27萬噸年丙烷資源化利用項目3-2反應(yīng)器設(shè)計說明書

石化27萬噸/年丙烷資源化利用項目反應(yīng)器設(shè)計說明書Onepiece團(tuán)隊第一章概述化學(xué)反應(yīng)過程和反應(yīng)器是化工生產(chǎn)流程的中心環(huán)節(jié)，反應(yīng)器的設(shè)計往往占有重要的地位。一個適合反應(yīng)體系的反應(yīng)器可大大提高目標(biāo)產(chǎn)物的轉(zhuǎn)化率且能保證穩(wěn)定的操作環(huán)境。反應(yīng)器的設(shè)計主要包括：反應(yīng)器選型；確定合適的工藝條件；確定實現(xiàn)這些工藝條件所需的技術(shù)措施；確定反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)尺寸；確定必要的控制手段。本反應(yīng)器主要針對的是丙烷用二氧化碳氧化脫氫生成丙烯的反應(yīng)，該反應(yīng)的高效反應(yīng)溫度在530℃左右，反應(yīng)壓力為1.2bar。而該反應(yīng)器設(shè)計兩個最主要的難點也是這個反應(yīng)兩個最大的特點是：（1）反應(yīng)為吸熱反應(yīng)，且允許反應(yīng)溫度范圍較窄，溫度過低會導(dǎo)致反應(yīng)速率過低，溫度過高則導(dǎo)致丙烷過度氧化和丙烷裂解等副反應(yīng)加劇；（2）催化劑容易結(jié)焦失活，而連續(xù)工業(yè)化不允許頻繁停車來更換催化劑，否則會導(dǎo)致產(chǎn)品質(zhì)量的不穩(wěn)定以及額外的能量與原料消耗。針對上述兩個反應(yīng)特點，項目組創(chuàng)新性地設(shè)計了恒溫提升管循環(huán)流化床反應(yīng)器（見圖1-1）。該反應(yīng)器實現(xiàn)了沿程加熱功能，使反應(yīng)體系溫度保持在530℃的高效低副產(chǎn)反應(yīng)溫度范圍，同時通過精密的循環(huán)控制系統(tǒng)，使氧化脫氫和快速燒焦加熱分別在不同系統(tǒng)進(jìn)行，并通過循環(huán)耦合，形成一個再生循環(huán)系統(tǒng)，來實現(xiàn)生產(chǎn)和催化劑再生的一體化，維持流化床內(nèi)催化劑量穩(wěn)定，不但解決催化劑失活問題，而且生產(chǎn)能力大、生產(chǎn)效率高，實現(xiàn)了生產(chǎn)過程連續(xù)化。圖1-1反應(yīng)器結(jié)構(gòu)示意圖第二章主反應(yīng)機(jī)理及動力學(xué)該反應(yīng)器主要針對的是ODP法丙烷用二氧化碳氧化脫氫制備丙烯，該反應(yīng)是一個連串反應(yīng)，第一步反應(yīng)為丙烷在Cr/Msu-1催化劑作用下脫氫反應(yīng)，第二步中產(chǎn)生的氫氣與二氧化碳發(fā)生逆水煤氣反應(yīng)，以此來消除熱力學(xué)上平衡限制，從而使反應(yīng)往丙烯方向進(jìn)行，具體過程如下反應(yīng)式所示：上述兩步反應(yīng)可寫成一個連串反應(yīng)，反應(yīng)式如下：2.1反應(yīng)機(jī)理無氧化劑存在下的催化脫氫反應(yīng)機(jī)理：圖2-1無氧化劑存在下的催化脫氫反應(yīng)機(jī)理圖催化劑作用下的逆水煤氣轉(zhuǎn)化反應(yīng)機(jī)理：圖2-2催化劑作用下的逆水煤氣轉(zhuǎn)化反應(yīng)機(jī)理圖二氧化碳下氧化脫氫(ODH)反應(yīng)機(jī)理：圖2-3二氧化碳下氧化脫氫(ODH)反應(yīng)機(jī)理圖2.2動力學(xué)方程關(guān)于丙烷脫氫反應(yīng)制備丙烯的動力學(xué)在國內(nèi)已經(jīng)有較多報道。但這些文獻(xiàn)的報道大部分集中在丙烷的催化脫氫反應(yīng)體系，研究氧化脫氫制備丙烯的動力學(xué)的文獻(xiàn)較少。且文獻(xiàn)提出的動力學(xué)方程形式各不相同。北京化工大學(xué)的HaitaoLiu,ZhaoZhang,HuiquanLi,QingzeHuang等使用無梯度反應(yīng)器研究了丙烷在CO2下的氧化脫氫反應(yīng)，參考Langmuir-Hinshelwood反應(yīng)機(jī)理提出了提出了吸附態(tài)CO2和氣態(tài)丙烷反應(yīng)的反應(yīng)機(jī)理，實驗在無梯度反應(yīng)器中進(jìn)行，實驗前消除了內(nèi)外擴(kuò)散的影響，同時無梯度反應(yīng)器中進(jìn)行的反應(yīng)轉(zhuǎn)化率較低，在11%左右，熱效應(yīng)可忽略不計，實驗?zāi)軌蜉^好地揭示反應(yīng)的本征動力學(xué)規(guī)律。提出了本征動力學(xué)方程為：其中：k=kmol·kg-1·hr-1·kPa-21/Kp=MPa-1KC3H8=MPa-1KC3H6=MPa-1KCO2=MPa-1KCO=MPa-1通過單位換算、數(shù)據(jù)整合最終得到動力學(xué)數(shù)據(jù)方程：動力學(xué)因子7.43e+12活化能122000kJ/mol推動力項：Forwardreaction：ComponentExponentC3H81CO21Reversereaction：ComponentExponentC3H61CO1H21CoefficientA-13.71CoefficientB14216.8吸附項：Adsoptionexpressionexponent2ComponentTermno.1Termno.2Termno.3Termno.4Termno.5C3H801000CO200010C3H600100CO00001H2O00000Termno.12345CoefficientA0-13.608-18.421-18.198-13.739CoefficientB016595.5119725.7619966.3216478.23CoefficientC00000CoefficientD000002.3主要副反應(yīng)及動力學(xué)方程丙烷在高溫下發(fā)生裂解反應(yīng):動力學(xué)方程為：T0=612.05K丙烯深度氧化脫氫產(chǎn)生丙炔反應(yīng)：動力學(xué)方程為：第三章催化劑特性、失活及再生方法3.1催化劑特性本反應(yīng)選擇具有分子篩微孔結(jié)構(gòu)的Cr/Msu-1催化劑，以SiO2為載體，金屬Cr為活性中心。每克催化劑表面積達(dá)到941m2，孔體積為每克0.63cm3，孔徑為2.7nm，且催化劑可通過壓制粘合技術(shù)制成不同顆粒形狀不同大小的晶粒。本反應(yīng)選用直徑為0.245mm的齒形催化劑顆粒，催化劑的顆粒密度為922kg/m3，床層密度為245kg/m3。3.2催化劑失活根據(jù)研究，現(xiàn)在普遍認(rèn)同的Cr/Msu-1催化劑失活原因分為暫時性失活和永久性失活。暫時性失活是隨著反應(yīng)進(jìn)行，在該反應(yīng)體系中，造成催化劑暫時性失活的原因主要有兩個，結(jié)焦與燒結(jié)。3.2.1催化劑結(jié)焦催化劑結(jié)焦的原因有丙烷的裂解，烯烴（主要是丙烯）的聚合反應(yīng)，以及大分子在催化劑表面的冷凝沉淀。結(jié)焦反應(yīng)通常用過以下兩種方式解釋：1、丙烷深度裂解產(chǎn)生石墨化的碳：2、烯烴的聚合，大分子的沉積產(chǎn)生的多環(huán)芳香烴：這一系列的副反應(yīng)都是在催化劑的微孔中以及表面進(jìn)行，而生成的石墨化碳以及高聚物由于不能從催化劑的微孔中釋放出來，堵塞了催化劑微孔，使活性位減少，催化劑逐漸失活。催化劑的結(jié)焦基本由丙烯造成。Nam和Kittrell教授第一次提出了單層-多層結(jié)焦模型并解釋了結(jié)焦的機(jī)理，結(jié)焦的速率是表面（單層）結(jié)焦與多層結(jié)焦的速率之和：其中與分別為催化劑單層和多層的焦炭濃度。單層表面生長速率是表面未結(jié)焦活性位點分率的函數(shù)。動力學(xué)方程的反應(yīng)級數(shù)為2：其中是催化劑表面的最大結(jié)焦?jié)舛?。單層結(jié)焦?jié)舛入S時間變化為：其中k1c為單層結(jié)焦的動力學(xué)常數(shù)。一旦單層上有焦炭形成，多層上的結(jié)焦立刻開始，并且生長速率是表面結(jié)焦?jié)舛鹊暮瘮?shù)。多層生長為零級反應(yīng)，其濃度隨時間的表達(dá)式為：其中k2c為多層結(jié)焦的動力學(xué)常數(shù)。單層(i=1)和多層(i=2)結(jié)焦動力學(xué)常數(shù)都適用于阿侖尼烏斯參數(shù)表達(dá)式：根據(jù)以上動力學(xué)方程推測，結(jié)焦反應(yīng)在開始初期迅速增長，隨后以緩和的直線增長。由于反應(yīng)體系中CO2的存在會與表面積碳反應(yīng)，起到消碳的作用，所以該速率方程為積碳的凈速率方程。但由于CO2與表面積碳反應(yīng)需要更高的溫度，在本反應(yīng)體系下消碳的速率微小，可忽略。因此，根據(jù)單層-多層結(jié)焦模型推導(dǎo)出由于結(jié)焦造成的催化劑失活因子為：其中為失活模型的參數(shù)，和由阿侖尼烏斯方程給出，為常數(shù)。3.2.2催化劑燒結(jié)催化劑燒結(jié)指的是由于催化劑主體以及表面的晶體生長，而造成的催化劑活性位丟失。微量氧化性氣體的存在能起到消碳作用，但同時會造成催化劑燒結(jié)。燒結(jié)現(xiàn)象伴隨著復(fù)雜的物理及化學(xué)現(xiàn)象，其機(jī)理較為復(fù)雜，目前的了解還不夠深入。根據(jù)實驗觀察得出燒結(jié)現(xiàn)象對溫度十分敏感，同時也受氣體氛圍的影響。小顆粒金屬燒結(jié)機(jī)理是表面?zhèn)髻|(zhì)，或者在較高溫度下大塊團(tuán)聚物的移動性。催化劑燒結(jié)模型的經(jīng)驗方程如下：其中由阿侖尼烏斯方程給出，為燒結(jié)常數(shù)，為氧化性氣體存在下的燒結(jié)促進(jìn)因子，其經(jīng)驗關(guān)系式如下：3.2.3催化劑活性催化劑活性表達(dá)式為：假設(shè)初始的催化劑活性因子為1。在修正主反應(yīng)以及副反應(yīng)的速率方程時，只需在速率方程乘上催化劑活性因子。加入的氧化性氣體增多，催化劑結(jié)焦會受到抑制，但同時燒結(jié)作用會加劇。根據(jù)實際生產(chǎn)過程發(fā)現(xiàn)，隨著加入氧化性氣體量增加，丙烯的轉(zhuǎn)化率增加。在最佳操作點后，轉(zhuǎn)化率由于燒結(jié)作用的加劇而下降。3.2.4永久性失活工業(yè)上使用的Cr/Msu-1催化劑經(jīng)常處于還原和氧化狀態(tài)，這極大地影響了催化劑的物理化學(xué)結(jié)構(gòu)，最終導(dǎo)致催化劑失活。首先，隨著反應(yīng)時間的增加、反應(yīng)溫度的升高和還原-脫氫-再生循環(huán)次數(shù)的增加，催化劑的比表面積減少。此外，表面Cr6+的數(shù)量也會減少,由于還原形成的Cr3+不能全部被氧化，只有部分Cr3+能重新被氧化成Cr6+。因此催化劑永久性失活，需要更換。3.3催化劑的再生方法暫時性失活的催化劑可通過再生的方法恢復(fù)。再生方法分為外部再生與原地再生方法。外部再生方法是將失活的催化劑引出，在540℃的焙燒爐里面焙燒若干小時，將堵塞在催化劑微孔中的微量焦炭燒掉，重新打開催化劑的活性位。本反應(yīng)器采用的是提升管循環(huán)流化床反應(yīng)器，其特征在于通過催化脫氫和快速燒焦加熱分別在不同系統(tǒng)進(jìn)行，并通過循環(huán)耦合，形成一個再生循環(huán)系統(tǒng)。具體的催化劑再生循環(huán)方式如下：原料氣體從進(jìn)料口通過流化床反應(yīng)器底部氣體分布器進(jìn)入流化床反應(yīng)器，與待生劑斜管來的脫氫催化劑在1.02-1.20bar，530℃恒溫環(huán)境下發(fā)生氧化脫氫反應(yīng)生成丙烯。由于反應(yīng)器中氣速較大，催化劑被氣體帶出，反應(yīng)生成的氣體通過反應(yīng)器出口經(jīng)旋風(fēng)分離器夾帶的脫氫催化劑粉末后送入后續(xù)產(chǎn)品分離系統(tǒng)，分離出的脫氫催化劑粉末經(jīng)過旋風(fēng)分離器底部的料腿流回到流化床反應(yīng)器下部，待生催化劑通過流化床反應(yīng)器底部氣體分布器中央的催化劑排出口流到待生劑氣提器，干氣和空氣分別經(jīng)干氣入口和空氣入口進(jìn)入熱風(fēng)爐燃燒產(chǎn)生700-950℃高溫富氧煙氣送往提升管再生加熱器，和待生劑斜管的汽提后待生劑在提升管再生加熱器發(fā)生傳熱和燃燒再生反應(yīng)，經(jīng)提升管出口的氣固分離器分離，再生催化劑從氣固分離器底部流入再生汽提器，再生煙氣從氣固分離器頂部反應(yīng)器出口流出并經(jīng)電除塵器再次除塵后換熱外排，汽提后的再生催化劑在再生控制閥調(diào)節(jié)流量的情況下流經(jīng)再生斜管進(jìn)入連流化床反應(yīng)器下部，形成一個以氧化脫氫催化劑固體顆粒循環(huán)的反應(yīng)再生耦合系統(tǒng)。第四章反應(yīng)器設(shè)計思路說明4.1反應(yīng)器類型選擇4.1.1流化床概述當(dāng)氣體或液體流過固體粒子時，固體粒子像流體一樣進(jìn)行流動，這種現(xiàn)象稱為固體流態(tài)化，簡稱流化。應(yīng)用流態(tài)化技術(shù)進(jìn)行化學(xué)反應(yīng)的裝置叫做流化反應(yīng)器。流化床作為一種有效的反應(yīng)器己被廣泛地應(yīng)用于催化反應(yīng)、氣固非催化反應(yīng)、液一固和氣一液一固反應(yīng)以及物理操作過程。在流化床反應(yīng)器內(nèi)，由于固體小顆粒被氣體或液體吹起，固體顆粒呈懸浮狀態(tài)，可作上下左右劇烈運動，猶如沸騰的液體。與其它類型的反應(yīng)器相比，流化床反應(yīng)器有如下優(yōu)點：（1）從對催化劑的要求來看，流化應(yīng)采用小顆粒且粒度范圍較寬的催化劑，可以消除內(nèi)擴(kuò)散阻力，催化劑的效能得到充分發(fā)揮。（2）傳熱上看，由于流化床可采用小顆粒催化劑(一般為0.01-0.5mm)，所以流體與催化劑顆粒的傳熱面積很大，加之催化劑顆粒的快速循環(huán)，使得催化劑之間，床層與反應(yīng)器周壁以及床層內(nèi)之間的給熱系數(shù)增大。因此流化床反應(yīng)器可以及時傳遞外部需要的大量熱量，使整個床層在近于等溫條件下操作，易于控制。（3）從傳質(zhì)上看，由于催化劑顆粒與流體處于運動狀態(tài)，其間的相界面不斷更新，故傳質(zhì)系數(shù)較大，加之催化劑顆粒較小，每單位溶劑催化劑的表面積大，相接觸面積大，即傳質(zhì)面積大，因此有利于傳質(zhì)。（4）從操作看，由于催化劑顆粒處于穩(wěn)定的流動狀態(tài)，所以采用循環(huán)流化床催化劑可以連續(xù)裝入和卸出，對于催化劑易失活反應(yīng)，可使反應(yīng)過程和催化劑再生過程連續(xù)化。（5）從生產(chǎn)規(guī)模上看，流化床傳熱傳質(zhì)性能好，設(shè)備結(jié)構(gòu)簡單，適用于大型化生產(chǎn)。但流化床也有一些缺點：（1）流體返混嚴(yán)重。由于催化劑顆粒與流體的返混，特別對于簡單流化床來說，使得床內(nèi)流體濃度接近出口濃度，即床內(nèi)軸向無濃度差，其流動模型接近于理論返混，從而降低了反應(yīng)推動，促進(jìn)了副反應(yīng)，使得反應(yīng)收率低于固定床反應(yīng)器。（2）氣流狀況不均，不少氣體以氣泡狀態(tài)經(jīng)過床層，氣固接觸效率不夠有效。（3）由于催化劑顆粒間的相互劇烈碰撞，催化劑顆粒與器壁、內(nèi)構(gòu)件的磨擦，造成催化劑破碎增大，需設(shè)置旋風(fēng)分離器等粒子回收系統(tǒng)，且對催化劑的耐磨性提出了較高的要求。（4）由于催化劑顆粒與設(shè)備的劇烈碰撞，易造成反應(yīng)設(shè)備及管道的磨損，增大了設(shè)備消耗。4.1.2本廠反應(yīng)器選擇由于流化床反應(yīng)器具有以上的優(yōu)缺點，因此，流化床反應(yīng)器一般適用于熱效應(yīng)大的放熱或吸熱反應(yīng)過程，要求有均一催化反應(yīng)溫度并需要對反應(yīng)溫度精密控制。不適用于要求催化劑床層有溫度分布的反應(yīng)過程。丙烷氧化脫氫制丙烯反應(yīng)完全適用于流化床。流化床反應(yīng)器是丙烷脫氫生產(chǎn)工藝中的關(guān)鍵設(shè)備，其性能是否良好由以下三個因素所決定，為了得到高收率的丙烯并充分發(fā)揮出催化劑固有特點，這三個因素缺一不可：（1）有一種適用于流化要求的催化劑：催化劑應(yīng)有適當(dāng)?shù)幕钚院洼^高的選擇性，良好的物理特性，包括合適的粒度分布，較大的比表面積，較好的耐磨性和熱穩(wěn)定性，流動性良好、粘性低。我們此次所采用的具有分子篩微孔結(jié)構(gòu)的Cr/Msu-1催化劑符合以上要求。（2）最佳的反應(yīng)器運轉(zhuǎn)條件：包括開車投料程序、反應(yīng)溫度、壓力、催化劑負(fù)荷、線速、進(jìn)料比等。（3）有良好的流化床反應(yīng)器內(nèi)部結(jié)構(gòu)的設(shè)計，包括分布器，分布板的設(shè)計，丙烷和二氧化碳分布器上噴嘴結(jié)構(gòu)，循環(huán)結(jié)構(gòu)中的提升管加熱器，再生汽提器，旋風(fēng)分離器的設(shè)計，換熱管在床內(nèi)的布置等。4.2反應(yīng)器模擬模型構(gòu)建流化床的流化態(tài)在反應(yīng)器內(nèi)隨著徑向呈現(xiàn)出不同的形式，從反應(yīng)器底部向上依次分為密相流化態(tài)，快速流化態(tài)，密相氣力輸送和稀相氣力輸送?？紤]到在ASPEN中，單純使用RPLUG模型模擬流化床內(nèi)物流走向存在一定的失真。因為，對于高徑比較大的流化床反應(yīng)器，流化床中中心區(qū)氣體程平推流狀上升，而到達(dá)一定高度后，則會沿兩邊形成返混的環(huán)流。這股環(huán)流增大了反應(yīng)器的返混程度，一方面提高了床層入口處的濃度，對平衡反應(yīng)造成影響；一方面也改變了平推流區(qū)的實際體積。而單純的使用CSTR模型流化床也與現(xiàn)實不太吻合。對于存在不同流態(tài)化區(qū)域的流化床反應(yīng)器，無法理想地等效成一個全混流反應(yīng)器。因為在流化床底部的密相流化區(qū)、頂部稀相氣力輸送區(qū)更接近于平推流模型。雖然中部區(qū)域的循環(huán)流態(tài)化比較接近于全混流模型，但也無法只用CSTR模型來理想地模擬流化床?？紤]到實際流化床反應(yīng)器不同區(qū)域不同流態(tài)化的特點，本反應(yīng)器建立了一種平推流與全混流模型串聯(lián)的等效模型來模擬實際的流化床反應(yīng)器?？紤]實際流態(tài)化隨反應(yīng)器徑向逐漸變化的現(xiàn)象，找到一個平推流與全混流的突變虛擬分界面。接近于反應(yīng)器底部的區(qū)域更接近于平推流特性，用RPLUG模型模擬。在該區(qū)域以上部分，由于返混程度大，因此用CSTR模擬。這樣的串聯(lián)的等效模型能夠幫助我們在ASPEN中構(gòu)建一個更符合工業(yè)實際情況的模型。具體模型如圖：圖4-1反應(yīng)器ASPEN模型示意圖4.3根據(jù)實際生產(chǎn)情況確定反應(yīng)器模擬參數(shù)假設(shè)平推流段的反應(yīng)長度為L1，根據(jù)5.2節(jié)反應(yīng)器尺寸的計算，對于直徑為8m的反應(yīng)器，平推流PFR段的反應(yīng)體積為V1：對于體積一定的流化床反應(yīng)器，其實際密相段高度為7.9m，稀相段高度為10.4m。因此虛擬全混流CSTR段的反應(yīng)體積為V2：在該方程中變量為L1，對于虛擬的等效平推流段，根據(jù)Aspen做平推流段出口各物料摩爾分?jǐn)?shù)對反應(yīng)長度L1做靈敏度分析，得到結(jié)果如下表：表4-1反應(yīng)器模擬參數(shù)與轉(zhuǎn)化率表PFR段長度mCSTR段體積m3PFR出口轉(zhuǎn)化率%CSTR出口轉(zhuǎn)化率%0.1914.82.789.530.2909.85.4710.830.3904.87.8311.850.4899.89.6712.570.5894.710.913.050.6889.711.613.330.7884.712.0413.500.8879.612.2413.600.9874.612.3513.651.0869.612.4013.70根據(jù)實際生產(chǎn)情況，氧化脫氫過程單程轉(zhuǎn)化率為12.5%左右?？梢源_定，在本反應(yīng)器構(gòu)建的模型之中，虛擬的等效平推流段長度L1為0.4m，等效全混流反應(yīng)段體積為900m3。4.4換熱方式選擇由于該反應(yīng)的吸熱量比較大，反應(yīng)熱約為166.92KJ/mol，絕熱溫降達(dá)到35℃。而適宜的反應(yīng)溫度為530℃，因此若是采用單段固定床催化劑，由于不易維持固定床溫度恒定，反應(yīng)吸收大量熱會使反應(yīng)體系溫度大幅下降，引起反應(yīng)活性降低，丙烷的轉(zhuǎn)化率下降。為了達(dá)到近似恒溫的效果，我們采取了以下的換熱方式：4.4.1內(nèi)部供熱為了維持溫度的恒定，使反應(yīng)活性保持在一定水平，我們利用了流化床反應(yīng)器的優(yōu)勢，即流化床反應(yīng)器可以及時傳遞外部供給的大量熱量，使整個床層在近于等溫條件下操作，易于控制。因此我們采用在流化床反應(yīng)器內(nèi)布置了煙道氣換熱管，給反應(yīng)器內(nèi)的氣體加熱，并通過內(nèi)部傳熱使得整個反應(yīng)器近似于等溫操作，補(bǔ)充反應(yīng)吸收的熱量，從而達(dá)到穩(wěn)定的轉(zhuǎn)化率。4.4.2外部供熱在進(jìn)入反應(yīng)器前，氣體首先通過與反應(yīng)器出口的氣體換熱達(dá)到300℃左右，再經(jīng)過干氣燃燒的輻射加熱爐，控制加熱爐出口反應(yīng)氣體達(dá)到530℃左右再進(jìn)入流化床反應(yīng)器。4.5反應(yīng)器模型確定至此，我們得到了恒溫提升管循環(huán)流化床反應(yīng)器模型，特征如下：（1）氧化脫氫反應(yīng)和快速燒焦加熱分別在不同的流化床反應(yīng)系統(tǒng)進(jìn)行，并通過循環(huán)耦合，形成一個再生循環(huán)系統(tǒng)。（2）采用外部干氣輻射爐加熱與反應(yīng)器內(nèi)部煙道氣加熱的供熱形式，維持反應(yīng)器內(nèi)溫度在530℃左右，以此來保證催化劑反應(yīng)溫度均在530℃反應(yīng)高效范圍內(nèi)。（3）通過自動控制系統(tǒng)，控制循環(huán)再生的催化劑量。第五章反應(yīng)器參數(shù)設(shè)定5.1催化劑用量確定主反應(yīng)丙烯生成反應(yīng)動力學(xué)方程為： 副反應(yīng)丙烯深度脫氫反應(yīng)動力學(xué)反應(yīng)方程為： 丙烷裂解副反應(yīng)動力學(xué)方程為：T0=612.05K為了在誤差允許的范圍下簡便計算反應(yīng)速率過程，我們對模型做了如下理想化假設(shè)：（1）由于反應(yīng)速率較大，反應(yīng)轉(zhuǎn)化率較小，反應(yīng)體系物料變化對反應(yīng)速率影響不大，因此在等效平推流段的反應(yīng)速率可視為恒定。（2）丙烷裂解反應(yīng)速率很小，可以近似忽略。本項目反應(yīng)器模擬過程分為平推流PFR段全混流CSTR段，故催化劑用量分段計算。對于等效平推流PFR反應(yīng)段出口反應(yīng)器各物流列表如下：表5-1平推流PFR段出口物流參數(shù)表物料摩爾流率kmol/h摩爾分率分壓kPaC3H6153.8610.0212.52CH42.366328PPM0C2H61.375191PPM0C3H81592.2960.22126.52ISOBU-010.06910PPM0N-BUT-010.001139PPB0CO25088.8860.70684.72H2O159.3390.0222.64C2H427.1540.0040.48C3H42.749381PPM0CO183.4380.0253CH3OH0.0385PPM0把平推流PFR段反應(yīng)出口氣體各分壓代入動力學(xué)方程式得到：r11=-0.01675kmol/(kg·h)r12=-4.3*10-4kmol/(kg·h)r13=0則生產(chǎn)丙烯的總速率方程為rA=-0.01632kmol/(kg·h)等效平推流段填充的催化劑質(zhì)量計算式為：根據(jù)理想假設(shè)，反應(yīng)速率rA恒定，等效平推流段轉(zhuǎn)化率為9.67%，則該反應(yīng)段催化劑用量為：對于等效全混流CSTR反應(yīng)段出口反應(yīng)器各物流列表如下：表5-2全混流CSTR段出口物流參數(shù)表物料摩爾流率kmol/h摩爾分率分壓kPaC3H6187.2460.0262.652CH43.339461PPM0C2H61.344185PPM0C3H81558.3740.21521.93ISOBU-010.0699PPM0N-BUT-010.001136PPB0CO25051.0950.69771.094H2O195.2050.0272.754C2H427.3220.0040.408C3H44.753656PPM0CO219.3050.033.06CH3OH0.0385PPM0把全混流CSTR段反應(yīng)出口氣體各分壓代入動力學(xué)方程式得到：r21=-6.916*10-3kmol/(kg·h)r22=-3.9*10-4kmol/(kg·h)r23=0則生產(chǎn)丙烯的總速率方程為rA2=-6.526*10-3kmol/(kg·h)等效平推流段填充的催化劑質(zhì)量計算式為：根據(jù)理想假設(shè)，反應(yīng)速率rA恒定，等效全混流CSTR段轉(zhuǎn)化率為12.5%，則該反應(yīng)段催化劑用量為：所以單個流化床反應(yīng)器所用的催化劑量為：考慮到四臺流化床反應(yīng)器并聯(lián)，本項目共需催化劑69.2噸。催化劑壽命為兩年，則每年消耗的催化劑用量為34.6噸。5.2進(jìn)料物流參數(shù)的確定 本項目為27萬噸/年丙烷資源化利用項目，根據(jù)本裝置，假設(shè)一年開工8000小時，丙烯年產(chǎn)25萬噸，原料丙烷純度為0.99。丙烯生產(chǎn)量為:二氧化碳比：3單程丙烯收率為11.5%，整個精制流程回收率為98.8%。丙烷進(jìn)料量為：二氧化碳進(jìn)料量為：根據(jù)進(jìn)料氣體中各雜質(zhì)的摩爾分?jǐn)?shù)求出各物質(zhì)的摩爾流率。反應(yīng)入口物流溫度530℃，氣體壓力為1.2bar。FEED物流參數(shù)表如下。表5-3進(jìn)料物流參數(shù)表參數(shù)單位數(shù)值溫度℃530壓力bar1.2總質(zhì)量流率t/h1238.45總體積流率kmol/h28202.1熱焓Gcal/h-2141.953物料摩爾流率kmol/h摩爾分率C3H87004.70.248C3H66.193220PPMC2H65.377191PPMCH43.957140PPMISOBU-010.27510PPMN-BUT-010.004140PPBCO220985.1950.744C2H499.8840.004CO96.3990.003CH3OH0.155PPM5.3反應(yīng)器尺寸計算 5.3.1反應(yīng)器直徑的確定本項目為27萬噸/年丙烷資源化利用項目，根據(jù)25萬噸/年裝置，假設(shè)一年開工8000小時，丙烯年產(chǎn)25萬噸，原料丙烷純度為0.99。由相關(guān)文獻(xiàn)可查得流化床起始流化速度的計算式為：帶出速度的計算式為通過Aspen物性模擬可得到該混合氣體的相關(guān)物性數(shù)據(jù)：密度ρg=0.7890137kg/m3粘度μg=0.0300406cP將相關(guān)參數(shù)代入，便可求得起始流化速度μmf=0.76m/s，μt=5.3m/s（經(jīng)雷諾數(shù)驗證無誤）。考慮到實際氣速范圍：由于反應(yīng)進(jìn)料氣體量較大，本方案取操作氣速為1.9m/s。進(jìn)料氣體溫度530℃，壓力120kPa，根據(jù)PR氣體狀態(tài)方程可計算得反應(yīng)氣體積流量v=1569560m3/h=436.56m3/s。QUOTEQUOTE則反應(yīng)器直徑：由于反應(yīng)器內(nèi)存在內(nèi)構(gòu)件，約占10%的面積、計算所用氣速較大以及考慮操作應(yīng)有一定彈性，反應(yīng)器內(nèi)徑取20m。則反應(yīng)器的實際截面積：根據(jù)實際生產(chǎn)情況，工業(yè)上一般采用的流化床反應(yīng)器直徑不超過10m，一般直徑在6m左右。因此，若采用單個直徑為20m，橫截面積為230m2的流化床反應(yīng)器是非常不合理的。反應(yīng)器體積越大，放大效應(yīng)越明顯，生產(chǎn)過程中控制更加困難。因此我們采用4臺流化床并聯(lián)的形式，則單個流化床反應(yīng)器橫截面積A1=57.5m2，體積流率v1=436.6/4=109.15m3/s每個反應(yīng)器直徑：5.3.2反應(yīng)器床層高度計算本項目每個流化床反應(yīng)器上下可分為兩段：（1）密相段反應(yīng)器下段密相段的直徑為8m；由5.1節(jié)催化劑計算結(jié)果可得，單個流化床反應(yīng)器催化劑的負(fù)載量W為17.3t。催化劑流化床床層密度：密相床高度：（2）稀相段由于反應(yīng)器直徑較大，本反應(yīng)器不設(shè)置擴(kuò)大段，直接在分離高度之上放置旋風(fēng)分離器進(jìn)行催化劑的回收，反應(yīng)器上段稀相部分直徑為8m。分離高度目前只能近似地估計，TDH=1.3×D=1.3×8=10.4m。加上封頭、支座和分布板高度，反應(yīng)器總高約為24m。5.4反應(yīng)溫度、反應(yīng)壓力和反應(yīng)體積的優(yōu)化 5.4.1反應(yīng)溫度的選擇根據(jù)AspenPlus做丙烷的轉(zhuǎn)化率，丙烯的選擇性對反應(yīng)溫度靈敏度分析，設(shè)置溫度范圍為500~580℃，可得到分析結(jié)果如圖所示：圖5-1反應(yīng)溫度與丙烷轉(zhuǎn)化率、丙烯選擇性的關(guān)系由圖5-1可知，在反應(yīng)溫度520～530℃，丙烯的選擇性較高，催化劑在該范圍表現(xiàn)出優(yōu)良的催化活性，在520℃時出現(xiàn)最佳點。隨著反應(yīng)溫度的上升，丙烷的轉(zhuǎn)化率逐漸上升，但是在530℃之前，轉(zhuǎn)化率隨溫度上升而增加快，而在530℃之后，增長幅度較低，而反應(yīng)器需要提供的熱量較大，由于反應(yīng)吸熱，考慮到外界提供能耗量，綜合經(jīng)濟(jì)分析的結(jié)果，故選擇反應(yīng)器溫度為530℃。5.4.2反應(yīng)壓力的選擇根據(jù)AspenPlus做丙烷的轉(zhuǎn)化率，丙烯的選擇性對反應(yīng)壓力靈敏度分析，設(shè)置壓力范圍為0.8-1.6bar，可得到分析結(jié)果如果所示：圖5-2反應(yīng)壓力與丙烷轉(zhuǎn)化率、丙烯選擇性的關(guān)系由圖5-2可知，隨著反應(yīng)壓力的增加，丙烷的轉(zhuǎn)化率降低，丙烯的選擇性降低。所以反應(yīng)壓力應(yīng)盡可能選擇較低水平，但是考慮到流化床反應(yīng)器的壓降，若反應(yīng)進(jìn)口氣體的壓力太小，流經(jīng)反應(yīng)器出口的氣體由于壓降而降低至負(fù)壓，這樣就需要后置設(shè)備進(jìn)行抽氣，增加了設(shè)備的負(fù)擔(dān)以及操作的復(fù)雜性。因此，考慮反應(yīng)的壓降以及維持出口氣體的正壓，選擇反應(yīng)器壓力為1.2bar。5.4.3反應(yīng)體積的選擇根據(jù)AspenPlus做丙烷的轉(zhuǎn)化率，丙烯的選擇性對反應(yīng)體積靈敏度分析，設(shè)置體積范圍為700-1200cum，反應(yīng)器橫截面積為得到分析結(jié)果如果所示：圖5-3反應(yīng)體積與丙烷轉(zhuǎn)化率、丙烯選擇性的關(guān)系由圖5-3可知，隨著反應(yīng)體積的增加，丙烷的轉(zhuǎn)化率降低，丙烯的選擇性降低。但是變化量非常很小，可忽略反應(yīng)體積對其的影響。因此，根據(jù)之前反應(yīng)器長度的計算結(jié)果，反應(yīng)器主體長度為16m，流化床反應(yīng)器體積為900m3。第六章反應(yīng)器內(nèi)部結(jié)構(gòu)設(shè)計6.1氣體預(yù)分布器氣體分布板前氣體的引入狀態(tài)對氣體的均勻分布起很重要的作用，一般都在氣體進(jìn)入流化床反應(yīng)器錐底前先通過預(yù)分布器，然后進(jìn)入分布板。以防氣流直沖分布板，影響均勻步氣。常用的氣體預(yù)分布器主要有彎管式，同心圓錐式，風(fēng)帽式，填料式與直管式。其中，以彎管式應(yīng)用最多，其結(jié)構(gòu)簡單，不會堵塞，能較好起到預(yù)分布?xì)怏w的作用。因此，本反應(yīng)器也采用彎管式氣體預(yù)分布器，如圖6-1所示：圖6-1彎管式氣體預(yù)分布器6.2氣體分布板氣體分布板作為流化床工業(yè)設(shè)備中的主要零部件，通常起著均布?xì)饬骱椭喂滔囝w粒的重要作用，其板面形狀及結(jié)構(gòu)尺寸均極大影響著設(shè)備的傳熱與傳質(zhì)等生產(chǎn)操作性能。流化床氣體分布板雖然有多種結(jié)構(gòu)形式，如直流式、測流式和填充式等，單無論采用何種形式，都應(yīng)滿足均布?xì)饬鞯幕疽?。若氣流于窗?nèi)分布不均勻，則將造成床內(nèi)某些部位的氣流速率偏高，而另一些部位偏低，嚴(yán)重時易導(dǎo)致溝流現(xiàn)象的產(chǎn)生，屆時大部分氣流將會沿著溝流通道直接流出流化床，從而破壞床內(nèi)的正常流化?？梢?，流化生產(chǎn)的操作效果與氣體分布板的結(jié)構(gòu)尺寸緊密相關(guān)，故需對后者進(jìn)行科學(xué)，合理地設(shè)計。本反應(yīng)器采用的氣體分布板為錐形側(cè)縫分布板。該分布板的優(yōu)點為：氣流經(jīng)過中心管，從錐帽底邊側(cè)縫逸出，減少孔眼堵塞和漏料，加強(qiáng)了料面攪拌，氣體沿分布板流出形成“氣墊”，不至使板面溫度過高；錐帽頂?shù)膬A斜角度大于顆粒的堆積角，不致顆粒貼在錐帽頂部形成死角；在三個錐帽之間形成一個小錐形床，多個錐形體有利于流化質(zhì)量的改善；錐帽是澆鑄并經(jīng)車床簡單加工做成的，故施工，安裝，檢修比較方便。側(cè)縫式錐帽氣體分布板如圖6-2所示：圖6-2側(cè)縫式錐帽氣體分布板示意圖分布孔均勻分布，反應(yīng)氣體經(jīng)彎管預(yù)分布器由下往上流動，開孔率為10%，分布孔共有1768個,分布板孔徑為70mm，氣流管銳孔直徑為10mm。此時，多孔分布板的阻力計算公式為：式中u為氣體通過孔的氣速m/s，氣體的密度kg/m3，為分布板的開孔率，d為孔徑m，b為板厚m，將數(shù)據(jù)待入計算得到壓降為：6.3旋風(fēng)分離器由于內(nèi)旋風(fēng)分離器具有不需保溫、配管量少、設(shè)備緊湊、被捕集粉塵易于返回的優(yōu)點，本反應(yīng)器采用內(nèi)旋風(fēng)分離器。PV型旋風(fēng)分離器結(jié)構(gòu)簡單，其性能優(yōu)于國外同類高效旋風(fēng)分離器，已廣泛用于國內(nèi)各大煉廠的流化床催化裂化反應(yīng)器和再生器中。隨著工業(yè)裝置生產(chǎn)規(guī)模的提高以及操作條件變得更為苛刻，對旋風(fēng)分離器性能的要求也不斷提高：一方面要求旋風(fēng)分離器有更強(qiáng)的捕集細(xì)粉的能力；另一方面要求旋風(fēng)分離器的壓降進(jìn)一步減少，以降低能耗。長期以來,除美國DuPont公司開發(fā)出一種兩級旋分器外，該反應(yīng)器所用旋分器都是三級串聯(lián)的。1998年，國內(nèi)成功開發(fā)了一種新型兩級旋分器，這是一項國外丙烯腈生產(chǎn)領(lǐng)域還沒有的新技術(shù)。1999年4月，新型兩級旋風(fēng)分離器成功地用于齊魯石化公司丙烯腈廠2.5萬t/a擴(kuò)能至4萬t/a的技術(shù)改造中，運行良好。經(jīng)比較分析，故本項目也采用該種PV型—PV-E型串聯(lián)組成的新型兩級旋風(fēng)分離器。圖6-3PV型旋風(fēng)分離器示意圖關(guān)鍵的第二級使用的是結(jié)構(gòu)獨特的PV-E型旋風(fēng)分離器。圖6-4PV-E型旋風(fēng)分離器結(jié)構(gòu)示意圖第一級旋風(fēng)分離器入口安裝高度：TDH=1.5×D=1.5×8=12m。6.4多旋擋板反應(yīng)器內(nèi)的固體顆粒不斷運動，使氣體返混，加上生成的氣泡不斷長大以及顆粒密集等原因，造成氣固接觸不良和氣體短路，降低反應(yīng)轉(zhuǎn)化率。采用百葉窗式單旋擋板將使得粒子在床層中分布不均勻，在本反應(yīng)器較大床徑下更加明顯。而多旋擋板能產(chǎn)生幾個旋轉(zhuǎn)中心，使粒子徑向濃度分布趨于均勻。但限制了軸向混合。因此在床壁與擋板間留出環(huán)隙空道，使顆粒上下循環(huán)混合。由于氣速高，催化劑溫度高，因此采用擋板，而不采用擋網(wǎng)。本反應(yīng)器采用的多旋擋板如圖6-5所示：圖6-5多旋擋板結(jié)構(gòu)示意圖第七章反應(yīng)器換熱系統(tǒng)設(shè)計7.1換熱介質(zhì)選擇為了維持流化床內(nèi)溫度的恒定，使反應(yīng)活性保持在一定水平，采用在流化床反應(yīng)器內(nèi)布置了加熱管道，給反應(yīng)器內(nèi)的氣體加熱，并通過內(nèi)部傳熱使得整個反應(yīng)器近似于等溫操作，補(bǔ)充反應(yīng)吸收的熱量，從而達(dá)到穩(wěn)定的轉(zhuǎn)化率。（1）導(dǎo)熱油導(dǎo)熱油具有抗熱裂化和化學(xué)氧化的性能，傳熱效率好，散熱快，熱穩(wěn)定性很好。導(dǎo)熱油作為工業(yè)油傳熱介質(zhì)具有以下特點：在幾乎常壓的條件下，可以獲得較高的操作溫度?？梢栽诟鼘挼臏囟确秶鷥?nèi)滿足不同溫度加熱、冷卻的工藝需求。但傳統(tǒng)的熱載體是水以及蒸汽。一般用在150~350℃的工業(yè)生產(chǎn)中，即使先進(jìn)有溫度更高的導(dǎo)熱油，但是達(dá)到600℃以上的導(dǎo)熱油還是比較困難的。（2）高壓水蒸氣工業(yè)上一般使用的高壓蒸汽壓力為8.8MPa以上，溫度能達(dá)到460~540℃，超高壓蒸汽壓力在14MPa以上，可達(dá)到的溫度為最高570℃，仍不是本項目理想的加熱溫度，而且高壓的蒸汽會對設(shè)備的安全性能產(chǎn)生很大的負(fù)擔(dān)，同時蒸汽的來源也是一個問題，故不采用高壓蒸汽加熱。（3）電加熱與一般燃料加熱相比，電加熱可獲得較高溫度，溫度可達(dá)3000℃以上，易于實現(xiàn)溫度的自動控制和遠(yuǎn)距離控制，電加熱能在被加熱物體內(nèi)部直接生熱，因而熱效率高，并可根據(jù)加熱的工藝要求，實現(xiàn)整體均勻加熱或局部加熱。但在石油化工領(lǐng)域，電加熱應(yīng)用較少，一方面電能屬于二次能源，而本項目的設(shè)備較大，用電加熱成本太高。另一方面電加熱表面溫度很高，易導(dǎo)致表面副反應(yīng)增加，同時電加熱的應(yīng)用還需考慮設(shè)備的安全防爆，設(shè)計比較復(fù)雜。（4）煙道氣煙道氣為石油化工領(lǐng)域應(yīng)用非常廣泛的熱源，為天然氣燃燒產(chǎn)生的煙氣?？蛇_(dá)到的溫度為750-900℃，為本項目較為理想的熱源，而且在丙烷分離工段本廠自產(chǎn)干氣，在進(jìn)反應(yīng)器前的加熱爐所用的加熱介質(zhì)，循環(huán)流化床催化劑再生所用的燃燒介質(zhì)都使用的是煙道氣，來源方便，溫度合適，使用同一種加熱介質(zhì)也可以使設(shè)備較為簡單。故本項目反應(yīng)器內(nèi)部加熱管加熱介質(zhì)選用煙道氣。7.2換熱系統(tǒng)簡述反應(yīng)入口氣體通過干氣加熱爐被加熱到反應(yīng)溫度530℃進(jìn)入循環(huán)流化床反應(yīng)器，發(fā)生反應(yīng)吸收熱量，再經(jīng)過反應(yīng)器內(nèi)部的煙道氣換熱管換熱，維持在反應(yīng)溫度恒定。干氣在加熱爐被燃燒產(chǎn)生高溫?zé)煹罋?，溫度達(dá)到900℃以上，經(jīng)過與反應(yīng)熱口氣體的熱量交換，下降至750℃，進(jìn)入反應(yīng)器內(nèi)部換熱管。加熱爐產(chǎn)生的高溫?zé)煹罋饨?jīng)與空氣以一定的比例混合后產(chǎn)生富氧煙道氣，進(jìn)入循環(huán)流化床的提升管催化劑再生裝置中，將結(jié)焦的催化劑燒焦再生，氣固混合物經(jīng)過再生旋風(fēng)分離器后，催化劑循環(huán)回到反應(yīng)器，煙道氣通過水蒸氣發(fā)生裝置回收高位熱量，最終當(dāng)廢氣處理送至三廢處理廠。7.3換熱系統(tǒng)模擬反應(yīng)器換熱系統(tǒng)的設(shè)計目標(biāo)為提供反應(yīng)器中的反應(yīng)所需吸收熱量，使反應(yīng)器維持在適宜的恒定溫度下，以保證反應(yīng)的轉(zhuǎn)化率，選擇性控制在理想的范圍內(nèi)。采用AspenPlus模擬確定相關(guān)參數(shù)：圖7-1反應(yīng)器換熱Aspenplus流程模擬圖反應(yīng)入口氣體通過干氣加熱爐被加熱到反應(yīng)溫度530℃進(jìn)入循環(huán)流化床反應(yīng)器，與煙道氣換熱管進(jìn)行換熱，本反應(yīng)模擬系統(tǒng)分為平推流PFR與全混流CSTR段，故換熱模擬也分段進(jìn)行。根據(jù)不同流向的換熱方式對控溫的比較，最終決定熱介質(zhì)與反應(yīng)器采取并流的換熱方式。7.3.1平推流PFR段模擬平推流段反應(yīng)熱效應(yīng)為7411.4KW。宏觀來看，即煙道氣通過換熱管向反應(yīng)器內(nèi)氣體需要提供的熱量為7411.4KW。根據(jù)熱量衡算方程，已知煙道氣熱焓值為35.72kJ/(kmolK)，換熱后出口煙道氣溫度為620℃。所用煙道氣的流量設(shè)為Q，則在單位時間內(nèi):計算所得所需煙道氣流量為5745kmol/h。7.3.2全混流CSTR段模擬由于在ASPENPLUS中的全混流CSTR反應(yīng)物外加熱介質(zhì)模擬換熱，因此引入熱流模擬換熱，經(jīng)過平推流的煙道氣進(jìn)入在全混流段，反應(yīng)熱效應(yīng)為1750.67KW，即換熱功率為1750.67KW，換熱后出口煙道氣溫度為t：計算所得煙道氣經(jīng)過反應(yīng)器后溫度降至589℃。7.4內(nèi)部換熱管設(shè)計在模擬過程中，我們只考慮了換熱前后的狀態(tài)變化，以及換熱量，氣體溫度的變化等，其中不考慮熱量損失，換熱效果。然而在實際過程中，換熱效果還與換熱管的設(shè)計有著很大的關(guān)系，因此換熱管的設(shè)計也是重要的環(huán)節(jié)。由換熱系統(tǒng)模擬可知，反應(yīng)器溫度大致穩(wěn)定在530℃左右，進(jìn)口煙道氣為750℃，出口煙道氣為589℃，則△T1=220K,△T2=59K,對數(shù)平均溫差（LMTD）為△Tm：已知煙道氣的對流傳熱系數(shù)h1=，反應(yīng)氣體的對流傳熱系數(shù)為h2=，換熱管壁的熱傳導(dǎo)系數(shù)為km=，反應(yīng)器換熱管采用的標(biāo)準(zhǔn)型號為6in，外徑為165mm，壁厚4.5mm。忽略管壁兩側(cè)氣體污垢對傳熱系數(shù)的影響，則總傳熱系數(shù)U：則總換熱面積S為：換熱管長度L為10m，外徑do為165mm，壁厚4.5mm。單管側(cè)面積為5m2。最終得到換熱管總數(shù)n=130。單管橫截面積0.1225m2，總橫截面積A為=4.9m2。第八章控制系統(tǒng)氧化脫氫流化床反應(yīng)器中，氧化脫氫和快速燒焦加熱分別在不同系統(tǒng)進(jìn)行，并通過循環(huán)耦合，形成一個反應(yīng)器再生循環(huán)系統(tǒng)，反應(yīng)器中設(shè)有煙道氣加熱系統(tǒng)，從而達(dá)到催化劑生產(chǎn)再生一體化，逐層內(nèi)加熱的目的（具體操作控制方案可參見反應(yīng)器初步設(shè)計說明書），保證反應(yīng)器的高效生產(chǎn)。以下從氧化脫氫系統(tǒng)和催化劑再生系統(tǒng)分別進(jìn)行介紹。8.1氧化脫氫系統(tǒng)控制方案氧化脫氫反應(yīng)系統(tǒng)采用恒溫提升管循環(huán)流化床，氧化脫氫反應(yīng)和快速燒焦加熱分別在不同的系統(tǒng)進(jìn)行，并通過循環(huán)耦合，形成一個催化劑再生循環(huán)系統(tǒng)。采用外部干氣輻射爐加熱與反應(yīng)器內(nèi)部煙道氣加熱的供熱形式，維持反應(yīng)器內(nèi)溫度。氧化脫氫系統(tǒng)結(jié)構(gòu)簡圖如圖8-1所示：圖8-1催化脫氫系統(tǒng)結(jié)構(gòu)簡圖（1）反應(yīng)器進(jìn)料氣流量控制循環(huán)流化床反應(yīng)器中，為保證丙烷的高轉(zhuǎn)化率，需要過量二氧化碳，除補(bǔ)充的二氧化碳外，在二氧化碳回收工段分離出的二氧化碳需循環(huán)回反應(yīng)器，以重復(fù)利用。因此反應(yīng)器的進(jìn)料采用單閉環(huán)比值控制，使原料穩(wěn)定在最佳配比狀態(tài)。具體如圖8-2所示：圖8-2反應(yīng)器進(jìn)料氣流量控制示意圖（2）反應(yīng)器進(jìn)料氣溫度控制反應(yīng)入口氣體采用外部干氣加熱爐加熱的供熱形式，需保證進(jìn)口溫度在530℃左右。由于該熱量由干氣輻射爐加熱，且干氣與空氣需保持一定比例，因此采用單閉環(huán)比值控制系統(tǒng)。具體如圖8-3所示：圖8-3反應(yīng)器進(jìn)料氣溫度控制示意圖（3）反應(yīng)器控制反應(yīng)器內(nèi)部供熱由外部干氣加熱爐產(chǎn)生的煙道氣提供，由于本工藝中為四臺循環(huán)流化床反應(yīng)器并聯(lián)，產(chǎn)生的煙道氣分為八股，每兩股通入一臺循環(huán)流化床反應(yīng)器兩側(cè)，因此采用比值控制系統(tǒng)控制供熱煙道氣的流量。采用外部干氣輻射量爐加熱與反應(yīng)器內(nèi)部煙道氣加熱的供熱形式，以此維持反應(yīng)器內(nèi)溫度在530℃左右，以此來保證催化劑反應(yīng)溫度均在530℃反應(yīng)高效范圍內(nèi)。為防止反應(yīng)器溫度過高導(dǎo)致反應(yīng)系統(tǒng)的不穩(wěn)定，影響生產(chǎn)安全，采用安全聯(lián)鎖系統(tǒng)控制。一旦反應(yīng)器溫度達(dá)到聯(lián)鎖條件，即啟動反應(yīng)器超溫聯(lián)鎖系統(tǒng)，關(guān)閉煙道氣閥門開度，從而迅速降低反應(yīng)器溫度，消除安全隱患。反應(yīng)器的壓力由進(jìn)口物流的壓力決定，二氧化碳氧化丙烷制丙烯的反應(yīng)壓力應(yīng)控制在1.2bar。具體如圖8-4所示：圖8-4反應(yīng)器控制示意圖8.2催化劑再生系統(tǒng)的控制方案流化床反應(yīng)器中的催化劑使用一段時間后，會由于積碳而失活。待再生催化劑在提升管再生加熱器中與富氧煙氣發(fā)生傳熱和燃燒再生反應(yīng)。為達(dá)到催化劑再生的需要，富氧煙氣需達(dá)到一定溫度，為此對進(jìn)入熱風(fēng)爐燃燒的干氣和空氣采用單閉環(huán)比值控制并對富氧煙氣（催化劑再生氣）的氧含量進(jìn)行分析，從而控制催化劑再生的溫度穩(wěn)定。由于本工藝中為四臺循環(huán)流化床反應(yīng)器并聯(lián)，產(chǎn)生的富氧煙氣（催化劑再生氣）分為五股，其中四股每一股通入一臺循環(huán)流化床反應(yīng)器剩余，一股進(jìn)入廢氣，具體見P&ID，示意圖如圖8-5所示：圖8-5催化劑再生氣控制示意圖通過調(diào)節(jié)待生控制閥和再生控制閥來控制進(jìn)出提升管再生加熱器的催化劑的量從而控制催化劑再生加熱器的壓力。催化劑再生系統(tǒng)的具體控制方案如圖8-6所示：圖8-6催化劑再生控制示意圖第九章反應(yīng)器校核9.1概述本項目的氧化脫氫循環(huán)流化床反應(yīng)器不需使用外置夾套，故不作機(jī)械強(qiáng)度設(shè)計及校核；本反應(yīng)器使用內(nèi)置換熱管式的加熱方式，換熱管的具體結(jié)構(gòu)參數(shù)與機(jī)械強(qiáng)度設(shè)計見本說明書第七章《反應(yīng)器換熱系統(tǒng)設(shè)計》9.2SW6-2011反應(yīng)器機(jī)械強(qiáng)度校核氧化脫氫反應(yīng)器計算單位浙江工業(yè)大學(xué)Onepiece筒體設(shè)計條件內(nèi)筒設(shè)計壓力pMPa0.12設(shè)計溫度tC530內(nèi)徑Dimm8000名義厚度nmm16材料名稱15CrMoR許用應(yīng)力167tMPa53.8壓力試驗溫度下的屈服點EQ\s(t,s)295鋼材厚度負(fù)偏差C1mm0.3腐蝕裕量C2mm3厚度附加量C＝C1＋C2mm3.3焊接接頭系數(shù)1壓力試驗類型液壓試驗壓力pTMPa0.15筒體長度Lwmm18300內(nèi)筒外壓計算長度Lmm封頭設(shè)計條件筒體上封頭筒體下封頭夾套封頭封頭形式橢圓形大端有折邊錐形名義厚度nmm2424材料名稱設(shè)計溫度下的許用應(yīng)力tMPa53.853.8鋼材厚度負(fù)偏差C1mm0.30.3腐蝕裕量C2mm33厚度附加量C＝C1＋C2mm3.33.3焊接接頭系數(shù)11主要計算結(jié)果內(nèi)圓筒體內(nèi)筒上封頭內(nèi)筒下封頭校核結(jié)果校核合格校核合格校核合格質(zhì)量mkg57881.313544.415197.4攪拌軸計算軸徑mm備注內(nèi)筒體內(nèi)壓計算計算單位浙江工業(yè)大學(xué)Onepiece計算所依據(jù)的標(biāo)準(zhǔn)GB150.3-2011計算條件筒體簡圖計算壓力Pc0.12MPa設(shè)計溫度t530.00C內(nèi)徑Di8000.00mm材料15CrMoR(板材)試驗溫度許用應(yīng)力167.00MPa設(shè)計溫度許用應(yīng)力t53.80MPa試驗溫度下屈服點s295.00MPa鋼板負(fù)偏差C10.30mm腐蝕裕量C23.00mm焊接接頭系數(shù)1.00厚度及重量計算計算厚度==8.93mm有效厚度e=n-C1-C2=12.70mm名義厚度n=16.00mm重量57881.29Kg壓力試驗時應(yīng)力校核壓力試驗類型液壓試驗試驗壓力值PT=1.25P=0.1500(或由用戶輸入)MPa壓力試驗允許通過的應(yīng)力水平TT0.90s=265.50MPa試驗壓力下圓筒的應(yīng)力T==47.32MPa校核條件TT校核結(jié)果合格壓力及應(yīng)力計算最大允許工作壓力[Pw]==0.17054MPa設(shè)計溫度下計算應(yīng)力t==37.86MPat53.80MPa校核條件t≥t結(jié)論合格內(nèi)筒上封頭內(nèi)壓計算計算單位浙江工業(yè)大學(xué)Onepiece計算所依據(jù)的標(biāo)準(zhǔn)GB150.3-2011計算條件橢圓封頭簡圖計算壓力Pc0.12MPa設(shè)計溫度t530.00C內(nèi)徑Di8000.00mm曲面深度hi2200.00mm材料15CrMoR(板材)設(shè)計溫度許用應(yīng)力t53.80MPa試驗溫度許用應(yīng)力167.00MPa鋼板負(fù)偏差C10.30mm腐蝕裕量C23.00mm焊接接頭系數(shù)1.00壓力試驗時應(yīng)力校核壓力試驗類型液壓試驗試驗壓力值PT=1.25Pc=0.1500(或由用戶輸入)MPa壓力試驗允許通過的應(yīng)力tT0.90s=265.50MPa試驗壓力下封頭的應(yīng)力T==25.67MPa校核條件TT校核結(jié)果合格厚度及重量計算形狀系數(shù)K==0.8843計算厚度h==7.89mm有效厚度eh=nh-C1-C2=20.70mm最小厚度min=12.00mm名義厚度nh=24.00mm結(jié)論滿足最小厚度要求重量13544.41Kg壓力計算最大允許工作壓力[Pw]==0.31438MPa結(jié)論合格內(nèi)筒下封頭內(nèi)壓計算計算單位浙江工業(yè)大學(xué)Onepiece計算所依據(jù)的標(biāo)準(zhǔn)GB150.3-2011設(shè)計條件錐殼簡圖計算壓力Pc0.12MPa設(shè)計溫度t530.00C錐殼大端直徑DiL8000.00mm錐殼小端直徑Dis800.00mm錐殼大端轉(zhuǎn)角半徑r1000.00mm錐殼小端轉(zhuǎn)角半徑rs0.00mm錐殼計算內(nèi)直徑Dc7414.25mm錐殼半頂角45.00大端產(chǎn)生的軸向載荷f10.00N/mm小端產(chǎn)生的軸向載荷f20.00N/mm大端筒體小端筒體錐殼部分材料名稱15CrMoR15CrMoR15CrMoR材料類型板材板材板材試驗溫度許用應(yīng)力167.00167.00167.00MPa設(shè)計溫度許用應(yīng)力t53.8053.8053.80MPa試驗溫度下屈服點s295.00295.00295.00MPa鋼板負(fù)偏差C10.300.300.30mm焊接接頭系數(shù)C21.001.001.00腐蝕裕量3.003.003.00mm錐殼厚度計算錐殼=11.71mm過渡段厚度rr==7.74mmK系數(shù)K=0.8666錐殼大端過渡段相連錐殼r==11.71mmf系數(shù)f==0.66計算厚度r=11.71mm

計算厚度rr==3.74mm是否加強(qiáng)需要加強(qiáng)錐殼小端應(yīng)力增強(qiáng)系數(shù)Q2=4.18錐殼加強(qiáng)段長度91.96mm圓筒加強(qiáng)段長度77.33mm壓力試驗時應(yīng)力校核錐殼壓力試驗類型液壓試驗試驗壓力值PT=1.25Pc=0.1500(或由用戶輸入)MPa壓力試驗允許通過的應(yīng)力tT0.90s=265.50MPa試驗壓力下的應(yīng)力T=38.06MPa校核條件TT校核結(jié)果合格計算結(jié)果錐殼所需名義厚度16.00mm錐殼大端所需名義厚度24.00mm錐殼小端所需名義厚度24.00