一种石油化工流化床反应器及其用途

摘要

本发明提供一种石油化工流化床反应器及其用途，所述石油化工流化床反应器的反应器壳体包括顺次自下而上同轴连通的密相段、扩大段和稀相段，所述密相段设置有催化剂床层，所述密相段的内壁上设置有第一换热器，所述稀相段和/或扩大段设置有第二换热器，所述第一换热器入口与原料罐连通，所述第一换热器出口与第二换热器入口连通，所述第二换热器出口与反应器底部的进料分布器入口连通。本发明流化床反应器通过减小反应器内侧、上部空间，同时降低反应器内侧、上部的温度，进而减少副反应的发生，以提高目的产物(如乙烯、丙烯)选择性及收率。

说明书

技术领域

本发明涉及石油化工技术，尤其涉及一种石油化工流化床反应器及其用途。

背景技术

流化床是指将大量固体颗粒悬浮于运动的流体之中，从而使颗粒具有流体的某些表观特征。这种流固接触状态称为固体流态化，即流化床，流化床广泛的用于石油化工领域。

低碳烯烃(乙烯和丙烯等)是石油化工基本原料。目前乙烯主要由石脑油蒸汽裂解生产。由于石油资源短缺由石脑油生产乙烯的成本越来越高。国内外正积极开发原料更丰富的乙烯生产工艺。其中用甲醇生产乙烯和丙烯的研究已取得实质性进展，并有多件专利公开，如ZL00137259.9、ZL92109905.3、ZL96115333.4、ZL00815363.2、ZL03821995.6、CN101318868A等。

甲醇制取烯烃工艺(MTO)具有：反应速度快(仅为1.5～3秒)、放热量大和醇剂比低的特点。在实际生产中需要严格控制反应时间，以达到预期的烯烃选择性及烯烃收率。密相流化床是甲醇制取低碳烯烃的主要反应设备，目前的流化床反应器内催化剂床层的密相料面至一级旋风分离器入口有12～22m的距离，气相产物离开反应器催化剂床层的密相料面后携带部分催化剂缓慢向流化床反应器上方流动，经过12～21m的自由空间，耗时达15～30s，该时间段内副反应偏多，偏离最佳操作条件使目的产物(乙烯、丙烯)选择性和产率下降；同时气相产物经外部换热器取热，回收反应气热量，气相产物携带的催化剂细分易造成外部换热器的堵塞，影响整个装置的经济效益。

发明内容

本发明的目的在于，针对上述现有密相流化床反应器在用于甲醇制取低碳烯烃时，存在副反应较多和反应器热量回收不合理的问题，提出一种流化床反应器，该流化床反应器通过减小反应器内侧、上部空间，同时降低反应器内侧、上部的温度，进而减少副反应的发生，以提高目的产物(乙烯、丙烯)选择性及收率。

为实现上述目的，本发明采用的技术方案是：一种石油化工流化床反应器，反应器壳体包括顺次自下而上同轴连通的密相段、扩大段和稀相段，所述密相段设置有催化剂床层，所述密相段的内壁上设置有第一换热器，所述稀相段和/或扩大段内壁上设置有第二换热器，所述第一换热器入口与原料罐连通，所述第一换热器出口与第二换热器入口连通，所述第二换热器出口与反应器壳体底部的进料分布器入口连通。所述密相段、扩大段和稀相段的高度比为5～10：2～9：10～18。所述密相段、扩大段和稀相段的内径比为1：2-3。

进一步地，所述第一换热器为(均匀)设置在密相段内壁周向的第一盘管换热器，所述第一盘管换热器包括多根平行、均布的换热管，所述换热管沿密相段内壁自上而下设置，所述换热管的入口设置在下方，所述换热管的出口设置在上方。所述换热管为3-10组。

进一步地，所述第二换热器包括第二盘管换热器和/或指套式换热器；

所述第二盘管换热器固定在稀相段和/或扩大段的内壁上，所述第二盘管换热器包括多根平行、均布的换热管，所述换热管沿稀相段和/或扩大段内壁自上而下设置，换热管的入口设置在上方，出口设置在下方。

所述指套式换热器设置在稀相段和扩大段，所述指套式换热器的一端固定在流化床反应器顶端；所述指套式换热器包括多根平行设置的指套式换热管，所述指套式换热管与流化床反应器轴向平行。

所述指套式换热器由一组或多组指套式换热管组成，所述指套式换热器定位中心线为流化床反应器轴向中心线，采用等边三角形均布。

所述的指套式换热管包括套设的内管和外管，所述反应器壳体内外管底端为圆锥结构，所述内管底端与外管底端不连接，内管与外管水平截面为同心圆。

进一步地，所述指套式换热器的入口与设置在反应器壳体顶部的原料气入口连通、所述指套式换热器的出口与设置在反应器壳体顶部的原料气出口连通，所述原料气出口与流化床反应器的进料分布器连通。

进一步地，所述反应器壳体顶部设置有与原料气入口连通的原料气入口集气室，所述指套式换热器的入口(位于内管)与原料气入口集气室连通；所述反应器壳体顶部设置有与原料气出口连通的原料气出口集气室，所述指套式换热器的出口(位于内管与外管的间隙)，与原料气出口集气室连通。

进一步地，所述稀相段设置有导流板，所述导流板为通过支架与稀相段内壁固定的锥筒，所述锥筒套设在指套式换热器下段，所述锥筒的开口向下，即所述锥筒的开口朝向密相段；所述锥筒顶部与指套式换热管外壁间隔有一定距离，所述锥筒开口边缘与稀相段内壁间隔有一定距离。

进一步地，所述反应器壳体内侧的上部设置有旋风分离器，所述旋风分离器包括顺次连接的一级旋风分离器和二级旋风分离器，所述旋风分离器的下部有料腿和翼阀。所述，反应器壳体顶部设置有产品气集气室，所述一级旋风分离器气体出口与二级旋风分离器入口连接，二级旋风分离器气体出口与产品气集气室连接。

进一步地，所述锥筒的锥度为60-170°，优选为90-150°，所述锥筒顶部与指套式换热管外壁的间距为0.3～0.8m，所述锥筒开口边缘与稀相段内壁的间距为0.1～0.2m；所述导流板底缘距催化剂上平面2～6m，优选为3-5m。

进一步地，所述导流板上开设有与旋风分离器料腿配合的通孔，所述通孔与旋风分离器料腿间设置有柔性密封圈，可使旋风分离器料腿自由伸缩。

本发明的另一个目的还公开了一种上述石油化工流化床反应器在甲醇制取低碳烯烃领域的用途。

本发明的另一个目的还公开了一种石油化工流化床反应器的反应工艺，包括以下步骤：

(1)原料气经过第一换热器和第二换热器的预热后，自进料分布器进入流化床反应器的密相段，在位于密相段的催化剂床层内发生反应，气相产物与第一换热器内的原料换热；

(2)反应产生的气相产物流经扩大段和稀相段与第二换热器中的原料换热；

(3)气相产物经旋风分离器分离后，进入下游烯烃分离装置分离纯化。

进一步地，当流化床反应器内设置有导流板时，气相产物中携带的催化剂粉末在导流板作用下沉降，返回催化剂床层。

采用上述石油化工流化床反应器甲醇制取低碳烯烃的工艺，包括以下步骤：原料气(甲醇)从进料分布器进入密相流化床底部，经催化剂床层向上流动。催化剂床层高度根据优化的反应时间确定，原料气经过催化剂床层后转化为乙烯、丙烯等产物，然后离开流化床料面继续向上流动，经过3～6m的自由空间后经反应气导流板强制气固分离，反应气分成两部分，一部分反应气由导流板顶部与指套式换热管外壁的间隙，取走部分反应气热量；另一部分反应气由导流板与反应器内壁环隙进入反应器上部，经第二换热器取走部分热量。由于催化剂经由反应气导流板进行一次气固分离，可有效降低导流板上部催化剂密度，降低反应气二次反应的概率；经过第二换热器和指套式换热器的去热，反应气的温度可以降低100～150℃，降低反应气二次反应的速度；由于指套式换热器占据了部分反应器空间，能提高反应气流速，使气相产物在反应器中停留时间大为缩短。

本发明流化床反应器结构科学、合理，采用该反应器的反应方法简单、易行，与现有技术相比较至少具有以下优点：

1、在石油化工流化床反应器上部设置第二换热器和指套式换热器，取走反应气部分热量，降低反应器上部温度，使气相产物能够快速、短时间流动至旋风分离器，减少二次反应的发生。

2、在反应器中部设置反应气导流板，进行强制气固分离，使反应气充分通过第二换热器和指套式换热器，降低反应器上部催化剂密度，减少二次反应的发生。

携带催化剂细粉的反应气不再经过除气固分离设备以外的其他设备，因此不会造成堵塞。

3、可使反应器上部气体温度降低100～150℃，降低反应器上部催化剂密度，停留时间比目前常规流化床反应器降低20～30％，使反应时间更靠近最佳操作条件，从而提高目的产物(如乙烯、丙烯)选择性及烯烃收率，降低下游设备的投资，提高装置的经济效益。

附图说明

图1为实施例1流化床反应器的结构示意图。

1-反应器密相段，2-反应器扩大段，3-反应器稀向段，4-进料分布器，5-第一盘管换热器，6-第二盘管换热器，7-指套式换热器，8-反应气导流板，9-产品气出口，10-产品气集气室，11-二级旋风分离器，12-一级旋风分离器。

具体实施方式

以下结合实施例对本发明进一步说明：

实施例1

本实施例公开了一种石油化工流化床反应器，为一种密相流化床反应器，其结构如图1所示，反应器壳体包括自下而上顺次同轴连接的密相段1、扩大段2和稀相段3。其中，所述石油化工流化床反应器下部、直径较小的部分为密相段1，高度为5～10m；流化床反应器上部、直径较大的部分为稀相段3，高度为10～18m；连接密相段和扩大段的变径段为扩大段2(也称过渡段)，高度为2～9m。

流化床反应器底部设置有原料气进料口和催化剂出口，流化床反应器中部设有催化剂入口。流化床反应器内侧的底部设有多个进料分布器4，进料分布器入口与第二盘管换热器6出口和指套式换热器7出口连通；所述密相段进料分布器上方设置有催化剂床层，所述反应器壳体内侧的上部设置有旋风分离器，所述旋风分离器包括顺次连接的一级旋风分离器和二级旋风分离器，所述旋风分离器的下部有料腿和翼阀。

所述密相段的内壁上设置有第一换热器，所述稀相段和扩大段内壁上设置有第二换热器，所述第一换热器入口与原料罐连通，所述第一换热器出口与第二换热器入口连通，所述第二换热器出口与反应器壳体底部的进料分布器4入口连通。

所述第一换热器为均匀设置在密相段内壁周向的第一盘管换热器，所述第一盘管换热器包括多根平行、均布的换热管，所述换热管沿密相段内壁自上而下设置，所述换热管的入口设置在下方，所述换热管的出口设置在上方。

本实施例所述第二换热器包括第二盘管换热器6和指套式换热器7；

所述第二盘管换热器固定在扩大段和稀相段的内壁上，所述第二盘管换热器包括多根平行、均布的换热管，所述换热管沿稀相段和/或扩大段内壁自上而下设置，换热管的入口设置在上方，出口设置在下方。

所述指套式换热器设置在扩大段和稀相段内部，所述指套式换热器的一端固定在流化床反应器顶端；所述指套式换热器包括多根平行设置的指套式换热管，所述指套式换热管与流化床反应器轴向平行。所述指套式换热器由一组或多组指套式换热管组成，所述指套式换热器定位中心线为流化床反应器轴向中心线，采用等边三角形均布。所述的指套式换热管包括套设的内管和外管，所述反应器壳体内外管底端为圆锥结构，所述内管底端与外管底端不连接，内管与外管水平截面为同心圆。所述指套式换热器的入口与设置在反应器壳体顶部的原料气入口(甲醇蒸汽入口)连通、所述指套式换热器的出口与设置在反应器壳体顶部的原料气出口(甲醇蒸汽出口)连通，所述原料气出口与流化床反应器的进料分布器连通。

所述稀相段设置有导流板，所述导流板为通过支架与稀相段内壁固定的锥筒，即锥筒通过支架支撑在器壁上，所述锥筒套设在指套式换热器下段，所述锥筒的开口向下，即所述锥筒的开口朝向密相段；所述锥筒顶部与指套式换热管外壁间隔有一定距离，所述锥筒开口边缘与稀相段内壁间隔有一定距离。所述锥筒的锥度为70°，所述锥筒顶部与指套式换热管外壁的间距为0.3～0.8m，所述锥筒开口边缘与稀相段内壁的间距为0.1～0.2m；所述导流板底缘距催化剂上平面2～6m。所述导流板上开设有与旋风分离器料腿配合的通孔，所述通孔与旋风分离器料腿间存有柔性密封圈，可使旋风分离器料腿自由伸缩。

本实施例公开了一种石油化工流化床反应器的工作原理如下：甲醇原料气从原料气进料口进入，经进料分布器进入密相流化床底部，经催化剂床层向上流动。催化剂床层高度根据优化的反应时间确定，甲醇原料气经过催化剂床层后转化为乙烯、丙烯等产物，然后离开流化床料面继续向上流动，反应过程放出的部分热量由设置在反应器壳体下部的第一换热器5取走。气相产物经过2～6m的自由空间后经反应气导流板强制气固分离，使部分催化剂细粉沉降。气相产物分成两部分，一部分气相产物由导流板顶部与指套式换热管外壁的间隙进入指套式换热器外侧，取走部分反应气热量；另一部分气相产物由导流板与反应器内壁环隙进入反应器上部，经第二换热器取走部分热量。经过取热的气相产物进入一级旋风分离器12和二级旋风分离器11，分离下来的催化剂经旋风分离器料腿返回催化剂密相床层，净化后的气相产物进入产品气集气室10，最后从产品气出口9离开反应器进入下游烯烃分离装置分离纯化。

由于催化剂经由反应气导流板进行一次气固分离，可有效降低导流板上部催化剂密度，降低反应气二次反应的概率；经过第二换热器和指套式换热器的去热，反应气的温度可以降低100～150℃，降低反应气二次反应的速度；由于指套式换热器占据了部分反应器空间，能提高反应气流速，使气相产物在反应器中停留时间大为缩短。

实施例2

本实施例公开了一种石油化工流化床反应器，其与实施例1结构基本相同，不同的是本实施例第二换热器设置在扩大段内壁上，所述第二换热器仅包括第二盘管换热器。

实施例3

本实施例公开了一种石油化工流化床反应器，其与实施例1结构基本相同，不同的是本实施例第二换热器设置在稀相段内壁上，所述第二换热器仅包括指套式换热器。

最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的范围。