CN204265660U

CN204265660U - 一种降低加氢反应过程中的氢气循环量的装置

Info

Publication number: CN204265660U
Application number: CN201420716597.5U
Authority: CN
Inventors: 李扬; 陶鹏万; 王科; 胡玉容
Original assignee: Southwest Research and Desigin Institute of Chemical Industry
Current assignee: Southwest Research and Desigin Institute of Chemical Industry
Priority date: 2014-11-26
Filing date: 2014-11-26
Publication date: 2015-04-15
Anticipated expiration: 2024-11-26

Abstract

本实用新型公开了一种降低加氢反应过程中的氢气循环量的装置，包括循环气压缩机、汽化器、反应器、气液分离器，所述反应器分为多段，各段之间依次串联，各部件通过带调节阀的管道相连形成循环回路。所述装置结构简单，设备改造成本低。采用本实用新型所述装置通过分段进料，对上一段反应中残余的氢气进行重复利用，显著降低了氢气循环量。

Description

一种降低加氢反应过程中的氢气循环量的装置

技术领域

本发明属于化工领域，具体涉及一种降低加氢反应过程中的氢气循环量的装置。

技术背景

加氢反应是化工领域中十分常见的反应方式，包括脂肪酸酯加氢反应，脂肪酸加氢制脂肪醇、芳香硝基化合物加氢制芳胺、苯加氢制环己烷等反应过程。以脂肪酸酯加氢反应为例，脂肪醇是一种重要的有机化工原料，目前多数脂肪醇在工业生产中采用相应的脂肪酸酯加氢反应制得，如醋酸乙酯加氢制乙醇（化学工程师，2011，（9）：25-27）、草酸酯加氢制乙二醇（天然气化工，2009，34（3）：27-30）、己二酸二甲酯加氢制1,6-己二醇（精细化工中间体，2006，36（5）：67-69）、苯甲酸甲酯加氢制苯甲醇（化学学报，2006，64（16）：1615-1621）、棕榈油或椰子油加氢制高碳醇（石油化工动态，1994，（4）：13-20）等。脂肪酸酯加氢制醇具有产品质量高的特点，国内外多家知名公司均对脂肪酸酯加氢工艺及催化剂方面进行了大量的研究，并形成了各自代表性的技术。虽然各研究机构开发的技术具有不同的特点，但是从反应工艺条件看，为了维持较高的脂肪酸酯转化率和目的产物的选择性，反应过程中氢气的量比化学计量值高几十倍甚至几百倍。反应过程由于氢气远远过量，大量的氢气并未参与反应而在系统中循环，因此循环气压缩机的功耗一般较大，且汽化器、反应器等设备直径过大，限制了单台设备的生产加工和运输，从而限制了单台设备的生产能力。其他类型的加氢反应中也存在相同的问题。

实用新型内容

本实用新型针对脂肪酸酯加氢反应过程中氢气远远过量，大量的氢气并未参与反应而在系统中循环，因此循环气压缩机的功耗一般较大，且汽化器、反应器等设备直径过大，限制了单台设备的生产加工和运输，从而限制了单台设备的生产能力的问题，优化了反应装置，在维持反应条件和生产能力不变的前提下，降低循环氢气的流量。

本实用新型的目的通过下述技术方案来实现：

一种降低加氢反应过程中的氢气循环量的装置，包括循环气压缩机、汽化器、反应器、气液分离器，所述反应器分为多段，各段之间依次串联，所述循环气压缩机出气与反应器进料口相连，所述汽化器的进料口与反应物供给管道相连，所述汽化器的出料分为多股，分别与所述反应器各段的进料口相连，反应器最后一段的出料口与气液分离器进料口相连，所述循环气压缩机的进气口分别与氢气供给管道和气液分离器的出料口相连，各部件之间的连接管道上设置有由于调节物料流量的调节阀。使用时，反应器采用分段进料方式，上一段反应器的出料中与新的反应物一起进入下一段反应器反应，各段反应过程中氢气过量，即氢气与反应物的摩尔比大于化学计量比，反应器最后一段反应完成后的出料经气液分离后所得液相即为产品，所得气相与新鲜氢气混合进入系统循环利用，所述反应物为酯、脂肪酸、芳香硝基化合物、苯等待加氢的物料中的一种。通过分段进料，对上一段反应中残余的氢气进行重复利用，显著降低了氢气循环量，降低能耗。所述反应器分成多段或采用多个反应器串联，其中反应器的段数或个数可根据设计需要灵活调整。

作为可选方式，在上述装置中，所述循环气压缩机出气分流后分别与各段反应器进料口相连。对氢气进行分流处理，更便于调整各段反应中氢气与反应物的比值，控制更方便和准确。

作为可选方式，在上述装置中，包括循环气压缩机、汽化器、反应器、气液分离器，所述反应器分为多段，所述循环气压缩机出气分为两股分别通过带调节阀的管道与汽化器和第一段反应器的进料口相连，所述汽化器的另一进料口与反应物供给管道相连，所述汽化器的出料又分为两股，其中一股通过带调节阀的管道与第一段反应器的进料口相连，另一股通过带调节阀的管道再分成一股或多股，分别与反应器其余各段的进料口相连，反应器最后一段的出料口通过管道与气液分离器进料口相连，所述循环气压缩机的氢气口分别与氢气供给管道和气液分离器的出料口相连。对氢气进行分流处理，更便于调整各段反应中氢气与反应物的比值，控制更方便和准确。同时，氢气和反应物的混合汽化后再分段进料，能耗更低。

作为可选方式，在上述装置中，所述反应器分为两段或三段。

作为可选方式，在上述装置中，所述反应器由多个加氢反应器串联而成。直接采用现有设备拼接，设备改造成本更低。

作为可选方式，在上述装置中，所述反应器各段的进料口处设置有换热器。通过换热器对反应物料进行预热，有利于反应的顺利进行。

作为可选方式，在上述装置中，所述装置中还设置有换热器，所述反应器最后一段的出料口先与换热器连接再连接至气液分离器进料口。反应器最后一段的出料经换热器降温进行余热回收再利用，有利于进一步节能，减少能量浪费，还有利于后续的气液分离。

作为可选方式，在上述装置中，所述循环气压缩机出气口处设置有换热器。

作为可选方式，在上述装置中，所述循环气压缩机出气口处以及反应器各段的进料口处都设置有换热器。

作为可选方式，在上述装置中，所述反应器最后一段的出料口先与反应器进料口处的换热器中的至少一个相连再与循环气压缩机出气口处的换热器连接再连接至气液分离器进料口。余热直接通过反应体系回收利用，且反应物料经换热器预热后更有利于反应的顺利进行。

作为可选方式，在上述装置中，所述反应器最后一段的出料口先与反应器第一段的进料口处的换热器相连再与循环气压缩机出气口处的换热器连接再连接至气液分离器进料口。二次换热，余热利用更彻底。

本说明书中公开的所有特征，或公开的所有方法或过程中的步骤，除了互相排斥的特征和/或步骤以外，均可以以任何方式组合

本实用新型的有益效果：

本实用新型所述装置结构简单，设备改造成本低。采用本实用新型所述装置通过分段进料，对上一段反应中残余的氢气进行重复利用，显著降低了氢气循环量。

附图说明

图1为实施例1所述工艺流程和装置的示意图；

图2为对比实施例1所述工艺流程和装置的示意图；

图3为对比实施例2所述工艺流程和装置的示意图；

图4为实施例3所述工艺流程和装置的示意图；

图5为实施例4所述工艺流程和装置的示意图；

图6为对比实施例4所述工艺流程和装置的示意图；

图7为实施例6所述工艺流程和装置的示意图。

附图标记：设备I为汽化器，设备II为反应器，设备III为气液分离器，设备IV，设备V和设备VII为换热器，设备VI为循环气压缩机。

具体实施方式

以下通过实施例对本实用新型进行具体的描述，有必要在此指出的是本实施例只用于对本实用新型进行进一步说明，但不能理解为对本实用新型保护范围的限制，该领域的技术熟练人员可以根据上述本实用新型的内容对本实用新型作出一些非本质性的改进和调整。

实施例1

草酸酯加氢合成乙二醇改进工艺流程及设备如图1所示。其中设备I为汽化器，设备II为反应器，设备III为气液分离器，设备IV，设备V和设备VII为换热器，设备VI为循环气压缩机。各个设备之间通过管道或管件（图中未标出）连接。

草酸二乙酯加氢制乙二醇反应过程中，进入反应器II中氢气和草酸二乙酯的摩尔比控制在120左右，反应压力为3.0 MPa。物流d为来自界外的草酸二乙酯，进料量为100 kmol/h，物流a是氢气，流量为8100 kmol/h。物流a的氢气经分流得到物流b和物流c，物流b氢气流量为6000 kmol/h，物流c氢气流量为2100 kmol/h。物流d草酸二乙酯和物流b氢气在汽化器I中接触，并将液态的草酸二乙酯汽化，得到氢气和草酸二乙酯的混合气态物流e，物流e中氢气为6000 kmol/h，草酸二乙酯为100 kmol/h。物流e再经过分流得到物流f和物流g，其中物流f中氢气流量为2100 kmol/h，草酸二乙酯流量为35 kmol/h；物流g中氢气流量为3900 kmol/h，草酸二乙酯流量为65 kmol/h。物流f和物流c混合得到物流h，则物流h中氢气流量为4200 kmol/h，草酸二乙酯流量为35 kmol/h，物流h经过换热器V预热后进入反应器II，其中氢酯比（氢气与草酸二乙酯的摩尔比）为120。反应器II分为两段进料，上段为物流h进料，下段为物流g进料。

草酸二乙酯加氢合成乙二醇的反应方程式如下：

(COOC₂H₅)₂ + 4H₂ → (CH₂OH)₂ + 2C₂H₅OH

反应可通过控制反应温度，使的草酸二乙酯的转化率达到100%，因此反应器II上段经过反应后，氢气流量为4060 kmol/h，草酸二乙酯流量为0。此股物流再与物流g混合，进入反应器II下段，混合后的物流中氢气流量为7960 kmol/h，草酸二乙酯流量为65 kmol/h，此物流的氢酯比为122。

反应后的物流经过换热器V和换热器VII冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流i氢气流量为7700 kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。

本实施例中在维持草酸二乙酯进料量100 kmol/h，氢酯比为120左右时，反应压力3.0 MPa，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为8100 kmol/h。压缩机VI所作的功为主要是用于补偿氢气在循环过程中的压力降，根据系统阻力计算本流程压缩机VI对循环气需要增压240 kPa，因此压缩机所需要的轴功率为529.5 kW，采用此流程汽化塔I不需要额外补充热量即可以将草酸二乙酯汽化。

对比实施例1

采用如图2所示的工艺流程和设备，仍然保持物流d草酸二乙酯的进料量为100 kmol/h，进入反应器II时的氢酯比为120左右，反应压力为3.0 MPa。则物流a的氢气流量应为12000 kmol/h。反应后经由气液分离器III分离出的物流c氢气流量11600 kmol/h。

本对比实施例中在维持草酸二乙酯进料量100 kmol/h，氢酯比为120左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为12000 kmol/h，本实施例压缩机VI对循环气需要增压估算也为240 kPa，因此压缩机所需要的轴功率为784.5 kW，采用此流程汽化塔I不需要额外补充热量即可以将草酸二乙酯汽化。因此本实施例压缩机单位时间所做的功比实施例1多48.1%，即需要消耗更多的能量用于增压气体。

对比实施例2

按照实施例1保持物流d草酸二乙酯总进料量100 kmol/h不变，即维持一定的装置生产能力。反应条件仍维持氢酯比为120，反应压力为3.0 MPa。采用如图3所示的两段进料方式，草酸二乙酯物流d通过汽化器I先汽化成气态的草酸二乙酯，草酸二乙酯的汽化完全依靠外部蒸汽加热汽化。汽化后的草酸二乙酯分成两股f和g两股，其中物流f草酸二乙酯的流量为50.85 kmol/h，物流g草酸二乙酯的流量为49.15 kmol/h。物流a为循环的氢气，按照氢酯比120，物流a中氢气的流量为6102 kmol/h，物流a与物流f混合得到物流b，物流b由反应器上段进入加氢反应器II。反应可通过控制反应温度，使的草酸二乙酯的转化率达到100%，因此反应器II上段经过反应后，氢气流量为5898.6 kmol/h，草酸二乙酯流量为0。此股物流再与物流g混合，进入反应器II下段，混合后的物流中氢气流量为5898.6 kmol/h，草酸二乙酯流量为49.15 kmol/h，此物流的氢酯比为120。

反应后的物流经过换热器V和换热器VII冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流c氢气流量为5702 kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。

本实施例中在维持草酸二乙酯进料量100 kmol/h，氢酯比为120左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为6102 kmol/h。本实施例压缩机VI对循环气需要增压估算也为240 kPa，因此压缩机所需要的轴功率为398.9 kW，采用此流程，在3 MPa条件下汽化塔I需要额外补充22382.4 kW热量才能将草酸二乙酯汽化。与实施例1相比较，本实施例虽然压缩机轴功率可降低27.4%，但是汽化塔需要额外补充热量，综合下来，本实施例比实施例1能量效果多出[(398.9+22382.4)/529.5]×100% = 4302.4%。

实施例2

将实施例1替换成乙酸乙酯加氢，乙酸乙酯加氢合成乙醇的反应方程式如下：

CH₃COOC₂H₅ + 2H₂ → 2C₂H₅OH

参照文献化学工程师，2011，（9）：25-27，乙酸乙酯加氢制乙醇反应过程中，进入反应器II中氢气和乙酸乙酯的摩尔比控制在15左右，反应压力1.63 MPa。物流d为来自界外的乙酸乙酯，进料量为150.39 kmol/h，物流a是氢气，流量为1736.27 kmol/h。物流a的氢气经分流得到物流b和物流c，物流b氢气流量为1548 kmol/h，物流c氢气流量为188.27 kmol/h。物流d乙酸乙酯和物流b氢气在汽化器I中接触，并将液态的乙酸乙酯汽化，得到氢气和乙酸乙酯的混合气态物流e，物流e中氢气为1548 kmol/h，乙酸乙酯为150.39 kmol/h。物流e再经过分流得到物流f和物流g，其中物流f中氢气流量为411.73 kmol/h，乙酸乙酯流量为40 kmol/h；物流g中氢气流量为1136.27 kmol/h，乙酸乙酯流量为110.39 kmol/h。物流f和物流c混合得到物流h，则物流h中氢气流量为600 kmol/h，乙酸乙酯流量为40 kmol/h，物流h经过换热器V预热后进入反应器II，其中氢酯比（氢气与乙酸乙酯的摩尔比）为15。反应器II分为两段进料，上段为物流h进料，下段为物流g进料。

反应可通过控制反应温度，使的乙酸乙酯的转化率达到100%，因此反应器II上段经过反应后，氢气流量为520 kmol/h，乙酸乙酯流量为0。此股物流再与物流g混合，进入反应器II下段，混合后的物流中氢气流量为1656.27 kmol/h，乙酸乙酯流量为110.39 kmol/h，此物流的氢酯比为15。

反应后的物流经过换热器V和换热器VII冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流i氢气流量为1435.49 kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。

本实施例中在维持乙酸乙酯进料量150.39 kmol/h，氢酯比为15左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为1736.27 kmol/h，压缩机需要的轴功率为138.6 kW。

对比实施例3

按文献化学工程师，2011，（9）：25-27，物流d乙酸乙酯的进料量为150.39 kmol/h，进入反应器II时的氢酯比为15，反应压力1.63 MPa。经循环气压缩机VI增压的氢气流量应为2274.16 kmol/h，压缩机需要的轴功率为181.6 kW，与实施例2相比较，轴功率增加了31.0%，即需要消耗更多的能量用于增压气体。

实施例3

将实施例2反应器分为三段进料，如下图4所示。

物流d为来自界外的乙酸乙酯，进料量为150.39 kmol/h，物流a是氢气，流量为1058.29 kmol/h。物流a的氢气经分流得到物流b和物流c，物流b氢气流量为426.5 kmol/h，物流c氢气流量为636.56 kmol/h。物流d乙酸乙酯和物流b氢气在汽化器I中接触，并将液态的乙酸乙酯汽化，得到氢气和乙酸乙酯的混合气态物流e，物流e中氢气为1548 kmol/h，乙酸乙酯为150.39 kmol/h。物流e再经过分流得到物流f和物流g，其中物流f中氢气流量为113.44 kmol/h，乙酸乙酯流量为40 kmol/h；物流g中氢气流量为313.06 kmol/h，乙酸乙酯流量为110.39 kmol/h。物流f和物流c混合得到物流h，则物流h中氢气流量为750 kmol/h，乙酸乙酯流量为50 kmol/h，物流h经过换热器V预热后进入反应器II，其中氢酯比（氢气与乙酸乙酯的摩尔比）为15。反应器II分为三段进料，上段为物流h进料，中段为物流j进料，下段为物流k进料。

反应可通过控制反应压力和温度，使的乙酸乙酯的转化率达到100%，因此反应器II上段经过反应后，氢气流量为650 kmol/h，乙酸乙酯流量为0。此股物流再与物流j混合（j物流氢气流量为151.58 kmol/h，乙酸乙酯流量为53.45 kmol/h），进入反应器II中段，混合后的物流中氢气流量为801.58 kmol/h，乙酸乙酯流量为53.45 kmol/h，此物流的氢酯比为15。

反应器II中段反应同样可通过控制反应压力和温度，使的乙酸乙酯的转化率达到100%，因此反应器II中段经过反应后，氢气流量为694.68 kmol/h，乙酸乙酯流量为0。此股物流再与物流k混合（k物流氢气流量为161.48 kmol/h，乙酸乙酯流量为56.94 kmol/h），进入反应器II下段，混合后的物流中氢气流量为856.16 kmol/h，乙酸乙酯流量为56.94 kmol/h，此物流的氢酯比为15。

反应后的物流经过换热器V和换热器VII冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流i氢气流量为742.28 kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。

本实施例中在维持乙酸乙酯进料量150.39 kmol/h，反应压力1.63 MPa，氢酯比为15左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为1063.06 kmol/h，压缩机需要的轴功率为84.9 kW。

实施例4

草酸酯加氢合成乙二醇改进工艺流程和设备如图5所示。其中设备I为汽化器，设备II为反应器，设备III为气液分离器，设备IV和设备V为换热器，设备VI为循环气压缩机。各个设备之间通过管道或管件（图中未标出）连接。

草酸二乙酯加氢制乙二醇反应过程中，进入反应器II中氢气和草酸二乙酯的摩尔比控制在120左右。物流d为来自界外的草酸二乙酯，进料量为100 kmol/h，物流a是氢气，流量为8100 kmol/h。物流a的氢气经分流得到物流b和物流c，物流b氢气流量为6000 kmol/h，物流c氢气流量为2100 kmol/h。物流d草酸二乙酯和物流b氢气在汽化器I中接触，并将液态的草酸二乙酯汽化，得到氢气和草酸二乙酯的混合气态物流e，物流e中氢气为6000 kmol/h，草酸二乙酯为100 kmol/h。物流e再经过分流得到物流f和物流g，其中物流f中氢气流量为2100 kmol/h，草酸二乙酯流量为35 kmol/h；物流g中氢气流量为3900 kmol/h，草酸二乙酯流量为65 kmol/h。物流f和物流c混合得到物流h，则物流h中氢气流量为4200 kmol/h，草酸二乙酯流量为35 kmol/h，物流h经过换热器V预热后进入反应器II，其中氢酯比（氢气与草酸二乙酯的摩尔比）为120。反应器II分为两段进料，上段为物流h进料，下段为物流g进料。

草酸二乙酯加氢合成乙二醇的反应方程式如下：

(COOC₂H₅)₂ + 4H₂ → (CH₂OH)₂ + 2C₂H₅OH

反应可通过控制反应压力和温度，使的草酸二乙酯的转化率达到100%，因此反应器II上段经过反应后，氢气流量为4060 kmol/h，草酸二乙酯流量为0。此股物流再与物流g混合，进入反应器II下段，混合后的物流中氢气流量为7960 kmol/h，草酸二乙酯流量为65 kmol/h，此物流的氢酯比为122。

反应后的物流经过换热器V冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流i氢气流量为7700 kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。

本实施例中在维持草酸二乙酯进料量100 kmol/h，氢酯比为120左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为8100 kmol/h。

本实施例与实施例1相比，由于氢气在进入汽化器之前未通过换热器进行预热处理，其在汽化器中汽化更困难，其汽化消耗的能量更高。同样的下述实施例5、实施例6分别与实施例2和实施例3相比也具有更高的能耗。

对比实施例4

按照传统的工艺流程和设备（如图6），仍然保持物流d草酸二乙酯的进料量为100 kmol/h，进入反应器II时的氢酯比为120左右。则物流a的氢气流量应为12000 kmol/h。反应后经由气液分离器III分离出的物流c氢气流量11600 kmol/h。

本对比实施例中在维持草酸二乙酯进料量100 kmol/h，氢酯比为120左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为12000 kmol/h，比实施例4需要增加的8100 kmol/h氢气流量多出了48.1%，即需要消耗更多的能量用于增压气体。

实施例5

将实施例4替换成乙酸乙酯加氢，乙酸乙酯加氢合成乙醇的反应方程式如下：

CH₃COOC₂H₅ + 2H₂ → 2C₂H₅OH

参照文献化学工程师，2011，（9）：25-27，乙酸乙酯加氢制乙醇反应过程中，进入反应器II中氢气和乙酸乙酯的摩尔比控制在15左右。物流d为来自界外的乙酸乙酯，进料量为150.39 kmol/h，物流a是氢气，流量为1736.27 kmol/h。物流a的氢气经分流得到物流b和物流c，物流b氢气流量为1548 kmol/h，物流c氢气流量为188.27 kmol/h。物流d乙酸乙酯和物流b氢气在汽化器I中接触，并将液态的乙酸乙酯汽化，得到氢气和乙酸乙酯的混合气态物流e，物流e中氢气为1548 kmol/h，乙酸乙酯为150.39 kmol/h。物流e再经过分流得到物流f和物流g，其中物流f中氢气流量为411.73 kmol/h，乙酸乙酯流量为40 kmol/h；物流g中氢气流量为1136.27 kmol/h，乙酸乙酯流量为110.39 kmol/h。物流f和物流c混合得到物流h，则物流h中氢气流量为600 kmol/h，乙酸乙酯流量为40 kmol/h，物流h经过换热器V预热后进入反应器II，其中氢酯比（氢气与乙酸乙酯的摩尔比）为15。反应器II分为两段进料，上段为物流h进料，下段为物流g进料。

反应可通过控制反应压力和温度，使的乙酸乙酯的转化率达到100%，因此反应器II上段经过反应后，氢气流量为520 kmol/h，乙酸乙酯流量为0。此股物流再与物流g混合，进入反应器II下段，混合后的物流中氢气流量为1656.27 kmol/h，乙酸乙酯流量为110.39 kmol/h，此物流的氢酯比为15。

反应后的物流经过换热器V冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流i氢气流量为1435.49 kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。

本实施例中在维持乙酸乙酯进料量150.39 kmol/h，氢酯比为15左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为1736.27 kmol/h。

对比实施例5

按文献化学工程师，2011，（9）：25-27，物流d乙酸乙酯的进料量为150.39 kmol/h，进入反应器II时的氢酯比为15。经循环气压缩机VI增压的氢气流量应为2274.16 kmol/h。比实施例2需要增加的1736.27 kmol/h氢气流量多出了31.0%，即需要消耗更多的能量用于增压气体。

实施例6

将实施例5反应器分为三段进料，如图7所示。

反应后的物流经过换热器V冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流i氢气流量为742.28 kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。

本实施例中在维持乙酸乙酯进料量150.39 kmol/h，氢酯比为15左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为1063.06 kmol/h。与对比实施例5相比，需经循环气压缩机VI增压的氢气量少53.3%。

实施例7

一种降低加氢反应过程中的氢气循环量的装置，包括循环气压缩机、汽化器、反应器、气液分离器，所述反应器分为多段，各段之间依次串联，所述循环气压缩机出气与反应器进料口相连，所述汽化器的进料口与反应物供给管道相连，所述汽化器的出料分为多股，分别与所述反应器各段的进料口相连，反应器最后一段的出料口与气液分离器进料口相连，所述循环气压缩机的进气口分别与氢气供给管道和气液分离器的出料口相连，各部件之间的连接管道上设置有由于调节物料流量的调节阀。使用时，反应器采用分段进料方式，上一段反应器的出料中与新的反应物一起进入下一段反应器反应，各段反应过程中氢气过量，即氢气与反应物的摩尔比大于化学计量比，反应器最后一段反应完成后的出料经气液分离后所得液相即为产品，所得气相与新鲜氢气混合进入系统循环利用，所述反应物为酯、脂肪酸、芳香硝基化合物、苯等待加氢的物料中的一种。通过分段进料，对上一段反应中残余的氢气进行重复利用，显著降低了氢气循环量，降低能耗。

作为可选方式，还可以在上述装置中适当位置安装换热器。

以上所述仅为本实用新型的优选实施例，对本实用新型而言仅是说明性的，而非限制性的；本领域普通技术人员理解，在本实用新型所限定的精神和范围内可对其进行许多改变，修改，甚至等效变更，但都将落入本实用新型的保护范围。

Claims

1.一种降低加氢反应过程中的氢气循环量的装置，其特征在于，包括循环气压缩机、汽化器、反应器、气液分离器，所述反应器分为多段，各段之间依次串联，所述循环气压缩机出气与反应器进料口相连，所述汽化器的进料口与反应物供给管道相连，所述汽化器的出料分为多股，分别与所述反应器各段的进料口相连，反应器最后一段的出料口与气液分离器进料口相连，所述循环气压缩机的进气口分别与氢气供给管道和气液分离器的出料口相连，各部件之间的连接管道上设置有用于调节物料流量的调节阀。

2.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述循环气压缩机出气分为两股分别通过带调节阀的管道与汽化器和第一段反应器的进料口相连，所述汽化器的另一进料口与反应物供给管道相连，所述汽化器的出料又分为两股，其中一股通过带调节阀的管道与第一段反应器的进料口相连，另一股通过带调节阀的管道再分成一股或多股，分别与反应器其余各段的进料口相连，反应器最后一段的出料口通过管道与气液分离器进料口相连，所述循环气压缩机的氢气口分别与氢气供给管道和气液分离器的出料口相连。

3.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述反应器分为两段或三段。

4.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述反应器由多个加氢反应器串联而成。

5.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述反应器各段的进料口处设置有换热器。

6.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述装置中还设置有换热器，所述反应器最后一段的出料口先与换热器连接再连接至气液分离器进料口。

7.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述循环气压缩机出气口处设置有换热器。

8.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述循环气压缩机出气口处以及反应器各段的进料口处都设置有换热器。

9.根据权利要求8所述的装置，其特征在于，所述反应器最后一段的出料口先与反应器进料口处的换热器中的至少一个相连再与循环气压缩机出气口处的换热器连接再连接至气液分离器进料口。

10.根据权利要求8所述的装置，其特征在于，所述反应器最后一段的出料口先与反应器第一段的进料口处的换热器相连再与循环气压缩机出气口处的换热器连接再连接至气液分离器进料口。