CN106045808B - 甲醇制烃类产品反应方法和装置 - Google Patents

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Abstract

一种甲醇转化制取烃类产品的反应方法和装置，采用流化床反应器；由反应后气体快速聚集引出，实现对反应的强制快速终止，减少副反应发生；通过催化剂预分离和旋风分离相结合的催化剂分离的合理分配，实现降低气固分离中的催化剂破碎；对催化剂分离部分回收的催化剂采用溢流方式输送，避免了输送环节的催化剂破碎；最终降低催化剂的损耗。

Description

甲醇制烃类产品反应方法和装置
技术领域
本发明涉及一种流化床甲醇制烃类技术反应方法，尤其是适用于催化剂价格高、需要控制催化剂破碎少、催化剂排放少的反应过程。
背景技术
甲醇制取烯烃或芳烃等是煤化工的重要工艺技术，得到了各国的高度重视。很多甲醇制取烯烃或芳烃反应采用气固流化床或循环流化床反应装置。
目前甲醇制烃类产品技术，如DMTO，SMTO，FMTP，FMTA，采用流化床反应技术，使用的催化剂为微球型，平均直径约50~60微米。流化床甲醇制烯烃反应工程方面目前很多借鉴FCC技术。但甲醇制烯烃与FCC的条件有许多不同，反应过程产生热量，催化剂昂贵。甲醇流化床转化制烯烃催化剂价格昂贵，催化剂是操作成本的重要部分。以180万吨甲醇加工量的装置为例，对应每吨甲醇进料即使减少0.1公斤的化剂消耗量，就大致相当于降低3600万元/年的操作费用。
为了降低催化剂消耗，工程设计中在“破碎后的微细粉催化剂回收”方面采取了增加催化剂回收设备的方法。
通常把反应再生过程催化剂排放流失归结为气固分离设备的效率这样的设备方面，通过采用“高效分离设备”，或增加分离设备解决；并且甲醇制烯烃技术基本使用FCC过程的气固分离技术。由于FCC催化剂价格比较低，催化剂的跑损造成的主要是环保问题，经济损失并不显著。甲醇制烯烃过程催化剂价格约为FCC的十倍，催化剂跑损的经济性更加突出。
已有技术中气固分离设备以分离效率高为目标，气固分离技术设计也按效率最高的条件进行。没有考虑分离过程中的催化剂破碎问题。
其实催化剂排放流失更重要的原因可能是装置运行过程中造成催化剂破碎偏多，尤其是气固分离过程本身同时造成破碎，增加了催化剂回收难度。已有气固分离设备，如旋分器、快分等，气体流速在15m/s～25m/s，并且是旋转流动。在气固分离过程中离心力的作用使催化剂发生相互和与固体材料的碰撞，必然造成催化剂磨损破碎。并且旋分器、快分等很难回收小于15微米以下的碎颗粒。为了降低催化剂损耗，洛阳工程公司在DMTO反应器外单独设置了通常在FCC再生器才使用的“第三级旋分器”，进一步回收10微米以上的小催化剂颗粒，另外还在产品气洗涤环节设置了洗涤水除尘设备，目的是进一步回收微小颗粒的催化剂，提高催化剂回收率，降低催化剂损耗。
对气固流化床反应器把催化剂破碎控制好会明显降低催化剂跑损率，并且气固分离设备问题就变的简单了。控制和降低催化剂破碎是工程上应当考虑解决的问题，对甲醇制烯烃技术也有明显的效益。
在流化床中，气体离开流化床反应区后仍会携带催化剂。为了控制催化剂的排放量、提高旋风分离器的催化剂回收，需要在反应流化床与气固分离设备入口间留有较远的距离使携带的催化剂沉降，携带催化剂量减少，这期间自然存在催化剂和气体介质的继续接触反应，造成流化床反应过程反应终止控制困难、实际反应时间不确定，导致副反应增加。
发明目的
本发明的目的是提供一种能快速终止反应、使副反应时间缩短，并降低催化剂破碎和催化剂排放量的流化床甲醇制烃类反应方法。
发明内容
本发明的甲醇转化制取烃类产品反应方法，具体经过如下几个环节实现反应过程：
反应介质在流化床底部从分布器进入流化床，流化床的气体流速低于快速流化床或循环流化床的起始值，优化的按流化床横截面计算的表观流速0.6~1.1m/s，在流化床完成反应后向上进入反应终止气体快速集结引出区和催化剂预分离区，分离出大部分气体携带的催化剂；然后气体介质进入旋风分离器继续分离催化剂，最后气体进入集气室，从出口流出。
反应介质为甲醇时，流化床的反应温度为480℃至520℃，流化床内的当量反应时间1.5秒至3.0秒，流化床催化剂密相区高度1.5米至3.5米；反应介质为催化剂再生过程的含氧气体时，流化床的反应温度为600℃至700℃。
未反应或再生后的催化剂从催化剂入口进入流化床反应区，反应后的催化剂从催化剂出口流出，维持流化床内的催化剂量稳定。
流化床设置取热设施，控制反应温度。
使用微球型、平均颗粒直径50微米到60微米的催化剂。
本方法对甲醇转化反应和催化剂再生均可使用。
本发明的反应装置，由壳体、反应流化床反应器、流化床取热、反应终止即反应后气体快速聚集引出设备、催化剂预分离器、催化剂旋风分离部分、催化剂循环管部分组成；流化床在最下方；反应后气体快速聚集引出设备为一个设在反应装置中心区的锥体和气体输送管组成，该锥体下沿在流化床反应区以上2米至6米，气体输送管在锥体内部，直径按气体流速不大于15米/秒设计；催化剂预分离器设在气体快速引出设备气体输送管外，由预分离旋流器、外壳体和预分离气体输送管组成，气体输送管在外壳体顶部；催化剂预分离器气体输送管出口直接与旋风分离部分旋风分离器入口连接。
反应后气体快速聚集引出设备把反应装置隔离成上下两个部分，上方为催化剂分离区，下方为反应区和反应终止气体快速聚集引出区；催化剂预分离器和旋风分离部分分离出的催化剂进入催化剂分离区底部的反应后气体快速聚集引出锥体上方的催化剂区，从催化剂管道返回流化床反应区或送出装置外。
为减少催化剂破碎，各催化剂分离器根据催化剂含量按不同的条件和分离效率设计，催化剂含量高的部分采用低流速、低分离效率设计，随着催化剂含量的降低，依次增加分离器的气体流速和分离效率，使分离效率和破碎得到更好的平衡；具体的是，催化剂预分离器采用低流速条件，一级旋风分离器采用中流速条件，二级旋风分离器采用高流速条件。
反应后气体快速聚集引出区锥体上的催化剂区的催化剂管道采用溢流设计，实现催化剂区的催化剂量稳定，多出的催化剂全部随时流出；返回流化床的催化剂管道设置在装置壳体外或内部。
催化剂预分离器外壳体下端与反应后气体快速聚集引出壳体间设有催化剂流动通道，供预分离出的催化剂流入催化剂区。
旋风分离部分设置一级或直接串联的两级旋风分离器，优先的设置两级旋风分离器，每级按总气体量分成并列的多个旋风分离器，旋风分离器出口与集气室隔板或下一级旋风分离器入口连接。
旋风分离器的催化剂输送管也称料腿下端设置在流化床反应区或气体快速聚集引出锥体上的催化剂区。
在旋风分离器入口设置气体排除管，该管上端与旋风分离器入口连接，下端在气体快速聚集引出锥体上方的催化剂区上方，使反应终止气体快速聚集引出锥体上催化剂区以及旋风分离器催化剂携带下来的气体从该管进入旋风分离器。
预分离旋流器由多个轴向旋转的通道组成，均匀设置在反应后气体快速聚集引出输送管上。
流化床反应区设置内取热管或外取热器，控制流化床反应器的温度。
发明的效果
本发明的方法和装置，实现对流化床反应器反应的强制快速终止，减少副反应发生；还通过催化剂预分离和旋风分离相结合的方法，合理分配催化剂分离方法，实现降低气固分离过程中的催化剂破碎，催化剂含量高的部分采用破碎率低的预分离，对催化剂含量低的气体再采用分离效率高但破碎多的旋风分离器分离；对催化剂分离部分回收的催化剂采用溢流方式输送，避免了输送环节的催化剂破碎；最终降低催化剂的损耗。
附图说明
图1 一种甲醇制取烃类产品的反应方法和装置示意图。
图2 在催化剂分离区催化剂区引出催化剂的装置示意图。
图3 设置外取热器的方法和装置示意图。
图4 采用一级旋风分离器的装置示意图。
图5 预分离器示意图。
图中标号说明
1流化床反应器，11反应原料入口，12反应原料分布器，13流化床催化剂入口，14催化剂排出口，15催化剂返回管，16取热管，17反应器壳体，2催化剂预分离器壳体，21气体快速聚集引出输送管，22旋流器，23催化剂溢流口，24催化剂预分离区气体输送管，25气体快速聚集引出锥体，3催化剂分离区壳体，31一级旋风分离器，31A一级旋风分离器入口，31B一级旋风分离器出口，31C一级旋风分离器催化剂输送管或料腿，32二级旋风分离器，32A二级旋风分离器入口，32B二级旋风分离器出口，32C二级旋风分离器催化剂输送管或料腿，33气体集合管，34气体管，37集气室隔板，38反应气体出口，4外取热器，Y反应原料，H取热介质，HB加热后的取热介质，P反应产品气体，C1进入流化床反应器的催化剂，C2送出装置的催化剂，G气体介质，FB流化床反应区，S1催化剂预分离区，S1A催化剂区，S2催化剂旋风分离器区，S3集气室，a、b预分离器旋流器入口角度，R1、R2旋流器曲率半径。
下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步详细的说明，旨在帮助读者理解本发明的特点和实质，但附图和具体实施方式内容并不限制本发明的可实施范围。
具体实施方式
以甲醇制取烃类反应为例说明本发明的实施过程。
达到要求的再生催化剂C1从入口13进入进入反应器1，换热后的反应原料甲醇Y从入口11经过分布器12均匀的进入流化床反应区FB，使催化剂C1流化并进行反应；反应区FB按常规流化床状态操作,气体流速要低于快速流化床或循环流化床的流速，完成反应后，反应气体直接进入反应终止气体快速聚集引出区锥体25和输送管21，在21出口进入旋流器22，在旋流器22内经旋转后进入预分离器壳体2实现催化剂的预分离，分离出的催化剂靠重力流入气体快速聚集引出锥体上的催化剂区S1A，气体在输送管24内向上从入口31A流入一级旋风分离器31，分离出催化剂后，气体从一级旋风分离器出口31B直接从入口32A进入二级旋风分离器32继续分离催化剂，最后经二级旋风分离器32出口32B和集气室S3从出口38流出；为了使二级旋风分离器负荷均匀，一级旋风分离器出口的气体先进入气体集合管33然后在从33进入二级旋风分离器32的入口32A；旋风分离器回收的催化剂从催化剂输送管31C、32C进入催化剂区S1A,催化剂区S1A的催化剂经溢流口23从返回管15返回的流化床反应区或直接从催化剂出口14流出，流化床内反应过的催化剂C2连续从出口14流出，维持流化床FB发催化剂量稳定；流化床反应器的催化剂循环量根据需要的反应区催化剂的含碳量控制，一般为60/小时至100吨/小时。
反应介质分布器12设置在流化床反应器底部；旋风分离器采用并联多组设计，每组旋风分离器直径一般不大于1.5米；催化剂预分离部分的旋流分离器气体入口流速按5米/秒至12米/秒设计，出口气体流速按8米/秒至15米/秒设计；一级旋风分离器气体入口流速按12米/秒至16米/秒设计，二级旋风分离器气体入口流速按18米/秒至25米/秒设计，一般专业技术人员具有设计能力。
旋风分离器催化剂和预分离器催化剂携带到催化剂分离区的气体从气体管34进入一级旋风分离器入口或二级旋风分离器入口。
实施例
甲醇制烯烃反应。甲醇进料180万吨/年，产品为乙烯和丙烯。
反应条件和装置参数：
反应时间，2.5秒，反应温度495℃，反应压力0.13MPaG，流化床气体表观流速0.8米/秒，流化床层至催化剂预分离器旋流器入口中心气体停留时间4秒，催化剂进出量80吨/小时，流化床催化剂床层高度进料分布器以上2米；流化床反应器进料分布器以上高度4米，反应后气体快速聚集引出椎体下沿距原料分布器4米，反应后气体快速聚集引出气体输送管流速12米/秒；设置一个催化剂预分离器，催化剂预分离器旋流器入口气体流速5米/秒、出口9米/秒；预分离器气体输送管流速15米/秒；设置两级旋风分离器，一级气体入口流速15米/秒，二级旋风分离器气体入口流速21米/秒；一级和二级旋风分离器均设置15组；在设置两个气体管用来引出催化剂分离区的气体介质，该气体管下入口段在催化剂分离区底部的催化剂区上方3米处，上端直接与两个一级旋风分离器入口连接；设置外取热器，取热负荷15000KW，外取热器用于生产4.0MPa的饱和蒸汽；外取热器用蒸汽流化。

Claims (6)

1.一种甲醇转化制取烃类产品的反应方法，反应介质以催化剂流化床状态进行转化反应，催化剂流化床的气体流速低于快速流化床或循环流化床的起始值，按流化床横截面计算的表观流速0.6~1.1m/s，在流化床完成反应后通过气体快速集结引出区对反应进行快速终止；然后气体进入催化剂预分离区，分离出大部分携带的催化剂；然后气体介质进入旋风分离器继续分离催化剂，最后气体进入集气室，从出口流出；
反应介质为甲醇时，流化床的反应温度为480℃至520℃，流化床内的反应时间1.5秒至3.0秒，流化床催化剂密相区高度1.5米至3.5米；反应介质为催化剂再生过程的含氧气体时，流化床的反应温度为600℃至700℃；
未反应或再生后的催化剂在流化床反应区从催化剂入口进入流化床反应区，反应后的催化剂从催化剂出口流出，维持流化床内的催化剂量稳定；
催化剂预分离区和旋风分离器分离出的催化剂从催化剂返回管返回流化床反应区或直接流出；
流化床设置取热设施，控制反应温度；
使用微球型、平均颗粒直径50微米到60微米的催化剂；
使用的装置由壳体、流化床反应器、流化床取热、反应终止即反应后气体快速聚集引出设备、催化剂预分离器、催化剂旋风分离部分、催化剂循环进出口部分组成；反应流化床在最下方；反应后气体快速聚集引出设备由一个设在反应装置中心区的锥体和气体输送管组成，该锥体下沿在反应流化床区以上2米至6米，上沿即出口设置气体快速聚集引出气体输送管；催化剂预分离器设在气体快速聚集引出设备气体输送管出口外，由预分离旋流器、外壳体和预分离气体输送管组成，气体输送管在外壳体顶部；催化剂预分离器气体输送管出口直接与旋风分离部分旋风分离器入口连接；
反应后气体快速聚集引出设备把反应装置隔离成上下两个部分，上方为催化剂分离区，下方为反应区和反应终止气体快速聚集引出区；催化剂分离区的催化剂预分离器和旋风分离部分分离出的催化剂进入催化剂分离区底部的反应后气体快速聚集引出锥体上方的催化剂区，从催化剂返回管返回流化床反应区或送出装置外；
各催化剂分离器根据催化剂含量按不同的条件和分离效率设计，催化剂含量高的部分采用低流速、低分离效率设计，随着催化剂含量的降低，依次增加分离器的气体流速和分离效率，使分离效率和破碎得到更好的平衡；催化剂预分离器采用低流速条件，一级旋风分离器采用中流速条件，二级旋风分离器采用高流速条件；
催化剂预分离器外壳体下端与反应后气体快速聚集引出锥体间设有催化剂流动通道，供预分离器分离出的催化剂流入催化剂区；
旋风分离部分设置直接串联的两级旋风分离器，每级按总气体量分成并列的多个旋风分离器，旋风分离器出口与集气室隔板或下一级旋风分离器入口连接。
2.如权利要求1所述的甲醇转化制取烃类产品的反应方法，其特征在于，反应后气体快速聚集引出区锥体上的催化剂区的催化剂返回管采用溢流设计，实现催化剂区的催化剂量稳定，多出的催化剂全部随时流出；返回流化床的催化剂管道设置在装置壳体外或内部。
3.如权利要求2所述的甲醇转化制取烃类产品的反应方法，其特征在于，旋风分离器的催化剂输送管也称料腿下端设置在流化床反应区或气体快速聚集引出锥体上的催化剂区。
4.如权利要求2所述的甲醇转化制取烃类产品的反应方法，其特征在于，在部分旋风分离器入口设置气体管，该管上端与旋风分离器入口连接，下端在气体快速聚集引出锥体上方的催化剂区上方，使反应终止气体快速聚集引出锥体上催化剂区以及旋风分离器催化剂携带下来的气体从该管进入旋风分离器。
5.如权利要求2所述的甲醇转化制取烃类产品的反应方法，其特征在于，预分离旋流器由多个轴向旋转的通道组成，均匀设置在反应后气体快速聚集引出输送管上。
6.如权利要求2所述的甲醇转化制取烃类产品的反应方法，其特征在于，流化床反应区设置内取热管或外取热器，控制流化床反应器的温度。
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