CN213590416U - 提高气体催化反应的装置 - Google Patents

Abstract

本实用新型提供了一种提高气体催化反应的装置，包括装有催化剂的反应器、换热器、产品气冷却冷凝器、分离器、贮槽容器和循环气压缩机，前后连接组成单条气体反应换热冷却分离循环管线，多组并联的反应换热单元组成多个反应换热单元并联连接在单条气体冷却分离、循环的化工回路中。采用本发明技术可使吨产品消耗电耗、汽耗、能耗低，副产蒸汽高能量回收好，合成流速无需高空速。

Description

提高气体催化反应的装置

技术领域

本实用新型涉及化学工程领域，特别是由原料气催化反应生成氨、醇类烃类及含氧产品等产物的方法和生产装置。

背景技术

作为基本的化工生产，例如由H₂、N₂合成NH₃：3H₂+N₂＝2NH₃ 92KJ/mol，和H₂、CO、CO₂生产CH₃OH：2H₂+CO＝CH₃OH 90.8KJ/mol，3H₂+CO₂＝CH₃OH +H₂O 49.5KJ/mol。都由经净化除去对催化剂有毒物的一定比例组成的原料气在不同压力温度和催化剂的反应器内反应成产物。例如氨合成为10-30MPa、 350-500℃的铁系或钌系催化剂。甲醇合成为5-15MPa、200-300℃ Cu-Zn-Al催化剂上反应。由于这类反应都是强放热反应，随着反应进行催化反应温度升高，逐渐接近反应平衡温度和平衡转化率，反应速率逐渐变慢。单个反应器难以提高反应转化率和产率，目前工业上多采用多个反应器或多个反应系统前后串联的方法。其中大型甲醇合成最成功、应用最多的具有代表性的有德国鲁奇公司的水冷-气冷反应器串联工艺(Megamethanol，以下简称L工艺)和英国庄信万丰戴维公司的采用水冷径向反应器的双系统串联工艺(DTPSRC工艺，以下简称D工艺)。氨合成有布朗三塔串联合成工艺，伍德和托普索二塔串联工艺。鲁奇甲醇合成采用(US5827901)的工艺，用二台管壳式水冷反应器并联作第一反应器，与一台未反应气逆流冷却换热反应器串联作第二反应器，建成多套5000吨/天甲醇装置。其中2台水冷反应器催化剂量略少于串联在后面的一台气冷反应器。但从专利文献和实际运行数据均显示前面催化剂少装的水冷反应器的转化率和产率大于后面气冷反应器2倍。后来鲁奇公司还发现在上述方法中设置在前的第一合成反应器CO浓度高、反应热大，容易温度过高使催化剂活性衰退快。故又申请了专利CN102770401，改为第一阶段反应器使用低活性的第一催化剂，而在合成气最后反应阶段采用高活性第二催化剂，但按专利第一阶段用低活性催化剂就影响了该工艺生产能力的提高。最后反应段因反应靠近平衡浓度，即使用高活性催化剂合成效果也有限.

另外英国戴维公司成功开发了年产180万吨甲醇技术(见化工设计通讯 2011年8月第37卷第4期 69-72 李雪冰)，装置生产能力大，但存在反应器移热能力不足、催化剂易超温、循环量大、醇净值低的问题。

实用新型内容

目前中国单系列不管是德国鲁奇5000吨/日水冷串气冷工艺和英国戴维径向水冷双塔180万吨/年装置都是串联合成工艺，甲醇生产装置最大的能力为年产180万吨，单系列氨合成能力为50万吨。

针对现有技术的不足，本实用新型提出下述提高气体催化反应的方法和装置。

一种提高气体催化反应的方法，经净化符合反应消耗组成比的原料，经压缩到反应压力的70～95％原料气量和循环气混合后进第一化工回路，在循环比≤2.5的低循环比下消耗原料气生产成主产品，本申请中循环比、气量和气体含量均为气体体积比和体积含量，其余气体在第一化工回路的循环机出口气混合分流排放到后面的第二化工回路，以循环比＞2.5的高循环比下再生产主产品；或者全部原料气在第一化工回路生产主产品少量弛放气循环机进口前直接排放，弛放气分离回收用于生产主产品或其他产品，或者所述的第一化工回路内原料气与循环气均匀混合同时均匀进入多套并联反应器单系列产品生产装置。

如上所述的提高气体催化反应的方法，所述的第一化工回路用经净化含氢气和一氧化碳、二氧化碳的合成气在5～13MPa下、Cu-Zn-Al甲醇催化剂上、在210～290℃温度、循环气与原料气的体积比1.2～1.5低循环比进塔气中 CO≯19％工况下合成甲醇。

如上所述的提高气体催化反应的方法，所述的第一化工回路中，原料气用氢气和氮气在9～20MPa压力、H₂/N₂比2.7～2.9铁系或H₂/N₂比在1.6～2.3钌系氨合成催化剂、在350～500℃温度、循环比≤2.5下合成氨。

如上所述的提高气体催化反应的方法，所述的第一化工回路中合成气费托催化反应制液烃，在2～5MPa、200～250℃、循环比2～3、在轴向水冷换热反应器尤其是顶部进气的绕管水冷固定床反应器或底部进气的绕管水冷浆态床反应器内装钴系或铁系催化剂上进行反应。

如上所述的提高气体催化反应的方法，甲醇合成塔的阻力即压差低于同等生产能力的水冷管壳塔-气冷换热塔的阻力即压差的20％。

如上所述的提高气体催化反应的方法，用于甲醇合成原料气中CO合成率为≯95％，反应中的弛放气用物理法分离用作其他产品原料或发电。

一种提高气体催化反应的装置，包括装有催化剂的反应器、换热器、产品气冷却冷凝器、分离器、贮槽容器和循环气压缩机，原料气和循环气混合器通过管道连接组成化工生产回路装置，所述的循环气压缩机和循环气压缩机出口管路、循环气压缩机进口管路前后连接反应产品气冷却器、冷凝分离器组成单条气体反应换热冷却分离循环管线，一台或多台塔内反应换热副产蒸汽反应器分别与进出塔气换热器连接组成一组反应换热单元并联，多组并联的反应换热单元的气体进口低温管线与循环机出口总管线连接，出反应换热单元高温反应气管线与循环机进口端线路的冷却气液分离器前管线连接，成为多个反应换热单元并联连接在单条气体冷却分离、循环的化工回路中，组成反应、冷却、分离的循环回路，循环气先与原料气在混合器中混合，将同样压力、温度和组成气分到并联的反应换热单元，上述回路中气液分离器有分离液态产品管连接产品贮槽，有带减压阀的弛放气排放管道；所述的每组反应一换热单元由多台反应器并联再与一台出塔换热器组成。

作为一种优选，除原料气和循环机出口气混合器外，所述的反应换热单元的进口气管线上连接有带调节阀的小管径管连接原料气管，控制原料气压力大于循环气0.1～0.2Mpa，并根据需要单独调节进塔气氢碳比，或进塔气氢氮比。

作为一种优选，所述的反应器为水冷副产蒸汽反应器、管内装催化剂的管壳反应器、管间装催化剂的螺旋绕管、水管外装催化剂的轴向或径向反应器。

作为一种优选，每台水冷换热反应器都各自配有调压阀的单独汽包和水循环管线，通过调节各台反应器的汽化压力控制各台反应器温度，或者多台反应器共用一个汽包和一条循环水管线。

如上所述的气体催化反应装置，其中多组反应器布置在以新鲜原料气和循环气混合器为圆心等夹角圆周线上，混合气以等长管线距离分别流到各组反应换热单元的换热器进口，换热后再进反应器，或者进一步同时将反应器出口热反应气以等长管线距离分别向心汇流到设置于上述混合器同圆心不同高度的出塔气混合器中，再流到水冷和气冷换热器，达到气体流经各台反应器压差相等。

如上所述的气体催化反应装置，单系列并联反应循环回路的弛放气可串联成第二级单系列循环回路或不循环一次通过的第二级循环回路反应。

如上所述的气体催化反应装置，可用于大型合成气制乙醇、乙二醇合成的羰化反应、加氢反应工艺，以及用于甲醇制二甲醚或制烃MTG等反应装置。

本发明技术与现有国内外主要甲醇合成技术比较，具有下列明显突出优势：

1.合成反应器阻力和合成循环回路压降低，吨产品消耗电耗、汽耗、能耗低。现有技术鲁奇公司列管水冷串联气冷换热甲醇塔技术，即使采用低循环气量情况下运行，以及戴维公司一种采用水冷管式轴向或径向反应器和气冷逆流管式轴向反应器串联，和另一种二台径向水反应器双系统串并联，均因合成循环回路经过设备多，流通路程长，而阻力大，压降高，每吨甲醇副产蒸汽都低于1 吨，本技术用于甲醇合成不管合成塔压降和合成总回路压降均在上述二种技术一半以下，副产蒸汽量比前者增加30％多。用于氨合成不同于所有现在采用在氨塔外设废锅产蒸汽的现有技术，大幅降低压降、能耗。

2.生产能力大，本技术在同样催化剂总装量情况下阻力不到上述现有技术的一半，大幅提高单台反应器产量，采取合理的循环比有效降低吨产量原料气消耗。

3.副产蒸汽高能量回收好，本技术合成流速无需高空速，反应热也无需用于加热反应前进塔气，反应热回收高，每吨产品副产蒸汽可高达1.5吨多。

本发明申请根据气体催化反应前期具高速率反应特点，用强移热的提高气体放热催化的方法并联反应，实现国外知名公司多年追求的日产万吨的单系列大型、超大型合成装置的产业化目标。

附图说明

图1是本实用新型各塔进口气体成分可调节的并联反应器换热器单元连接冷却分离循环系统图。

图2是本实用新型二组二个并联反应换热甲醇合成系统图。

图3是本实用新型包含第一化工回路和第二化工回路的甲醇合成系统图。

图4是本实用新型二个双塔并联反应换热单元连接冷却分离循环氨合成装置流程图。

图5是本实用新型二个双塔并联反应器的费托合成装置。

图6是本实用新型合成反应设备布置俯视图。

附图标记说明：

R1-第一单元反应器 R2-第二单元反应器 R3-第三单元反应器

R4-第四单元反应器 R5-第五单元反应器 E1-第一单元换热器

E2-第二单元换热器 E3-第三单元换热器 E4-第四单元换热器

E5-第五单元换热器 R11-第一单元I反应器 R12-第一单元II反应器

R21-第二单元I反应器 R22-第二单元II反应器 K2-循环气压缩机

HX-热回收器 WC-水冷却器 AC-氨冷器

V0-气体混合器 V1-气液分离器 V2-产品贮槽

V3-水洗吸收塔 E21-锅炉水加热器 E22-水冷器

E23-冷交换器 E24-氨冷器 S-原料气

P-产品 G-弛放气 J1-第一调节阀

J2-第二调节阀 J3-第三调节阀 J4-第四调节阀

J5-第五调节阀 J6-减压阀 10-原料气补入管

100-各反应单元出口连接循环机进口管

200-循环机出口连接各反应单元管 N4-汽包

具体实施方式

下面结合附图和实施例对本发明进行详细描述。

实施例1用附图1合成甲醇

在压力7MPa、220～270℃铜基甲醇催化剂下，在水冷管壳反应器中空速 7500h^-1下合成甲醇，图1由5个反应器R1～R5和换热器E1～E5分别由进塔气管 11、21、31、41、51和出塔气管12、22、32、42、52组成5个单塔并联反应换热单元，5个出塔热气经热气管道13～53汇合到总管100，热气经热回收器HX、水冷却器WC降温到30～35℃，其中合成气中甲醇冷凝成液态，进气液分离器V1分离出液体产品甲醇，经带减压阀的管103到甲醇贮槽V2后经管104将甲醇产品P送后工段，其余气体自分离器上部管106流出，除少量作弛放气G 经减压阀由管108送出，或再经洗气塔回收甲醇，大部分经管107进循环压缩机将由6.5MPa压缩到8.2MPa，由管201～205分流到各塔，压力同为8.2MPa、氢碳比2.0～2.1的原料气由总管10进入与循环气混合，原料气也可由各带第一调节阀J1、第二调节阀J2、第三调节阀J3、第四调节阀J4、第五调节阀J5的分管调节进各塔的入塔气体的CO％浓度。

实施例2

国内已建Megamethanol技术某日产5000吨大甲醇，用2台水冷管壳塔，串联一台气冷塔共装催化剂180M³，在压力8.5Mpa、循环比1.475、总空塔气速 6825h^-1下合成甲醇，第二塔出塔甲醇含量16.273％，二台反应器总阻力压降 0.8Mpa，设计值与校核模拟值一致，现用上述技术同样工艺条件、按生产能力扩大一倍到日产万吨增加原料气，采用本申请附图2用二组四塔绕管塔，共装国产NC307催化剂324M³，在8Mpa循环比1.47下合成·甲醇，空塔速度7561h^-1出塔气甲醇含量16.36％，日产甲醇10100吨。甲醇合成塔压降0.12Mpa(仅为上述L技术0.8MPa的15％)，大幅降低电耗，吨甲醇副产2.5Mpa蒸汽1.6吨，催化剂生产强度提高10％多，吨醇副产蒸汽提高一倍，甲醇合成回路、换热冷却器、分离器、循环机等设备大幅减少。

实施例3

现采用图2甲醇合成装置流程，由R11到R22四台立式水冷绕管甲醇反应器，每台反应器各配有汽包。如汽包N4，N4分别由水管18和汽水管19与和反应器R11上下部进出管箱联通，经除去有害杂质，氢气和碳氧化物体积比为 2.05的合成甲醇原料气压力8.2MPa，由总管10进入，先与循环气在混合器V0 中均匀混合，然后由带第一调节阀J1的管11和带第二调节阀J2的管21分配到第I、II组反应单元。原料气与经管17的循环气汇合由混合器V0均匀混合由管11经第一单元换热器E1被250℃出塔气加热到220℃，再分配到管12、管 13并流进绕管水冷型的第一单元I反应器R11、第一单元II反应器R12中，第一单元II反应器R12和第一单元I反应器R11中各装70m³铜系甲醇催化剂，在压力8.1MPa，温度250℃下反应合成到气体中甲醇含量＞13％，到底部分别经管14、管15进第一单元换热器E1冷却到90℃，再经管16与来自第II反应单元管26的出塔气汇合到管100，再先后经热回收器HX和水冷却器WC冷却到35℃，气体中生成甲醇冷凝成液态，由管102进入甲醇分离器V1进行气液分离，液态粗甲醇由管203减压放到甲醇贮槽V2再经减压阀J6排放产品P供下工段处理。甲醇分离器V1中的气体由管205出口除少量弛放气G送水洗吸收塔用水吸收弛放气中少量甲醇后送弛放气回收氢工序处理，大部分循环气由管209 送循环机升压到＞8.1MPa再由管200送各合成反应器再一次反应。采用本实施例流程，装置产量可达年产360万吨。

实施例4

见图3单系统日产万吨级甲醇合成装置简图。可用于年产百万吨级特大型甲醇合成装置，图中第一化工回路与前例一样为二组二塔并联反应换热系统循环回路组成，与前二例不同的是第一回路循环机进口前不排放弛放气，而是在循环机出口排放弛放气送去由一台反应器和换热器组成的第二化工回路，进一步将第一化工回路未反应的合成气在第二化工回路合成，所以第一化工回路可进一步降低循环比到1.2，而第二化工回路较大循环比3.0，在与第一化工回路同样高合成压力下，具有提高原料气合成率、降低原料气消耗提高产量能力。

实施例5

按D工艺在我国内蒙建成的180万吨/年(5400吨/日)甲醇装置合成压力、循环气量等工艺条件扩大到日产万吨甲醇合成装置。

D工艺在中国投运的180万吨/年甲醇装置采用两台直径5米多的立式径向水管移热甲醇合成反应器，各配有连接每台反应器的进出口气换热器、空气冷却器、水冷器、甲醇分离器、甲醇贮槽。原料气按8∶2比例补入#1和#2合成系统，#1合成系统分离甲醇后循环气由一台循环机升压联接送到#2合成系统。#2 合成系统分离甲醇后循环气除排放少量弛放气后再送#1甲醇合成系统形成#1、 #2合成系统大循环。

按照上述工艺条件，采用图2的甲醇合成装置布置反应器流程，由R11到 R22的4台立式水冷绕管甲醇反应器，每台反应器各配有汽包。如汽包N4，汽包N4分别由水管18和汽水管19与和第一单元I反应器R11上下部进出管箱联通，经除去有害杂质，氢气和碳氧化物体积比为2.05的合成甲醇原料气压力 8.05MPa，与出循环机的200管路的循环气在气体混合器V0中混合，混合后的气体分别由管11、管21等比例分配到第I、II二组反应-换热单元进行合成反应。管11、管21的原料气经进第一单元换热器E1，第二单元换热器E2被250℃出塔气加热到220℃，再分配到各管并流进4台绕管水冷反应器R11～R22中铜系甲醇催化剂上，在压力8.05MPa、温度250℃下反应合成到气体中甲醇含量＞14.43％，到底部分别经管14、管15进换热器E1冷却到90℃，再经管16与来自第II反应单元管26的出塔气汇合到管100，再先后经热回收器HX和水冷却器WC冷却到35℃，气体中生成甲醇冷凝成液态，由管202进入甲醇分离器V1 进行气液分离，液态精甲醇由管203减压放到甲醇贮槽V2再经减压阀J6排放产品P供下工段处理。甲醇分离器V1中的气体由管205出口除少量弛放气G 由此阀门的管206送水洗吸收塔用水吸收弛放气中少量甲醇后送弛放气回收氢工序处理，大部分循环气由管209送循环机K2升压到＞8.1MPa再由管200送各合成反应器再一次反应。

本实施例与D工艺甲醇合成工艺的技术参数和设备对比表见下表1。由表可见，在相同的合成压力、循环气量条件下，采用本发明工艺甲醇合成含量和产量提高一倍。单位甲醇产量能耗降低，回收热量副产蒸汽大幅增加。主要是采用立式绕管水冷甲醇合成反应器，反应器移热能力大幅提高，避免了D工艺径向反应器移热能力不足，为避免催化剂超温过热失活，采用高循环比气量，致使出塔甲醇含量大幅降低。应说明的是采用催化剂装填换热管内的管壳式水冷反应器也能达到高甲醇净值，但同样大小反应器催化剂量只能装到绕管反应器的50％，故需大幅增加反应器投资。当取和对比例D工艺相同的总循环气量下，本实施例出塔气甲醇含量为对比例的2倍，故甲醇总产量提高1倍多。

表1实施例2与D工艺甲醇技术比较

项目	D工艺内蒙(1)(2)	实施例2
			生产能力 万吨/年	180	366
原料气量kg/h	246265(1)	492530
			循环气量kg/h	608893(1)	608893
合成压力MPa	8.05	8.05
			合成回路压差MPa	0.91	0.6
合成塔压差MPa	0.23(2)	0.15
			合成反应温差℃	大	小
吨醇副产蒸汽 t蒸汽/t醇	＜1	1.8
			出反应器甲醇含量％	5.17	14.43
甲醇催化剂装量m<sup>3</sup>	193	360
			循环机输气量Kg/h	1台608893	相同能力1台608893
空气冷却器	2	2
			水冷却器	2	2
换热器	2	2
			甲醇分离器	2	2
反应器	φ5.2米 2台 大塔	4台 直径4.2米 小塔

资料来源

(1)中氮肥2017年5月No3 P1-3杨振江大甲醇lurgi与DAVY合同技术对比

(2)化肥设计2013年8月 P28-31 李雪冰 180万吨/a甲醇装置运行总结

实施例6

年产百万吨氨合成工艺装置

如图4所示的氨合成回路流程图与实施例2中甲醇合成流程图类似。由4 个直径4米径向水冷绕管型反应器R11～R22(见专利CN206168385)和第一单元换热器E1、第二单元E2分两组组成二个反应单元并联构成一个氨合成回路。每个反应器装79m³铁系氨合成催化剂，同样每个反应器各有二个汽包与反应器内水冷绕管的上下进出口管箱联接。有所不同的是水冷绕管在反应器内圆截面上按换热区和不设水管的绝热区间隔布置，合成气在反应器内以向心或离心(由内向外)径向反应。实现在稍低于氨合成压力15.4MPa下的水蒸发压力14MPa 和蒸发汽化温度337℃达到氨合成反应温度按反应速率最大的最佳温度线进行，另外因为气氨冷凝温度比甲醇低，因此循环气除水冷冷却外，还需要氨冷，氨合成需要的氢氮气体体积比为2.9，压力为15.5MPa的原料气由图中管10与循环机出口200管线的循环气经混合器V0混合，等比例分配到左右两组反应单元，管11混合气在进出塔换热器中与440℃出塔气换热加热到380℃。由顶口分别由管12、管13进第一单元I反应器R11、第一单元II反应器R12二台并联径向反应器，在氨合成催化剂上在380-450℃温度下进行氨合成反应达到氨浓度23％出塔，经第一单元换热器E1降温，第二单元的反应器R21、R22的出塔气经第二单元换热器E2换热降温到200℃。二组四台合成塔出换热管后汇合到总管 100，先经锅炉水加热器E21加热进合成塔汽包的软水，冷却到＜100℃再经水冷器E22、冷交换器E23和氨冷器E24冷到4.4℃再进汽液分离器V1分离液氨。出汽液分离器的液氨经减压阀由管208送产品贮槽V2。产品贮槽V2顶部有减压气阀管211，底部管210将液氨产品P送后工段。汽液分离器V1顶部气体除少量弛放气G经管207减压线送水洗吸收氨，其余循环气经管206到冷交换器E23回收冷量冷却氨分前循环气后经管209进循环气压缩机K2升压后与原料气混合再去氨合成。实施例6用反应器内产高压蒸汽，省去现有技术每个塔出口气回收热的多台废热锅炉，提高蒸汽压力。同时氨合成同时副产蒸汽移热，代替对比例合成塔绝热反应。避免因此反应气出塔前离平衡氨浓度近影响氨净值提高，故可降低循环比到＜2，降低合成电耗和设备投资。

表2实施例3与对比例工艺氨合成比较表

项目	对比例(1)	实施例2
			生产能力 万吨/年	布朗30万吨/年	120万吨
生产能力 吨/日	1000	4000
			合成压力MPa	15.46	15.37
原料气量kmol/h	5338	21352
			进合成塔气量kmol/h	17050	68200
循环气量kmol/h	11712	46848
			合成塔压差MPa	0.32	＜0.2
合成回路压差MPa	1.16	＜0.7
			合成反应温差℃	37/70	40
进出反应器氨含量％	3.5/11.67/17.03/20.96	3.5/23
			氨合成催化剂装量m<sup>3</sup>	80	316
空速h<sup>-1</sup>	4774	4834
			循环机	1	1
反应器	3	4
			换热器	7	2
水冷器	1	1
			氨冷器	2	2
冷交换器	1	1
			氨分离器	1	1
循环比	2.194	2.194

李琼玖 合成氨和碳一化学 P495-496 四川科学出版社

实施例7

费托合成制液烃

含氢碳氧化物的合成气费托(F-T)反应制液烃基本反应为

CO+2H₂＝-CH₂-+H₂O ΔH_R(227℃)＝165KJ

2CO+H₂＝-CH₂-+CO₂ ΔH_R(227℃)＝204.8KJ

FT反应在压力2-5MPa 220-270℃温度下，在铁系或钴系费托合成催化剂上进行反应。反应热比甲醇合氨合成大，可采用水冷管壳式或固定床或水管式浆态床反应器。马来西亚用荷兰壳牌(shell)公司的SMDS技术进行钴系催化剂费托合成，单台管壳反应器直径7米，高达20米。这在中国桥梁交通进行大件运输十分困难。见文献(化工进展 2011年 VOL30 NO2 P252-254 侯朝鹏 FT合成反应器研究进展)，现采用本发明实施例年产100万吨工艺，在同样工艺条件下，合成压力3MPa、200-230℃温度下合成气H₂/CO＝2，循环气/原料气＝2.5的条件下，用发明人的立式水冷绕管费托合成反应器，直径4米，装钴系费托合成催化剂70m³，采用图5FT合成工艺流程，但其中反应单元为2组，每组二台绕管费托合成反应器并联与一台进出塔换热器串联，共4台反应器共280m³催化剂。将H₂/CO＝2，压力2.5MPa，循环气与原料气量2.5倍的循环气汇合后经进出塔换热器加热到200℃进绕管费托合成反应器在钴系费托催化剂上进行反应。到底部230℃出反应器，除部分已冷凝为固态和液态石蜡外气体，经换热器降温可进一步回收反应热加热锅炉水，然后经空气冷却器和水冷器降温到40℃，经油水分离器将油和水分离。液烃油进一步外送进一步加工。气体大部分经循环机加压后再次进行费托合成，图中少部分用作弛放气不循环一次经一台反应器 FT合成，但也可象前面一样设二级单系列多反应器并联反应壮置.

实施例8

在前述由多组反应器换热器组成的第一化工回路，均可采用附图6的多组反应换热器等角度布置，以原料气和循环气混合器为圆心的圆周上，如附图6 的三组六台反应器的布置，原料气1和循环气200在位于圆心位置的混合器V0 中均匀混合，然后经管11、21、31，经三组反应换热单元中进出塔换热器E1、 E2、E3加热到210-220℃后，分别进入各组两边的反应器R11、R12、R21、R22、 R31、R32，这种反应装置布置的优点是由混合器到各组反应器的管路长度距离相同，可消除并联的多个反应器化工回路中每个回路中气体流动管道长度不同、阻力不同而引起各反应器中合成气气量不等和成份不均匀，从而带来反应温度、压力等工艺条件不同所引起的对反应效率和产量的不利影响。

除上述甲醇、氨、费托合成三大合成反应外，在合成气制乙醇，制乙二醇的羰基化加氢反应，甲醇脱水制烃MTG等都有循环气返回反应器再合成的循环反应工艺，都可采用本专利单系列循环回路多组反应器技术。

Claims (7)

1.一种提高气体催化反应的装置，包括装有催化剂的反应器、换热器、产品气冷却冷凝器、分离器、贮槽容器和循环气压缩机，原料气和循环气混合器通过管道连接组成化工生产回路装置，其特征在于：所述的循环气压缩机和循环气压缩机出口管路、循环气压缩机进口管路前后连接反应产品气冷却器、冷凝分离器组成单条气体反应换热冷却分离循环管线，一台或多台塔内反应换热副产蒸汽反应器分别与进出塔气换热器连接组成一组反应换热单元并联，多组并联的反应换热单元的气体进口低温管线与循环机出口总管线连接，出反应换热单元高温反应气管线与循环机进口端线路的冷却气液分离器前管线连接，成为多个反应换热单元并联连接在单条气体冷却分离、循环的化工回路中，组成反应、冷却、分离的循环回路，循环气先与原料气在混合器中混合，将同样压力、温度和组成气分到并联的反应换热单元，上述回路中气液分离器有分离液态产品管连接产品贮槽，有带减压阀的弛放气排放管道；所述的每组反应-换热单元由多台反应器并联再与一台出塔换热器组成。

2.根据权利要求1所述的提高气体催化反应的装置，其特征在于：除原料气和循环机出口气混合器外，所述的反应换热单元的进口气管线上连接有带调节阀的小管径管连接原料气管，控制原料气压力大于循环气0.1～0.2Mpa，并根据需要单独调节进塔气氢碳比，或进塔气氢氮比。

3.根据权利要求1所述的提高气体催化反应的装置，其特征在于：所述的反应器为水冷副产蒸汽反应器、管内装催化剂的管壳反应器、管间装催化剂的螺旋绕管、水管外装催化剂的轴向或径向反应器。

4.根据权利要求1所述的提高气体催化反应的装置，其特征在于：每台水冷换热反应器都各自配有调压阀的单独汽包和水循环管线，通过调节各台反应器的汽化压力控制各台反应器温度，或者多台反应器共用一个汽包和一条循环水管线。

5.根据权利要求1所述的提高气体催化反应的装置，其特征在于：其中多组反应器布置在以新鲜原料气和循环气混合器为圆心等夹角圆周线上，混合气以等长管线距离分别流到各组反应换热单元的换热器进口，换热后再进反应器，或者进一步同时将反应器出口热反应气以等长管线距离分别向心汇流到设置于上述混合器同圆心不同高度的出塔气混合器中，再流到水冷和气冷换热器，达到气体流经各台反应器压差相等。

6.根据权利要求1所述的提高气体催化反应的装置，其特征在于：单系列并联反应循环回路的弛放气可串联成第二级单系列循环回路或不循环一次通过的第二级循环回路反应。

7.根据权利要求1所述的提高气体催化反应的装置，其特征在于，可用于大型合成气制乙醇、乙二醇合成的羰化反应、加氢反应工艺，以及用于甲醇制二甲醚或制烃MTG等反应装置。

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