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1、反应器并联的讨论胡凯华班级： 化工 1102 班 学号： 201198606 反应釜并联的讨论摘要：在化工生产中为适应不同产品和不同反映的要求，常常需要将不同的简单反应器（全混流反应器，平推流反应器等）进行各种组合（并联，串联等） ，比如若干个全混流反应器的串联可以减少返混的影响，是每个反应器中反应物的浓度都维持在较高的水平。而循环反应器及其串联可以使原味平推流的反应器具有全混流反应器的某种特征。本文就全混流反应器的并联组合进行讨论。关键字：全混流反应器，并联反应器的串联可以减少反应器的总体积，提高转化率。反应器的并联可以在同等情况下成倍增加产量并能保证产品的转化率一致。本文以乙苯的烷基化为基
2、础讨论反应器并联的问题。乙苯是目前国内生产苯乙烯产品的基本原料. 其生产工艺过程为 : 苯与乙烯在高温和中等压力下于 2 台烷基化反应器中的一台反应器进行烷基化反应. 每台反应器设有 4 段串联的催化剂床层 , 苯和乙烯进料可以补充到每段床层. 主要由二乙苯组成的多乙苯, 经过反应器进料, 加热炉对流段预热以后, 同苯进料合并一起进入反应器顶段床层. 一台反应器的典型运转周期大约为 45 d. 随后, 催化剂需要再生. 此时,备用反应器投入运转, 而另一台反应器将停下对催化剂再生. 催化剂再生以后至另一台运转反应器的催化剂需要再生以前, 该反应器处于备用状态。尽管这套烷基化工艺同目前国内传统乙
3、苯生产工艺相比, 具有无污染、无腐蚀和流程简单等特点, 但由于该烷基化反应器使用的 ZSM-5 催化剂适用的工艺条件非常苛刻, 即它的抗毒和抗积炭性相当脆弱, 因此, 该催化剂的正常使用寿命只有 1 a 左右的时间. 当前, 如何延长乙苯反应器的运转周期和催化剂的使用寿命已成为国际苯乙烯生产工艺的一个难题.1 烷基化反应器单台运行改并联运行方案的提出乙苯装置自 1996 年开车投产以来, 由于严格控制装置生产负荷 , 并同时采取了优化烷基化反应器操作的数项举措, 使当时的烷基化反应器运转周期基本接近或达到国内外同类规模的最好水平( 60 d) . 自从公司改扩建乙烯装置为 16 万吨/ 年后,
4、 为苯乙烯装置提供了充足的乙烯原料, 按照公司生产要求, 苯乙烯装置须高负荷运行. 为此, 将乙苯装置乙烯负荷提高到了原设计能力的 120 %. 但高负荷运行不久 , 发现乙苯烷基化反应器入口压力及单床层压差、总压差长势都非常迅速, 预示着该反应器的催化剂积炭程度已相当严重 . 与此同时, 技术人员通过对装置尾气的定期取样分析, 发现乙烯含量在呈逐渐递增趋势, 并且尾气量及乙苯残液量也都明显高于同期设计值. 这一切预示着该反应器催化剂的活性和寿命在逐渐降低, 使当时的反应器运转周期不到 30 d 就基本达到再生要求. 在此期间 , 催化剂频繁地再生加之每次昂贵的再生费用, 使当时的苯乙烯生产成
5、本一直居高不下, 使公司的经济效益和社会效益受到了很大的影响. 为此, 设法使原单台反应器运转周期增长 , 减少再生对催化剂寿命的影响刻不容缓. 技术攻关人员通过多次工艺调整、试验和分析, 发现用备用反应器与运行反应器实行并联运行( 见图 1、2) , 共同完成烷基化反应, 可以显著地控制催化剂上的积炭速率,并能长时间保持较好的催化活性和选择性。 图 1 改造前单台运行状态图 2 并联后物料流向自乙苯装置烷基化反应器于 1997 年 9 月实现 2 台并联运行到 1998 年 4 月长达半年多的时间里, 尽管乙苯装置一直保持着 120 % 的高负荷, 但反应器入口压力和压差值长势并不明显.从产
6、品收率看, 转化率和选择性也基本保持较好水平. 这标志着乙苯反应器并联运行完全可以控制催化剂的积炭速率, 延长反应器运转周期, 提高催化剂使用寿命 , 同时能有效地降低烷基化的生产成本 . 为国内外乙苯烷基化反应器的优化操作提供了成功的经验.2 烷基化反应器单台运行改并联运行方案提出的理论依据目前, 工业上反应器的使用一般都为以下几种形式: ( 1) 设计为 3 台反应器, 2 台串联使用, 1 台备用; ( 2) 设计为 2 台反应器, 1 台使用, 1 台备用; ( 3) 设计为 1 台反应器, 连续运行.烷基化 2 台反应器并联运行的方案除被苯乙烯装置成功运行验证外, 还具有如附表实践数
7、据和理论依据.附表烷基化反应器并联前后同期相同操作条件下情况比较时间 方案 乙烯转化率 多乙苯循环量 t/hCat 中毒情况（参照压差涨势 kpa）再生费用万元1996/02 单台 99.2 3100 77.2 01997/10 并联 99.8 2210 0.4 01996/03 单台 99.4 2580 21.5 201997/11 并联 99.7 2240 1.2 01996/04 单台 99.3 2630 80.9 01997/12 并联 99.9 2260 0.6 01996/05 单台 99.4 2569 57.3 201998/01 并联 99.7 1900 0.2 0上述数据分别
8、选取在烷基化反应器于 1996 年 2 月再生后单台投入运行和在 1997 年 9 月再生后 2 台并联运行时的同期平均数据.2. 1 提高反应器乙烯进料的转化率烷基化失活动力学研究表明: 乙烯对催化剂积炭失活的影响要比反应产物中苯、甲苯、二甲苯、乙苯及二乙苯等芳烃大得多. 如何保证乙烯全部高效地向烷基化方向转化, 同时减少乙烯发生脱氢积炭和叠合( 自聚) 生炭的副反应, 是确保催化剂活性周期的有效手段之一. 为此, 目前只有靠不断提高反应器入口温度和增加每个床层的催化剂装填量 2 种办法. 然而前者随着反应器入口温度的提高, 反应的选择性不断下降, 况且给加热炉的安全运行增加许多不安全隐患,
9、 这是得不偿失的. 后者增加装填量也只能靠增加床层高度和增加反应器内径实现, 从现有工艺设计上这是不允许的. 因此 , 将备用反应器投入运行, 即以并联方式分流乙烯进料, 相当于增加了催化剂的使用量, 使各自负荷相对下降为原来的一半,同样可以保证装置超负荷运行时乙烯的转化率 .2. 2 降低反应器循环多乙苯的进料量在烷基化反应器进料中, 循环多乙苯能引起催化剂失活 . 在循环过程中, 多乙苯经烷基转移成为乙苯, 并达到稳态浓度 . 它主要由单烷基苯和多烷基苯 2 大类组成. 它们都是生成双环化合物的主要母体 , 并且是引起催化剂失活的主要因素. 因此, 设法降低循环多乙苯量是减少催化剂积炭、延
10、长再生周期的一个可行办法. 实践证明:多乙苯循环量是由烷基化反应器控制条件( 空速、温度、压力,) 、进料、原料纯度及轻组分排放速率等几方面决定的. 而其中只有空速才与反应 器 负 荷 有 直 接 关 系. 因 为 总 空 速 =反应混合物料( kg/ h)催化剂( kg).负荷降低 时, 空速 将降低, 物料停留时间增长 , 从而有更多时间充分进行烷基转移生成乙苯. 因此 , 乙烯转化率增加, 多乙苯的循环速率将降低. 当装置高负荷运行时,增加催化剂的装填量, 可使空速降低; 同时增加反应器有效空间, 使进料停留时间增长. 采用 2 台反应器并联运行可满足上述 2 个条件.2.13 延长催化
11、剂运行周期引起催化剂活性下降的原因除积炭外, 还有中毒. 由于反应器并联运行后, 各自负荷减为原来一半, 特别是并联后循环多乙苯进料的显著降低, 原料中的有害杂质对催化剂的中毒程度和几率也相对降低, 这对延长催化剂的活性周期和使用寿命 . 降低再生费用都是十分有利的.3反应器并联运行后带来的不利问题及解决办法( 1) 由于反应停留时间增长, 副产物甲苯、二甲苯量相对增加. 甲苯是由非芳烃杂质、乙苯和二甲苯生成, 且主要是由较高级的烷基苯如丙苯、丁苯之类生成 . 在该工艺中, 二甲苯几乎全部是由乙苯异构化生成. 根据反应动力学原理可知 : 甲苯、二甲苯的生成量还与反应温度有直接关系. 当反应温度
12、在 380 450 e 之间稍有升高时, 甲苯、二甲苯生成量迅速增加, 从而使反应选择性下降 . 为此, 采取分别降低反应器各床层入口温度 5 10e 的方法, 有效控制副产物甲苯、二甲苯的生成量; 同时, 适当增大芳烯比 , 也明显地控制了副产物二甲苯的生成量 . 为使副产物甲苯、二甲苯不在装置积累和影响产品纯度, 造成催化剂积炭, 采取适当降低精馏系统苯回收塔塔底温度的办法, 排放部分循环物料 . 在切实保证乙苯产品中苯、甲苯及二甲苯含量不超标的前下, 尽量让大部分甲苯、二甲苯随乙苯产品离开装置.( 2) 由于 2 台反应器并联运行后, 同一床层积炭程度和压差长势并不完全相同 , 因此,
13、同一床层进料难免会随着时间的推移而产生偏流现象, 使反应器温度指标不好控制. 为此, 采取在现场手动调节反应器各床层进料根部阀开度的办法, 尽量平衡进料, 终使 2 台反应器各运行参数得到了良好的控制, 基本接近了预期的希望值.( 3) 原反应器自动切换仪表系统不适合现并联运行. 原反应器仪表自动切换程序, 经工艺与仪表技术人员共同协商, 由仪表车间负责进行了程序改造, 使之更安全、合理适合并联运行( 具体仪表改造方案略) .4 烷基化反应器改并联运行可获得的经济效益反应器再生时, 是采用把空气加到经反应器循环的热氮气流中烧除积炭的 . 整个再生系统由再生气压缩机 PC-131( 功率 95
14、kW) 、电加热器 T E-153( 功率 168 kW) 、润滑油泵 PD-152( 功率 0. 75 kW) 、润滑油电加热器 TE-155 及一些换热器等设备组成. 升温或再生期间氮气正常补入量约为 160 kg/ h( 密度 1. 25 kg/ m3) , 空气补入量约为 75 kg/ h( 密度 1. 29 kg/ m3) .按 1997 年平均单价, 电: 0. 43 元/ 度, 氮气:0. 56 元/ m3 计算, 则再生系统每运行 1 h, 仅电和氮气就耗用: 95 kW 0. 43 元/ 度( PC-131) +168 kW 0. 43 元/ 度( TE-153) +160
15、kg/ h25 kg/ m30156 元/ m3( 氮气) = 184. 77 元. 反应器整个再生过程由以下 4 个主要步骤完成:( 1) 备用反应器升温要求: 入口温度 427 e , 出口温度 418 e , 升温速率不超过 28 e / h, 升温介质氮气, 升温时间 24 h.所需费用: 184. 77 元/ h 24 h= 4 434. 48 元.( 2) 预再生反应器泄压后升温要求: 床层温度 385 e , 升温速率不超过 28 e / h, 升温后恒温, 时间需 24 h.所需费用: 与( 1) 相同.( 3) 预再生反应器升温后再生要求: 总烃含量为零, CO 和 CO2
16、含量小于 0. 1 %, 床层温度不超过 510 e , 再生时间为 48h.所需费用: 184. 77 元/ h 48 h= 8 868. 96 元.( 4) 反应器再生后降温要求: 反应器基本冷却, 氧含量减至 0. 5 %( 体积) . 关闭再生系统, 降温时间共需 16 h.所需费用: 184. 77 元/ h 16 h= 2 956. 32 元.上述 4 项总和为反应器再生一次总消耗额,即 20 694. 24 元. 反应器并联后, 再生周期完全可达到半年以上, 即一年只需 2 次再生即可满足生产要求 . 那么, 全年就可节省再生次数 10 次左右, 累计可节约资金 206 942. 4 元.以上再生费用统计均不包括进以下几方面:( 1) 润滑油泵 PD-152 电耗;( 2) 润滑油电加热器 T E-155 电耗; ( 3) 再生反应器切换后, 物料倒空排火炬损耗; ( 4)
