旋风分离器9位于沉降器7内，汽提器4与沉降器7底部相连，同时汽提器4通过换热管线2与流化床反应器3连接；上行管5的中段附近设有补充气体管线16，补充气体管线16位置位于距上行管5高度的底部的1/10-9/10的位置处，且其夹角与上行管5的锐角夹角为5-45°，四周可均布2-16个；挡板11位于再生斜管12的内壁上方，其位置距再生斜管12底部的距离为再生斜管12长度的1/50-1/2处，与再生斜管12的锐角倾角为5-60°；所述催化剂颗粒为SAPO-34分子筛；比现有技术中反应器中的轴向浓度分布的不均匀度(标准偏差)减小了7.9％，径向浓度分布的不均匀度(标准偏差)减小了32.1％，但最大循环速率提高了2.47倍，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1为本发明所述方法的流程示意图：
图1中，1为气体原料进料管线；2为换热管线；3为流化床反应器；4为汽提器；5为上行管；6为补充气体管线；7为沉降器；8为快分装置；9为气固旋风分离器；10为产物气出口管线；11为挡板；12为再生斜管；13为待生斜管；14为烟气出口管线；15为气固旋风分离器；16为再生器；17为再生器外取热器；18为再生介质进料管线。
图2为本发明所述再生斜管中的挡板示意图。
气体原料自管线1进入流化床反应器3中，与来自再生斜管12的催化剂颗粒混合后进行反应生成烯烃产物，同时形成待生催化剂。待生催化剂与反应产物经过上行管5，与从补充气体管线补充气体一起进入快分装置8。初步分离后，大部分待生催化剂在沉降器7中经沉降进入汽提器4，产物气夹带部分催化剂经过气固分离设备9再次分离，分离后的产物气由管线出口10引出。汽提器4中的待生催化剂经汽提后，一部分待生催化剂通过换热管线2进入流化床反应器3内；另一部分由待生立管13导出，进入再生器16内，催化剂烧焦再生后经由再生斜管12，掠过挡板11，流入流化床反应器3内继续与反应器内原料气体进行反应，完成过程循环。
下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
具体实施方式
【实施例1】
如图1所示的反应-再生装置为本实施例所采用的冷模实验装置的整体结构图，实验目的是验证本发明的新型装置对甲醇制烯烃反应器内的轴径向浓度分布的改进作用，以及反应器内颗粒浓度提高的可行性。实验所用流化床反应器内径为200mm，床高6m，上行管高度为4m，设定2个内径为20mm的补充气体管线在距上行管底部1m处位置，补充气体管线与上行管的角度为30°，不带挡板，催化剂颗粒采用SAPO-34，原料与再生介质为空气，线速为5.0m/s，实验所用流化气体由罗茨风机提供。
流化床内局部颗粒浓度与颗粒速度采用中科院过程所研制的PV-6型光纤浓度测试仪测量，颗粒循环流率通过料腿内颗粒循环量通过计算截面平均颗粒速度与颗粒浓度计算所得。测量所得反应器内最大颗粒循环流率为328kg/m2·s。浓度分布图如表1及表2所示。轴向上看，固含率范围为0.110-0.350，标准偏差为0.089，整体浓度分布较为均匀；径向上看，局部浓度与截面平均浓度的比值的标准偏差为0.234，径向浓度分布较为均匀，虽然也有着中间较稀边壁较浓的特征，但是整体较为平缓，与截面平均浓度的差别不是很大。
表1
表2
【实施例2】
如图1所示的反应-再生装置为本实施例所采用的冷模实验装置的整体结构图，实验目的是验证本发明的新型装置对甲醇制烯烃反应器内的轴径向浓度分布的改进作用，以及反应器内颗粒浓度提高的可行性。实验所用流化床反应器内径为200mm，床高6m，上行管高度为4m，在再生斜管的底端距离下料口300mm处设置一半圆形挡板，挡板面积为再生斜管截面积的2倍，挡板与再生斜管的角度为45°，催化剂颗粒采用SAPO-34，原料与再生介质为空气，线速为5.0m/s，实验所用流化气体由罗茨风机提供。
流化床内局部颗粒浓度与颗粒速度采用中科院过程所研制的PV-6型光纤浓度测试仪测量，颗粒循环流率通过料腿内颗粒循环量通过计算截面平均颗粒速度与颗粒浓度计算所得。测量所得反应器内最大颗粒循环流率为588kg/m2·s，优势非常明显。浓度分布图如表1及表2所示。轴向上看，固含率范围为0.110-0.370，标准偏差为0.097，整体浓度分布不太均匀；径向上看，局部浓度与截面平均浓度的比值的标准偏差为0.421，径向浓度分布较为不均匀。
【实施例3】
如图1所示的反应-再生装置为本实施例所采用的冷模实验装置的整体结构图，实验目的是验证本发明的新型装置对甲醇制烯烃反应器内的轴径向浓度分布的改进作用，以及反应器内颗粒浓度提高的可行性。实验所用流化床反应器内径为200mm，床高6m，上行管高度为4m，设定4个内径为10mm的补充气体管线在距上行管底部1m处位置，补充气体管线与上行管的角度为30°，在再生斜管的底端距离下料口300mm处设置一半圆形挡板，挡板面积为再生斜管截面积的2倍，挡板与再生斜管的角度为50°，催化剂颗粒采用SAPO-34，原料与再生介质为空气，线速为5.0m/s，实验所用流化气体由罗茨风机提供。
流化床内局部颗粒浓度与颗粒速度采用中科院过程所研制的PV-6型光纤浓度测试仪测量，颗粒循环流率通过料腿内颗粒循环量通过计算截面平均颗粒速度与颗粒浓度计算所得。测量所得反应器内最大颗粒循环流率为599kg/m2·s。浓度分布图如表1及表2所示。轴向上看，固含率范围为0.140-0.400，标准偏差为0.090，整体浓度分布较为均匀；径向上看，局部浓度与截面平均浓度的比值的标准偏差为0.281，径向浓度分布较为均匀。
【比较例1】
按照图1所示的反应-再生装置中，采用传统的无挡板无补充气体管线上行流化床进行试验，实验所用流化床反应器内径为200mm，床高6m，上行管高度为4m，催化剂颗粒采用SAPO-34，原料与再生介质为空气，线速为5.0m/s，实验所用流化气体由罗茨风机提供。实验所用流化气体由罗茨风机提供。局部颗粒浓度采用中科院过程所研制的PV-6型光纤浓度测试仪测量，颗粒循环流率通过料腿内颗粒循环量通过计算截面平均颗粒速度与颗粒浓度计算所得。测量所得反应器内最大颗粒循环流率为243kg/m2·s，较实施例1、2、3都低很多。浓度分布图如表1及表2所示，轴向上看，整体浓度分布较为不均匀，轴向浓度标准偏差为0.098，固含率范围为0.075-0.350；径向上看，径向浓度分布较为不均匀，局部浓度与截面平均浓度的比值的标准偏差为0.414。
显然，采用本发明的装置及方法，可以达到有效提高反应器内的颗粒浓度与密度，提高颗粒循环流率，加强传热交换，进而加大原料的处理量与反应效率，具有较大的技术优势，可用于甲醇制烯烃的工业生产中。

Claims (10)

1.一种甲醇制烯烃的反应-再生装置，主要设备包括：流化床反应器(3)、沉降器(7)、再生器(16)与催化剂输送管路，其中流化床反应器(3)上端缩径后与上行管(5)连通，上行管(5)中段与补充气体管线(6)连接，上行管(5)的末端为快分装置(8)；气固旋风分离器(9)位于沉降器(7)内，其上端设有出口管线(10)，汽提器(4)与沉降器(7)底部相连，同时汽提器(4)通过换热管线(2)与流化床反应器(3)连接，挡板(11)位于再生斜管(12)的内部，流化床反应器(3)与再生器(16)通过再生斜管(12)相连通，汽提器(4)通过待生斜管(13)与再生器相连通。
2.根据权利要求1所述甲醇制烯烃的反应-再生装置，其特征在于补充气体管线(6)的位置至上行管(5)底部的距离为上行管(5)高度的0.1-0.9。
3.根据权利要求1所述甲醇制烯烃的反应-再生装置，其特征在于补充气体管线(6)的直径为上行管(5)直径的0.02-1倍。
4.根据权利要求1所述甲醇制烯烃的反应-再生装置，其特征在于补充气体管线(6)与上行管(5)的锐角倾角为5-45°。
5.根据权利要求1所述甲醇制烯烃的反应-再生装置，其特征在于补充气体管线(6)设有2-16个。
6.根据权利要求1所述甲醇制烯烃的反应-再生装置，其特征在于挡板(11)与再生斜管(12)的内壁上方连接，其位置距再生斜管(12)底部的距离为再生斜管(12)长度的0.02-0.5处。
7.根据权利要求1所述甲醇制烯烃的反应-再生装置，其特征在于挡板(11)与再生斜管(12)的锐角倾角为5-60°；挡板(11)的形状可为矩形、半圆形或扇形。
8.根据权利要求1所述甲醇制烯烃的反应-再生装置，其特征在于挡板(11)的面积为再生斜管(12)的截面积的0.3-5倍。
9.一种甲醇制烯烃的方法，采用权利要求1～8的反应-再生装置，反应方法包括如下几个步骤：
(a)气体原料自管线(1)进入流化床反应器(3)中，与再生斜管(12)的催化剂颗粒混合后进行反应生成烯烃产物，同时形成待生催化剂，待生催化剂与反应产物经过上行管(5)，与从补充气体管线补充气体一起进入快分装置(8)；
(b)初步分离后，待生催化剂在沉降器(7)中经沉降进入汽提器(4)，产物气夹带部分催化剂经过气固分离设备(9)再次分离，分离后的产物气由管线出口(10)引出；
(c)汽提器(4)中的待生催化剂经汽提后，一部分待生催化剂通过换热管线(2)进入流化床反应器(3)内；另一部分由待生立管(13)导出，进入再生器(16)内，催化剂烧焦再生后经由再生斜管(12)，掠过挡板(11)，流入流化床反应器(3)内继续与反应器内原料气体进行反应，完成过程循环。
10.根据权利要求9所述的甲醇制烯烃的方法，其特征在于所述再生介质为空气，所述催化剂为SAPO-34，下行床反应器内反应条件为：反应压力以表压计为0-0.4MPa、平均温度为380-550℃、反应区的平均密度为40-200kg/m3、气相线速为1.0-10.0m/s，再生器内再生温度为600-700℃。
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