技术领域
本发明涉及一种化工反应装置，尤其是涉及一种甲醇催化脱水制丙烯的反应 装置和方法。
背景技术
丙烯是一种重要的化工基础原料，随着各国工业经济的发展，其需求量越来 越大。目前，丙烯的主要生产方法是石脑油裂解工艺。然而全球石油储量有限，且 分布不均，价格波动较大，因此发展非石油路线的丙烯生产工艺，对贫油富煤的中 国来说，具有非常重要的战略意义。
甲醇催化脱水制丙烯技术是一种最有竞争力的以煤为原料的丙烯生产方法。 目前，工业化的甲醇制丙烯工艺主要采用多级薄层固定床作为主反应器。甲醇首先 在醚化反应器中转化生成甲醇、二甲醚和水的平衡混合物流，然后该物流被分成N 股(N等于反应器级数)，其中1股与来自分离单元的循环烯烃混合后直接进入主 反应器，其余N-1股作为冷激物流从层间进入。由于甲醇转化成烯烃的过程放热 量较大，为保证甲醇转化率不至于太低和反应温升不至于太高，每一级的甲醇进口 浓度只有5-8wt％。然而，如此低的甲醇浓度降低了甲醇转化速率，增加了烯烃的 停留时间，从而增加了烷烃和芳烃等副产物的生成。因此，提高甲醇的进口浓度， 减少反应级数，可以有效降低副产物的生成并提高丙烯的产率。
增加甲醇进口浓度的同时，催化剂床层的绝热温升也会上升。Lurgi公司早期 采用了列管式固定床反应器，通过换热介质与床层之间的换热来不断移除反应放出 的热量，从而控制反应温度。然而，由于甲醇制丙烯的反应温度在400-500℃之间， 同时甲醇年处理量在百万吨的规模，因此该工艺需要使用大量的高温冷却介质，无 法实现工业化。
发明内容
本发明的目的就是为了克服上述现有技术存在的缺陷而提供一种甲醇催化脱 水制丙烯的反应装置和方法，本发明反应装置可以在不使用额外冷却介质的前提 下，控制催化剂床层的温升，提高甲醇进口浓度，从而达到提高甲醇反应速率、降 低副产物生成、回收反应热量的目的。
本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：
一种甲醇催化脱水制丙烯的反应装置，包括换热器与反应器，所述换热器包括 两个换热通道，其中一个换热通道为用于流通原料物流的原料通道，另一个换热通 道为用于流通反应物的反应物通道；所述反应器包括换热式的壳程和管程，所述壳 程或管程其中一个用于填装催化剂，作为反应区，另一个作为换热区；换热器中原 料通道与反应器的换热区相连通，换热器的反应物通道与反应器的反应区相连通。
所述反应器内设置有上管板与下管板，在上管板上方形成上空腔，在下管板下 方形成下空腔，在上管板与下管板之间设置反应管，且反应管的上下两端分别与上 空腔及下空腔连通，所述反应管内形成管程，所述反应管外形成壳程，在上管板与 下管板之间开设有与换热器中原料通道连通的反应器入口，在下空腔开设有与换热 器的反应物通道连通的反应器出口。
所述反应管的内径为20～50mm，高度为1.5～5.0m。
一种甲醇催化脱水制丙烯的方法，包括以下步骤：
原料物流进入换热器的原料通道，从反应器出来的反应物进入换热器的反应物 通道，反应物与原料物流进行热交换，对原料物流进行预热；
预热后的原料物流进入反应器的换热区，经换热升温后进入装填有催化剂的反 应区进行反应；
原料物流在反应区内反应并放热，放出的热量对预热区进行加热，反应后的反 应物流入换热器的反应物通道，对换热器中原料通道内的原料物流进行预热。
进一步地，所述原料物流中包含甲醇、二甲醚、C4-C6烯烃和水，其中甲醇和 二甲醚的质量分数为10-40％，优选为25-35％；水的质量分数为10-50％，优选为 20-40％。
进一步地，进入反应区的原料物流温度控制在420～480℃之间，从反应区出来 的反应物的温度控制在440～490℃之间，反应物通过换热器后温度为150～250℃。
进一步地，进入换热器前原料物流的温度为50～150℃，从换热器出来的原料 物流的温度为250～400℃。
进一步地，所述反应器进口绝对压力为0.15～1.0MPa。
进一步地，所述反应原料折合为甲醇(1公斤二甲醚相当于64/46＝1.3913公斤 甲醇)的流量为1.0～10.0公斤甲醇/公斤催化剂/小时。
进一步地，所述催化剂为ZSM-5型分子筛颗粒，所述分子筛颗粒为球形、圆 柱型或圆环柱型，直径3～5mm。
反应器的反应区和换热区中，物料的主体流动方向可以相同，也可以相反。当 主体流动方向相同时，反应区的温度更容易控制，但需要额外的外部管路将通过换 热区的物流送入反应区。
与现有的多段冷激式固定床反应器相比，本发明具有以下优点及有益效果：
1)本发明中反应器为自热式反应器，其反应区放出的热量直接对换热区的物 料进行加热，既可以移出反应区放出的热量，还可以对反应物料进行加热，反应后 产物直接进入换热器中对原料物流进行加热，因此，在不使用冷却介质的前提下， 可不断移除反应区放出的热量，从而在相同的床层温升的情况下，提高甲醇的进口 浓度，加快甲醇转化速率，降低反应停留时间，减少副产物生成；
2)在不使用额外装置的前提下，实现反应热的回收利用，提高能量利用效率；
3)反应器装置简单，无需使用多个床层，减少了管路和反应器内部附件，降 低了催化剂装填量，从而降低了设备成本。
附图说明
图1为甲醇催化脱水制丙烯的反应装置的结构示意图；
图2为反应器结构示意图；
图3为上管板结构示意图；
图4为实施例2中管程和壳程的温度分布。
附图标记说明：1.原料物流，2.反应器进口物流，3.反应器出口物流，4.换 热器出口物流，5.换热器，6.反应器，7.管程，8.壳程，9.上管板，10.下管板， 11.反应管孔，12.出气孔。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例对本发明进行详细说明。
实施例1
如图1所示，一种甲醇催化脱水制丙烯的反应装置，包括换热器5与反应器6， 其中，换热器5包括两个换热通道，其中一个换热通道为用于流通原料物流的原料 通道，原料物流1流经原料通道后以反应器进口物流2的形式进入反应器，另一个 换热通道为用于流通反应物的反应物通道，反应器出口物流3流经反应物通道后， 以换热器出口物流4的形式流出；反应器6包括换热式的壳程和管程，壳程或管程 其中一个用于填装催化剂，作为反应区，另一个作为换热区；换热器5中原料通道 与反应器6的换热区相连通，换热器5的反应物通道与反应器6的反应区相连通。
如图2所示，反应器6内设置有上管板9与下管板10，在上管板9上方形成 上空腔，在下管板10下方形成下空腔，在上管板9与下管板10之间设置反应管， 且反应管的上下两端分别与上空腔及下空腔连通，反应管内形成管程7，反应管外 形成壳程8，在上管板9与下管板10之间开设有与换热器中原料通道连通的反应 器入口，在下空腔开设有与换热器的反应物通道连通的反应器出口。
其中，反应管管内径5cm，长L＝2.5m，按三角形排列在反应器内，管心距为 6cm。
如图3所示，上管板9上设置有反应管孔11与出气孔12，其中反应管孔11 与反应管内的管程7相连通，出气孔12与壳程8相连通。下管板与上管板结构设 置相同。
实施例2
参考图1～图3，一种甲醇催化脱水制丙烯的方法，包括以下步骤：
来自原料管路的原料物流1进入换热器5的原料通道，从反应器6出来的反应 物(反应器出口物流3)进入换热器5的反应物通道，反应器出口物流3与原料物 流1进行热交换，对原料物流1进行预热；
预热后的原料物流即为反应器进口物流2，反应器进口物流2从反应器入口进 入反应器的换热区(本实施例中为壳程8)，自下而上流出壳程8，并在壳程8中被 反应区放出的热量加入，在反应器顶部的上空腔内混合，然后进入装填有催化剂的 反应区(本实施例中为管程7)进行反应；
原料物流在反应区自上而下流过催化剂层后并进行反应，反应过程放热，放出 的热量对预热区进行加热，反应后的反应物流入反应器底部的下空腔内混合后形成 反应器出口物流3，反应器出口物流3从反应器出口再进入换热器的反应物通道， 对换热器中原料通道内的原料物流进行预热。
本实施例中，甲醇制丙烯反应采用ZSM-5催化剂圆柱型颗粒，其尺寸为直径 3mm、长度5mm，以散堆的方式装填在管内。
原料物流的组成为30％甲醇，30％水，其余为循环的乙烯以及C4-C6烃。反应 器进口温度为360℃，表压力为0.2MPa，进料气速为4m/s。
表1列出了各物流的温度，图4给出了反应器管程和壳程的温度分布。结果表 明，原料在壳程内被加热至445℃，管程内温度被控制在445-480℃之间。最终 甲醇转化率为98％，丙烯收率为88％，反应空速为4.68公斤甲醇/公斤催化剂/小时。
表1
原料物流1 110℃ 反应器进口物流2 345℃ 反应器出口物流3 450℃ 换热器出口物流4 255℃ 反应器顶端 445℃
实施例3
与实施例2不同之处在于，原料物流中包含甲醇、二甲醚、低碳烯烃和水，其 中甲醇和二甲醚的质量分数为10％，水的质量分数为10％。进入反应区的原料物 流温度控制在435℃，从反应区出来的反应物的温度控制在440℃，反应物通过换 热器后温度为150℃。进入换热器前原料物流的温度为105℃，从换热器出来的原 料物流的温度为410℃。反应器进口绝对压力为0.15MPa。反应原料折合为甲醇(1 公斤二甲醚相当于64/46＝1.3913公斤甲醇)的流量为1.0公斤甲醇/公斤催化剂/小 时。最终甲醇转化率为96％，丙烯收率为86％。
实施例4
与实施例2不同之处在于，原料物流中包含甲醇、二甲醚、低碳烯烃和水，其 中甲醇和二甲醚的质量分数为40％，水的质量分数为50％，进入反应区的原料物 流温度控制在480℃，从反应区出来的反应物的温度控制在490℃，反应物通过换 热器后温度为250℃。进入换热器前原料物流的温度为150℃，从换热器出来的原 料物流的温度为350℃。反应器进口绝对压力为1.0MPa。反应原料折合为甲醇(1 公斤二甲醚相当于64/46＝1.3913公斤甲醇)的流量为10.0公斤甲醇/公斤催化剂/ 小时。最终甲醇转化率为99％，丙烯收率为91％。
实施例5
与实施例2不同之处在于，原料物流中包含甲醇、二甲醚、低碳烯烃和水，其 中甲醇和二甲醚的质量分数为25％；水的质量分数为20％。进入反应区的原料物 流温度控制在440℃，从反应区出来的反应物的温度控制在450℃，反应物通过换 热器后温度为180℃。进入换热器前原料物流的温度为80℃，从换热器出来的原料 物流的温度为360℃。反应器进口绝对压力为0.3MPa。反应原料折合为甲醇(1公 斤二甲醚相当于64/46＝1.3913公斤甲醇)的流量为3公斤甲醇/公斤催化剂/小时。 最终甲醇转化率为98％，丙烯收率为87％。
实施例6
与实施例2不同之处在于，原料物流中包含甲醇、二甲醚、低碳烯烃和水，其 中甲醇和二甲醚的质量分数为35％；水的质量分数为40％。进入反应区的原料物 流温度控制在460℃，从反应区出来的反应物的温度控制在480℃，反应物通过换 热器后温度为200℃。进入换热器前原料物流的温度为110℃，从换热器出来的原 料物流的温度为350℃。反应器进口绝对压力为0.5MPa。反应原料折合为甲醇(1 公斤二甲醚相当于64/46＝1.3913公斤甲醇)的流量为5.0公斤甲醇/公斤催化剂/小 时。最终甲醇转化率为99％，丙烯收率为89％。
实施例7
与实施例2不同之处在于，原料物流中包含甲醇、二甲醚、低碳烯烃和水，其 中甲醇和二甲醚的质量分数为30％；水的质量分数为30％。进入反应区的原料物 流温度控制在450℃，从反应区出来的反应物的温度控制在470℃，反应物通过换 热器后温度为230℃。进入换热器前原料物流的温度为130℃，从换热器出来的原 料物流的温度为360℃。反应器进口绝对压力为0.8MPa。反应原料折合为甲醇(1 公斤二甲醚相当于64/46＝1.3913公斤甲醇)的流量为8.0公斤甲醇/公斤催化剂/小 时。最终甲醇转化率为97％，丙烯收率为88％。
上述的对实施例的描述是为便于该技术领域的普通技术人员能理解和使用发 明。熟悉本领域技术的人员显然可以容易地对这些实施例做出各种修改，并把在此 说明的一般原理应用到其他实施例中而不必经过创造性的劳动。因此，本发明不限 于上述实施例，本领域技术人员根据本发明的揭示，不脱离本发明范畴所做出的改 进和修改都应该在本发明的保护范围之内。