1.8×106 t/a 徑向甲醇反應器擴能改造的模擬計算

趙雅琦， 馬宏方， 張海濤， 李 濤

（華東理工大學大型工業反應器工程教育部工程研究中心，上海 200237）

我國煤炭資源豐富，碳達峰和碳中和兩目標提出后，煤炭行業將逐漸向著新型煤化工方向轉變[1-2]。2020 年寧夏寶豐能源集團的2.2×106t/a 全球單套產能最大的甲醇裝置投產，意味著超大型徑向甲醇反應器實現國產化。體量更大的生產設備的出現，使國內甲醇企業競爭進一步加劇。

某能源公司擁有1.8×106t/a 甲醇生產裝置，采用兩臺徑向反應器串并聯耦合生產，與水煤漿氣化技術、甲醇制低碳烯烴工藝、聚丙烯技術集成，配套千萬噸級特大煤礦[3]。

為提高經濟效益，企業對甲醇裝置進行優化改造。蔣海金[4]分析了該工藝限制產量提升的原因，認為2#反應器入口氣體線速度過大，從而引起較大程度的壓降，中心管改造措施可以有效降低穿孔壓降，使得裝置運行負荷穩定在112%。孫晉東[5]用Aspen Plus 軟件建立流程模型，探討甲醇裝置的增產方案?？紤]到徑向反應器器型特殊，為進一步研究改造后反應器內的壓降、熱點溫度和位置，考察裝置的生產潛力，本文根據該公司甲醇反應器設備參數，建立多層換熱徑向反應器模型，利用Aspen Plus 軟件搭建工藝流程，設置軟件中的用戶型開發模塊，集成Matlab、Excel、Aspen Plus 三個軟件[6]，基于Davy 甲醇生產項目擴能改造方案，對裝置操作條件進行模擬與優化。

1 反應器數學模型

反應氣由徑向反應器中心管進塔，經催化床后在外側環形管道匯集后出塔，催化床內分布有換熱管。本文將反應器分為絕熱層與換熱層，進行交叉模擬以還原反應器運行情況。如圖1 所示，中心管內徑為r，選取催化床層中寬度為r～r+dr，高度為L的圓環微元建立一維擬均相模型[7-8]。

圖1 微元選取Fig.1 Selection of infinitesimal

1.1 物料衡算

煤基甲醇生產以凈化后的合成氣為原料，主要發生以下3 個反應：

以 C O 和 CO2的摩爾分數為自變量，采用雙速率模型進行物料衡算[9-10]，絕熱層微分方程如下：

其中：

換熱床層中換熱管排布導致催化劑填充量小于絕熱層，因此引入催化劑填充系數ω，ω僅與床層位置r有關。設換熱管直徑為dt（換熱管寬度即為dt），換熱管數為nt，則ω表達式為：

1.2 熱量衡算

反應（1）和（2）均為放熱反應，徑向反應器在換熱段與溫度為Tt的飽和蒸汽進行換熱，在r+ dr微元內換熱面積為 2ntLdr[11-12]。

絕熱段：

1.3 動量衡算

氣體通過中心管上分布的小孔進入催化床進行反應，穿孔阻力（ Δppore）和床層阻力是動量損失的主要因素。穿孔阻力根據式（16）計算，床層壓降（dp/dr）根據Ergun 方程計算[13-15]

1.4 反應動力學

目前合成氣制甲醇催化劑以銅基催化劑為主，考慮到該項目反應器操作溫度、壓力和流量情況，選取C307 催化劑動力學模型參數[16]。

1.5 程序框圖

綜合上述的微分方程，建立徑向甲醇反應器模型，計算求解過程如圖2 所示。首先計算中心管穿孔壓降，再采用龍格-庫塔法分別對前絕熱層、換熱層、絕熱層中的溫度、壓力和組成進行求解，最后繼續返回到換熱層進行計算，半徑等于2 m 時停止計算并輸出結果。

圖2 模擬系統計算框圖Fig.2 Block diagram of calculation flow for simulation system

1.6 反應器參數

甲醇合成工藝中兩臺反應器除中心管開孔面積（合成塔一0.647 m2，合成塔二0.567 m2）不同外，設計內部結構完全一致[9]。反應器的徑向流動方式使反應物經過催化床的流速低、流道短，因此具有壓降低的優點[17]。塔內排列換熱管，氣體垂直交叉通過換熱管表面，較低的流速決定了床層具有較高的傳熱效率。甲醇合成塔內部結構參數為：中心管直徑112.5 mm；塔外徑4 100 mm；塔高22 850 mm；換熱管1 424 根；列管規格φ31.8 mm×3.4 mm；催化劑填充量99.4 m3（1 185 k g/m3）。

2 工藝條件的影響

徑向反應器具有諸多優點，但因其體積和內部結構特點而無法通過增加催化劑的填充量來提高產能，并且進料量增加可能會導致單程轉化率降低，循環氣量增大，以及床層溫度升高等問題，因此對反應器進行以下3 點改造：

（1）2#反應器原中心管平均分布180 656 個直徑為2 mm 的氣孔，新中心管則平均分布205 987 個直徑為2.13 mm 的氣孔，總開孔面積增大16%。

（2）2#反應器入塔氣溫度和壓力由原來的250 ℃、8.05 MPa 調整為230 ℃、7.94 MPa。

（3）1#反應器和2#反應器新鮮氣進氣量體積比由4.0 變為1.49，顯著地增加了2#反應器新鮮氣的進氣量[18]。

改造結果如表1 所示，改造后1#反應器和2#反應器的入塔氣流量分別增加0.33 和0.48 倍，工藝條件的改造使1#反應器的產率略有降低，但大幅度提高了2#反應器的生產能力，該項目甲醇產量達到2.04×106t/a，相較于設計值（1.80×106t/a）提升了13.3%。

甲醇合成工藝流程較為復雜，設備改造涉及多個變量[19]。為了解設備擴能的潛力，本文利用Aspen Plus 軟件搭建甲醇裝置的工藝流程（圖3），對整個系統進行模擬分析。徑向反應器類型比較特殊，Aspen Plus 中的反應器模型均不適合該反應器的模擬，于是利用軟件中的User models 自定義模型[20-21]。用戶模型開發方法中Excel 模型是較為便捷的一種，但是普通Excel 模型只適用于簡單模型。陸佳偉等[22]基于該方法，通過Excel 調用Matlab 軟件，彌補了Excel的不足，在Aspen Plus 中實現滲透汽化過程的模擬。本文將Aspen Plus、Excel 和Matlab 三個軟件集成使用，開發徑向流反應器串并聯工藝模型，輸入表1 中的操作參數，模擬結果見表2。

表1 改造前后運行參數對比Table1 Comparison of operating parameters before and after process modification

圖3 Davy 甲醇合成工藝流程Fig.3 Davy methanol synthesis process flow chart

表2 改造前后模擬結果對比Table2 Comparison of simulation results before and after process modification

從表2 中可以看出模擬結果的溫度、壓力和甲醇產量均符合工藝運行參數，模型具有一定范圍內的合理性，相比Aspen Plus 軟件中的固有模塊，軟件集成后運行可將反應器內部環境和催化劑反應速率等參數一并輸出，可視化的床層數據能更好地反映甲醇合成塔的運行狀態。

2.1 中心管改造

裝置擴能增大了體系對氣體的處理量，嘗試提高該甲醇裝置的生產負荷時，2#反應器的壓降曾超過設計值0.05 MPa，上漲至0.15 MPa，裝置無法長時間高負荷運行。反應器中心管的改造擴大了開孔面積，有效減小了壓降。為了研究反應器內部壓力分布，量化減小壓降的效果，本文固定反應器的輸入值：即進料溫度230 ℃，初始壓力7.94 MPa，進料流量312 t/h，使用Aspen Plus 軟件的靈敏度分析功能，在中心管開孔面積（A）0.450～0.650 m2的區間內進行模擬，不同條件下徑向反應器內的壓力分布如圖4、圖5所示。

圖4 中心管開孔面積變化對反應器內壓力的影響Fig.4 Effect of the change of central tube opening area on the pressure in the reactor

圖5 中心管開孔面積對床層壓降和穿孔壓降的影響Fig.5 Effect of central tube opening area on bed pressure drop and perforation pressure drop

該工藝中由于催化劑對中心管氣體分布孔的阻塞，根據實際產生的壓降計算出的2#反應器的中心管流通面積約為0.450 m2。反應器壓降主要為中心管處的穿孔壓降及床層壓降，當最小開孔面積為0.450 m2時，穿孔壓降為46.3 kPa，占總壓降的47%。2#反應器在中心管改造前壓降異常增大的原因主要是高氣速和截面積變窄，因而使穿孔壓降增大，致使整體壓降增大，動能損失嚴重。

中心管的改造有效地降低了穿孔壓降，改造后開孔面積為0.650 m2，穿孔壓降為22.0 kPa，使反應器對進氣流量的操作彈性增加。

2.2 反應器入口溫度影響

為解決反應器內換熱負荷增加的問題，工藝改造中采用降低進口氣體溫度來降低床層熱點溫度的方法，防止溫度過高造成催化劑失活，同時保證操作安全。改變Aspen 流程中的E101、E103 換熱器入塔氣溫度，控制進料流量312 t/h，1#反應器入口壓力7.59 MPa，2#反應器入口壓力7.94 MPa。

圖6 所示為入塔氣溫度對反應器床層溫度的影響。由圖6 可知，甲醇徑向反應器內熱點溫度靠近催化床層末端，降低入塔氣溫度可以有效降低床層熱點溫度。分析圖7 和圖8，隨著入塔氣溫度降低，反應前期速率變得緩慢，雖在反應器后半段速率逐漸上升，但催化床層平均反應速率降低，導致最終甲醇總產率和反應物的單程轉化率降低，造成反應器的循環氣量變大，設備能耗增加。

圖6 入塔氣溫度對反應器床層溫度的影響Fig.6 Effect of inlet gas temperature on reactor bed temperature

圖7 入塔氣溫度對反應器床層反應速率的影響Fig.7 Effect of inlet gas temperature on reaction rate of reactor bed

圖8 入塔氣溫度對反應器甲醇產率及循環氣量的影響Fig.8 Effect of inlet gas temperature on methanol yield and circulating gas flow rate in reactor

2.3 反應器耦聯方式的影響

甲醇合成工藝由兩臺反應器串并聯組成，80%（體積分數）新鮮氣與2#反應器的回流料進行混合進入1#反應器,出塔氣經分離器分離后與剩下20%（體積分數）新鮮氣一同送入2#反應器進行合成。工藝改造將新鮮氣按3∶2 的體積比分配給兩塔，調動2#反應器的生產能力。固定初始進料流量312 t/h，入塔氣摩爾分數：H20.673 0、CO 0.278 0、CO20.036 0、N20.012 7，反應器入口氣溫度225.0 ℃，1#反應器、2#反應器入口壓力分別為7.59、7.94 MPa，改變新鮮氣在1#反應器與2#反應器的分配比例（體積分數），以考察反應器耦聯方式對反應結果的影響。

圖9 中1#反應器的新鮮氣體積分數由0.85 逐漸減少到0.55，兩塔的新鮮氣進料量逐漸接近，1#反應器的甲醇產率逐漸下降，當1#反應器中新鮮氣體積分數為0.675 時，2#反應器甲醇產率超過1#反應器，但甲醇總產率呈現降低趨勢，總碳轉化率（甲醇物質的量除以原料氣中碳的物質的量）由97.34%降低到了97.07%。

圖9 新鮮氣體積分數對反應器甲醇產率的影響Fig.9 Effect of fresh gas volume fraction on methanol yield of reactor

由圖10、圖11 可以看出，隨著1#反應器新鮮氣體積分數降低，兩臺反應器的循環比和氫碳比(f)逐漸趨于相等。改造前兩臺反應器的作用各不相同，1#反應器盡可能多地生產甲醇，2#反應器作為輔助塔幫助增加裝置的總碳轉化率。改造后兩臺反應器的新鮮氣配比接近，不論是循環比還是碳氫比都較為同步，連接方式偏向于并聯。

圖10 新鮮氣體積分數對兩臺反應器循環比的影響Fig.10 Effect of fresh gas volume fraction on cycle ratio of two reactors

圖11 新鮮氣體積分數對入塔氣氫碳比的影響Fig.11 Effect of fresh gas volume fraction on hydrogen-carbon ratio of tower inlet gas

圖12 所示為新鮮氣分配比對反應器壓降的影響。由圖12 可知并聯的好處在于一定程度上降低了1#反應器的壓降。在新鮮氣質量分數從0.85降低到0.55 的過程中，通過圖10 可計算出兩臺反應器循環氣的總流量從1 170 t/h降低到1 165 t/h，動能損耗減少；通過圖9 可計算出裝置總碳轉化率從97.34%減少到97.07%。因此，反應器運行模式的更改，在增加了裝置負荷上限、節約部分動能的同時，一定程度上改變了原設計的初衷，減弱了部分增產效果。

圖12 新鮮氣體積分數對反應器壓降的影響Fig.12 Effect of fresh gas volume fraction on pressure drop of reactor

3 工藝優化

為解決擴能改造后原料轉化率降低的問題，對工藝進行優化。兩臺反應器具有明確的設計壓力，因而通過增加反應器操作壓力的方式進行優化不易實現。已知1#反應器和2#反應器壓降的設計值分別為0.07 MPa 和0.05 MPa，出塔氣溫度設計值分別為283.0 ℃和275.0 ℃。固定操作壓力，考察不同入塔氣溫度和新鮮氣分配比對兩臺反應器出塔氣溫度和反應器壓降的影響，并把設計參數作為限定條件，將結果中壓降和出塔氣溫度小于設計值的條件劃入考慮范疇，結果如圖13 所示。

取圖13 中4 個區間（黑框所示）的交集，得到反應器的入塔氣溫度應控制在232.0～235.0 ℃之間，1#反應器的新鮮氣體積分數在0.775～0.825 之間，裝置可安全運行。配合圖14 中不同條件下的甲醇產率曲線，找到該安全運行區間內甲醇產率最高的一點，得到1#反應器的新鮮氣體積分數為0.800，入塔氣溫度為235.0 ℃時，甲醇年產量達到了最大值2.36×106t，裝置可在130%的生產負荷下運行。

圖13 反應器不同入塔氣溫度和新鮮氣分配比對出塔氣溫度和反應器壓降的影響Fig.13 Effect of different inlet gas temperature and fresh gas volume fraction on outlet temperature and pressure drop of reactors

圖14 不同入塔氣溫度和新鮮氣體積分數對甲醇產率的影響Fig.14 Effect of different inlet gas temperature and fresh gas volume fraction on methanol yield

4 結 論

（1）將反應器中心管開孔面積增加16%，減小由中心管進入床層的穿孔壓降，有效降低了工藝的動能損耗，使裝置安全持續運行。

（2）降低反應器入口溫度可有效降低反應器內部熱點溫度，但反應的起始速率降低，最終導致反應物的單程轉化率降低，循環氣體量增大，能耗增加。

（3）兩臺反應器進料氣體體積比的改變，使反應器的耦聯方式由串聯為主變成并聯為主，有效地提高了2#反應器的生產能力，達到增產目的，但降低了裝置的總碳轉化率。

（4）利用分析結果對工藝條件進行優化，1#反應器新鮮氣體積分數0.800，入塔氣溫度235.0 ℃時為反應的最佳條件，此條件下甲醇產能進一步提升，年產量達到2.36×106t。

符號說明：