CN1917947A - 应用微通道技术实施平衡限制性化学反应的方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种在微通道反应器(100)内实施平衡限制性化学反应的方法。该方法涉及应用主动性的热交换(130，132)，适宜于实施放热反应和吸热反应。该方法包括反应组合物流过至少两个各具有一种催化剂材料(可以相同或不同)的反应区(116，118)。该方法特别适宜于合成甲醇和二甲醚。

Description

应用微通道技术实施平衡限制性化学反应的方法

技术领域

本发明涉及一种应用微通道技术实施平衡限制性化学反应的方法。该方法特别适于合成甲醇和二甲醚。

背景技术

开发改进的化学方法的主要目标通常是为了应用更便宜的原材料，降低能源需求、资本投入和生产费用。提供巨大的社会及经济效益的一个应用领域是对能源效益、“氢经济”中超低排放燃料电池的应用。燃料电池的应用领域包括从用于运输的传统内燃机的替代到住宅和轻工业中供应电能所需的充电时间间隔长的电池的替代。把这些燃料电池的应用变为现实的挑战之一涉及到提供一种不昂贵的方法以“贮存”该应用所需的氢燃料。

贮存氢燃料的便利方法涉及到应用甲醇或二甲醚。对于甲醇而言，氢气可以通过简单的、低温重整反应从甲醇分子中释放，以产生包括氢气的合成气。二甲醚可以通过与水反应被相似地重整而产生氢气。

与其他碳氢化合物相比，作为“燃料”的甲醇和二甲醚的当前成本是高的。因此，开发出一项可以将甲醇和二甲醚的成本降低到“燃料”成本水平的技术是有益的。这样可以启动甲醇和二甲醚作为燃料电池的可行性燃料的应用。

甲醇的通常生产方法是在固定床反应器内，在以铜为基础的催化剂例如Cu/ZnO/Al₂O₃上，通过一氧化碳的氢化反应而生成的。该技术在近30多年来一直没有变化。用于该技术的催化剂的平均寿命为4年。由于该反应是放热的，因此在反应动力学和反应热力学之间存在着一个折衷。反应速率在更高温度下更快一些，而平衡更易于在低温下建立。在高温下运行可以加快催化剂的失活速率，并且产生不需要的副产物，例如可以形成共沸的酮，使得产品分离变得更加困难。

众所周知，甲醇合成的内在反应速率比反应容器与反应环境之间的热传导率要快。其具有限制甲醇合成的效果。尽管理论上的动力学提示相当于数毫秒或十毫秒或上百毫秒的接触时间是可以达到的，但热传导的慢速率通常需要数秒到数分钟的接触时间。因此开发出一种可以实现非常短的相当于数毫秒或十毫秒或上百毫秒的接触时间的方法是非常有利的。其可以大幅度提高反应器的生产力，也就是说，可以大幅度提高每单位容积反应器的产量。本发明方法提供了这样的优势。

二甲醚一般是通过在脱水催化剂存在下经甲醇的脱水而生成的。该反应是放热的，且是平衡限制性的。和甲醇合成一样，二甲醚的合成反应速率受去除反应器热量的能力的限制。改进的热的去除能大幅度增加二甲醚反应器的生产量。本发明方法提供了这样的优势。

也可以用一种将甲醇合成和脱水整合在一个反应器中并应用一种组合的甲醇合成催化剂和脱水催化剂的方法直接从合成气中生产二甲醚。这种直接合成方法是放热且是平衡限制性的。由合成气直接合成二甲醚受去除反应器热量的能力的限制。也可以通过实行非常短的接触时间和高的热去除来大幅度提高二甲醚的直接合成。本发明方法提供了这样的优势。

发明内容

本发明涉及一种通过实施平衡限制性化学反应将反应组合物转化成目的产物的方法，该反应组合物包括初级反应物，该方法包括：

(A)确定反应组合物中的初级反应物在第一反应温度和另一反应温度下的平衡转化值；

(B)反应组合物在第一反应温度下流过微通道反应器内的第一反应区，接触第一种催化剂，形成中间产物组合物，所述中间产物组合物包括初级反应物和目的产物，在第一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值至少约为5％，第一反应区和热交换器进行热交换，以使第一反应区内的温度保持为第一反应温度；以及

(C)源自上一步骤的中间产物组合物在另一反应温度下流过微通道反应器内的另一反应区，接触另一种催化剂，形成目的产物，在另一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值至少约为5％；另一反应区和热交换器进行热交换，以使另一反应区内的温度保持为另一反应温度。

在一个实施方案中，第一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值，与另一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值基本相同。

在一个实施方案中，反应组合物中初级反应物在位于第一反应温度和另一反应温度之间的一个附加温度下的平衡转化值被确定，在步骤(B)之后但在步骤(C)之前，形成于步骤(B)的中间产物组合物在附加反应温度下流过微通道反应器内的一个附加反应区，接触一种附加催化剂，产生另外一种中间产物组合物，所述另外一种中间产物组合物包括初级反应物和目的产物，在附加反应区的初级反应物转化的平衡趋近值至少约为5％，附加反应区和热交换器进行热交换，以使附加反应区内的温度保持为附加反应温度。

在一个实施方案中，第一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值、另一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值，以及附加反应区的初级反应物转化的平衡趋近值基本相同。

在每一个反应区的初级反应物转化的平衡趋近值至少约为5％，在一个实施方案中至少约为20％，在一个实施方案中至少约为40％，在一个实施方案中至少约为50％，在一个实施方案中至少约为60％，在一个实施方案中至少约为70％，在一个实施方案中至少约为80％，在一个实施方案中至少约为90％。因为在一个平衡限制性化学反应中转化趋近100％，该方法的效率显著下降是由于平衡趋近值是渐进性的。因此，在一个明显有利的实施方案中，每一个反应区内的初级反应物转化的平衡趋近值可以从约5％到约99％，在一个实施方案中从约20％到约98％，在一个实施方案中从约40％到约98％，在一个实施方案中从约50％到约95％，在一个实施方案中从约60％到约95％。在一个特别有利的实施方案中，初级反应物转化的平衡趋近值从约75％到约95％，在一个实施方案中从约80％到约95％。

在工艺微通道内的各反应区之间可以存在或不存在物理隔断。在每一个反应区可以使用同一种催化剂，在反应区之间催化剂可以持续延伸。通过控制热交换器内的热交换流体和/或流体特性可以在反应区内保持不同的温度。例如，可以在一些热交换通道内应用更高流速的热交换流体。如果用部分或是全部沸腾的热交换流体来作为去除热量的方法，则单个或成组的热交换通道内的压力可以下降以缓解局部的沸腾温度以及邻接反应区的相应温度。在一个实施方案中，在与反应区相邻的热交换通道应用部分或是全部的冷凝以对吸热反应提供选择性的热量。通过改变热交换通道内的压力可以改变局部热交换通道的温度。

本发明方法使用的微通道反应器具有高的表面积-体积比，因此显示出加强的热量和质量传导率。这可以使本发明方法在非常接近的温度控制下实施。结合本发明方法，可以定制(tailor)微通道反应器内的温度分布以获得更高的产量。在本发明方法的一个实施方案中，应用微通道反应器可以得到更强的热交换(例如加强的冷却)，所述微通道反应器能够使用传统反应器中难于使用的高活性催化剂。

附图说明

在附图里，同样的部分和特征具有同样的名称。

图1是可用于本发明方法的微通道的示意图。

图2是阐明特殊形式的本发明方法的流程示意图，其中反应组合物流过具有两个反应区的微通道反应器，接触催化剂，进行热交换，并反应形成产物。

图3是可用于图2所示微通道反应器的微通道反应器核心的工艺微通道和邻接的热交换通道的示意图，通过热交换通道的热交换流体的流动与通过工艺微通道的反应组合物和产物的流动呈错流。

图4是本发明方法的可选实施方案的流程示意图，其中，组合物流过具有2个反应区的微通道反应器，接触催化剂，进行热交换，并反应形成产物。

图5是可用于图4所示微通道反应器的微通道反应器核心的工艺微通道和邻接的热交换通道的示意图，通过热交换通道的热交换流体的流动与通过工艺微通道的反应组合物和产物的流动呈逆流。

图6是本发明方法的另一个可选实施方案的流程示意图，其中反应组合物流过具有3个反应区的微通道反应器，接触催化剂，进行热交换，并反应形成产物。

图7是可用于图2或图6所示微通道反应器的微通道反应器核心的工艺微通道和邻接的热交换通道的示意图，热交换区包括许多热交换通道，通过热交换通道的热交换流体的流动与通过工艺微通道的反应组合物和产物的流动呈错流，热交换区的长度比工艺微通道的短，工艺微通道的宽度在热交换区的上游区是扩大的。

图8是可用于图2或图6所示微通道反应器的微通道反应器核心的工艺微通道和邻接的热交换通道的示意图，每一个热交换区包括许多热交换通道，通过热交换通道的热交换流体的流动与通过工艺微通道的反应组合物和产物的流动呈错流，每一个热交换区的长度比工艺微通道的短，其中一个热交换区的长度比其他热交换区的短，工艺微通道的宽度在热交换区的上游区是扩大的。

图9是可用于本发明方法的工艺微通道的示意图，所述工艺微通道包含一种具有充填床构造的催化剂。

图10是可用于本发明方法的工艺微通道的示意图，所述工艺微通道包含一种具有流过(flow-by)构造的催化剂。

图11是可用于本发明方法的工艺微通道的示意图，所述工艺微通道包含一种具有流经(flow-through)构造的催化剂。

图12是可用于本发明方法的工艺微通道的示意图，所述工艺微通道包含一种由许多鳍组成的鳍状装置，催化剂负载于这些鳍上。

图13是图12所示的工艺微通道和鳍状装置的一个可选实施例的示意图。

图14是图12所示的工艺微通道和鳍状装置的另一个可选实施例的示意图。

图15是在温度为150℃到310℃时，来自包含以体积计65％H₂，以体积计25％CO，以体积计5％CO₂，以体积计5％N₂的反应组合物中的CO到CH₃OH的平衡转化的曲线图。

图16是二甲醚合成反应中CO转化和二甲醚(DME)产量与温度的关系曲线图，其中，反应组合物包含以体积计50％CO和以体积计50％的H₂。

图17是实施例1中合成反应中CH₃OH的平衡产量和预期产量的曲线图。

具体实施方式

术语“平衡限制性化学反应”是指由于反应物和产物达到了平衡状态而使反应不能进行完全的一种化学反应或一套互补的反应。以下可用于甲醇合成的反应是平衡限制性化学反应的例子：

方程(1)

方程(2)

方程(3)

通过下列反应的二甲醚的合成是平衡限制性化学反应的另一个例子：

方程(4)

术语“微通道”是指一种具有至少一个内在高度或内在宽度达到约10毫米(mm)的通道，在一个实施方案中达到约5mm，在一个实施方案中达到约2mm，在一个实施方案中达到约1mm。图1显示了一种可以与本发明方法结合使用的作为工艺微通道和/或热交换微通道的微通道的实施例。图1中的微通道10具有高度(h)、宽度(w)和长度(l)。流体以箭头12和14所示意的方向流过微通道10。微通道的高度(h)或宽度(w)的范围可以从约0.05mm到约10mm，在一个实施例中从约0.05mm到约5mm，在一个实施例中从约0.05mm到约2mm，一个实施例中从约0.05mm到约1.5mm，一个实施例中从约0.05mm到约1mm，一个实施例中从约0.05mm到约0.75mm，一个实施例中从约0.05mm到约0.5mm。其他高度或宽度的大小可以是任意尺度的，例如，达到约3米，一个实施例中从约0.01米到约3米，一个实施例中从约0.1米到约3米。微通道的长度(1)可以是任意尺度的，例如，达到约10米，一个实施例中从约0.2米到约10米，一个实施例中从约0.2米到约6米，一个实施例中从约0.2米到约3米。尽管图1所示的微通道10具有长方形的横截面，但是应该理解为微通道可以有任何形状的横截面，例如，正方形、圆形、半圆形、梯形，等等。微通道横截面的形状和/或大小可以在其长度方向上改变。例如，在微通道的长度方向上，高度或宽度可以自较大尺度逐渐减少为较小尺度，反之亦然。

术语“微通道反应器”是指一种包含了一个或多个适合于接受反应组合物的微通道的反应器，所述反应组合物流过微通道，接触催化剂，并反应生成产物。

术语“反应区”是指在工艺微通道内的空间，在其内，在一个特定的温度下或一个特定的温度范围内，反应物接触催化剂并起反应。

术语“初级反应物”是指化学反应中的反应物中的一种。在反应组合物中初级反应物可以或不以反应物的最高浓度出现。在上面方程(3)所示的甲醇合成反应中，CO是一个初级反应物的例子。

术语“初级反应物的转化”是指在反应组合物和一种产物(也就是，中间产物组合物，终产物组合物，等等)之间初级反应物的摩尔变化数除以反应组合物中的初级反应物的摩尔数。

术语“CO的转化”是指在反应组合物和产物(也就是，中间产物组合物，终产物组合物，等等)之间CO的摩尔变化数除以反应组合物中的CO的摩尔数。

术语反应物的“平衡转化”是指对于一个给定的初级组合物，当反应在一个特定温度、压力和最终组合物下能够达到平衡时的反应物的转化。这可以应用已知技术确定。为了找到一个反应物的平衡转化值，计算平衡组合物是必要的。最终混合物中的组合物可通过催化剂允许的动力学途径得到确定。在对催化剂系统进行的平衡计算中，在平衡时其的存在在热力学上是有利的所有化学物类在平衡混合物中则不必容许存在。例如，在低温的情况下，水-气转化反应，即CO和H₂O结合产生CO₂和H₂O，如果所有的甲烷容许在平衡时存在(通过动力学途径提供)，则甲烷将是反应的初级产物。在正常的操作条件下，针对水气转化的商业化的铜/锌催化剂不产生大量的甲烷，因此，转化是由CO、CO₂、H₂和H₂O所描述的平衡所限制的。

对于特定的系列反应物和产物在特定的平衡温度和压力下的平衡时的组合物可以通过两种方法计算，两种方法都涉及到应用Gibb′s能。一种方法经常被称为平衡常数法。在该方法中，通过提出一个化学反应或导致化学转化的反应来描述平衡(即方程(1)、(2)和(3)所述的从CO、CO₂、H2的混合物中合成甲醇)。例如，对于特定的催化剂而言，如果可以确定甲醇的合成是如方程(2)所示，通过1分子的CO₂与3分子的H₂的反应进行的，那么混合物中的平衡组合物可根据如下来确定：

1)计算在标准状态条件下的平衡常数值。在恒温T和恒压P下的封闭系统的总Gibb′s能在不可逆工艺过程中降低，并且当总Gibb′s能最小化时：

(dG^t)_T，P＝0    方程(I)达到平衡条件。

对于各种物质的混合物，平衡常数K_eq以如下定义：

$K_{\mathrm{eq}}\≡\exp \left(\frac{-\mathrm{\Σ}{v}_i{G}_i^o}{\mathrm{RT}}\right)$

方程(II)

在这里v_i是物质1的反应坐标，G^o _i是物质1的形成的标准Gibb′s能。诸如蓝氏化学手册(Lange′s Handbook of Chemistry)第15版，由J.A.Dean编辑、McGraw-Hill出版的文献报道过标准Gibb′s能形成的值。总和∑v_iG_i ^o，可以被ΔG⁰所替代，是指反应的标准Gibb′s能的变化。因此以上的定义可以改写为：

-RT ln[K _eq]≡ΔG^o

方程(III)

假定如方程(3)所示的一种反应，以及用列表值表示形成的标准Gibb′s能，在1巴和25℃时可以计算出反应的平衡常数。几个物质的形成的Gibb′s能列于下表：

物质	状态	ΔG0 f298.15(J/gmol)
			COCH3OHH2OCO2H2	气体气体气体气体气体	-137169-161960-228572-3943590

上表中某种气体的标准状态，是在1巴和25℃时纯的理想气体。形成的标准Gibb′s能是，当从每一元素在298.15°K时的标准状态下形成1gmol所列化合物时引起的Gibb′s能的变化，

2)计算平衡温度下的平衡常数。这可按照如下所示的重新安排的方程(III)的定义来进行：

$\ln \left[K_{\mathrm{eq}}\right]\≡-\frac{\mathrm{\Δ}{G}^o}{\mathrm{RT}}$

方程(IV)

然后根据温度求导得到如下方程：

$\frac{d\ln \left[K_{\mathrm{eq}}\right]}{\mathrm{dT}}=-\frac{d\left(\frac{\mathrm{\Δ}{G}^o}{\mathrm{RT}}\right)}{\mathrm{dT}}$

方程(V)

对于一个恒压P，可应用以下特性关系：

$-{T\left[\frac{\∂(G/\mathrm{RT})}{\∂T}\right]}_P=\frac{H}{\mathrm{RT}}$

方程(VI)

因此

$\frac{d\ln \left[K_{\mathrm{eq}}\right]}{\mathrm{dT}}=-\frac{d\left(\frac{\mathrm{\Δ}{G}^o}{\mathrm{RT}}\right)}{\mathrm{dT}}=\frac{\mathrm{\Δ}{H}^o}{{\mathrm{RT}}^2}$

方程(VII)

如果反应的标准热量ΔH⁰是独立于温度的，上式可积分得到：

$\ln \left[\frac{K_{1,\mathrm{eq}}}{K_{2,\mathrm{eq}}}\right]=-\frac{\mathrm{\Δ}{H}^0}{\mathrm{RT}}(\frac{1}{T_2}-\frac{1}{T_1})$

方程(VIII)

这可以被看成有用的近似值。

几种物质的形成的标准热列于下表：

物质	状态	±ΔH0 f298.15(J/gmol)
			COCH3OHH2OCO2H2	气体气体气体气体气体	-110525-200660-241818-3935090

如果已知形成的标准热与温度的函数关系，则可进行如下积分：

$\ln \left(K_{\mathrm{eq}}\right)=\∫\frac{\mathrm{\Δ}{H}^0}{{\mathrm{RT}}^2}\mathrm{dT}+I$

方程(IX)

这里I是一个积分常数。例如，如果C⁰ _p，一种物质在其标准状态下的恒压比热，可以被表述为：

$\frac{C_P^0}{R}=A+\mathrm{BT}+{\mathrm{CT}}^2+D{T}^{-2}$

方程(X)

其中A、B、C和D的值在文献中有报道。因此对于一个混合物可以被表述为：

$\frac{\mathrm{\Δ}{C}_P^0}{R}=\mathrm{\ΔA}+\mathrm{\ΔBT}+\mathrm{\Δ}{\mathrm{CT}}^2+\mathrm{\ΔD}{T}^{-2}$

方程(XI)

也可以表示为：

$\mathrm{d\Δ}{H}^0=\mathrm{\Δ}{C}_p^0\mathrm{dT}$

方程(XII)

将上式积分得到：

$\mathrm{\Δ}{H}^0=J+\∫\mathrm{\Δ}{C}_p^0\mathrm{dT}=J+R(\mathrm{\ΔAT}+\frac{\mathrm{\ΔB}}{2}{T}^2+\frac{\mathrm{\ΔC}}{3}{T}^3-\mathrm{\ΔD}{T}^{-1})$

方程(XIII)

通过合适的代入，公式可以改写为：

$\ln \left(K_{\mathrm{eq}}\right)=\∫\frac{J+R(\mathrm{\ΔAT}+\frac{\mathrm{\ΔB}}{2}{T}^2+\frac{\mathrm{\ΔC}}{3}{T}^3-\mathrm{\Δ}{\mathrm{DT}}^{-1})}{R{T}^2}\mathrm{\ΔT}+I=\∫\frac{J}{{\mathrm{RT}}^2}+\frac{\mathrm{\ΔA}}{T}+\frac{\mathrm{\ΔB}}{2}+\frac{\mathrm{\ΔC}}{3}T-\frac{\mathrm{\ΔD}}{T^3}\mathrm{dT}$

方程(XIV)

将上式积分得到：

$\ln \left(K_{\mathrm{eq}}\right)=-\frac{J}{\mathrm{RT}}+\mathrm{\Δ}A\ln \left[T\right]+\frac{\mathrm{\ΔB}}{2}T+\frac{\mathrm{\ΔC}}{6}{T}^2+\frac{\mathrm{\ΔD}}{{2T}^2}+I$

方程(XV)

在25℃的标准状态温度下，积分常数J可通过计算方程(XIII)的值得到。如果将方程(XV)乘以-RT，可计算得到积分常数I：

$-\mathrm{RT}\ln \left(K_{\mathrm{eq}}\right)=J-\mathrm{RT}\left[\mathrm{\Δ}A\ln \right[T]+\frac{\mathrm{\ΔB}}{2}T+\frac{\mathrm{\ΔC}}{6}{T}^2+\frac{\mathrm{\ΔD}}{{2T}^2}+I]=\mathrm{\Δ}{G}^0$

方程(XVI)

并可以在25℃的标准状态温度下求出积分常数I的值。

对于方程(2)所描述的反应，混合物的比热、反应的标准热和形成的标准Gibb′s能可以按以下计算：

物质	反应坐标VI	A	B	C	D	形成(J/gmol))
								△Hf298.15 o	△Gf298.15 o
						CH3OHH2OCO2H2	11-1-3			2.1103.4705.4573.249	1.22E-021.45E-031.05E-034.22E-04	-3.45E-06000.0	01.21E+041.16E+058.30E+03	-200660-241818-3935090	-161960-228572-3943590
	ΔC0 批/R	反应混合物的比热						反应
						△A-9.624	ΔB0.011355			△C-3.5E-06	ΔD102900
		-48969	3827

可以求出积分常数：

J＝-26186J/gmol

I＝40.51

可以应用这些值和方程(XV)，由温度函数计算出平衡常数。

3)一旦计算出平衡常数K_ep，系统的起始状态变化或反应以达到平衡状态，平衡状态可表述为：

          

初始       n₁      n₂         O         O

变化       -ε              -3ε                    ε                   ε

平衡       n₁-ε       n₂-3ε              ε                   ε

其中n₁和n₂分别是CO₂和H₂的起始摩尔数。如果起始混合物包括CH₃OH或H₂O，这些可以以近似的方式表述。ε是初级反应物达到平衡时所需要的摩尔数的变化。平衡时的总摩尔数n_t可以通过对每种物质在平衡时的摩尔数求和得到：

n_t＝n₁+n₂-4ε+2ε＝n₁+n₂-2ε

方程(XVII)

3)平衡组合物可以与平衡常数具有如下关系：

$K_{\mathrm{eg}}=\mathrm{\Π}{\left({\hat{f}}_i\right)}^{v_i}$

方程(XVIII)

其中，溶液中物质I的逸度

可以用溶液中物质I的逸度系数

代替，并得出下列方程：

$\mathrm{\Π}{\left(y_i{\widehat{\mathrm{\φ}}}_i\right)}^{v_i}=P^{-v}{K}_{\mathrm{eg}}$

方程(XIX)

其中，y_i是物质I的气相摩尔分数，

是溶液中物质I的逸度系数，n_i是物质I的反应坐标，n是反应坐标的和。如果系统处于足够高的温度或是足够低的压力下，则在平衡时，混合物为理想气体 ${({\widehat{\mathrm{\φ}}}_i\≅1)}_{,}$ 上述方程可推导为：

${\mathrm{\Π}(y_i)}^{v_i}=P^{-v}{K}_{\mathrm{eg}}$

方程(XX)

上式进行适当的代入可以变为：

$K_{\mathrm{eq}}=\frac{\left[y_{C{H}_3\mathrm{OH}}P\right]\left[y_{H_{2}O}P\right]}{\left[y_{{\mathrm{CO}}_2}P\right]{\left[y_{H_2}P\right]}^3}=\frac{\left[\frac{n_{C{H}_3\mathrm{OH}}}{n_1}P\right]\left[\frac{n_{H_{2}O}}{n_1}P\right]}{\left[\frac{n_{{\mathrm{CO}}_2}}{n_1}P\right]{\left[\frac{n_{H_2}}{n_1}P\right]}^3}=\frac{\left[\frac{\mathrm{\ϵ}}{n_1+n_2-2\mathrm{\ϵ}}P\right]\left[\frac{\mathrm{\ϵ}}{n_1+n_2-2\mathrm{\ϵ}}P\right]}{\left[\frac{n_1-\mathrm{\ϵ}}{n_1+n_2-2\mathrm{\ϵ}}P\right]{\left[\frac{n_2-3\mathrm{\ϵ}}{n_1+n_2-2\mathrm{\ϵ}}P\right]}^3}$

方程(XXI)

$K_{\mathrm{eq}}=\frac{\left[\mathrm{\ϵ}\right]\left[\mathrm{\ϵ}\right]{\left(\frac{P}{n_1+n_2-2\mathrm{\ϵ}}\right)}^2}{[n_1-\mathrm{\ϵ}]{[n_2-3\mathrm{\ϵ}]}^3{\left(\frac{P}{n_1+n_2-2\mathrm{\ϵ}}\right)}^4}=\frac{\left[\mathrm{\ϵ}\right]\left[\mathrm{\ϵ}\right]{\left(\frac{P}{n_1+n_2-2\mathrm{\ϵ}}\right)2}^2}{[n_1-\mathrm{\ϵ}]{[n_2-3\mathrm{\ϵ}]}^3{\left(\frac{P}{n_1+n_2-2\mathrm{\ϵ}}\right)}^4}$

方程(XXII)

$K_{\mathrm{eq}}=\frac{{\left[\mathrm{\ϵ}\right]}^2}{[n_1-\mathrm{\ϵ}]{[n_2-3\mathrm{\ϵ}]}^3{\left(\frac{P}{n_1+n_2-2\mathrm{\ϵ}}\right)}^2}$

方程(XXIII)

或者与上述相匹配的一种形式：

$\frac{{\left[\mathrm{\ϵ}\right]}^2}{[n_1-\mathrm{\ϵ}]{[n_2-3\mathrm{\ϵ}]}^3}=K_{\mathrm{eq}}{\left(\frac{P}{n_1+n_2-2\mathrm{\ϵ}}\right)}^2$

方程(XXIV)

为直接求得或用数值方法求得ε的值，上述形式可以重新排列，因此可以得到混合物的平衡组合物。初级反应物的转化，例如可以用下式求得：

以上方法学可以扩展到任何数量的依次或平行进行的化学反应。

如果涉及到2个以上的化学反应，平衡常数方法求值就会变得非常麻烦。计算平衡组合物的第二种方法是，将可容许的物质的给定混合物的总形成Gibbs能直接最小化。这是基于这样一种事实，对于单一相系统来说，平衡被定义为总Gibbs能最小化时的混合物。该方法独立于任何特定途径(尽管它们可以通过可容许物质的选择来进行指示)并且只依赖于初始组合物和终温度、压力和可容许的物质。

平衡组合物可通过下述方法计算：假设单相系统的总Gibb’s能，(G^t)_T，P，是每一种可容许的化学物质的Gibb’s能的总和：

(G^t)_T，P＝G(n₁，n₂，....n_N)

这里，n_i是平衡时出现的物质I的摩尔数。得到在温度T和压力P时每种物质的平衡摩尔数的一种方法是Lagrange′s方法，可以如下述建立：

1)通过一个原子平衡将问题局限。如果k代表原子种类，每一个元素k的原子平衡可以被表示成：

$\underset{i}{\mathrm{\Σ}}{n}_i{a}_{\mathrm{ik}}=A_K$

k＝1，2，...，w

其中a_ik是物质I的每一个分子的第k个元素的原子数，A_k是在封闭系统内物质k的原子质量的总数目。其可以改写为：

$\underset{i}{\mathrm{\Σ}}{n}_i{a}_{\mathrm{ik}}-A_K=0$

k＝1，2，...，w

2)对每一个元素应用Lagrangian乘数，I_k

${\mathrm{\λ}}_k(\underset{i}{\mathrm{\Σ}}{n}_i{a}_{\mathrm{ik}}-A_K)=0$

k＝1，2，...，w

可以对k求和为：

$\underset{k}{\mathrm{\Σ}}{\mathrm{\λ}}_k(\underset{i}{\mathrm{\Σ}}{n}_i{a}_{\mathrm{ik}}-A_K)=0$

3)通过在描述总Gibb’s能的函数上加入上述展开的和形成一个用于最小化的形成和目标函数。

$F=G^t+\underset{k}{\mathrm{\Σ}}{\mathrm{\λ}}_k(\underset{i}{\mathrm{\Σ}}{n}_i{a}_{\mathrm{ik}}-A_K)$

当和为零时，F和G^t是等价的，但是当F被物料平衡所限制时，F和G^t关于每种物质的摩尔数的部分导数是不同的。

4)取F关于每种物质n_i的部分导数，并将其数值设为零，以求得最小值。

${\left(\frac{\∂F}{{\∂n}_i}\right)}_{T,P,n_j}={\left(\frac{{\∂G}^t}{{\∂n}_i}\right)}_{T,P,n_j}+\underset{k}{\mathrm{\Σ}}{\mathrm{\λ}}_k{a}_{\mathrm{ik}}=0$

方程右边的第一个术语等于化学势定义的标记：

${\left(\frac{{\∂G}^t}{{\∂n}_i}\right)}_{T,P,n_j}\≡{\mathrm{\μ}}_i$

i＝1，2...，N

对于气相反应和标准状态(例如在1巴下的纯气体)，化学势可以描述为：

${\mathrm{\μ}}_i=G_i^o+\mathrm{RT}\ln \left[{\hat{f}}_i\right]$

对于所有处于标准状态下的元素，当G_i ^o被指定为零时，化合物G_i ^o与物质I的标准Gibb’s生成能ΔG_fi ^o是相当的。逸度 可以被逸度系数

所替代，这里，P是以巴为单位的系统总压力，y_i是物质I的摩尔份数， 是物质I在溶液中的逸度系数。进行了这些替代后，化学势可以表示为：

${\mathrm{\μ}}_i=\mathrm{\Δ}{G}_{\mathrm{fi}}^o+\mathrm{RT}\ln \left[y_i{\widehat{\mathrm{\φ}}}_{i}P\right]$

每一种物质的目标函数可以如下表示：

${\mathrm{\ΔG}}_{\mathrm{fi}}^o+\mathrm{RT}1n\left[y_i{\widehat{\mathrm{\φ}}}_{i}P\right]+\underset{k}{\mathrm{\Σ}}{\mathrm{\λ}}_k{a}_{\mathrm{ik}}=0$

i＝1，2，...，N

5)在解决联立方程时，对应N个目标函数方程的总和，每一种物质有一个目标函数，并且对应w个物料平衡函数的总和，每一个原子种类有一个物料平衡。因此该系统可以由N+w个方程来描述。在该系统中，平衡时每种物质的摩尔数是未知的，且有N个未知数，有w个Lagrangian乘数，因此有8个方程和8个未知数，且平衡浓度可以作为一套联立方程来解决。尽管数字方法有变化，但该方法是许多应用于平衡计算的软件包的基础。在由McGraw-Hill图书公司(1987)出版的J.M.Smith和H.C.Van Ness′s的“化学工程热力学介绍”(Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics)第四版第540页有关于该计算类型的完全工作的实例，上述内容通过引用并入本申请。

通过采用名为CHEMCAD v5.2的软件包，在50巴的平衡压力下，经对容许含有CO、CO₂、CH₃OH、H₂、H₂O和N₂的混合物的总Gibb’s自由能的直接最小化，计算出在不同温度下从CO到甲醇的平衡转化，所述混合物来自初始组合物为65体积％的H₂、25体积％的CO、5体积％的CO₂和5体积％的N₂的混合物。计算结果如下：

温度(℃)   CO转化(％)

150        99.6

160        99.2

170        98.3

180        96.6

190        93.7

200        89.3

210        83.2

220        75.2

230        65.4

240        54.3

250        42.6

260        31.5

270        22.0

280        14.7

290        9.5

300        6.0

310        3.8

上述数据被绘制成图15所示的平衡曲线。

术语“平衡趋近值”(approach to equilibrium)是指在指定的反应温度下所获得的反应物物质(例如初级反应物)的实际转化除以在该反应温度下该反应物物质的平衡转化值。例如，参照图15显示的，270℃时CO的平衡转化值为22％，如果假设CO在270℃时的实际转化为12％，那么本例的平衡趋近值将是54.5％(100×12/22＝54.5％)。当本发明方法中每一个反应区的平衡趋近值相同或基本相同，则该方法可以被认为是一个等势方法(isopotential process)。该概念可以从初级反应物的转化扩展到混合物中任何给定物质的转化。因此，在本发明方法所应用的每一个反应区中，如果选定的产物(或反应物质)间的差异相同或基本相同，则该方法可以说是等势的。

当指一个通道的位置相对于另外一个通道的位置而言，术语“邻接的”是指直接相邻，使得由一个壁隔开两个通道。该壁的厚度可以有变化。但是，“邻接的”通道不被影响通道间的热传递的居间通道所隔开。在一个实施方案中，一个通道可能只与另外一个通道的的部分空间相邻。例如，工艺微通道可以长于或延伸超过邻接的一个或多个热交换通道。

术语“流体”是指气体或液体，或者是包含有分散的固体或分散的液滴的气体或液体。

术语“接触时间”是指在0℃和1个大气压下，微通道反应器内的反应区容积除以反应组合物的体积加料流速。

术语“滞留时间”是指流体流过一个空间(例如微通道内的反应区)时所占据的该空间的内部容积除以在所用的温度和气压下该流体流过该空间时的平均体积流速。

术语“每分钟标准公升”或“SLPM”是指在0℃和1个大气压下所测的每分钟以公升计的流速。

本发明方法适于实施任何使用流体反应物和流体产物的平衡限制性化学反应。可以应用该平衡限制性的化学反应的例子包括：甲醇合成、二甲醚合成、氨合成、水煤气变换反应、乙酰化加成反应、烷基化作用、脱烷基化作用、加氢脱烷基化作用、还原性烷基化作用、氨化、氨合成、芳香化作用、芳基化作用、自发热重组、羰基化作用、脱羰作用、还原性羰基化作用、羧化作用、还原性羧化作用、还原性偶联、缩合作用、裂化、氢化裂解、环化、环齐聚合作用、脱卤化、二聚作用、环氧化、酯化、费-托反应、卤化反应、氢卤化反应、同系化(homologation)、水合作用、脱水作用、氢化作用、脱氢作用、氢羧基化、加氢甲酰化、氢解作用、氢金属化作用、硅氢化作用、水解作用、氢化处理、异构化作用、甲基化、去甲基化、复分解作用、硝化作用、氧化作用、部分氧化作用、聚合作用、还原作用、重整作用、逆水煤气变换反应、磺化作用、调聚反应、酯转移作用、三聚作用、萨巴蒂埃反应(Sabatier reaction)、二氧化碳重整反应、优选氧化作用或优选甲烷化作用。本方法特别适于实施甲醇合成反应。

本发明方法适于实施放热的平衡限制性化学反应或吸热的平衡限制性化学反应。当化学反应是放热的时，反应要通过冷却除热。当化学反应是吸热的时，反应需要加热。可以在微通道反应器内的分隔的反应区内发生来自微通道反应器的附加的冷却或热量。这些反应区包括上文所提及的第一反应区和第二或其他反应区。第一反应区可以位于微通道反应器的进口附近，第二或其他反应区可以位于微通道反应器的出口附近。在第一反应区和第二或其他反应区之间可以分布有一个或多个附加的反应区。所述的一个或多个附加反应区可以包含任何需要的反应区数目，例如1、2、3、4、5、6、7、8、9、10或更多个附加反应区。对于放热反应，第一反应区的温度通常高于第二或其他反应区的温度。另一方面，对于吸热反应，第一反应区的温度通常低于第二或其他反应区的温度。附加冷却或热量可以由热交换器提供。

在第一反应区，本发明方法在适于生成第一种平衡产物的第一套反应条件下实施。第一种平衡产物的组成依赖反应方法、反应温度和反应组合物的组成。在第一反应区实际形成的中间产物的组合物依赖于初级反应物的转化度。第一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值至少约为5％，在一个实施方案中约20％，在一个实施方案中至少约40％，在一个实施方案中至少约50％，在一个实施方案中至少约60％，在一个实施方案中至少约70％，在一个实施方案中至少约80％，在一个实施方案中至少约90％。在一个实施方案中，初级反应物转化的平衡趋近值可以从约5％到约99％，在一个实施方案中，从约20％到约98％，在一个实施方案中，从约40％到约98％，在一个实施方案中，从约50％到约95％，在一个实施方案中，从约60％到约95％，在一个实施方案中，从约75％到约95％，在一个实施方案中，从约80％到约95％。在第一反应区形成的中间产物包括反应的目的产物和初级反应物，也可能有其他未反应的反应物。例如，如果是方程(3)所描述的甲醇合成反应，那么目的产物是CH₃OH，中间产物也包括CO和H₂。CO转化的平衡转化值可以是，例如约42％，本发明方法中第一反应区所获得的CO的实际转化可以是，例如约22％，平衡趋近值因而是52.4％(100×22/42＝52.4％)。对于上述的甲醇合成反应，CO的转化可以达到的范围可以从约5到约50％，在一个实施方案中约10到约40％。

在第二或其他反应区，本发明方法在适于生成第二种或其他平衡产物的第二或其他套反应条件下实施。第二或其他平衡产物的组成也依赖反应方法、反应温度和进入第二或其他反应区的中间产物组合物中的反应物。在第二或其他反应区形成的产物组合物依赖于初级反应物的转化度。在第二或其他反应区的初级反应物转化的平衡趋近值可以是至少约5％，在一个实施方案中约20％，在一个实施方案中至少约40％，在一个实施方案中至少约50％，在一个实施方案中至少约60％，在一个实施方案中至少约70％，在一个实施方案中至少约80％，在一个实施方案中至少约90％。在一个实施方案中，初级反应物转化的平衡趋近值可以从约5％到约99％，在一个实施方案中，从约20％到约98％，在一个实施方案中，从约40％到约98％，在一个实施方案中，从约50％到约95％，在一个实施方案中，从约60％到约95％，在一个实施方案中，从约75％到约95％，在一个实施方案中从约80％到约95％。在第二或其他反应区形成的产物包括反应的目的产物和未反应的反应物。例如，如果是方程(3)所描述的甲醇合成反应，目的产物是CH₃OH，终产物组合物可以包括H₂和CO。反应的CO平衡转化值可以是，例如约72％，本发明方法中第二反应区所获得的CO的实际转化可以是，例如，约52％，平衡趋近值因而是72.2％(100×52/72＝72.2％)。对于甲醇合成反应而言，在第二或其他反应区的反应率较低，但是CO的转化有所提高。例如，上文提及的甲醇合成反应，CO的转化在第二或其他反应区可以达到从约10到约90％，在一个实施方案中约20到80％。

在第一反应区的初级反应物的平衡趋近值可以与在第二或其他反应区的初级反应物的平衡趋近值相同或基本相同。第一反应区的平衡趋近值可以是第二或其他反应区的平衡近似值的约50％以内，在一个实施方案中约75％以内，在一个实施方案中约95％以内，在一个实施方案中约98％以内。

如上所述，在第一反应区和第二或其他反应区之间可以应用一个或多个附加的反应区。在这些附加的反应区内，本方法在适于生成一种或多种附加的平衡产物的一个或多套反应条件下实施。在每一个这些附加的反应区中生成的中间产物组合物依赖于反应方法、附加反应区内的温度和进入附加反应区的中间产物的组合物。在这些附加反应区生成的每一个中间产物的组合物依赖于初级反应物的转化度。每一个这些一个或多个附加反应区的平衡趋近值可以是至少约5％，在一个实施方案中约20％，在一个实施方案中至少约40％，在一个实施方案中至少约50％，在一个实施方案中至少约60％，在一个实施方案中至少约70％，在一个实施方案中至少约80％，在一个实施方案中至少约90％。在一个实施方案中，初级反应物转化的平衡趋近值的可以从约5％到约99％，在一个实施方案中，从约20％到约98％，在一个实施方案中，从约40％到约98％，在一个实施方案中，从约50％到约95％，在一个实施方案中，从约60％到约95％，在一个实施方案中，从约75％到约95％，在一个实施方案中，从约80％到约95％。

在第一反应区的初级反应物的平衡趋近值、在第二或其他反应区的初级反应物的平衡趋近值，以及在一个或多个附加反应区的初级反应物的平衡趋近值可以是相同或基本相同的。第一反应区的初级反应物的平衡趋近值可以是第二或其他反应区以及一个或多个附加反应区的平衡趋近值的约50％以内，在一个实施方案中约75％以内，在一个实施方案中约95％以内，在一个实施方案中约98％以内。

任选地，在上述反应区之间，反应物和中间产物可以在分布于反应区之间的热交换区内被冷却或加热。这些热交换区可以位于工艺微通道内，并且可以作为不含催化剂的工艺微通道的开放部分。在这些热交换区的反应物和中间产物的温度可以调整到下一个相邻的下游反应区的操作温度。

如图2所示，在一个实施方案中，可以用包括微通道反应器核心102、反应物顶部(header)104、产物底部(footer)106、热交换顶部108和110以及热交换底部112和114的微通道反应器100实施本发明方法。微通道反应器核心102包括两个反应区，一个是第一反应区116，另一个作为第二反应区118。每一个反应区包含至少一个，在一个实施方案中是许多的工艺微通道；以及至少一个，在一个实施方案中是许多的热交换通道。热交换通道可以与工艺微通道相邻。热交换通道可以是微通道。工艺微通道与热交换通道可以并排按层排列。催化剂包含在工艺微通道内。反应物顶部104为反应组合物以均匀或基本均匀分布的方式流入工艺微通道提供通道。产物底部106为产物和任何未反应的反应物以具有相对快的速率的快速方式流出工艺微通道提供通道。反应区116和118可以在彼此不同的温度下操作。反应区116和118可以应用相同或不同的催化剂。反应区116和118彼此可以被非反应区物理性地隔断，在非反应区内中间产物和未反应的反应物可以得到冷却或加热。另一个选择是，反应区116和118不被物理性隔断，也就是说，中间产物和未反应的反应物从反应区116流出直接进入反应区118。在反应区116和118可以应用相同的工艺微通道，也就是说，在反应区116应用的工艺微通道可以延伸进入反应区118。反应组合物如箭头120所示通过反应物顶部104流入微通道反应器100。反应组合物在进入反应物顶部104之前可以被预加热。反应组合物流过在微通道反应器核心102内的工艺微通道，接触催化剂并反应生成产物。在一个实施方案中，反应组合物和产物经过反应器核心102的流动是以垂直方向从反应器核心102的顶部到达其底部。产物，以及在一个实施方案中来自反应组合物的未反应的反应物，如箭头122所示，从反应器核心102流向产物底部106并经产物底部106流出。尽管本发明方法的一个优点是一次通过工艺微通道就可以获得反应物的高水平转化，但在一个实施方案中，来自反应组合物中的未反应组分或其中一部分可以如箭头124、126和128所示循环重新进入反应物顶部104，并且从反应物顶部104流过工艺微通道，接触催化剂并反应生成产物。循环通过工艺微通道的、来自反应组合物中的未反应组分可以进行任意次的再循环，例如，1、2、3、4次，等等。热交换液体流如箭头130和132所示各自流入热交换顶部108和110，并且从热交换顶部108和110通过位于微通道反应器核心102内的热交换通道到达热交换底部112和114，并分别如箭头134和136所示从热交换底部112和114流出。

反应器核心102中的工艺微通道和热交换通道可以如图3所示的重复单元140所显示的并排排列。如图3所示，工艺微通道142与包含热交换微通道146的热交换区144邻接分布。公共壁148将工艺微通道142与热交换区144分隔开来。催化剂150充填于工艺微通道142内。反应组合物以箭头152所指方向流入并通过工艺微通道142内的催化剂150的充填床，接触催化剂150，并反应生成产物。产物和来自反应组合物的任何未反应的反应物如箭头154所示流出工艺微通道142。热交换流体以与反应组合物和产物流过工艺微通道142的流动成错流的方向流过热交换微通道146。

反应器核心102可以包含至少一个，在一个实施方案中是许多个的平行排列的工艺微通道142，每个工艺微通道142以垂直方向沿反应器核心102的长度方向延伸。每一个工艺微通道142可以有任何形状的横截面，例如，正方形、长方形、圆形、半圆形，等等。每一个工艺微通道142的内部高度可以小于垂直于反应物和产物流过工艺微通道的流动方向的内部尺寸。每一个工艺微通道142可以达到约10mm的内在高度，在一个实施方案中达到约6mm，在一个实施方案中达到约4mm，在一个实施方案中达到约2mm。在一个实施方案中高度范围从约0.05到约10mm，在一个实施方案中高度范围从约0.05到约6mm，在一个实施方案中高度范围从约0.05到约4mm，在一个实施方案中高度范围从约0.05到约2mm。每一个工艺微通道142的宽度可以是垂直于反应物和产物流经工艺微通道的流动方向的其他内部尺寸。每一个工艺微通道142的宽度可以是任何尺度，例如，达到约3米，在一个实施方案中从约0.01到约3米，在一个实施方案中从约0.1到约3米。每一个工艺微通道142的长度可以是任何尺度，例如，达到约10米，在一个实施方案中从约0.2到约10米，在一个实施方案中从约0.2到约6米，在一个实施方案中从约0.2到约3米。工艺微通道142可以通过反应区116和118纵向延伸，从反应区116的进口到反应区118的出口。

热交换区144包含许多彼此平行排列的热交换微通道146，每一个热交换微通道146与工艺微通道142的纵向成直角纵向延伸。每一个热交换微通道146可以有任何形状的横截面，例如，正方形、长方形、圆形、半圆形，等等。每一个热交换微通道146的内部高度可以小于垂直于热交换流体流经热交换微通道的流动方向的内部尺寸。每一个热交换微通道146可以达到约2mm的内部高度，在一个实施方案中范围从约0.05到约2mm，在一个实施方案中范围从约0.05到约1.5mm。每一个这些微通道的宽度将是垂直于热交换流体流过热交换通道的流动方向的其他尺度，其可以是任何尺度，例如，达到约3米，在一个实施方案中从约0.01到约3米，在一个实施方案中从约0.1到约3米。每一个热交换微通道146的长度可以是任何尺度，例如，达到约10米，在一个实施方案中从约0.2到约10米，在一个实施方案中从约0.2到约6米，在一个实施方案中从约0.2到约3米。

在微通道反应器核心102内的重复单元140的数目可以是任何所需要的数目，例如，一、二、三、四、六、八、十、数百、数千、数万、数十万、数百万，等等。

在一个实施方案中，催化反应区可以被包括在单一连续的工艺微通道内，在每一个区内可以应用相同或不同的催化剂。可以通过控制热传递流体的性质、流速和组分来变化各区之间的温度。在一个实施方案中，通过改变热交换通道的压力，局部沸腾可以用于在靠近工艺微通道的入口区制造一个高温区，并且在靠近同一工艺微通道的出口处获得一个冷却温度。在工艺微通道进口附近可以应用水的更高压力的局部沸腾，而在工艺微通道出口附近可以应用水的更低压力的局部沸腾。在热交换通道的出口和入口处应用可以改变大小的二重喷嘴(dual orifice)可以改变热交换通道的压力。例如，50个大气压下的水的入流在第一套热交换通道内下降到40个大气压，以通过在40个大气压下的局部沸腾水控制温度，使得水在约251℃时沸腾。在邻接第二或最后反应区的热交换通道内的压力可以下降到20个大气压，使得水在约213℃时沸腾。在热交换通道的入口和出口处任选使用二重喷嘴可以用于控制进入每一个热交换通道部分的流速，使得在所需压力下对于单个或成组的热交换通道的流量多少可以以表计量。

在一个实施方案中，可以通过改变工艺微通道内的压力来改变工艺微通道内化学反应的驱动力。压力下降的量可以比流体通路(flow path)的被动性压力下降的量更大，以建立高压区和低压区。变压区有利于产生摩尔数净增长的反应，使得在更低压时平衡转化更高，但是在更高压时反应速率更快。工艺微通道的前部可以在非常高的压力下操作，且压力可以沿着工艺微通道的长度方向呈阶段性下降。压力减少的速率或数量可以大于流体通路中的自然压降，并可以通过诸如节流阀(restriction)或喷嘴的、具有比自然流体通路更高的压差的包含物(inclusion)实现。

图4所示的方法与图2所示的方法是相似的，除了图4所示的方法的热交换流是逆流而不是错流。如图4所示，用包括微通道反应器核心202、反应物顶部和热交换底部204、产物底部和热交换顶部206、热交换顶部208和热交换底部210的微通道反应器200实施本发明方法。尽管图4所示的微通道反应器200显得比图2所示的微通道反应器100更长，但是需要理解的是图2和4仅仅是流程示意图，并不是按比例绘制的。因此微通道反应器100和200的总长可以是相同的或不同的。微通道反应器核心202包括2个反应区，一个是第一反应区216，另一个是第二反应区218。每一个反应区包括至少一个，在一个实施方案中包括大量的工艺微通道；每一个反应区还包括至少一个，在一个实施方案中包括大量的热交换通道。热交换通道可以与工艺微通道相邻。热交换通道可以是微通道。工艺微通道和热交换通道可以并排按层排列。催化剂包含在工艺微通道中。反应物顶部和热交换底部204为反应组合物以均匀或基本均匀分布的方式流入工艺微通道提供通道。反应物底部和热交换顶部206为产物和任何未反应的反应物以具有相对快的速率的快速方式流出工艺微通道提供通道。反应区216和218可以在彼此不同的温度下操作。反应区216和218可以应用相同或不同的催化剂。反应区216和218可以被非反应区物理性地彼此隔断，在非反应区内，中间产物和未反应的反应物可以得到冷却或加热。另一个选择是，反应区216和218不被物理性隔断，也就是说，中间产物和未反应的反应物从反应区216流出直接进入反应区218。在反应区216和218可以应用相同的工艺微通道，也就是说，在反应区216应用的工艺微通道可以延伸进入反应区218。反应组合物如箭头220所示通过反应物顶部和热交换底部204流入微通道反应器200。反应组合物在进入反应物顶部和热交换底部204之前可以被预加热。反应组合物流过在微通道反应器核心202内的工艺微通道，接触催化剂并反应生成产物。在一个实施方案中，反应组合物和产物经过反应器核心202的流动是以垂直方向从反应器核心202的顶部到达其底部。产物，以及在一个实施方案中来自反应组合物的未反应的反应物，如箭头222所示，从反应器核心202流向产物底部和热交换顶部206，并经产物底部和热交换顶部206流出。尽管本发明方法的一个优点是一次通过工艺微通道就可以获得反应物的高水平转化，但在一个实施方案中，来自反应组合物中的未反应的组分或其中一部分可以循环重新进入反应物顶部和热交换底部204，并且从反应物顶部和热交换底部204流过工艺微通道，接触催化剂并反应生成产物。循环通过工艺微通道的、来自反应组合物的未反应的组分可以进行任意次的再循环，例如，1、2、3、4次，等等。热交换流体如箭头230和232所示各自流入产物底部和热交换顶部206和热交换顶部208，并且从产物底部和热交换顶部206和热交换顶部208通过位于微通道反应器核心202内的热交换通道到达热交换底部210和反应物顶部和热交换底部204，并各自如箭头234和236所示从热交换底部210和反应物顶部和热交换底部204流出。

反应器核心202中的工艺微通道和热交换通道可以如图5所示的重复单元240所显示的并排排列。如图5所示，工艺微通道242与热交换通道244邻接分布。公共壁248将工艺微通道242与热交换通道244分隔开来。催化剂250充填于工艺微通道242内。反应组合物以箭头252所指方向流入并通过工艺微通道242内的催化剂250的充填床，接触催化剂，并反应生成产物。产物和来自反应组合物的未反应的反应物如箭头254所示继续流出工艺微通道242。热交换流体如箭头256和258所示以逆向于反应组合物和产物流过工艺微通道242的流动的方向流过热交换微通道244。可作为选择的是，热交换流体可以以相反方向流过热交换通道244，也就是说，热交换流体可以以与流过工艺微通道242的反应物和产物的流动方向成并流的方向流动。

反应器核心202可以包含至少一个，在一个实施方案中是许多个的平行排列的工艺微通道242，每个工艺微通道242以垂直方向沿反应器核心202的长度方向延伸。每一个工艺微通道242可以有任何形状的横截面，例如，正方形、长方形、圆形、半圆形，等等。每一个工艺微通道242的内部高度可以小于垂直于反应物和产物流过工艺微通道的流动方向的内部尺寸。每一个工艺微通道242可以达到约10mm的内部高度，在一个实施方案中达到约6mm，在一个实施方案中达到约4mm，在一个实施方案中达到约2mm。在一个实施方案中高度范围从约0.05到约10mm，在一个实施方案中高度范围从约0.05到约6mm，在一个实施方案中高度范围从约0.05到约4mm，在一个实施方案中高度范围从约0.05到约2mm。每一个工艺微通道242的宽度可以是垂直于反应物和产物流过工艺微通道的流动方向的其他的内部尺度。每一个工艺微通道242的宽度可以是任何尺度，例如，达到约3米，在一个实施方案中从约0.01到约3米，在一个实施方案中从约0.1到约3米。每一个工艺微通道242的长度可以是任何尺度，例如，达到约10米，在一个实施方案中从约0.2到约10米，在一个实施方案中从约0.2到约6米，在一个实施方案中从约0.2到约3米。工艺微通道242可以通过反应区216和218纵向延伸，一套工艺微通道242在反应区216内，第二套工艺微通道242在反应区218内。

反应区216包含一套热交换微通道244，而反应区218包含第二套热交换微通道244。每一个热交换微通道244可以有任何形状的横截面，例如，正方形、长方形、圆形、半圆形，等等。每一个热交换微通道244的内部高度可以小于垂直于热交换流体流经热交换微通道的流动方向的内部尺寸。每一个热交换微通道244可以达到约2mm的内部高度，在一个实施方案中范围从约0.05到约2mm，在一个实施方案中范围从约0.05到约1.5mm。每一个这些微通道的宽度将是垂直于热交换流体流经热交换通道的流动方向的其他内部尺寸，其可以是任何尺度，例如，达到约3米，在一个实施方案中从约0.01到约3米，在一个实施方案中从约0.1到约3米。每一个工艺微通道244的长度可以是任何尺度，例如，达到约10米，在一个实施方案中从约0.2到约10米，在一个实施方案中从约0.2到约6米，在一个实施方案中从约0.2到约3米。

在微通道反应器核心202内的反应区216和218内的重复单元240的数目可以是任何所需要的数目，例如，一、二、三、四、六、八、十、数百、数千、数万、数十万、数百万，等等。

如图6所示的方法与如图2所示的方法相近似，除了图6所示的方法应用了3个反应区，而不是图2所示的2个反应区。如图6所示，本发明方法应用包括了微通道反应器核心302、反应物顶部304、产物底部306、热交换顶部308、309和310、热交换底部312、313和314的微通道反应器300。微通道反应器核心302包括3个反应区，即反应区316、317和318。每一个反应区包括至少一个，在一个实施方案中是许多的工艺微通道；每一个反应区还包括至少一个，在一个实施方案中是许多的热交换通道。热交换通道可以与工艺微通道邻接。热交换通道可以是微通道。工艺微通道与热交换通道可以并排按层排列。催化剂包含在工艺微通道内。反应物顶部304为反应组合物以均匀或基本均匀分布的方式流入工艺微通道提供通道。产物底部306为产物和任何未反应的反应物以具有相对快的速率的快速方式流出工艺微通道提供通道。反应区316、317和318可以以彼此不同的温度操作。反应区316、317和318可以应用相同或不同的催化剂。反应区316、317和318可以被非反应区物理性地彼此隔断，在非反应区内，中间产物和未反应的反应物可以得到冷却或加热。另一个选择是，反应区316、317和318不被物理性隔断，也就是说，中间产物和未反应的反应物从反应区316流出直接进入反应区317，再从反应区317流入反应区318。反应区316、318和118可以应用相同的工艺微通道，也就是说，应用的工艺微通道从反应区316可以延伸通过反应区317进入反应区318。反应组合物如箭头320所示通过反应物顶部304流入微通道反应器300。反应组合物在进入反应物顶部304之前可以被预加热。反应组合物流过在微通道反应器核心302内的工艺微通道，接触催化剂并反应生成产物。在一个实施方案中，反应组合物和产物经过反应器核心302的流动是以垂直方向从反应器核心302的顶部到达其底部。产物，以及在一个实施方案中来自反应组合物的未反应的反应物，如箭头322所示，从反应器核心302流向产物底部306，并经产物底部306流出。尽管本发明方法的一个优点是一次通过工艺微通道就可以获得反应物的高水平转化，但在一个实施方案中，来自反应组合物中的未反应的组分或其中一部分可以循环重新进入反应物顶部304，并且从反应物顶部304流过工艺微通道，接触催化剂并反应生成产物。循环通过工艺微通道的、来自反应组合物的未反应组分可以进行任意次的再循环，例如，1、2、3、4次，等等。热交换流体如箭头330和332所示各自流入热交换顶部308、309和310，并且从热交换顶部308、309和310通过位于微通道反应器核心302内的热交换通道到达热交换底部312、313和314，并各自如箭头334、335和336所示从热交换底部312、313和314流出。

反应器核心302中的工艺微通道和热交换通道可以如图3所示和上文描述的重复单元140所显示的并排排列。工艺微通道142可以沿反应区316、317和318纵向延伸，从反应区316的进口到反应区318的出口。在微通道反应器核心302内的重复单元140的数目可以是任何所需要的数目，例如，一、二、三、四、六、八、十、数百、数千、数万、数十万、数百万，等等。

作为选择的，应用在微通道反应器100或300中的工艺微通道和热交换微通道可以如图7所示的重复单元340所提供的方式排列。如图7所示，工艺微通道342与热交换区344比邻分布。工艺微通道342可以有任何形状的横截面，例如，正方形、长方形、圆形、半圆形，等等。每一个工艺微通道342的内部高度可以小于垂直于反应物和产物流过工艺微通道的内部尺寸。每一个工艺微通道342可以达到约10mm的内部高度，在一个实施方案中达到约6mm，在一个实施方案中达到约4mm，在一个实施方案中达到约2mm。在一个实施方案中高度的范围从约0.05到约10mm，在一个实施方案中范围从约0.05到约6mm，在一个实施方案中范围从约0.05到约4mm，在一个实施方案中范围从约0.05到约2mm。每一个工艺微通道342的宽度可以是垂直于反应物和产物流过工艺微通道的其他的内部尺度。每一个工艺微通道342的宽度可以是任何尺度，例如，达到约3米，在一个实施方案中从约0.01到约3米，在一个实施方案中从约0.1到约3米。每一个工艺微通道342的长度可以是任何尺度，例如，达到约10米，在一个实施方案中从约0.2到约10米，在一个实施方案中从约0.2到约6米，在一个实施方案中从约0.2到约3米。热交换区344包括大量的彼此平行排列的热交换微通道346，每一个热交换微通道346与工艺微通道342的纵向方向呈直角方向纵向延伸。每一个热交换微通道346可以有任何形状的横截面，例如，正方形、长方形、圆形、半圆形，等等。每一个热交换微通道346的内部高度可以小于垂直于热交换流体流过热交换微通道的内部尺寸。每一个热交换微通道346可以达到约2mm的内在高度，在一个实施方案中范围从约0.05到约2mm，在一个实施方案中范围从约0.05到约1.5mm。每一个这些微通道的宽度将是垂直于热交换流体流过热交换微通道的其他的内部尺度，其可以是任何尺度，例如，达到约3米，在一个实施方案中从约0.01到约3米，在一个实施方案中从约0.1到约3米。每一个热交换微通道346的长度可以是任何尺度，例如，达到约10米，在一个实施方案中从约0.2到约10米，在一个实施方案中从约0.2到约6米，在一个实施方案中从约0.2到约3米。热交换区344在长度上可以长于或短于工艺微通道342。热交换区344可以从出口343或其附近向工艺微通道342再到沿工艺微通道342的长度方向且短于工艺微通道342的进口345的一个点纵向延伸。在一个实施方案中，热交换区344的长度可以达到工艺微通道342长度的约150％，在一个实施方案中，热交换区344的长度是工艺微通道342长度的约20到约95％，在一个实施方案中，热交换区344的长度可以达到工艺微通道342长度的约50到约80％。工艺微通道342的宽度在热交换区344的尾部357的上游区域延伸或扩展。这种排列对在或临近工艺微通道342的出口343，和该出口上游的部分工艺微通道343的热交换有利，而在热交换区344的尾部357的上游没有热交换。催化剂350充填于工艺微通道342内。反应组合物以箭头352所指方向流入并通过工艺微通道342内的催化剂350的充填床，接触催化剂350，并反应生成产物。产物，以及在一个实施方案中来自反应组合物的未反应的反应物如箭头354所示流出工艺微通道342。热交换流体以与反应组合物和产物流过工艺微通道342的流动成错流的方向流过热交换微通道346。

作为选择的，应用于微通道反应器100或300的工艺微通道和热交换微通道可以以重复单元340a的方式排列。如图8所示的重复单元340a与图7所示的重复单元340是等同的，除了重复单元340a包括与工艺微通道342相邻的热交换区360，该热交换区360在工艺微通道342上与热交换区344相对的一侧。热交换区360包括许多平行的热交换微通道362，所述热交换微通道362与以上所讨论的热交换微通道346的型号和设计相同或相似。热交换区360可以从工艺微通道342的出口343或其附近纵向延伸至沿工艺微通道342的长度方向短于热交换区344尾部357的一点。热交换区360的长度可以长于或短于热交换区344。在一个实施方案中，热交换区360的长度可以达到工艺微通道342长度的约150％，在一个实施方案中，热交换区360的长度是工艺微通道342长度的约5到约95％，在一个实施方案中，热交换区360的长度是工艺微通道342长度的约20到约80％。工艺微通道342的宽度分别在热交换区344和360尾部357和367的上游区域扩展。这种排列对在工艺微通道342的出口343或其附近，以及出口343的上游的工艺微通道342的部分的热交换有利。两个热交换区344和360的应用使得在靠近其出口的工艺微通道342区域具有相对高水平的热交换，在热交换区360尾部367的上游的工艺微通道具有中等水平的热交换，在热交换区344尾部357的上游没有热交换。催化剂350充填于工艺微通道342内。反应组合物以箭头352所指方向流入并通过工艺微通道342内的催化剂350的充填床，接触催化剂，并反应生成产物。产物，在一个实施方案中来自反应组合物的未反应的反应物如箭头354所示流出工艺微通道342。热交换流体以与反应组合物和产物流过工艺微通道342的流动成错流的方向流过热交换微通道346和362。

对于错流设计，热交换区的长度(根据流向而定义)可以长于或短于工艺微通道(根据流向而定义)。在一个实施方案中，热交换通道的长度可以是，例如，达到约2m，同时，工艺微通道的长度可以是，例如，达到约1m。相反地，一个较长的工艺微通道，例如，达到约6m，可以与一个较短的热交换通道，例如，达到约1m，一起使用。

在微通道反应器核心102或302上的重复单元340或340a的数目可以是任意需要的数目，例如，一、二、三、四、六、八、十、数百、数千、数万、数十万、数百万，等等。

包括相应的微通道反应器核心102、202和302的微通道反应器100、200或300可以用任何可以为实施本发明方法提供足够的强度、空间稳定性和热传导特性的材料制成。合适的材料的例子包括钢(例如，不锈钢、碳钢和类似物)、铝、钛、镍、和上述任何金属的合金、塑料(例如，环氧树脂、UV固化树脂、热固树胶、和类似物)、蒙乃尔合金(monel)、英科耐尔合金(inconel)、陶瓷、玻璃、复合材料、石英、硅、或其两种或多种物质的结合物。微通道反应器可以用已知的技术制成，所述的已知技术包括线切割放电加工法、传统加工法、激光切割、光化学加工法、电气化学加工法、浇铸法、水注法、冲压法、蚀刻法(例如，化学、光化学或等离子蚀刻)以及它们的结合。微通道反应器可以通过形成多层或多片并去除一部分作为流体通道而制成。通过扩散结合、激光焊、扩散硬钎焊，以及相似的方法装配成多片堆叠而组装成完整设备。微通道反应器具有合适的歧管、阀门、导管线路，等等，以控制反应组合物和产物的流动以及热交换流体的流动。尽管在图中没有显示这些，但是本领域技术人员可以容易地提供。

在本发明方法中所使用的催化剂的选择依赖于所实施的化学反应。例如，如果是甲醇合成反应，催化剂将是甲醇合成催化剂。

工艺微通道可以在第一反应区内包含第一种催化剂，在第二或其他反应区包含第二种催化剂。在一个或多个附加反应区内可以应用附加催化剂。第一、第二和附加催化剂可以是相同的，也可以是不同的。工艺微通道的每一个反应区可以包含一种、两种或多种不同的催化剂。

应用在微通道反应器内的催化剂可以具有适合于工艺微通道的任何尺寸和几何构造。催化剂可以具有中值粒径为约1到约1000μm(微米)的固体颗粒的形态(例如，小球、粉末、纤维，和类似物)，在一个实施方案中其中值粒径为约10到约500μm，在一个实施方案中为约25到约250μm。

在一个实施方案中，催化剂呈固体颗粒的固定床的形式。图9显示了固体颗粒的固定床的例子。在图9中，呈固定床形式的催化剂400被包含在工艺微通道402内，反应物流体如箭头404和406所示流过固定床并接触催化剂400。

在一个实施方案中，催化剂呈固体颗粒的固定床的形式，催化剂固体颗粒的中值粒径相对较小，每一个工艺微通道的长度相对较短。中值粒径的范围可以为约1到约1000μm，在一个实施方案中为约10到约500μm，工艺微通道的长度范围可以达到约500cm，在一个实施方案中为约10到约500cm，在一个实施方案中为约50到约300cm。

催化剂可以负载于多孔载体结构上，例如泡沫材料、毡制品、填料以及它们的结合。在这里应用的术语“泡沫材料”是指具有限定了贯穿整个结构的小孔的连续壁的结构。在这里应用的术语“毡制品”是指一种纤维结构，在纤维之间具有间隙空间。在这里应用的术语“填料”是指一种缠绕结构，如钢丝绒。催化剂可以负载于一种蜂房结构。

催化剂可以负载于流过(flow-by)支持结构，例如具有相邻间隙的毡制品，具有相邻间隙的泡沫材料、具有间隙的鳍状结构、在任意插入基体上的载体涂料(washcoat)，或是平行于相应的流动间隙的流动方向的纱网。图10显示了流过支持结构的一个例子。在图10中，催化剂410被包含在工艺微通道412中。开放通路414允许液体如箭头416和418所示流过工艺微通道412，接触催化剂410。

催化剂可以负载于流经(flow-through)支持结构，例如泡沫材料、填料、小球、粉末、或纱网。图11显示了流经(flow-through)支持结构的一个例子。在图11中，流经型催化剂420被包含在工艺微通道422中，液体如箭头424和426所示流过催化剂420。

可以制成支持结构的材料包括：硅胶、泡沫铜、烧结的不锈钢纤维、钢丝绒、氧化铝、聚(甲基丙烯酸甲酯)、多磺酸盐、聚(四氟乙烯)、铁、海绵镍、尼龙、聚二氟乙烯、二氟化物、聚丙烯、聚乙烯、聚乙烯乙基乙烯酮、聚乙烯醇、多乙酸乙烯酯、聚丙烯酸酯、聚甲基丙烯酸甲酯、聚苯乙烯、聚苯硫醚、聚砜、聚丁烯，以及其两种或多种物质的结合。在一个实施方案中，支持结构可以由诸如金属的热传导材料制成，以加强从催化剂中传出热量。

催化剂可以直接涂覆(washcoat)在工艺微通道的内壁上，或从溶液中逐渐生长于(grown)壁上，或原位涂在鳍状结构上。催化剂可以是一块多孔相连材料或是互相物理接触的多块。在一个实施方案中，催化剂可以由相连的材料组成，并具有相连多孔性使得分子可以扩散穿过催化剂。在本实施方案中，液体流过催化剂而不是绕过它。在一个实施方案中，催化剂的横截面积占据工艺微通道横截面积的约1％到约99％，在一个实施方案中占据约10％到约95％。催化剂的表面积，由BET法测量，可以大于约0.5m²/g，在一个实施方案中大于约2m²/g。

催化剂可以包括多孔载体，在多孔载体上的界面层，以及界面层上的催化剂材料。界面层可以是沉淀于载体上的溶液，或者它可以通过化学汽相沉淀法或物理汽相沉淀法沉淀。在一个实施方案中，催化剂具有多孔载体、缓冲层、界面层和催化剂材料。上面所述的任何层可以是连续的或斑状或点状的不连续形式、或是具有裂隙或孔形式的层。

多孔载体具有的孔积率用压汞法(mercury porosimetry)测量至少约为5％，且孔径大小的平均值(孔径总和除以孔数)约为1到约1000μm。多孔载体可以是多孔陶瓷或泡沫金属。可以应用的其他多孔载体包括碳化物、氮化物和复合材料。多孔载体的孔积率可以从约30％到约99％，在一个实施方案中约为60％到约98％。多孔载体的形式可以是泡沫材料、毡制品、填料或它们的组合。泡沫金属的开放单元的范围可以从每英寸20个孔(ppi)到3000ppi，在一个实施方案中从约20到1000ppi，在一个实施方案中从约40到120ppi。术语“ppi”是指每英寸内具有的孔的最大数目(在各向同性材料中测量的方向是不相关的，但是对于各向异性材料，测量是沿着孔数最大化的方向进行的)。

如果存在缓冲层，其与多孔载体和界面层相比可以具有不同的组分和/或密度，在一个实施方案中，其具有的热膨胀系数在多孔载体和界面层的热膨胀系数之间。缓冲层可以是金属氧化物或金属碳化物。缓冲层可以由Al₂O₃，TiO₂，SiO₂，ZrO₂或它们的组合物组成。Al₂O₃可以是α-Al₂O₃、γ-Al₂O₃或它们的组合物。α-Al₂O₃具有优越的抗氧气扩散的优点。缓冲层可以由两个或更多个不同组分的亚层组成。例如，当多孔载体为金属，例如是泡沫不锈钢，则可以使用由不同组分的两个亚层组成的缓冲层。第一个亚层(接触多孔载体)可以是TiO₂。第二亚层可以是α-Al₂O₃，其位于TiO₂之上。在一个实施方案中，α-AL₂O₃亚层是一个致密层，以提供对下面的金属层的保护。这时低密度、高表面积的界面层诸如氧化铝可以进行沉淀以提供对催化活化层的支持。

多孔载体具有一个与界面层不同的热膨胀系数。在这种情况下，需要缓冲层在两个热膨胀系数之间进行过渡。通过控制缓冲层的组分来修改其热膨胀系数以获得与多孔载体和界面层相适应的膨胀系数。缓冲层应该是没有开口和针孔的，以提供对下一层载体更好的保护。缓冲层可以是无孔的。缓冲层可以具有比多孔载体平均孔径值的二分之一还要薄的厚度。缓冲层的厚度可以是从约0.05到约10μm，在一个实施方案中从约0.05到约5μm。

在本发明的一个实施方案中，可以获得足够的粘附力和化学稳定性而不需要缓冲层。在本实施方案中，可以略去缓冲层。

界面层可以包括氮化物、碳化物、硫化物、卤化物、金属氧化物、碳、或其结合。界面层提供高的表面积和/或为负载的催化剂提供所需的催化剂-载体相互作用。界面层可以由常规用作催化剂载体的任意材料组成。界面层可以由金属氧化物组成。应用金属氧化物的例子可以包括γ-Al2O₃、SiO₂、ZrO₂、TiO₂、氧化钨、氧化镁、氧化矾、氧化铬、氧化锰、氧化铁、氧化镍、氧化钴、氧化铜、氧化锌、氧化钼、氧化锡、氧化钙、氧化铝、镧系列氧化物、沸石，以及它们的组合物。界面层可以作为催化活性层而不需要在其上沉积任何其他的催化活性材料。但是，界面层通常与催化活性层结合使用。界面层可以由两层或更多层组分不同的亚层组成。界面层可以具有比多孔载体平均孔径值的二分之一还要薄的厚度。界面层的厚度可以是从约0.5到约100μm，在一个实施方案中从约1到约50μm。界面层可以是结晶形的，也可以是无定形的。界面层可以具有至少约1m²/g的BET表面积。

催化剂可以沉积在界面层上。作为选择地，催化剂材料可以与界面层同时沉积。催化剂层可以在界面层上密切扩散。催化剂在界面层上的“扩散”或“沉积”包括下述常规理解：细微的催化剂颗粒扩散：在载体层(即界面层)表面、在载体层的裂缝中以及在载体层的开放孔内。

催化剂可以负载于工艺微通道内的一个或多个鳍状物装置上。图12-14示出了实例。如图12所示，鳍状装置430包括装在位于工艺微通道438基础壁之上的鳍载体434上的鳍432。鳍432从鳍载体434上伸出进入工艺微通道438之内。鳍432延伸至并接触工艺微通道438上壁440的内表面。在鳍432之间的鳍通道442为流体以平行于工艺微通道438的长度方向流过工艺微通道438提供了通路。每一个鳍432在其每一面都具有一个外表面。该外表面为催化剂提供了支持基础。在本发明方法中，反应组合物流过鳍通道442，接触负载于鳍432外表面的催化剂，反应并生成产物。鳍装置430a，如图13所示，与图12所示的鳍装置430相近似，除了鳍432a不一直延伸到微通道438上壁440的内表面。鳍432和432a具有正方形或长方形的横截面。图14所示的鳍装置430b与图12所示的鳍装置430相近似，除了鳍装置430b上的鳍432b具有呈梯形的横截面。从其长度方向看，每一个鳍可以是平直的、锥形的或盘旋形的结构。每一个鳍的高度可以从约0.02mm达到工艺微通道438的高度，在一个实施方案中，从约0.02到约10mm，在一个实施方案中，从约0.02到约5mm，在一个实施方案中，从约0.02到约2。每一个鳍的宽度可以从约0.02到约5mm，在一个实施方案中，从约0.02到约2mm，在一个实施方案中，从约0.02到约1mm。每一个鳍的高度可以从任何长度到达到工艺微通道438的长度，在一个实施方案中，可以达到约10m，在一个实施方案中，从约0.5到约10m，在一个实施方案中，从约0.5到约6m，在一个实施方案中，从约0.5到约3m。每一个鳍之间的间隙可以是任意值，范围可以是从约0.02到约5mm，在一个实施方案中，从约0.02到约2mm，在一个实施方案中，从约0.02到约1mm。在工艺微通道438上的鳍的数量范围可以为在每厘米的工艺微通道438的宽度上约1到50个鳍，在一个实施方案中，每厘米约1到约30个鳍，在一个实施方案中，每厘米约1到约10个鳍，在一个实施方案中，每厘米约1到约5个鳍，在一个实施方案中，每厘米约1到约3个鳍。鳍装置可以由可提供足够的强度、空间稳定性和热传导性以使得工艺微通道可以进行操作的任意材料制成。这些材料包括：钢(例如，不锈钢、碳钢以及类似物)；蒙乃尔合金；英科耐尔合金；铝；钛、镍、铂、铑、铜、铬、黄铜、任意上述金属的合金；聚合物(例如，热固树脂)；陶瓷；玻璃；包括一个或多个聚合物(例如，热固树脂)和玻璃纤维的组合物、石英、硅、或其两种或多种物质的结合。鳍装置可以由Al₂O₃构成材料制成，诸如包括Fe、Cr、Al和Y的一种合金，或是由Cr₂O₃构成材料制成，诸如Ni、Cr、和Fe的一种合金。

在一个实施方案中，催化剂可以再生。可以通过使再生的流体流过工艺微通道接触催化剂来实现。再生的流体可以包括氢气或稀释的氢气流。稀释剂可以包括氮气、氩气、氦气、甲烷、二氧化碳、蒸气、或其两种或多种物质的混合物。再生流体可以从反应物顶部流过工艺微通道到产物底部，或以相反方向从产物底部流过工艺微通道到反应物顶部。再生流体的温度范围可以从约50到约400℃，在一个实施方案中，从约200到约350℃。在再生步骤期间工艺微通道内的压力范围可以从约1到约40个大气压。在一个实施方案中，从约1到约20个大气压，在一个实施方案中，从约1到约5个大气压。再生流体在工艺微通道内的滞留时间范围可以从约0.01到约1000秒，在一个实施方案中，从约0.1秒到约100秒。

在一个实施方案中，工艺微通道内的反应区可以表现为具有一个总体流动通路。术语“总体流动通路”是指在工艺微通道内的一个开放通路(比邻的总体流动区)。比邻的总体流动区允许快速流体流过微通道而没有大的压力下降。在一个实施方案中，在总体流动区的流体的流动是层状的。每一个工艺微通道内的总体流动区的横截面可以从约0.05到约10,000mm²，在一个实施方案中，从约0.05到约5000mm²，在一个实施方案中，从约0.1到约2500mm²。总体流动区可以包括工艺微通道横截面积的约5％到约95％，在一个实施方案中从约30％到约80％。

如上面所提及的，热交换器可以包括一个或多个使用热交换流体的热交换通道。热交换流体可以是任何流体。它们包括空气、蒸汽、液体水、气体氮、包括惰性气体的其他气体、一氧化碳、熔盐、诸如矿物油的油，和热交换流体诸如可以从Dow-Union Carbide公司得到的道氏热载体A(Dowtherm A)和Therminol。

热交换流体可以包括反应组合物流。这可以提供工艺预热和全面提高工艺热效率。

在一个实施方案中，热交换通道包括在其内实施吸热反应的工艺通道。这些热交换工艺通道可以是微通道。在热交换通道内可以实施的吸热反应的例子包括蒸气重组和脱氢反应。吸热反应的另外一个例子是发生反应的温度范围在从约200到约300℃的乙醇蒸气重组。整合一个同步的吸热反应以提升吸热性能能使典型的热通量比对流冷却热通量大约高一个数量级。2002年8月15日提交的序列号为10/222,196的美国专利申请披露了在一个微通道反应器内同时利用吸热和放热反应以交换热量，其通过引用并入本申请。

在一个实施方案中，热交换流体在流过热交换通道时经历了一个相变。除了对流冷却所提供的除热外，相变对工艺微通道提供额外的除热。对于被蒸发的液体热交换流体，从工艺微通道传出的额外热是由热交换流体所需要的蒸发潜在热产生。相变的一个例子是经历沸腾的油或水。

微通道反应器内对流热交换的热通量的范围可以从每平方厘米工作微通道表面积约1到约25瓦特(W/cm²)，在一个实施方案中，从约1到约10W/cm²。相变或吸热反应热交换的热通量的范围可以从约1到约250W/cm²，在一个实施方案中从约1到约100W/cm²，在一个实施方案中从约1到约50W/cm²，在一个实施方案中从约1到约25W/cm²，在一个实施方案中从约1到约10W/cm²。

放热反应的除热可以采用热交换流体温度增加的形式或因饱和热交换流体整体或局部的沸腾而导致蒸气部分的改变的形式。在后一种情况下可以观察到热交换流体温度的最小变化，例如，少于10℃。

反应物和/或产物在工艺微通道内与催化剂的接触时间的范围可以达到约1000毫秒，在一个实施方案中从约10毫秒到约500毫秒，在一个实施方案中从约50毫秒到约250毫秒。在第一反应区的接触时间范围可以从约10到约400毫秒，在一个实施方案中从约100到约250毫秒。在第二或另一个反应区的接触时间的范围可以从约10到约400毫秒，在一个实施方案中从约50到约250毫秒。在每一个一个或多个附加反应区的接触时间的范围可以从约10到约250毫秒，在一个实施方案中从约50到约100毫秒。

反应组合物和产物流通过工艺微通道的空速(或气体空间速度(GHSV))可以至少约7200hr^-1(进料的标准公升/小时/工艺微通道内的公升体积)。空速范围可以从约7200到约1,500,000hr^-1，在一个实施方案中从约10,000到约1,000,000hr^-1。在第一反应区的空速范围可以从约10,000到约2,500,000hr^-1，在一个实施方案中从约50,000到约500,000hr^-1。在第二或另一个反应区的空速范围可以从约10,000到约2,000,000hr^-1，在一个实施方案中从约50,000到约1,000,000hr^-1。在每一个一个或多个附加反应区的空速范围可以从约50,000到约2,000,000hr^-1，在一个实施方案中从约100,000到约1,000,000hr^-1。

进入工艺微通道的反应组合物的温度可以从约25℃到约800℃，在一个实施方案中从约100℃到约600℃。

在第一反应区的温度范围可以从约25℃到约800℃，在一个实施方案中从约100℃到约600℃。在第二或另一个反应区的温度范围可以从约25到约800℃，在一个实施方案中从约100到约600℃。在第一反应区下游和第二或附加反应区上游的第一个一个或多个附加反应区的温度范围可以从约100到约800℃，在一个实施方案中从约200到约600℃。在第一个一个或多个附加反应区的下游和第二或附加反应区上游的第二个一个或多个附加反应区的温度范围可以从约100到约800℃，在一个实施方案中从约200到约600℃。在第二个一个或多个附加反应区的下游和第二或附加反应区上游的第三个一个或多个附加反应区的温度范围可以从约100到约800℃，在一个实施方案中从约200到约600℃。

流出工艺微通道的产物的温度可以从约100℃到约800℃，在一个实施方案中从约200℃到约600℃。

工艺微通道内的压力范围可以至少为1个大气压，在一个实施例中从约1到约100个大气压，在一个实施例中从约2到约80个大气压，在一个实施例中从约5到约60个大气压。

当反应物和/或产物流过工艺微通道时，其压力下降范围可以达到每米工作微通道长度约40个大气压(atm/m)，在一个实施例中达到约10atm/m，在一个实施例中达到约5atm/m。

反应组合物或产物可以是以蒸气、液体或蒸气和液体混合物的形式。蒸气流通过工艺微通道的雷诺数(Reynolds Number)的范围可以从约10到约4000，在一个实施方案中从约100到约2000。液体流通过工艺微通道的雷诺数的范围可以从约10到约4000，在一个实施方案中从约100到约2000。

进入第一反应区内热交换通道的热交换流体所处的温度从约50℃到约500℃，在一个实施方案中从约100℃到约400℃。从这些热交换通道流出的热交换流体所处的温度范围从约75℃到约600℃，在一个实施方案中从约150℃到约500℃。热交换流体在第一反应区内热交换通道的滞留时间范围可以从约1到约2000毫秒，在一个实施方案中从约10到约500毫秒。

进入第二或附加反应区内热交换通道的热交换流体所处的温度从约25℃到约500℃，在一个实施方案中从约125℃到约450℃。从第二或附加反应区内热交换通道流出的热交换流体所处的温度范围从约50℃到约450℃，在一个实施方案中从约100℃到约400℃。热交换流在热交换通道的滞留时间范围可以从约1到约2000毫秒，在一个实施方案中从约10到约500毫秒。

进入第一反应区下游和第二或附加反应区上游的第一个一个或多个附加反应区内的热交换通道的热交换流体所处的温度从约100℃到约500℃，在一个实施方案中从约150℃到约350℃。从这些热交换通道流出的热交换流体所处的温度范围从约150℃到约350℃，在一个实施方案中从约200℃到约300℃。热交换流在这些热交换通道的滞留时间范围可以从约1到约1000毫秒，在一个实施方案中从约100到约500毫秒。

进入第一个一个或多个附加反应区的下游和第二或附加反应区上游的第二个一个或多个附加反应区内的热交换通道的热交换流体所处的温度从约160℃到约400℃，在一个实施方案中从约180℃到约350℃。从这些热交换通道流出的热交换流体所处的温度范围从约160℃到约400℃，在一个实施方案中从约180℃到约350℃。热交换流体在这些热交换通道的滞留时间范围可以从约1到约1000毫秒，在一个实施方案中从约100到约500毫秒。

放热反应的除热可以采用热交换流体温度增加的形式或因饱和热交换流体整体或局部的沸腾而导致蒸气部分的改变的形式。在后一种情况下可以观察到热交换流体温度的最小变化(例如，少于10℃)。

进入第二个一个或多个附加反应区的下游和第二或附加反应区上游的第三个一个或多个附加反应区内的热交换通道的热交换流体所处的温度从约150℃到约500℃，在一个实施方案中从约180℃到约400℃。从这些热交换通道流出的热交换流体所处的温度范围从约150℃到约500℃，在一个实施方案中从约180℃到约400℃。热交换流体在这些热交换通道的滞留时间范围可以从约1到约1000毫秒，在一个实施方案中从约100到约500毫秒。

当热交换体流过热交换通道时，其压力下降范围可以达到约50atm/m，在一个实施例中从约1到约20atm/m，在一个实施例中从约0.1到约5atm/m。

热交换流体可以是以蒸气、液体或蒸气和液体混合物的形式。蒸气流通过热交换通道的雷诺数的范围可以从约10到约4000，在一个实施方案中从约100到约2000。液体流通过热交换通道的雷诺数的范围可以从约10到约4000，在一个实施方案中从约100到约2000。

在第一反应区内的初级反应物的转化范围可以从每循环约5％到约95％，在一个实施方案中可以从每循环约10％到约80％。用于这里的术语“循环”是指一次通过微通道反应器。在第二或附加反应区内的初级反应物的转化范围可以从每循环约5％到约99％，在一个实施方案中可以从每循环约10％到约90％。在每一个一个或多个附加反应区的初级反应物的转化范围可以从每循环约5％到约99％，在一个实施方案中可以从每循环约10％到约50％。

目的产物的产率范围可以从每循环约5％到约95％，在一个实施方案中可以从约10％到约95％。

甲醇合成反应是一个放热反应。更高温度促进甲醇合成的动力学，但是不利于更高的平衡转化。例如，当在温度为约300℃压力为约50个大气压下由合成气合成甲醇时，平衡转化值约为15％。在温度为约200℃压力约为50个大气压下平衡转化值增高到约65％。如上所述，图15显示了在不同温度下，用包括了以体积计H₂为65％、^CO为25％、CO₂为5％，和N₂为5％的反应组合物进行甲醇合成反应时CO的平衡转化值。

二甲醚合成是一个放热反应。更高温度促进二甲醚合成的动力学，但是不利于更高的平衡转化。例如，当包括以体积计H₂为50％、CO为50％的合成气在温度为350℃压力为50个大气压下进行二甲醚合成时，平衡转化值为约43％。在温度为约200℃压力约为50个大气压下平衡转化值增高到约93％。二甲醚的平衡产率在350℃时为29％，在200℃时为64％。图16显示了在不同温度下，用包括了以体积计H₂为50％、CO为50％的反应组合物进行二甲醚合成反应时CO的平衡转化值和二甲醚的产率。

对于以上提及的甲醇或二甲醚合成方法，反应组合物可以包括H₂和CO的混合物。该混合物可以被称为合成气(synthesis gas orsyngas)。H₂对CO的摩尔数比例可以从约0.8到约10，在一个实施方案中约为0.8到约5，在一个实施方案中约为1到约3，在一个实施方案中约为1.5到约3。反应组合物也可以包括N₂、CO₂和/或H₂O，以及1到约4个碳原子的轻烃，在一个实施方案中为1到约2个碳原子的轻烃。反应组合物可以包括从约5到约45体积％CO，在一个实施方案中以体积计CO约为5到约20％。；以及从约55到约95体积％H₂，在一个实施方案中以体积计H₂为约80到95％。反应组合物中N₂的浓度以体积计可以达到约50％，在一个实施方案中以体积计为约1到约25％，在一个实施方案中以体积计约为10到约20％。反应组合物中CO₂的浓度以体积计可以达到60％，在一个实施方案中以体积计为约5到约60％，在一个实施方案中以体积计为约5到约40％。反应组合物中H₂O的浓度以体积计可以达到80％，在一个实施方案中以体积计为约5到约80％，在一个实施方案中以体积计为约5到约50％。反应组合物中轻烃的浓度以体积计可以达到80％，在一个实施方案中以体积计为约1到约80％，在一个实施方案中以体积计为约1到约50％。反应组合物可以包括形成于本发明方法中的再循环的气体产物。反应组合物可以包括来自其他方法的流体，诸如蒸气重整法(H₂/CO摩尔数比例约为3的产物流)、不完全氧化法(H₂/CO摩尔数比例约为2的产物流)、自热重整法(H₂/CO摩尔数比例约为2.5的产物流)、CO₂重整法(H₂/CO摩尔数比例约为1的产物流)、煤气化法(H₂/CO摩尔数比例约为1的产物流)，以及它们的结合。

诸如硫磺、卤素、硒、磷、砷、以及类似物等污染物在反应组合物中的存在是麻烦的。因此，在本发明的一个实施方案中，可以在实施本发明方法之前从反应组合物中去除前述的污染物或将它们的浓度降低。去除这些污染物的技术都是本领域技术人员公知的。例如，ZnO防护床可以用于去除硫磺杂质。在一个实施方案中，污染物在反应组合物中的水平以体积计可以达到约5％，在一个实施方案中以体积计达到约1％，在一个实施方案中以体积计达到约0.1％，在一个实施方案中以体积计达到约0.05％。

催化剂可以包括任何适于以CO和H₂合成甲醇或二甲醚的催化剂。其包括含铜、锌和铝的氧化物的催化剂，可进一步任选地包括，例如，一个或多个稀土元素(即元素57-71)、锆、钇、铬、银、镓、钒、钼、钨、或钛的氧化物。以重量计铜的比例范围为从约30到约70％，以重量计锌从约20到约70％，以重量计铝可以达到约15％。美国专利4,596,782；5,238,895；5,254,520；5,384,335；5,610,202；5,767,039；6,114,279；6,342,538B1；6,433,029B1；以及6,486,219B1和美国专利申请公布文本2002/0177741A1披露了可以应用的甲醇合成催化剂的例子。美国专利4,011,275；6,069,180；6,147,125；6,248,795；6,638,892；和J.L.Dubois等在化学通讯，(7)1115-1118(1992)发表的″在杂合催化剂上将二氧化碳转化为二甲醚和甲醇″(“Conversion ofCarbon Dioxide to Dimethyl Ether and Methanol Over HybridCatalysts”，Chem.Lett.，(7)1115-1118(1992))上披露了可以应用的二甲醚合成催化剂的例子。这些专利和出版物通过引用并入本申请。

对于甲醇或二甲醚合成来说，在工艺微通道内反应物和/或产物与催化剂的接触时间的范围可以达到约1000毫秒，在一个实施方案中从约10毫秒到约500毫秒，在一个实施方案中从约10毫秒到约250毫秒。在第一反应区的接触时间范围从约10到约500毫秒，在一个实施方案中从约20到250毫秒。在第二或其他反应区的接触时间范围从约10到约500毫秒，在一个实施方案中从约25到250毫秒。在每个一个或多个附加的反应区的接触时间范围从约10到约500毫秒，在一个实施方案中从约25到250毫秒。

对于甲醇或二甲醚合成来说，反应组合物和产物流过工艺微通道时的空速可以为至少约7200hr^-1。空速范围可以从约7200到约1,000,000hr^-1。在一个实施方案中为约10,000到约500,000hr^-1。在第一反应区的空速范围可以从约10,000到约1,000,000hr^-1，在一个实施方案中为约20,000到约500,000hr^-1。在第二或其他反应区的空速范围可以从约10,000到约500,000hr^-1，在一个实施方案中为约20,000到约250,000hr^-1。在每个附加的一个或多个反应区的空速范围可以从约10,000到约500,000hr^-1，在一个实施方案中为约20,000到约250,000hr^-1。

对于甲醇或二甲醚合成来说，进入工艺微通道的反应组合物的温度范围可以从约150℃到约300℃，在一个实施方案中从约180℃到约250℃。

对于甲醇或二甲醚合成来说，第一反应区内的温度范围可以从约150℃到约300℃，在一个实施方案中从约200℃到约250℃。第二或其他反应区内的温度范围可以从约150℃到约300℃，在一个实施方案中从约180℃到约250℃。第一反应区下游和第二或附加反应区上游的第一个一个或多个附加反应区内的温度范围可以从约160℃到约300℃，在一个实施方案中从约190℃到约280℃。第一个一个或多个附加反应区下游和第二或附加反应区上游的第二个一个或多个附加反应区内的温度范围可以从约160℃到约300℃，在一个实施方案中从约180℃到约250℃。第二个一个或多个附加反应区下游和第二或附加反应区上游的第三个一个或多个附加反应区内的温度范围可以从约160℃到约300℃，在一个实施方案中从约170℃到约250℃。

对于甲醇或二甲醚合成来说，产物流出工艺微通道的温度范围可以从约150℃到约250℃，在一个实施方案中从约150℃到约200℃。

对于甲醇或二甲醚合成来说，工艺微通道内压力可以至少为约1个大气压，在一个实施方案中从约1到约100个大气压，在一个实施方案中从约10到约80个大气压，在一个实施方案中从约20到约60个大气压。

对于甲醇或二甲醚合成来说，反应物和/或产物流过工艺微通道时的压力下降的范围可以达到每米工作微通道长度约40个大气压(atm/m)，在一个实施方案中达到约10atm/m，在一个实施方案中达到约5atm/m。

对于甲醇或二甲醚合成来说，进入第一反应区内热交换通道的热交换流体所处的温度从约150℃到约350℃，在一个实施方案中从约200℃到约250℃。从这些热交换通道流出的热交换流体所处的温度范围从约150℃到约380℃，在一个实施方案中从约220℃到约280℃。热交换流体在第一反应区内热交换通道的滞留时间范围可以从约1到约1000毫秒，在一个实施方案中从约100到约500毫秒。

对于甲醇合成来说，进入第二或其他反应区内热交换通道的热交换流体所处的温度从约150℃到约300℃，在一个实施方案中从约180℃到约250℃。从第二或其他反应区内热交换通道流出的热交换流体所处的温度范围从约150℃到约300℃，在一个实施方案中从约180℃到约250℃。热交换流体在热交换通道的滞留时间范围可以从约1到约1000毫秒，在一个实施方案中从约100到约500毫秒。

对于甲醇合成来说，进入第一反应区下游和第二或附加反应区上游的第一个一个或多个附加反应区内的热交换通道的热交换流体所处的温度从约150℃到约250℃，在一个实施方案中从约150℃到约220℃。从这些热交换通道流出的热交换流体所处的温度范围从约150℃到约250℃，在一个实施方案中从约150℃到约220℃。热交换流体在这些热交换通道的滞留时间范围可以从约1到约1000毫秒，在一个实施方案中从约100到约500毫秒。

对于甲醇合成来说，进入第一个一个或多个附加反应区下游和第二或附加反应区上游的第二个一个或多个附加反应区内的热交换通道的热交换流体所处的温度从约150℃到约250℃，在一个实施方案中从约180℃到约250℃。从这些热交换通道流出的热交换流体所处的温度范围从约150℃到约250℃，在一个实施方案中从约180℃到约250℃。热交换流体在这些热交换通道的滞留时间范围可以从约1到约1000毫秒，在一个实施方案中从约100到约500毫秒。

对于甲醇合成来说，进入第二个一个或多个附加反应区下游和第二或附加反应区上游的第三个一个或多个附加反应区内的热交换通道的热交换流体所处的温度从约160℃到约250℃，在一个实施方案中从约160℃到约220℃。从这些热交换通道流出的热交换流体所处的温度范围从约160℃到约250℃，在一个实施方案中从约160℃到约220℃。热交换流体在这些热交换通道的滞留时间范围可以从约1到约1000毫秒，在一个实施方案中从约100到约500毫秒。

对于甲醇合成来说，当热交换体流过热交换通道时，其压力下降范围可以达到约10atm/m，在一个实施例中从约0.1到约10atm/m，在一个实施例中从约1到约5atm/m。

在甲醇或二甲醚合成反应中，在第一反应区的初级反应物的转化，例如CO，范围可以从每循环约5％到约75％，在一个实施方案中从每循环约5到约40％。在第二或其他反应区的初级反应物的转化范围可以从每循环约5％到约75％，在一个实施方案中从每循环约5到约40％。在每个一个或多个附加反应区的初级反应物的转化范围可以从每循环约5％到约75％，在一个实施方案中每循环约30％。

对于多步骤方法，甲醇或二甲醚的产率可以达到约95％，在一个实施方案中从每循环约5％到约95％，在一个实施方案中从每循环约5％到约75％。

在一个实施方案中，在微通道反应器内工艺微通道的总内在体积可以达到约1公升，在一个实施方案中可以达到约0.5公升，在一个实施方案中可以达到约0.1公升；本方法生产目的产物以每公升微通道反应器内工作微通道内部容积至少约0.5SLPM的速率进行，在一个实施方案中，每公升微通道反应器内工作微通道内部容积至少约1SLPM，一个实施方案中，每公升微通道反应器内工作微通道内部容积至少约2SLPM。

在一个实施方案中，反应物和/或产物和催化剂在微通道反应器内的接触时间可以达到约1000毫秒，在一个实施方案中达到约500毫秒，在一个实施方案中达到约300毫秒；本方法生产目的产物以每公升微通道反应器内工作微通道内部容积至少约1SLPM的速率进行，在一个实施方案中，每公升微通道反应器内工作微通道内部容积至少约2SLPM，一个实施方案中，每公升微通道反应器内工作微通道内部容积至少约5SLPM。

在一个实施方案中，本方法在一个包括至少一个热交换通道的微通道反应器内实施。对于流过热交换通道的热交换流体的总的压力下降达到约100psi，在一个实施方案中达到约50psi；本方法生产目的产物以每公升微通道反应器内工作微通道内部容积至少约0.5SLPM的速率进行，在一个实施方案中，每公升微通道反应器内工作微通道内部容积至少约1SLPM，一个实施方案中，每公升微通道反应器内工作微通道内部容积至少约2SLPM。

                        实施例1

用一个二维模型根据下述的步骤模拟在微通道反应器内的甲醇的合成。模拟为包括内高度为1.524mm、内宽度为1.27cm、长度为15.24cm的工艺微通道的单催化剂。模拟本身考虑了通道的一半，因而具有一个入流分界线、一个出流分界线、一个热传导壁和一个沿流动方向纵向轴的对称设计。不直接模拟热传导通道，在热传导壁上施加温度分布，温度分布的最大值为280℃，最小值为185℃。甲醇合成经方程(1)和(2)所列的反应进行。K.Vanden Bussche和G.Froment在他们1996年发表在《催化剂杂志》(Journal of Catalysis)第161卷，第1-10页上的文章：“在商业催化剂Cu/ZnO/Al₂O₃上进行甲醇合成和水煤气转换反应的稳态动力学模型″(“A Steady-State Kinetic Model forMethanol Synthesis and the Water Gas Shift Reaction on a CommercialCu/ZnO/Al₂O₃ Catalyst”)中报道了速率表达式和催化剂性质。进口反应组合物包括5mol％CO₂、25mol％CO、65mol％H₂、5mol％N₂。进口压力为52巴，假定压力下降小，也就是说，反应器以等压模式运转。反应组合物的进口温度为280℃，接触时间为2.4秒。假设通过在几个不同的压力下沿着轴方向(关于工艺流)传导局部沸腾，保持热传导壁的温度为280℃到185℃。图17披露了模拟的结果。下面列出了产生图17提供的平衡曲线所应用的数据，并应用斯坦福(Stanford)大学W.C.Reynolds的STANJAN v3.8C(1988年5月)程序，利用下述条件进行计算：恒压(52巴)、温度限制、以及以CO、CO₂、H₂、CH₃OH、H₂O和N₂作为允许的物质，且初始组合物为5mol％CO₂、25mol％CO、65mol％H₂和5mol％N₂。该程序利用Gibb′s自由能直接最小化和Chemkin程序的参数值。

温度               CH₃OH

(℃)               (平衡摩尔分数)

310                0.047

300                0.063

295                0.072

270                0.138

260                0.172

250                0.210

240                0.251

215                0.352

210                0.371

200                0.405

190                0.435

180                0.459

170                0.478

160                0.492

150                0.502

在工艺微通道的长度范围内，甲醇的实际摩尔百分数和甲醇的平衡摩尔百分数的平均差别是5.2％。甲醇摩尔百分数的预估最大差别为6.4％(不包括入口)，甲醇摩尔百分数的预估最小差别为1.2％。出口处甲醇摩尔百分数的预估差别为5.6％。反应组合物和产物流流过工艺微通道的空速为1500hr-1。甲醇的产率为每次通过74.6％。产率的定义为作为甲醇离开工艺微通道的碳摩尔数除以碳进料的总摩尔数(100％×甲醇摩尔数/(CO进料摩尔数+CO₂进料摩尔数))，并根据在出口处的甲醇摩尔数与在出口处的CO、CO₂和甲醇摩尔数的总和的比值估算。

                      实施例2

用下列的步骤在微通道反应器内模拟二甲醚合成。微通道反应器包括100个平行的工艺微通道，每一个工艺微通道的内高度为3毫米，内宽度为2厘米、长度10厘米。用包括了含有由铜、锌和铝的氧化物组成的甲醇合成催化剂和由二氧化硅和氧化铝组成的脱水催化剂的混合物的固体颗粒充填每一个工艺微通道。固体颗粒的粒径中间值为100微米。每一个工艺微通道被分为两个反应区。第一反应区的长度为2厘米。第二反应区的长度为8厘米。每一个反应区内的温度由邻接的热交换器控制。第一反应区内的温度为300℃。第二反应区内的温度为225℃。反应组合物包括以体积计65％的氢气、以体积计25％的一氧化碳、以体积计25％的二氧化碳和以体积计5％的氮气。在第一反应区的CO平衡转化值为73％。在第一反应区的CO实际转化值为71％。在第一反应区的CO的实际转化值和平衡转化值的差别是2％。在第一反应区的平衡趋近值为97％。在第二反应区的CO平衡转化值为93％。在第二反应区的CO实际转化值为87％。在第二反应区的CO的实际转化值和平衡转化值的差别是6％。在第二反应区的平衡趋近值为94％。

虽然本发明结合各种不同的具体实施方案对本发明进行解释，但可以理解的是，对其各种不同的改进对于在该领域的熟练的技术人员阅读完本说明后都会变得显而易见。因此，可以理解，此处所披露的本发明旨在保护这些落入所附权利要求范围的改进。

Claims (74)

1.一种实施平衡限制性化学反应将反应组合物转化为目的产物的方法，该反应组合物包括初级反应物，该方法包括以下步骤：

(A)确定反应组合物中的初级反应物在第一反应温度和另一反应温度下的平衡转化值；

(B)反应组合物在第一反应温度下流过微通道反应器内的第一反应区，接触第一种催化剂，形成中间产物组合物，所述中间产物组合物包括初级反应物和目的产物，在第一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值至少约为5％，第一反应区和热交换器进行热交换，以使第一反应区内的温度保持为第一反应温度；以及

(C)源自上一步骤的中间产物组合物在另一个反应温度下流过微通道反应器内的另一个反应区，接触另一种催化剂，形成目的产物，在另一个反应区的初级反应物转化的平衡趋近值至少约为5％；另一个反应区和热交换器进行热交换，以使另一个反应区内的温度保持为另一反应温度。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，反应组合物中初级反应物在处于第一反应温度和另一反应温度之间的附加反应温度下的平衡转化值被确定，且步骤(B)之后步骤(C)之前，形成于步骤(B)的中间产物组合物在附加反应温度下流过微通道反应器内的附加反应区，接触附加催化剂以形成另一种中间产物组合物，该另一种中间产物组合物包括初级反应组合物和目的产物，在附加反应区的初级反应物转化的平衡趋近值至少约为5％，附加反应区和热交换器进行热交换，以使附加反应区内的温度保持为附加反应温度。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值和另一反应区的初级反应物的平衡趋近值基本相同。

4.按照权利要求2所述的方法，其特征在于，第一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值、另一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值，以及附加反应区的初级反应物转化的平衡趋近值基本相同。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，在中间产物组合物进入另一反应区之前，中间产物组合物的温度从第一反应温度改变为另一反应温度。

6.按照权利要求2所述的方法，其特征在于，在中间产物组合物进入附加反应区之前，中间产物组合物的温度从第一反应温度改变为附加反应温度。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，平衡限制性化学反应是一种放热反应。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(C)中的另一反应温度低于步骤(B)中的第一反应温度。

9.按照权利要求2所述的方法，其特征在于，附加反应温度高于步骤(C)中的另一反应温度，且低于步骤(B)中的第一反应温度。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，平衡限制性化学反应是一种吸热反应。

11.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(C)中的另一反应温度高于步骤(B)中的第一反应温度。

12.按照权利要求2所述的方法，其特征在于，附加反应温度低于步骤(C)中的另一反应温度，且高于步骤(B)中的第一反应温度。

13.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(B)中的第一种催化剂与步骤(C)中的另一种催化剂相同。

14.按照权利要求2所述的方法，其特征在于，附加催化剂与步骤(B)中的第一种催化剂、步骤(C)中的另一种催化剂相同，或者与步骤(B)中的第一种催化剂和步骤(C)中的另一种催化剂二者都相同。

15.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(B)中的第一种催化剂与步骤(C)中的另一种催化剂不同。

16.按照权利要求2所述的方法，其特征在于，附加催化剂与步骤(B)中的第一种催化剂、步骤(C)中的另一种催化剂不同，或者与步骤(B)中的第一种催化剂和步骤(C)中的另一种催化剂二者都不同。

17.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，微通道反应器包括许多工艺微通道。

18.按照权利要求17所述的方法，其特征在于，工艺微通道具有达到约10毫米的内宽度或内高度。

19.按照权利要求17所述的方法，其特征在于，工艺微通道由以下材料制成：钢；蒙乃尔合金；英科耐尔合金；铝；钛；镍；铜；黄铜；任意上述金属的合金；聚合体；陶瓷；玻璃；包括聚合体和玻璃纤维的组合物；石英；硅；或其两种或多种物质的结合。

20.按照权利要求17所述的方法，其特征在于，热交换器包括与至少一个工艺微通道邻接的至少一个热交换通道。

21.按照权利要求20所述的方法，其特征在于，热交换通道包括微通道。

22.按照权利要求21所述的方法，其特征在于，热交换微通道具有达到约10毫米的内宽度或内高度。

23.按照权利要求17所述的方法，其特征在于，热交换器包括与至少一个工艺微通道邻接的至少一个热交换通道，工艺微通道内的流体以一种方向流过工艺微通道，热交换通道内的流体以与工艺微通道内的流体的流动成逆流的方向流过热交换通道。

24.按照权利要求17所述的方法，其特征在于，热交换器包括与至少一个工艺微通道邻接的至少一个热交换通道，工艺微通道内的流体以一种方向流过工艺微通道，热交换通道内的流体以与工艺微通道内的流体的流动成并流的方向流过热交换通道。

25.按照权利要求17所述的方法，其特征在于，热交换器包括与至少一个工艺微通道邻接的至少一个热交换通道，工艺微通道内的流体以一种方向流过工艺微通道，热交换通道内的流体以与工艺微通道内的流体的流动成错流的方向流过热交换通道。

26.按照权利要求17所述的方法，其特征在于，至少一个工艺微通道具有邻接的热交换通道，且工艺微通道的长度和热交换微通道的长度相同。

27.按照权利要求17所述的方法，其特征在于，至少一个工艺微通道具有邻接的热交换通道，工艺微通道具有出口和进口，热交换通道以与工艺微通道相同的方向纵向延伸，热交换通道的长度短于工艺微通道的长度，热交换通道位于或接近于工艺微通道的出口。

28.按照权利要求17所述的方法，其特征在于，热交换器包含与至少一个工艺微通道邻接的热交换区，热交换区包括许多热交换通道，工艺微通道具有出口和进口，热交换通道以与工艺微通道的纵向呈直角纵向延伸，热交换区以与工艺微通道相同的方向纵向延伸，热交换区的长度短于工艺微通道的长度，热交换区位于或接近于工艺微通道的出口。

29.按照权利要求17所述的方法，其特征在于，热交换器包含与至少一个工艺微通道邻接的两个热交换区，每一个热交换区包含许多热交换通道，热交换通道以与工艺微通道的纵向呈直角纵向延伸，工艺微通道具有出口和进口，热交换区以与工艺微通道相同的方向纵向延伸，热交换区的长度短于工艺微通道的长度，一个热交换区的长度短于另一个热交换区的长度，热交换区位于或接近于工艺微通道的出口。

30.按照权利要求20所述的方法，其特征在于，热交换微通道由以下材料制成：钢；蒙乃尔合金；英科耐尔合金；铝；钛；镍；铜；黄铜；任意上述金属的合金；聚合体；陶瓷；玻璃；包括聚合体和玻璃纤维的组合物；石英；硅；或其两种或多种物质的结合。

31.按照权利要求20所述的方法，其特征在于，工艺微通道与流过热交换通道的热交换流体交换热量。

32.按照权利要求31所述的方法，其特征在于，热交换流体在流过热交换通道时经历一个相变。

33.按照权利要求20所述的方法，其特征在于，在热交换通道内实施吸热反应。

34.按照权利要求33所述的方法，其特征在于，吸热反应包括蒸气重整反应或脱氢反应。

35.按照权利要求31所述的方法，其特征在于，热交换流体包括：空气、蒸气、液态水、二氧化碳、气态氮、气态烃或液态烃。

36.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第一种催化剂、另一种催化剂，或者第一种催化剂和另一种催化剂二者都是固体颗粒的形式。

37.按照权利要求17所述的方法，其特征在于，第一种催化剂、另一种催化剂，或者第一种催化剂和另一种催化剂二者都涂覆在工艺微通道的内壁上，从溶液中生长在工艺微通道的内壁上，或原位涂在鳍状结构上。

38.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第一种催化剂、另一种催化剂，或者第一种催化剂和另一种催化剂二者都被负载于载体结构上，所述载体结构由一种包含镍、铬和铁的合金或一种包含铁、铬、铝和钇的合金材料制成。

39.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第一种催化剂、另一种催化剂，或者第一种催化剂和另一种催化剂二者都被负载于具有流过构造、流经构造或盘旋构造的载体结构上。

40.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第一种催化剂、另一种催化剂，或者第一种催化剂和另一种催化剂二者都被负载于载体结构上，所述载体结构具有泡沫材料、毡制品、填料、鳍状物或其两种或多种的结合的构造。

41.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第一种催化剂、另一种催化剂，或者第一种催化剂和另一种催化剂二者都被负载于一种具有下列构造的载体结构上：具有相邻间隙的流过构造、具有相邻间隙的泡沫材料构造、具有间隙的鳍状结构、基质上的载体涂料或具有流体间隙的纱网构造。

42.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第一种催化剂另一种催化剂，或者第一种催化剂和另一种催化剂二者都被负载于载体结构上，所述载体结构为包含至少一个鳍的鳍状装置的形式。

43.按照权利要求42所述的方法，其特征在于，鳍状装置包括许多平行间隔排列的鳍。

44.按照权利要求42所述的方法，其特征在于，鳍具有外表面，且多孔材料位于鳍的至少一部分的外表面之上，催化剂负载于多孔材料上。

45.按照权利要求44所述的方法，其特征在于，多孔材料包括涂料、纤维、泡沫材料或毡制品。

46.按照权利要求42所述的方法，其特征在于，鳍具有外表面，且许多纤维或突起从鳍的至少一部分外表面延伸，催化剂负载于突起之上。

47.按照权利要求42所述的方法，其特征在于，鳍具有外表面，催化剂涂覆于鳍的至少一部分外表面上；从溶液中逐渐生长于鳍的至少一部分外表面上；或通过蒸气沉积法沉积于鳍的至少一部分外表面上。

48.按照权利要求42所述的方法，其特征在于，鳍状装置包括许多平行间隔排列的鳍，至少一个鳍具有与其他鳍不同的长度。

49.按照权利要求42所述的方法，其特征在于，鳍状装置包括许多平行间隔排列的鳍，至少一个鳍具有与其他鳍不同的高度。

50.按照权利要求42所述的方法，其特征在于，鳍具有正方形、长方形或梯形的横截面。

51.按照权利要求42所述的方法，其特征在于，鳍由下述材料制成：钢；铝；钛；铁；镍；铂；铑；铜；铬；黄铜；任意上述金属的合金；聚合体；陶瓷；玻璃；包括聚合体和玻璃纤维的组合物；石英；硅；或其两种或多种物质的结合。

52.按照权利要求42所述的方法，其特征在于，鳍由一种包括镍、铬和铁的合金或一种包括铁、铬、铝和钇的合金制成。

53.按照权利要求42所述的方法，其特征在于，鳍由一种Al₂O₃构成材料或Cr₂O₃构成材料制成。

54.按照权利要求17所述的方法，其特征在于，工艺微通道具有一个含约5％到95％该工艺微通道横截面的总体流动通路。

55.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，平衡限制性化学反应是甲醇合成反应。

56.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，平衡限制性化学反应是二甲醚合成反应。

57.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，平衡限制性化学反应是甲醇合成反应、二甲醚合成反应、氨合成反应、水煤气变换反应、乙酰化加成反应、烷化作用、、脱烷化作用、加氢脱烷基化作用、还原性烷基化作用、氨化作用、芳香化作用、芳基化作用、自发热重整、羰基化作用、脱羰作用、还原性羰基化作用、羧化作用、还原性羧化作用、还原性偶联、缩合作用、裂解、氢化裂解、环化、环齐聚合作用、脱卤化、二聚化、环氧化、酯化、费-托反应、卤化反应、氢卤化反应、同系化、水合作用、脱水作用、氢化作用、脱氢作用、氢羧基化、加氢甲酰化、氢解作用、氢金属化作用、硅氢化作用、水解作用、氢化处理、异构化作用、甲基化、去甲基化、复分解作用、硝化作用、氧化作用、部分氧化作用、聚合作用、还原作用、重整作用、逆水煤气变换反应、磺化作用、调聚反应、酯转移作用、三聚作用、萨巴蒂埃反应、二氧化碳重整反应、优选氧化作用或优选甲烷化作用。

58.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，反应组合物包括H₂和CO。

59.按照权利要求58所述的方法，其特征在于，反应组合物进一步包括H₂O、CO₂、N₂、1到约4个碳原子的烃、或其两种或多种物质的混合物。

60.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，反应组合物和/或中间产物组合物与催化剂在第一反应区的接触时间从约10到约400毫秒。

61.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，中间产物组合物和/或产物与催化剂在另一反应区的接触时间从约10到约400毫秒。

62.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，进入工艺微通道的反应组合物的温度范围从约25℃到约800℃。

63.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第一反应区内的温度范围从约25℃到约800℃。

64.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，另一反应区内的温度范围从约100℃到约800℃。

65.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，工艺微通道内的压力至少约为1个大气压。

66.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，反应组合物和产物流过工艺微通道的压力下降达到每米工作微通道长度约40个大气压。

67.按照权利要求20所述的方法，其特征在于，热交换流体流过热交换通道，热交换流体流过热交换通道的压力下降达到每米热交换通道长度约50个大气压。

68.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，微通道反应器具有进口和出口，产物通过出口流出微通道反应器，产物与来自反应组合物的未反应的反应物相互混合，来自反应组合物的未反应的反应物的至少一部分重循环至进口进入微通道反应器。

69.一种实施平衡限制性化学反应将反应组合物转化成目的产物的方法，反应组合物包括初级反应物，该方法包括以下步骤：

(A)确定反应组合物中的初级反应物在第一反应温度和另一反应温度下的平衡转化值；

(B)反应组合物在第一反应温度下流过微通道反应器内的第一反应区，接触第一种催化剂，形成中间产物组合物，中间产物组合物包括初级反应物和目的产物，第一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值至少约为40％；第一反应区和热交换器之间进行热交换将第一反应区的温度维持在第一反应温度；以及

(C)源自上一步骤的中间产物组合物在另一反应温度下流过微通道反应器内的另一反应区，接触另一种催化剂，形成目的产物，另一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值至少约为40％；另一反应区和热交换器之间进行热交换将另一反应区的温度维持在另一反应温度。

70.按照权利要求69所述的方法，其特征在于，第一反应区和另一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值至少各自独立地约为50％。

71.按照权利要求69所述的方法，其特征在于，第一反应区和另一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值至少各自独立地约为70％。

72.按照权利要求69所述的方法，其特征在于，第一反应区和另一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值至少各自独立地从约75％到约95％。

73.一种实施甲醇合成反应将包括初级反应物的反应组合物转化为CH₃OH的方法，该方法包括：

(A)确定反应组合物中的初级反应物在第一反应温度和另一反应温度下的平衡转化值；

(B)反应组合物在第一反应温度下流过微通道反应器内的第一反应区，接触第一催化剂，形成中间产物组合物，中间产物组合物包括初级反应物和CH₃OH，第一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值从约75％到约95％；第一反应区和热交换器之间进行热交换将第一反应区的温度维持在第一反应温度；以及

(C)源自上一步骤的中间产物组合物在另一反应温度下流过微通道反应器内的另一反应区，接触另一催化剂，形成CH₃OH，另一反应区的初级反应物转化的平衡趋近值从约75％到约95％；另一反应区和热交换器之间进行热交换将另一反应区的温度维持在另一反应温度。

74.一种实施二甲醚合成反应将包括CO和H₂的反应组合物转化为二甲醚的方法，该方法包括以下步骤：

(A)确定反应组合物中的CO在第一反应温度和另一反应温度下的平衡转化值；

(B)反应组合物在第一反应温度下流过微通道反应器内的第一反应区，接触第一种催化剂，形成中间产物组合物，中间产物组合物包括CO、H₂、CO₂和二甲醚，第一反应区的CO转化的平衡趋近值从约75％到约95％；第一反应区和热交换器之间进行热交换将第一反应区的温度维持在第一反应温度；以及

(C)源自上一步骤的中间产物组合物在另一反应温度下流过微通道反应器内的另一反应区，接触另一种催化剂，形成二甲醚和CO₂，另一反应区的CO转化的平衡趋近值从约75％到约95％；另一反应区和热交换器之间进行热交换将另一反应区的温度维持在另一反应温度。

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