文堯順, 吳秀章, 張永民, 關(guān)豐忠, 高文剛, 盧衛(wèi)民, 盧春喜

(1.中國(guó)神華煤制油化工有限公司，北京 100011；2.中國(guó)石油大學(xué) 重質(zhì)油國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，北京102249)

甲醇制烯烴SHMTO工藝反應(yīng)器的大型冷模實(shí)驗(yàn)研究

文堯順1,2, 吳秀章1, 張永民2, 關(guān)豐忠1, 高文剛1, 盧衛(wèi)民1, 盧春喜2

(1.中國(guó)神華煤制油化工有限公司，北京 100011；2.中國(guó)石油大學(xué) 重質(zhì)油國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，北京102249)

采用φ376 mm×3000 mm的大型流化床冷模實(shí)驗(yàn)裝置，對(duì)比了甲醇制烯烴SHMTO工藝反應(yīng)器中設(shè)置格柵內(nèi)構(gòu)件前后流動(dòng)規(guī)律的差異。結(jié)果表明，反應(yīng)器內(nèi)設(shè)置格柵內(nèi)構(gòu)件后，床層平均顆粒質(zhì)量濃度降低，壓力脈動(dòng)顯著降低，表明格柵可以有效地破碎氣泡、改善氣-固接觸傳質(zhì)和提高床層操作的穩(wěn)定性。增設(shè)格柵后反應(yīng)器內(nèi)氣-固流動(dòng)更趨均勻，還可以強(qiáng)烈抑制固體顆粒以及氣體的軸向返混。借鑒已有流化床放大效應(yīng)的研究可以推測(cè)，工業(yè)SHMTO反應(yīng)器設(shè)置格柵后有利于穩(wěn)定床層操作、改善氣-固接觸效果和防止氣體返混，有利于改善反應(yīng)產(chǎn)物的分布和產(chǎn)品選擇性。但現(xiàn)有的格柵結(jié)構(gòu)仍需進(jìn)一步優(yōu)化，以滿足工藝和工程設(shè)計(jì)的需要。

SHMTO工藝；冷模試驗(yàn)；流化性能；反應(yīng)器；低碳烯烴

中國(guó)經(jīng)濟(jì)的高速發(fā)展對(duì)乙烯、丙烯等低碳烯烴需求持續(xù)增長(zhǎng)。傳統(tǒng)的石油基原料生產(chǎn)乙烯、丙烯等低碳烯烴要消耗寶貴的石油資源，發(fā)展煤基烯烴生產(chǎn)工藝路線對(duì)于緩解石油資源短缺，實(shí)現(xiàn)部分替代和提高煤化工產(chǎn)業(yè)經(jīng)濟(jì)效益具有重要意義[1]。目前，代表性的甲醇制烯烴(Methanol to olefin, 簡(jiǎn)稱MTO)技術(shù)有DMTO工藝[2]、SMTO工藝[3]、UOP/Hydro MTO工藝[4]、Exxonmobil的MTO工藝[5]等，其中前3種工藝已經(jīng)實(shí)現(xiàn)工業(yè)化應(yīng)用。2010年，世界首套MTO國(guó)家示范工程在內(nèi)蒙古包頭建成[6]，當(dāng)年一次性投料試車(chē)成功，標(biāo)志著中國(guó)處于世界煤制烯烴行業(yè)領(lǐng)先地位。為了進(jìn)一步提高甲醇制烯烴工藝的競(jìng)爭(zhēng)力，神華集團(tuán)有限責(zé)任公司在首套MTO裝置優(yōu)化運(yùn)行的基礎(chǔ)上，開(kāi)發(fā)了自主知識(shí)產(chǎn)權(quán)的甲醇制烯烴工藝技術(shù)[7-8](Shenhua MTO，簡(jiǎn)稱SHMTO)。SHMTO工藝采用同軸式布置，利用重力將再生催化劑輸送到反應(yīng)器中，減少了催化劑磨損，同時(shí)強(qiáng)化了催化劑與反應(yīng)原料的接觸，改善了催化劑和反應(yīng)產(chǎn)物在反應(yīng)器中的停留時(shí)間分布，提高了MTO反應(yīng)的選擇性。高效反應(yīng)器是SHMTO工藝技術(shù)開(kāi)發(fā)的核心，氣-固接觸效率和穩(wěn)定流化對(duì)MTO裝置穩(wěn)定運(yùn)行和提高低碳烯烴選擇性具有重要意義。

在工業(yè)氣-固流化床反應(yīng)器中設(shè)置內(nèi)構(gòu)件，作為改善流化質(zhì)量、增強(qiáng)氣-固接觸效率的方法已得到廣泛應(yīng)用。20世紀(jì)80年代，金涌等[9-12]在氣-固流化床時(shí)空結(jié)構(gòu)研究的基礎(chǔ)上，提出了流型轉(zhuǎn)變的機(jī)理模型和定量判據(jù)，通過(guò)對(duì)構(gòu)件作用機(jī)理、流體學(xué)性能、以及氣泡當(dāng)量直徑計(jì)算等的系統(tǒng)研究，先后開(kāi)發(fā)了塔形構(gòu)件、脊型構(gòu)件，并在萘氧化制苯酐和硝基苯加氫制苯胺等數(shù)10套工業(yè)反應(yīng)器中成功應(yīng)用。MTO反應(yīng)再生系統(tǒng)與催化裂化相似，均采用流化床反應(yīng)器和再生器，催化劑流化性能研究可以借鑒催化裂化的相關(guān)研究結(jié)果。在催化裂化領(lǐng)域，提升管氣-固流態(tài)化和再生器流化性能研究較多[13-15]，但是在MTO領(lǐng)域，對(duì)反應(yīng)器流化性能研究鮮有報(bào)道。MTO反應(yīng)器采用湍動(dòng)床或者快速床，與催化裂化的再生器相近，但是由于反應(yīng)特性、氣體介質(zhì)性質(zhì)等與催化裂化具有較大的差異，需要對(duì)MTO反應(yīng)器中流化特性開(kāi)展系統(tǒng)研究。

為了揭示MTO反應(yīng)器中設(shè)置內(nèi)構(gòu)件對(duì)催化劑的流動(dòng)規(guī)律、氣泡特性、氣-固接觸效率等的影響，筆者針對(duì)SHMTO反應(yīng)器開(kāi)展大型冷模實(shí)驗(yàn)研究，為反應(yīng)器的優(yōu)化和SHMTO工藝工程設(shè)計(jì)提供支持和參考。

1 實(shí)驗(yàn)部分

1.1 實(shí)驗(yàn)裝置

針對(duì)SHMTO流化床反應(yīng)器，建立了如圖1所示的大型冷態(tài)模擬實(shí)驗(yàn)裝置。該反應(yīng)器采用湍流床和輸送床耦合的新結(jié)構(gòu)，床層底部為湍動(dòng)域操作的密相流化床。其中流化床下部為φ376 mm×3000 mm的透明有機(jī)玻璃筒體，上部為φ150 mm×4500 mm的稀相輸送管。流化床底部設(shè)置樹(shù)枝狀氣體分布器，開(kāi)孔率為2%。密相床層夾帶至稀相輸送管的顆粒在高速氣流的作用下，先后進(jìn)入串聯(lián)的兩級(jí)PV型旋風(fēng)分離器。旋風(fēng)分離器的設(shè)計(jì)總效率大于99.99%，其分離的固體顆粒通過(guò)料腿返回密相床層。

如圖1所示，空氣經(jīng)過(guò)羅茨鼓風(fēng)機(jī)1壓縮后進(jìn)入緩沖罐2和氣體分配器3，經(jīng)轉(zhuǎn)子流量計(jì)4計(jì)量后進(jìn)入冷模實(shí)驗(yàn)裝置，通入流化床底部，作為反應(yīng)器流化風(fēng)。流化床內(nèi)的氣泡在離開(kāi)床層表面時(shí)，將大量顆粒夾帶到稀相輸送管，經(jīng)過(guò)兩級(jí)旋風(fēng)分離器6、7分離后，固體顆粒沿料腿返回床層中部，流化風(fēng)由頂部的出口管通過(guò)濾袋排入大氣。

圖1 冷模實(shí)驗(yàn)裝置流程圖

為了對(duì)比空筒流化床反應(yīng)器和加設(shè)格柵流化床反應(yīng)器對(duì)床層流化特性、壓力脈動(dòng)、氣泡特性和流化床顆粒密度分布等影響，設(shè)計(jì)了空筒流化床反應(yīng)器和添加格柵反應(yīng)器，如圖2所示。圖2(a)為空筒反應(yīng)器，作為基準(zhǔn)反應(yīng)器，與目前MTO常規(guī)反應(yīng)器類似。圖2(b)為設(shè)置兩層網(wǎng)狀格柵的新型反應(yīng)器，格柵設(shè)置高度為分布管上方320 mm和670 mm，催化劑靜床高度為1000 mm。圖2(c)為網(wǎng)狀格柵，格柵厚度40 mm，網(wǎng)格尺寸為40 mm，開(kāi)孔率87%。

1.2 催化劑

MTO裝置催化劑粒徑分布與催化裂化催化劑粒徑分布相近，均屬于典型的A類顆粒。采用催化裂化催化劑代替MTO催化劑進(jìn)行冷模實(shí)驗(yàn)研究。2種典型的催化劑的基本物性列于表1。MTO催化劑與冷模實(shí)驗(yàn)催化劑(FCC催化劑)平均粒徑接近，但后者的堆積密度比前者大。

圖2 冷態(tài)模擬實(shí)驗(yàn)流化床反應(yīng)器結(jié)構(gòu)

表1 MTO催化劑和冷態(tài)模擬實(shí)驗(yàn)催化劑(FCC催化劑)的基本性質(zhì)

Table 1 Physical properties of MTO catalyst and FCC catalyst

CatalystPackingdensity/(kg m-3)Averageparticlesize/μmParticlesizedistribution/%20-40μm40-80μm80-110μm110-149μm>149μmMTOcatalyst80086 54 5345 8826 7616 316 52FCCcatalyst92279 00 6533 1540 1720 245 79

1.3 分析測(cè)試方法

根據(jù)流態(tài)化狀態(tài)下床層壓降等于床層自身質(zhì)量的原理，采用華盛昌公司DT-8920型微差壓變送器測(cè)量床層平均顆粒質(zhì)量濃度。DT-8920型微差壓計(jì)量程為5 kPa，精度為±0.3%FSC。差壓計(jì)的傳感器采用頻率為200 Hz，采樣時(shí)間為60 s。在流化床內(nèi)共設(shè)置了5個(gè)測(cè)壓點(diǎn)，1～5個(gè)軸向測(cè)壓點(diǎn)距離分布管高度(簡(jiǎn)稱軸向高度)分別為220、420、620、820和1020 mm。差壓計(jì)與計(jì)算機(jī)相連，記錄一段測(cè)量時(shí)間內(nèi)的動(dòng)態(tài)數(shù)據(jù)，表征流化床層的壓力脈動(dòng)。壓力脈動(dòng)幅度通常反映了床內(nèi)氣泡活動(dòng)的強(qiáng)烈程度。

冷態(tài)模擬實(shí)驗(yàn)中，采用中科院過(guò)程工程所PV-6D型顆粒密度/速度兩用測(cè)量?jī)x，以反射性光纖探針在軸向高度為220、520和820 mm 3個(gè)軸向高度測(cè)量床層局部顆粒質(zhì)量濃度。為了研究流化床徑向和圓周方向(簡(jiǎn)稱周向)顆粒質(zhì)量濃度分布，在每個(gè)高度上沿周向均勻布置了3個(gè)測(cè)量點(diǎn)，每2個(gè)測(cè)點(diǎn)間相差120°；沿徑向分別在r/R為0、0.34、0.66、0.97處設(shè)置了4個(gè)測(cè)量點(diǎn)，r為徑向位置，R為冷模實(shí)驗(yàn)裝置流化床直徑。

2 結(jié)果與討論

2.1 空筒反應(yīng)器和格柵反應(yīng)器流化性能對(duì)比

流化床的工業(yè)MTO反應(yīng)器中，DMTO工藝采用湍動(dòng)流化床操作，SMTO工藝和UOP/Hydro UOP工藝則采用快速流化床操作。為了在較大氣速范圍內(nèi)研究SHMTO反應(yīng)器中氣-固流化性能和混合特性，筆者選擇表觀氣速范圍為0.46～1.16 m/s，基本涵蓋了工業(yè)MTO裝置可能的操作氣速。對(duì)比研究空筒反應(yīng)器和格柵反應(yīng)器內(nèi)催化劑的顆粒質(zhì)量濃度、壓力脈動(dòng)、顆粒質(zhì)量濃度分布以及氣泡特性，深入揭示格柵的加入對(duì)MTO反應(yīng)器的流化性能的影響規(guī)律，為新型高效MTO反應(yīng)器的開(kāi)發(fā)提供參考。

2.1.1 顆粒質(zhì)量濃度對(duì)比

床層顆粒質(zhì)量濃度是反映流化床性能的指標(biāo)之一，圖3為空筒反應(yīng)器和網(wǎng)狀格柵反應(yīng)器內(nèi)平均顆粒質(zhì)量濃度隨表觀氣速的變化。由圖3可知，當(dāng)表觀氣速由0.46 m/s增至1.16 m/s時(shí)，空筒反應(yīng)器內(nèi)平均床層顆粒質(zhì)量濃度從730 kg/m3逐漸降至480 kg/m3，降低了34.25%。對(duì)于空筒反應(yīng)器，表觀氣速增大，床層膨脹增大，平均顆粒質(zhì)量濃度降低。對(duì)于格柵反應(yīng)器，平均顆粒質(zhì)量濃度也隨著表觀氣速增加而減小，當(dāng)表觀氣速?gòu)?.04 m/s進(jìn)一步增大到1.16 m/s時(shí)，平均顆粒質(zhì)量濃度下降速度明顯增大，可能是存在從湍動(dòng)流化床向快速床的流型轉(zhuǎn)變。在相同表觀氣速下，格柵反應(yīng)器內(nèi)平均顆粒質(zhì)量濃度比空筒反應(yīng)器的低25%～50%，表明設(shè)置格柵后，床層膨脹顯著。金涌等[12]給出了不同內(nèi)構(gòu)件流化床膨脹比的定量關(guān)系式，表明流化床中加入脊型內(nèi)構(gòu)件后，氣泡相滯留量大，床層膨脹比增大。本研究中，冷模實(shí)驗(yàn)裝置靜床高度為1000 mm左右，相對(duì)較低，流化床層受格柵影響的區(qū)域相對(duì)較大，導(dǎo)致平均顆粒質(zhì)量濃度更低，床層膨脹比明顯增大。此外，冷模實(shí)驗(yàn)裝置中的旋風(fēng)分離器料腿位于格柵內(nèi)構(gòu)件之上也可能導(dǎo)致平均顆粒質(zhì)量濃度降低。工業(yè)MTO反應(yīng)器中旋風(fēng)分離器料腿位置和結(jié)構(gòu)對(duì)床層流化性能具有重要影響。

圖3 空筒反應(yīng)器和網(wǎng)狀格柵反應(yīng)器內(nèi)平均顆粒質(zhì)量濃度(ρB-mean)隨表觀氣速(u0)的變化

為了詳細(xì)表征格柵對(duì)流化床層的影響，冷態(tài)模擬實(shí)驗(yàn)測(cè)定了顆粒質(zhì)量濃度隨床層軸向高度的變化，如圖4所示。由圖4(a)可知，對(duì)于空筒反應(yīng)器，顆粒質(zhì)量濃度沿著床層軸向高度增加而降低。當(dāng)表觀氣速大于1.04 m/s時(shí)，在床層中上部顆粒質(zhì)量濃度隨軸向高度增加顯著降低；當(dāng)表觀氣速介于0.58～0.94 m/s時(shí)，顆粒質(zhì)量濃度沿床層軸向高度變化較小。對(duì)于設(shè)置兩層網(wǎng)狀格柵的反應(yīng)器，顆粒質(zhì)量濃度隨著床層高度變化趨勢(shì)顯著不同，如圖4(b)所示。當(dāng)表觀氣速大于、等于0.58 m/s時(shí)，顆粒質(zhì)量濃度隨著床層軸向高度增加先降低再升高，即在兩層格柵之間出現(xiàn)低濃度區(qū)，而且隨著表觀氣速增大，兩層格柵之間的低濃度區(qū)越明顯。張永民等[16]在二維床中加入導(dǎo)向擋板內(nèi)構(gòu)件時(shí)，也發(fā)現(xiàn)在導(dǎo)向擋板下出現(xiàn)低濃度區(qū)。當(dāng)表觀氣速達(dá)到1.16 m/s時(shí)，軸向高度為0.5 m處的區(qū)域顆粒質(zhì)量濃度小于100 kg/m3，分別相當(dāng)于軸向高度為0.2 m處顆粒質(zhì)量濃度的1/3和軸向高度為0.8 m處顆粒質(zhì)量濃度的1/4。對(duì)比測(cè)壓點(diǎn)位置和網(wǎng)狀格柵安裝位置可以得出，網(wǎng)狀格柵流化床中部的低濃度區(qū)主要受上層網(wǎng)狀格柵的影響。

圖4 空筒反應(yīng)器和網(wǎng)狀格柵反應(yīng)器不同表觀氣速(u0)下內(nèi)顆粒質(zhì)量濃度(ρB)隨軸向高度(H)的變化

網(wǎng)狀格柵對(duì)流化性能主要有3方面的影響。一是內(nèi)構(gòu)件存在占據(jù)了床層一定的流通面積，造成局部表觀氣速增大和該區(qū)域顆粒質(zhì)量濃度的降低。但是網(wǎng)狀格柵空隙率很高，達(dá)到87%，局部表觀氣速增加的幅度有限，因而顆粒質(zhì)量濃度下降的幅度也不會(huì)太大。二是內(nèi)構(gòu)件會(huì)對(duì)氣泡起到一定的破碎作用，隨著平均氣泡尺寸的減小，氣泡的平均上升速度也將有所下降，會(huì)增加氣泡相在床層中的滯留時(shí)間，顆粒質(zhì)量濃度也會(huì)降低。三是內(nèi)構(gòu)件存在對(duì)顆粒軸向返混存在較強(qiáng)的抑制作用，為了維持床層的穩(wěn)定操作，格柵層下方會(huì)自發(fā)形成一個(gè)低濃度的 “氣墊”層，其高度會(huì)隨著表觀氣速的增大而增大，因此該區(qū)域的顆粒質(zhì)量濃度會(huì)更小一些[16]。由圖4(b)可知，在高表觀氣速下，“氣墊”區(qū)的顆粒質(zhì)量濃度較其他床層區(qū)的顆粒質(zhì)量濃度會(huì)更小一些，這也是因?yàn)椤皻鈮|”層增高的緣故。騫偉中等[17-18]發(fā)現(xiàn)，在流化床中設(shè)置脊型內(nèi)構(gòu)件時(shí)，當(dāng)表觀氣速較高時(shí)存在分相現(xiàn)象，即兩層內(nèi)構(gòu)件之間形成兩段密相區(qū)。流化床是否出現(xiàn)分相，主要與內(nèi)構(gòu)件結(jié)構(gòu)和開(kāi)孔率速有關(guān)。當(dāng)開(kāi)孔率較小時(shí)，格柵內(nèi)構(gòu)件上層催化劑返混較為困難，需要設(shè)置外溢流管返回上層催化劑，可能形成兩段密相床[18]；當(dāng)開(kāi)孔率較大時(shí)，分相現(xiàn)象不明顯，僅存在密相床內(nèi)顆粒質(zhì)量濃度差異。

2.1.2 壓力脈動(dòng)對(duì)比

壓力脈動(dòng)是多種壓力波疊加產(chǎn)生的復(fù)雜壓力波動(dòng)，是評(píng)價(jià)流化床流化質(zhì)量的重要指標(biāo)。其中，氣泡上升誘發(fā)的壓力波，以及氣泡生成、聚并、破裂和料面崩裂產(chǎn)生的壓力波的幅度隨著氣泡直徑的增加而單調(diào)增大。密相床震動(dòng)、流量波動(dòng)、測(cè)量系統(tǒng)噪聲引起的壓力波動(dòng)與氣泡直徑無(wú)關(guān)。采用張永民等[19]數(shù)據(jù)處理方法得到的壓力脈動(dòng)僅與床層氣泡特性關(guān)聯(lián)，能夠更準(zhǔn)確反映床層流化質(zhì)量。圖5為空筒反應(yīng)器和網(wǎng)狀格柵反應(yīng)器內(nèi)的平均壓力脈動(dòng)幅值隨表觀氣速的變化。由圖5可知，在表觀氣速在0.46～1.16 m/s范圍，網(wǎng)狀格柵反應(yīng)器內(nèi)的壓力脈動(dòng)幅值均比空筒反應(yīng)器的低很多。這一方面是由于格柵對(duì)床內(nèi)氣泡的破碎作用，氣泡平均直徑的減小造成床內(nèi)壓力波動(dòng)幅度減小；另一方面，格柵內(nèi)構(gòu)件的存在對(duì)穩(wěn)定床層料面波動(dòng)以及氣體流量都有一定的作用，也是造成壓力脈動(dòng)幅值減小的原因。對(duì)于工業(yè)MTO反應(yīng)器，格柵內(nèi)構(gòu)件的存在不僅可以改善氣-固接觸效果，而且可以穩(wěn)定流化床的操作。

圖5 空筒反應(yīng)器和網(wǎng)狀格柵反應(yīng)器內(nèi)壓力脈動(dòng)幅值(σdp)隨表觀氣速(u0)的變化

2.1.3 顆粒質(zhì)量濃度與氣泡徑向特性的對(duì)比

MTO反應(yīng)為氣-固多相催化反應(yīng)。對(duì)于流化床的MTO反應(yīng)器，氣-固接觸效率是反映反應(yīng)器流化特性的關(guān)鍵指標(biāo)，氣-固接觸效率高，單位反應(yīng)器體積生產(chǎn)能力大。對(duì)于小相對(duì)分子質(zhì)量的甲醇制烯烴反應(yīng)，提高反應(yīng)器效率尤為重要。流化床中顆粒質(zhì)量濃度分布和氣泡特性是表征流化性能和氣-固接觸效率的常用指標(biāo)。本研究中采用光纖密度儀測(cè)定氣泡特性。光纖密度信號(hào)顯示，大多數(shù)時(shí)間床層在一個(gè)較高的密度信號(hào)附近波動(dòng)，不時(shí)信號(hào)陡降又很快恢復(fù)，出現(xiàn)一個(gè)尖銳的波谷，這代表1個(gè)氣泡經(jīng)過(guò)探針。如果確定1個(gè)氣泡和乳化相的臨界電壓值，則可以通過(guò)信號(hào)處理的方法，得到氣泡的頻率以及分率。

氣泡頻率(f)定義為單位時(shí)間內(nèi)經(jīng)過(guò)探頭的氣泡個(gè)數(shù)，Hz；如式(1)所示。式(1)中，T為測(cè)量時(shí)間，s；Nb為氣泡個(gè)數(shù)。

f=Nb/T

(1)

氣泡分率(δb)定義為氣泡占據(jù)探頭的時(shí)間與測(cè)量時(shí)間之比，如式(2)所示。式(2)中，Ti為第i個(gè)氣泡占據(jù)探頭的時(shí)間，s。

δb=∑Ti/T

(2)

在儀器標(biāo)定中，顆粒質(zhì)量濃度為零時(shí)，對(duì)應(yīng)的電壓值為零；顆粒質(zhì)量濃度為堆積密度時(shí)，對(duì)應(yīng)的電壓值為4.4 V。在本研究中，為了合理確定氣泡相和乳化相的臨界電壓，采用不同的臨界電壓值對(duì)光纖型號(hào)進(jìn)行處理發(fā)現(xiàn)，當(dāng)臨界電壓超過(guò)3.6 V時(shí)，氣泡個(gè)數(shù)出現(xiàn)明顯突變。因此，選擇臨界電壓值為3.6 V。對(duì)所有信號(hào)處理過(guò)程中，均統(tǒng)一采用此臨界值，從而可以確保數(shù)據(jù)總體趨勢(shì)不變。

圖6、圖7分別為空筒反應(yīng)器和網(wǎng)狀格柵反應(yīng)器在表觀氣速0.93 m/s時(shí)，軸向高度520 mm處顆粒局部濃度及氣泡特性的周向和徑向分布。由圖6可知，在空筒反應(yīng)器3個(gè)周向位置上氣-固流動(dòng)總體呈現(xiàn)較為規(guī)律性的流動(dòng)現(xiàn)象，即顆粒質(zhì)量濃度呈現(xiàn)中心低、邊壁高的趨勢(shì)；中心區(qū)域空隙率在0.6～0.65之間，邊壁區(qū)域空隙率逐漸降低到0.4～0.45之間。盧春喜等[20]在直徑710 mm的大型氣-固流化床中研究了湍流床空隙率沿徑向分布，將湍流床空隙率分布劃分為中心區(qū)、平穩(wěn)區(qū)和邊壁區(qū)，越靠近壁面顆粒質(zhì)量濃度越大。汪智國(guó)等[21]研究鼓泡床、湍動(dòng)床內(nèi)固含率沿徑向分布規(guī)律，也發(fā)現(xiàn)顆粒質(zhì)量濃度僅是徑向位置的函數(shù)。從空隙率波動(dòng)來(lái)看，在徑向r/R為0～0.66范圍的中心區(qū)域，空隙率波動(dòng)減小較為緩慢；在徑向r/R為0.66～0.97范圍的靠近壁面區(qū)域，空隙率波動(dòng)迅速下降。表明該流化床中心區(qū)域氣泡活動(dòng)較為劇烈，而邊壁區(qū)域顯著減弱。氣泡頻率(圖6(c))和氣泡分率(圖6(d))也呈現(xiàn)相同趨勢(shì)，即出現(xiàn)中心高、邊壁低的趨勢(shì)。受邊壁效應(yīng)的影響，顆粒從中心區(qū)域向上運(yùn)動(dòng)，沿著邊壁下滑返混。Lin等[22]研究發(fā)現(xiàn)，顆粒質(zhì)量濃度沿徑向分布受表觀氣速和流態(tài)化操作域影響?？傮w上看，氣-固流動(dòng)軸對(duì)稱型較好，即各周向位置顆粒質(zhì)量濃度及氣泡特性的徑向分布表現(xiàn)出較好的相似性。但是，由圖6還可知，氣-固流動(dòng)在水平面上仍存在一定的不均勻性，在周向240°方向上，無(wú)論空隙率、氣泡活動(dòng)劇烈程度、氣泡頻率和氣泡分率，均比其它2個(gè)周向方位小一些。

圖6 空筒反應(yīng)器內(nèi)顆粒質(zhì)量濃度及氣泡特性不同周向的徑向分布

從圖7可見(jiàn)，網(wǎng)狀格柵反應(yīng)器總體趨勢(shì)和空筒反應(yīng)器基本相似，即中心區(qū)域空隙率高、氣泡活動(dòng)更為劇烈、氣泡頻率和分率更高，而邊壁區(qū)域空隙率略低、氣泡活動(dòng)減弱、氣泡頻率和分率降低。需要指出的是，在周向120°方向空隙率、氣泡頻率和氣泡分率與周向0°和240°方向呈現(xiàn)出明顯差異。周向120°方向時(shí)，空隙率、空隙率波動(dòng)、氣泡頻率和氣泡分率沿徑向逐漸降低；而在周向0°和240°方向上，在r/R從0增加到0.67時(shí)，空隙率、空隙率波動(dòng)、氣泡頻率和氣泡分率均緩慢增加，在r/R為0.67處現(xiàn)最大值，然后再迅速降低。這一結(jié)果表明格柵反應(yīng)器軸對(duì)稱性比空筒反應(yīng)器稍差。此外，加入格柵的反應(yīng)器的空隙率、空隙率波動(dòng)、氣泡頻率和氣泡分率從中心區(qū)域到邊壁區(qū)域變化幅度比空筒反應(yīng)器的小，表明格柵反應(yīng)器徑向流化性能高于空筒反應(yīng)器，催化劑顆粒徑向返混增強(qiáng)，床層流化徑向分布更趨均勻，催化劑沿壁面下滑程度相對(duì)降低，有利于減少催化劑的軸向返混。孫玉建[23]也發(fā)現(xiàn)內(nèi)構(gòu)件對(duì)抑制流化床返混具有較好作用。

圖7 網(wǎng)狀格柵反應(yīng)器內(nèi)顆粒濃度及氣泡特性不同周向的徑向分布

2.2 工業(yè)裝置中格柵擋板的預(yù)期作用

氣-固流化床具有非常顯著的放大效應(yīng)，其放大效應(yīng)來(lái)源于流化床直徑不同而產(chǎn)生的壁面效應(yīng)以及由此引起的流動(dòng)、傳熱、傳質(zhì)等的巨大差異。Werther等[24]對(duì)比研究了床層直徑為200 mm、500 mm和1000 mm的流化床中氣泡相沿徑向的流率分布。結(jié)果表明，大直徑流化床中的氣泡相流率的均勻性要遠(yuǎn)小于小直徑流化床，相同直徑的氣泡在大直徑流化床中上升速度也高于小直徑流化床。張永民等[19]研究了床型結(jié)構(gòu)對(duì)流化床流化質(zhì)量的影響，發(fā)現(xiàn)靜床高度對(duì)于大型流化床流化性能具有重要影響。因此，大型工業(yè)流化床反應(yīng)器中氣-固流動(dòng)規(guī)律的描述是業(yè)界研究的難點(diǎn)，如何利用冷模實(shí)驗(yàn)結(jié)果來(lái)指導(dǎo)工業(yè)反應(yīng)器的設(shè)計(jì)和工業(yè)裝置的操作非常重要。對(duì)于直徑達(dá)到幾米甚至十米以上的大型工業(yè)流化床反應(yīng)器，維持床層平穩(wěn)流化難度很大。流態(tài)化技術(shù)的發(fā)展為催化裂化裝置大型化發(fā)展提供強(qiáng)有力的支持。目前，國(guó)內(nèi)最大的3.0 Mt/a催化裂化裝置再生器燒焦罐直徑達(dá)到7000 mm，密相直徑高達(dá)12300 mm，實(shí)現(xiàn)了平穩(wěn)流化和長(zhǎng)周期穩(wěn)定運(yùn)行[25]。

在催化裂化裝置再生器中設(shè)置格柵強(qiáng)化再生效果的技術(shù)已實(shí)現(xiàn)工業(yè)應(yīng)用。中國(guó)海洋石油中捷石化0.5 Mt/a重油催化裂化裝置再生器設(shè)置格柵后[26]，強(qiáng)化了再生器中再生劑與主風(fēng)的接觸和床層流化的均勻性，再生床層水平溫差從15℃降至3℃，稀相水平溫差從37℃降至2℃，再生催化劑定炭含量顯著降低，表明工業(yè)流化床再生器設(shè)置格柵后，流化床層徑向的均勻性得到顯著改善。中國(guó)石油大慶煉化分公司0.6 Mt/a重油催化裂化裝置擴(kuò)能改造時(shí)，在再生器中增設(shè)格柵[27]，提高了床層穩(wěn)定性和強(qiáng)化了燒焦效果。上海石化0.8 Mt/a催化裝置擴(kuò)能改造到1.0 Mt/a時(shí)[28]，第一再生器密相床增設(shè)格柵也取得了良好效果。

雖然在催化裂化裝置的再生器中設(shè)置格柵對(duì)于改進(jìn)再生器流化性能、改善催化劑和主風(fēng)的接觸效果、提高床層穩(wěn)定性有較多的成功實(shí)施案例。但是需要指出的是，MTO反應(yīng)器和催化裂化再生器流化具有較大差異。一是催化裂化的再生器床層較高，而MTO反應(yīng)器床層高度較低。二是由于MTO反應(yīng)器裝置進(jìn)料甲醇相對(duì)分子質(zhì)量小，工業(yè)規(guī)模的MTO反應(yīng)器巨大，6×105t 烯烴/a 的MTO裝置反應(yīng)器直徑達(dá)到10000 mm以上。對(duì)于大直徑、淺床層的MTO反應(yīng)器，床層流化比催化裂化再生器更難于穩(wěn)定操作。此外，甲醇分子、低碳烯烴分子、水分子等氣體介質(zhì)的黏滯力等物化性質(zhì)與空氣介質(zhì)具有較大差異，也會(huì)對(duì)床層流化性能產(chǎn)生一定影響。

因此，在工業(yè)MTO反應(yīng)器設(shè)計(jì)中要充分考慮流化床層的不均勻性，優(yōu)化反應(yīng)器設(shè)計(jì)和內(nèi)構(gòu)件的設(shè)置，充分考慮MTO反應(yīng)和氣體介質(zhì)的特殊性，從而保證反應(yīng)器內(nèi)部催化劑的穩(wěn)定流化。對(duì)反應(yīng)器的格柵結(jié)構(gòu)需要進(jìn)一步優(yōu)化，綜合考慮流化性能和格柵結(jié)構(gòu)強(qiáng)度。從冷態(tài)模擬實(shí)驗(yàn)結(jié)果和催化裂化再生器加入格柵的工業(yè)應(yīng)用實(shí)踐來(lái)看，MTO反應(yīng)器中設(shè)置格柵對(duì)于床層流化性能的改善和提高床層穩(wěn)定性具有較好的預(yù)期效果。

3 結(jié) 論

(1) 與空筒反應(yīng)器相比，設(shè)置格柵內(nèi)構(gòu)件后床層平均顆粒質(zhì)量濃度減小、壓力脈動(dòng)顯著降低，表明格柵可以有效破碎氣泡，改善氣-固接觸效率和提高床層穩(wěn)定性。

(2) 從顆粒質(zhì)量濃度、氣泡頻率和空隙率等的周向、徑向分布來(lái)看，在MTO反應(yīng)器中添加水平格柵內(nèi)構(gòu)件有利于提升反應(yīng)器流化性能。格柵內(nèi)構(gòu)件對(duì)氣泡的破碎作用、抑制氣體返混以及改善水平氣-固流動(dòng)均勻性，有利于提高催化劑的利用率。

(3) 對(duì)于大直徑、低床層的大型MTO工業(yè)反應(yīng)器，設(shè)置格柵后有利于流化床層穩(wěn)定操作，改善氣-固接觸效果，提高目標(biāo)產(chǎn)物的選擇性。但是，對(duì)工業(yè)格柵內(nèi)構(gòu)件需要進(jìn)一步優(yōu)化，滿足工藝和工程需要。

[1] 陳香生, 劉昱, 陳俊武. 煤基甲醇制烯烴(MTO)工藝生產(chǎn)低碳烯烴的工程技術(shù)及投資分析[J].煤化工, 2005, 33(5)：6-11.(CHEN Xiangsheng, LIU Yu, CHEN Junwu. Technology and investment analysis on low carbon olefin based MTO process from coal-to methanol[J].Coal Chemical Industry, 2005, 33(5): 6-11.)

[2] 蔡光宇, 孫承林, 劉中民, 等. 一種由甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化制取乙烯、丙烯等低碳烯烴的方法: 中國(guó)， ZL96115333.4[P].1997.

[3] 姜瑞文. 中國(guó)石化S-MTO技術(shù)開(kāi)發(fā)與工業(yè)化應(yīng)用[J].齊魯石油化工, 2013, 41(3):176-179.(JIANG Ruiwen. Technological development and commercial application of S-MTO technology owned by SINOPEC[J].QILU Petrochemical Technology, 2013, 41(3): 176-179.)

[4] MILLER L W. Fast-fluidized bed reactor for MTO process: Unite Stats, US 6166282 [P].2000.

[5] KUECHLER K H, COUTE N P, SMITH J S, et al. Catalyst fluidization in oxygenate to olefin reaction systems: US 20050124838A1[P].2005.

[6] 吳秀章. 煤制低碳烯烴工業(yè)示范工程最新進(jìn)展[J].化工進(jìn)展, 2014, 33(4): 787-794.(WU Xiuzhang. Latest progress of coal to light olefins industrial demonstration project[J].Chemical Industry and Engineering Process, 2014, 33(4): 787-794.)

[7] 吳秀章, 關(guān)豐忠, 武興斌, 等. 甲醇轉(zhuǎn)化為低碳烯烴的裝置及方法: 中國(guó), ZL 201210149072.3[P].2012.

[8] 吳秀章, 關(guān)豐忠, 武興斌, 等. 甲醇轉(zhuǎn)化為低碳烯烴的裝置及方法: 中國(guó), ZL 201210149480.0[P].2012.

[9] 蔡平, 金涌, 俞芷青, 等. 采用凝聚函數(shù)法對(duì)氣固密相流化床流型轉(zhuǎn)變工程的研究[J].化工學(xué)報(bào), 1989, 40(2):154-160.(CAI Ping, JIN Yong, YU Zhiqing, et al. A study on the mechanism of flow regime transition in gas-solid fluidized beds by use of coherence function[J].Journal of Chemical Industry and Engineering(China), 1989, 40(2): 154-160.)

[10] 蔡平, 陳沙鵬, 俞芷青, 等. 操作條件和床結(jié)構(gòu)對(duì)床層平均孔隙率的影響[J].石油化工, 1989, 18(9): 610-615.(CAI Ping, CHEN Shapeng, YU Zhiqing, et al. Effect of operating temperature, pressure and internal baffles on the average voidage of gas-solid fluidized beds[J].Petrochemical Technology, 1989:18(9): 610-615.)

[11] 金涌, 俞芷青, 張禮, 等. 流化床反應(yīng)器塔形內(nèi)構(gòu)件的研究[J].化工學(xué)報(bào), 1980,40(2): 117-128. (JIN Yong, YU Zhiqing, ZHANG Li, et al. A study of Pagoda type vertical internal baffle in gas-fluidized bed[J].Journal of Chemical Industry and Engineering(China), 1980, 2: 117-118.)

[12] 金涌，俞芷青，張禮,等. 流化床脊型內(nèi)構(gòu)件[J].石油化工，1986, 15(5): 269-277. (JIN Yong, YU Zhiqing, ZHANG Li, et al. Ridge type internal baffle for fluidized bed reactor[J], Petrochemical Technology, 1986, 15(5): 269-277.)

[13] 吳誠(chéng), 高希, 成有為, 等. 湍動(dòng)流化床過(guò)渡段固含率的分布特征的實(shí)驗(yàn)及數(shù)值模擬[J].化工學(xué)報(bào), 2013, 64(3):858-866.(WU Cheng, GAO Xi, CHENG Youwei, et al. Experimental and numerical study of solids concentration distribution in transition section of turbulent fluidized bed[J].CIESC Journal, 2013, (643): 858-866.)

[14] 孫富偉, 張永民, 盧春喜, 等. 催化裂化外取熱器傳熱與流動(dòng)特性的大型冷模實(shí)驗(yàn)[J].石油學(xué)報(bào)(石油加工), 2013, 29(4): 633-640. (SUN Fuwei, ZHANG Yongmin, LU Chunxi, et al. Large cold-model experiment on heat transfer and hydrodynamics of an FCC external catalyst cooler[J].Acta Petrolei Sinica (Petroleum Processing Section), 2013, 29(4): 633-640.)

[15] 李志強(qiáng), 吳昌寧, 魏飛, 等. 高密度下行床-提升管耦合反應(yīng)器內(nèi)的氣固流動(dòng)行為[J].化工學(xué)報(bào). 2005. 56(5): 816-821.(LI Zhiqiang, WU Changning, WEI Fei, et al. High-density gas-solids flow in downer-riser couple coupled circulating fluidized bed[J].CIESC Journal, 2005, 56(5): 816-821.)

[16] 張永民, 王紅梅, 盧春喜, 等. 導(dǎo)向擋板對(duì)催化裂化顆粒湍動(dòng)流化床流動(dòng)特性的影響[J].中國(guó)石油大學(xué)學(xué)報(bào)(自然科學(xué)版), 2008, 32(4):118-122.(ZHANG Yongmin, WANG Hongmei, LU Chunxi, et al. Effects of louvre baffles on hydrodynamics properties of turbulent fluidized beds of FCC particles[J].Journal of China University of Petroleum, 2008, 32(4): 118-122.)

[17] 騫偉中, 魏飛, 王垚, 等. 多段流化床技術(shù)應(yīng)用于多相催化與納米材料的合成過(guò)程[J].化工學(xué)報(bào), 2010, 61(9): 2186-2190. (QIAN Weizhong, WEI Fei, WANG Yao, et al. Application of multistage fluidized bed in heterogeneous catalysis and nano-material synthesis[J].CIESC Journal, 2010, 61(9): 2186-2190.)

[18] 騫偉中, 周華群, 汪展文, 等. 外置溢流管型雙層流化床冷模研究[J].石油化工, 2002, 31(6):444-446.(QIAN Weizhong, ZHOU Huaqun, WANG Zhanwen, et al. Cold model study of two-stage fluidized bed with downcomer[J].Petrochemical Technology, 2002, 31(6): 444-446.)

[19] 張永民, 盧春喜. 床層結(jié)構(gòu)對(duì)氣固流化床流花質(zhì)量和氣體返混特性的影響[J].化工學(xué)報(bào), 2010, 61(9): 2296-2304. (ZHANG Yongmin, LU Chunxi. Fluidization quality and gas back-mixing in gas-solids fluidized beds of different shapes[J].CIESC Journal, 2010, 61(9): 2296-2304.)

[20] 盧春喜, 徐亦方, 時(shí)銘顯, 等. 大型氣-固湍流流化床徑向孔隙率分布的研究[J].石油化工, 1996, 25(5): 315-318. (LU Chunxi, XU Yifang, SHI Mingxian, et al. Study on the radial distribution of voidage in gas-solid turbulent fluidized beds[J].Petrochemical Technology, 1996, 25(5): 315-318.)

[21] 汪智國(guó), 魏飛. 鼓泡床、湍動(dòng)床固含率的相似分布規(guī)律[J].石油化工, 1999, 28(2): 87-90. (WANG Zhiguo, WEI Fei. Similarity in radial profiles of solids fraction in bubbling and turbulent fluidized bed[J].Petrochemical Technology, 1999, 28(2): 87-90.)

[22] LIN Qian, WEI Fei, JIN Yong. Transient density signal analysis and two phase micro-structure flow in gas-solids fluidization [J].Chemical Engineering Science, 2001, 56: 2179-2189.

[23] 孫玉建. 內(nèi)構(gòu)件抑制流化床氣固返混研究[M].北京: 清華大學(xué), 2010.

[24] WERTHER J. Influence of bed diameter on hydrodynamics of gas fluidized beds[J].AIChE Symposium Series, 1974, 70(141): 53-62

[25] 郝希仁. 催化裂化裝置的大型化設(shè)計(jì)[J].煉油設(shè)計(jì), 2001, 31(11):5-9. (HAO Xiren. Design of a large-scale catalytic cracking unit[J].Petroleum Refinery Engineering, 2001, 31(11): 5-9.)

[26] 李希斌, 張永民, 于群, 等. 0.5 Mt/a重油催化裂化裝置再生強(qiáng)化技術(shù)改造[J].煉油技術(shù)與工程, 2013, 43(4): 10-13. (LI Xibin, ZHANG Yongmin, YU Qun, et al. Revamping for reinforced regeneration of a 0.5 Mt/a residue FCC Unit[J].Petroleum Refinery Engineering, 2013, 43(4): 10-13.)

[27] 徐占武, 東肖昱, 郝希仁. 重油催化裂化裝置技術(shù)改造設(shè)計(jì)和運(yùn)行總結(jié)[J].煉油技術(shù)與工程, 2004, 34(5): 25-28. (XU Zhanwu, DONG Xiaoyu, HAO Xiren. Design and running summary of 20000b/d RFCC unit revamping[J].Petroleum Refinery Engineering, 2004, 34(5): 25-28.)

[28] 謝恪謙，高玉延， 郝希仁. 重油催化裂化裝置再生器的改造[J].煉油設(shè)計(jì), 2002, 32(11): 1-3. (XIE Keqian, GAO Yuyan, HAO Xiren. Revamping of regeneration in RFCC unit[J].Petroleum Refinery Engineering, 2002, 32(11): 1-3.)

Cold-Model Experimental Study on the Hydrodynamics of SHMTO Reactor

WEN Yaoshun1,2，WU Xiuzhang1，ZHANG Yongmin2，GUAN Fengzhong1，GAO Wengang1，LU Weimin1，LU Chunxi2

(1.ChinaShenhuaCoaltoLiquidandChemicalCo.,Ltd.,Beijing100011,China;2.StateKeyLaboratoryofHeavyOilProcessing,ChinaUniversityofPetroleum,Beijing102249,China)

The hydrodynamics of the SHMTO’s turbulent fluidized reactor were studied experimentally in a large cold model apparatus ofφ376 mm×3000 mm with and without two-layer of mesh grids. The experimental results showed that there was a noticeable decrease on average bed density after inserting the mesh grids. The bed pressure fluctuations also decreased significantly, indicating stronger bubble splitting, better gas-solids contact and reactor operating stability. The lateral distribution of voidage and other bubble-related properties were observed to be more uniform in the reactor with mesh grids. Moreover, it was also found that the axial backmixing of both gas and solid phases was suppressed. Based on existing studies on fluidized bed scale-up, enhanced gas-solids contact, better reactor operating stability and more desired gas residence time distribution can be expected in the SHMTO reactor if horizontal baffles are inserted, which will favor to enhancement of product yields and product selectivity. However, the current employed baffle in the experiment still needs to be optimized to better satisfy the requirements of process and engineering.

SHMTO process; cold-model; hydrodynamics; reactor; light olefin

2014-03-26

神華集團(tuán)科技創(chuàng)新項(xiàng)目(SHJT-13-24)資助

文堯順，男，工程師，博士，從事甲醇制烯烴領(lǐng)域研究; Tel: 010-57339077; E-mail: wenyaoshun@163.com

1001-8719(2015)04-0836-09

TQ021.4; TQ536

A

10.3969/j.issn.1001-8719.2015.04.002