流化床反应器的操作工艺参数为：反应温度为400 ℃，反应压力为 0.3 MPa (绝压)，甲醇操作空速为 1～51 h -。MTO 成型催化剂粒径范围为50～140μm ，平均粒径为 80μm 。颗粒密度为 1200 kg/m3，堆密度为 700 kg/m3。 甲醇在400℃下的粘度根据常压下气体粘度共线图查得为 0.021m Pa.s ，甲醇 400℃下的密度根据理想气体状态方程估算为 1.715kg/m3。甲醇原料中水含量为 1%。 流化床催化反应器主要包括以下几个组成部分：反应器壳体尺寸、气体分布装置、换热装置、气固分离装置、内部构件、以及催化剂颗粒的加入和卸出装置。MTO 反应为放热反应，工业装置中为避免反应器床层温度过高，需设置内取热或外取热器，由于小型固定流化床反应器尺度较小，散热效应较大，应考虑在反应器外设置加热炉保持 MTO 反应温度恒定，不必设置取热器。我们在确定了操作条件（T ：400 ℃，P ：0.3 MPa ）、反应器内气体原料和固体催化剂物化性质的条件下，计算了催化剂装填量、操作气速和反应器主体尺寸，并对气体分布器、气固分离装置和催化剂加卸料口的设置进行了简要介绍。 2 操作气速
2.1 最小流化速度计算
当流体流过颗粒床层的阻力等于床层颗粒重量时，床层中的颗粒开始流动起来，此时流体的流速称为起始流化速度，记作mf U 。起始流化速度仅与流体和颗粒的物性有关，其计算公式如下式所示： 对于p mf ep d U R ρ
μ=20<；的小颗粒
2()1650p p mf d g
U ρρμ-= （1） 对于1000p mf ep d U R ρ
μ=>的大颗粒
1/2()[]24.5p p mf d g
U ρρρ-= （2）
式中： p d 为颗粒的平均粒径；.p ρρ分别为颗粒和气体的密度； μ为气体的粘度。 本流化床雷诺数：
ep R <20
将已知数据代入公式（1），
25235()(810)(1200 1.715) 2.210/16501650(2.110)
p p mf d g
U m s ρρμ----⨯⨯-===⨯⨯⨯
55
8100.0022 1.715202.110p mf ep d U R ρ
μ--⨯⨯⨯==<⨯ 将mf U 代入弗鲁德准数公式 2
mf mf p U F d g =
作为判断流化形式的依据。 代入已知数据求得
2
250.00220.0068.0109.81mf rmf p U F d g -===⨯⨯ 根据判别式rmf F <0.13可知，流化形式为散式流化。
2.2 颗粒的带出速度t U取石网篮
如床内流体的速度等于颗粒在流体中的自由沉降速度（即颗粒的重力等于流体对颗粒的曳力）时，颗粒开始从床内带出，此时流体的速度成为颗粒的带出速度t U 。其最大气速不能超过床层最小颗粒的带出速度t U ，其计算公式如下式所示： 当p t ep d U R ρ
μ=<0.4时，
2()18p p t d g
U ρρμ-= （3）
野葛根提取物当0.4<p t ep d U R ρ
μ=<500时，
22
1/34()[]225p t p g U d ρρρμ-= （4） 当p t ep d U R ρ
μ=>500时，
1/23.1()[]p p t d g U ρρρ
-= （5） 流化床正常操作时不希望夹带，床内的最大气速不能超过床层平均粒径颗粒的带出速度t U ，因此用p d =80μm 计算带出速度。
代入已知数据求得
22
1/34()[]225p t p g U d ρρρμ-=＝0.33m/s
p t ep d U R ρ
μ=＝1.96 （0.4<e R p <500）
2.3 固定流化床操作气速
操作速度0U 表示流化床在正常操作时流体的速度，一般mf U <0U <f U 。根据MTO 流化床操作速度范围为0.0022<0U <0.33，两个速度之比为 150。选择实际操作速度为 0U ＝0.30 m/s 。
3流化床数目及尺寸
双面钟3.1流化床数目
考虑到本厂生产规模较大，甲醇投料量为445t/h ，故需要设置2~3个流化床反应器并联以满足生产要求。因此，我们采用2个流化床并联。
煤矿井下用绞车3.2床径T D 的确定
当生产能力（单位时间内反应物体积流量V ）给定后，根据过程特点选择流化数0U 。刚床层的壳体直径T D 由下式给出：
1/204(
)T V D U π= （6） 336m V m ρ==
式中：m 为单位时间内甲醇的处理量: 44550061.8823600
m ==⨯kg ；ρ为甲醇密度：1.715kg/3
m .
代入数据可得床径12.3T D m =圆整后取12T D m = 4 催化剂装填量
根据反应动力学，为了确保 MTO 在一定时间内保持 99%以上的转化率，需控制甲醇空速为 1～51
h -。根据甲醇处理量及反应空速计算得到催化剂装填量为44550~222750kg 。根据最小操作空速为 11h -计算催化剂最大装填量为222750kg 。 5 固定流化床反应器尺寸
5.1 静止床层高度 H 的确定
根据床层催化剂的藏量和催化剂的堆积密度（700kg/3m ），催化剂体积为
222750318.2700
cat V ==3m 。 2
4T cat D V H π= （7）
根据催化剂及反应器直径，由式（7）可计算出催化剂静床层高度为 H=2.8m 。
5.2 流化床层高度的确定
床层的膨胀比R 为床层正常流化时床层高度f H 与床层处于起始流化状态时的床层高度mf H 之比。
f H ＝R mf H （8）
对于粗颗粒床（p d >100m μ），R ≈1.2 1.7。设定床层的膨胀比为1.5。采用催化剂的静床高H 替代mf H ，根据式（8）计算得到催化剂正常流化时的档层高度f H 为4.2m 。
5.3 扩大段（自由沉降）直径和高度的确定
在流化过程中，小颗粒容易被流体带到反应器的上部或外部，当气体速度较大的操作状态下，被气体带走的固体颗粒数量较大，为了回收这部分颗粒，在流化床中必须设有气固分离装置。在中试和工业流化床反应器中气固分离装置一般采用内置或外置的高效旋风分离。在小型流化床反应器的气固分离装置的设计采用的是在反应器上部连接一个扩大段作为自由沉降（或称自由空间）段，使气速降低，部分颗粒自由沉降分离。扩大段直径 2D 由最小颗粒的带出速度决定。最小颗粒粒径为 50m μ。最小颗粒的带出速度为：
22()0.00005(1200 1.715)9.80.078/18180.000021
p p t d g
粉体输送阀U m s ρρ-⨯-⨯===⨯ 扩大段气体的体积流量与密相段的体积流量想同，即：
2
2
200144T t D D V U V U ππ=== （9）
1/21/2020.3()()1223.50.078
T t U D D m U =∙=⨯= 扩大段的高度取其直径的3 4倍，设定扩大段高度为直径的3倍，因此扩大段高度为70m 。
5.4 过渡段高度的确定
固定流化床反应器反应段与扩大段之间为过渡段，过渡段锥体角度为 120°。根据密相段和扩大段直径，根据下式计算可得到过渡段高度。
233
11.7562260 1.7322t D D a tg tg H H --=︒=== 计算可知，流化床过渡段高度为3.3m 。
5.5 锥体部分
固定流化床反应器锥体角度不大于 45，根据反应器直径计算可知锥体段高度
11
8.75222.50.4142t D a tg tg H H =︒=== 1H ＝14.5m
se1106 其他部分
气体分布器是流化床反应器的主要构件之一，具有支承催化剂、均匀分布气体、证催化剂正常流化而不出现沟流，偏流，实现流化床稳定操作、强化传热传质等过程的重要部件。中试或工业规模的流化床反应器通常使用气体
分布器实现原料气的均匀分布（如图1）。小型固
定流化床反应器多采用填充式分布板代替气体
分布器。填充式分布板是在金属丝网层间铺上卵
石—石英砂—卵石。这种分布板结构简单，能达
到均匀布气的要求。原料气通过气体分布器以较
均匀的方式进入流化床，与催化剂接触反应。气
体携带部分催化剂进入扩大段，经不锈钢粉末压制成的滤芯过滤后进入产品气体收集系统。三个滤芯在反应器顶部采用“品”字形布置，滤芯微孔直径为 20m μ，采用焊接的方法将滤芯与反应器接件连接。催化剂加料口设置在反应器上部，卸料口
设在反应器底部。
另外，由于设备较大，且每个流化装置的处理量达到2250Kt/a ，
故需要分别设置一个再生器。再生器的设计参考《石油化工设备技
术》2003，24（4）·1·程建民 所述的设计过程及如右图所示的
结构图。
该再生器设计压力为0.3Mpa ，壳体的设计温度为400℃.其稀相
段的直径为14300mm ，密相段的直径为10800mm ，为串联式二段
再生结构。该再生器的总体设计，遵循GB 150-1998《钢制压力容
器》。
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