一種加氫反應(yīng)過程中降低氫氣循環(huán)量的工藝及設(shè)備的制作方法
【專利摘要】本發(fā)明公開了一種加氫反應(yīng)過程中降低氫氣循環(huán)量的工藝及設(shè)備，所述工藝采用反應(yīng)器分段進(jìn)料，氫氣和反應(yīng)物的混合汽化料與上一段反應(yīng)器出料一起進(jìn)入下一段反應(yīng)器反應(yīng)，各段反應(yīng)過程中氫氣過量，即氫氣與反應(yīng)物的摩爾比大于化學(xué)計量比。通過分段進(jìn)料，對上一段反應(yīng)中殘余的氫氣進(jìn)行重復(fù)利用，顯著降低了氫氣循環(huán)量；同時，氫氣和反應(yīng)物的混合汽化后再分段進(jìn)料，能耗更低。所述設(shè)備結(jié)構(gòu)簡單，設(shè)備改造成本低。
【專利說明】一種加氫反應(yīng)過程中降低氫氣循環(huán)量的工藝及設(shè)備

【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明屬于化工領(lǐng)域，具體涉及一種加氫反應(yīng)過程中降低氫氣循環(huán)量的工藝及設(shè)備。
技術(shù)背景
[0002]加氫反應(yīng)是化工領(lǐng)域中十分常見的反應(yīng)方式，包括脂肪酸酯加氫反應(yīng)，脂肪酸加氫制脂肪醇、芳香硝基化合物加氫制芳胺、苯加氫制環(huán)己烷等反應(yīng)過程。以脂肪酸酯加氫反應(yīng)為例，脂肪醇是一種重要的有機(jī)化工原料，目前多數(shù)脂肪醇在工業(yè)生產(chǎn)中采用相應(yīng)的脂肪酸酯加氫反應(yīng)制得，如醋酸乙酯加氫制乙醇(化學(xué)工程師，2011，(9):25-27)、草酸酯加氫制乙二醇(天然氣化工，2009，34 (3):27-30)、己二酸二甲酯加氫制1，6-己二醇(精細(xì)化工中間體，2006，36 (5):67-69)、苯甲酸甲酯加氫制苯甲醇(化學(xué)學(xué)報，2006，64 (16):1615-1621)、棕櫚油或椰子油加氫制高碳醇(石油化工動態(tài)，1994，(4):13-20)等。脂肪酸酯加氫制醇具有產(chǎn)品質(zhì)量高的特點，國內(nèi)外多家知名公司均對脂肪酸酯加氫工藝及催化劑方面進(jìn)行了大量的研宄，并形成了各自代表性的技術(shù)。雖然各研宄機(jī)構(gòu)開發(fā)的技術(shù)具有不同的特點，但是從反應(yīng)工藝條件看，為了維持較高的脂肪酸酯轉(zhuǎn)化率和目的產(chǎn)物的選擇性，反應(yīng)過程中氫氣的量比化學(xué)計量值高幾十倍甚至幾百倍。反應(yīng)過程由于氫氣遠(yuǎn)遠(yuǎn)過量，大量的氫氣并未參與反應(yīng)而在系統(tǒng)中循環(huán)，因此循環(huán)氣壓縮機(jī)的功耗一般較大，且汽化器、反應(yīng)器等設(shè)備直徑過大，限制了單臺設(shè)備的生產(chǎn)加工和運(yùn)輸，從而限制了單臺設(shè)備的生產(chǎn)能力。其他類型的加氫反應(yīng)中也存在相同的問題。


【發(fā)明內(nèi)容】

[0003]本發(fā)明針對脂肪酸酯加氫反應(yīng)過程中氫氣遠(yuǎn)遠(yuǎn)過量，大量的氫氣并未參與反應(yīng)而在系統(tǒng)中循環(huán)，因此循環(huán)氣壓縮機(jī)的功耗一般較大，且汽化器、反應(yīng)器等設(shè)備直徑過大，限制了單臺設(shè)備的生產(chǎn)加工和運(yùn)輸，從而限制了單臺設(shè)備的生產(chǎn)能力的問題，優(yōu)化了工藝流程，在維持反應(yīng)條件和生產(chǎn)能力不變的前提下，降低循環(huán)氫氣的流量。
[0004]本發(fā)明通過以下技術(shù)方案來實現(xiàn):
[0005]一種加氫反應(yīng)過程中降低氫氣循環(huán)量的工藝，反應(yīng)器分段進(jìn)料，氫氣和反應(yīng)物的混合汽化料與上一段反應(yīng)器出料一起進(jìn)入下一段反應(yīng)器反應(yīng)，各段反應(yīng)過程中氫氣過量，即氫氣與反應(yīng)物的摩爾比大于化學(xué)計量比，反應(yīng)器最后一段反應(yīng)完成后的出料經(jīng)氣液分離后所得液相即為產(chǎn)品，所得氣相與新鮮氫氣混合進(jìn)入系統(tǒng)循環(huán)利用，所述反應(yīng)物為酯、脂肪酸、芳香硝基化合物、苯等待加氫的物料中的一種。通過分段進(jìn)料，對上一段反應(yīng)中殘余的氫氣進(jìn)行重復(fù)利用，顯著降低了氫氣循環(huán)量；同時，氫氣和反應(yīng)物的混合汽化后再分段進(jìn)料，能耗更低。所述反應(yīng)器分成多段或采用多個反應(yīng)器串聯(lián)，其中反應(yīng)器的段數(shù)或個數(shù)可根據(jù)設(shè)計需要靈活調(diào)整。
[0006]作為可選方式，在上述工藝中，一部分氫氣與反應(yīng)物混合汽化形成混合汽化料，所得的一部分混合汽化料與另一部分氫氣混合進(jìn)入反應(yīng)器第一段進(jìn)行反應(yīng)，在分段反應(yīng)器中，上一段反應(yīng)完成后的出料再與部分混合汽化料一起進(jìn)入下一段反應(yīng)器反應(yīng)。對氫氣進(jìn)行分流處理，更便于調(diào)整各段反應(yīng)中氫氣與反應(yīng)物的比值，控制更方便和準(zhǔn)確。
[0007]作為可選方式，在上述工藝中，反應(yīng)器最后一段的出料經(jīng)換熱器換熱進(jìn)行余熱再利用后再進(jìn)行氣液分離。有利于進(jìn)一步節(jié)能，減少能量浪費(fèi)，還有利于后續(xù)的氣液分離。
[0008]作為可選方式，在上述工藝中，反應(yīng)器最后一段的出料與反應(yīng)器中至少一段的進(jìn)料進(jìn)行換熱后再進(jìn)行氣液分離。余熱直接通過反應(yīng)體系回收利用，且反應(yīng)物料經(jīng)換熱器預(yù)熱后更有利于反應(yīng)的順利進(jìn)行。
[0009]作為可選方式，在上述工藝中，反應(yīng)器最后一段的出料經(jīng)過兩次換熱后再進(jìn)行氣液分離，反應(yīng)器最后一段的出料先與反應(yīng)器中至少一段的進(jìn)料進(jìn)行換熱后再與氫氣進(jìn)行二次換熱。余熱利用更徹底。
[0010]作為可選方式，在上述工藝中，保持進(jìn)入反應(yīng)器各段的氫氣總量與反應(yīng)物的比例基本相同。有利于對產(chǎn)品質(zhì)量均一性等性能的控制。
[0011 ] 作為可選方式，在上述工藝中，所述加氫反應(yīng)為酯類加氫反應(yīng)、脂肪酸加氫制脂肪醇、芳香硝基化合物加氫制芳胺、苯加氫制環(huán)己烷中的一種。
[0012]作為可選方式，在上述工藝中，所述加氫反應(yīng)器分為兩段或三段。
[0013]作為可選方式，在上述工藝中，所述反應(yīng)器采用采用多個加氫反應(yīng)器串聯(lián)的形式。直接采用現(xiàn)有設(shè)備拼接，設(shè)備改造成本更低。
[0014]本發(fā)明還提供了一種上述工藝的裝置，包括循環(huán)氣壓縮機(jī)、汽化器、反應(yīng)器、氣液分離器，所述反應(yīng)器分為多段，所述循環(huán)氣壓縮機(jī)出氣分為兩股分別通過帶調(diào)節(jié)閥的管道與汽化器和第一段反應(yīng)器的進(jìn)料口相連，所述汽化器的另一進(jìn)料口與反應(yīng)物供給管道相連，所述汽化器的出料又分為兩股，其中一股通過帶調(diào)節(jié)閥的管道與第一段反應(yīng)器的進(jìn)料口相連，另一股通過帶調(diào)節(jié)閥的管道分別與反應(yīng)器其余各段的進(jìn)料口相連，反應(yīng)器最后一段的出料口通過管道與氣液分離器進(jìn)料口相連，所述循環(huán)氣壓縮機(jī)的進(jìn)氣口分別與氫氣供給管道和氣液分離器的出料口相連。所述裝置結(jié)構(gòu)簡單，設(shè)備改造成本低，可以有效降低循環(huán)氫氣的量，且能耗低。
[0015]作為可選方式，在上述裝置中，所述反應(yīng)器分為兩段或三段。
[0016]作為可選方式，在上述裝置中，所述反應(yīng)器由多個加氫反應(yīng)器串聯(lián)而成。
[0017]作為可選方式，在上述裝置中，所述反應(yīng)器各段的進(jìn)料口處設(shè)置有換熱器。通過換熱器對反應(yīng)物料進(jìn)行預(yù)熱，有利于反應(yīng)的順利進(jìn)行。
[0018]作為可選方式，在上述裝置中，所述裝置中還設(shè)置有換熱器，所述反應(yīng)器最后一段的出料口先與換熱器連接再連接至氣液分離器進(jìn)料口。
[0019]作為可選方式，在上述裝置中，所述循環(huán)氣壓縮機(jī)出氣口處設(shè)置有換熱器。
[0020]作為可選方式，在上述裝置中，所述循環(huán)氣壓縮機(jī)出氣口處以及反應(yīng)器各段的進(jìn)料口處都設(shè)置有換熱器。
[0021 ] 作為可選方式，在上述裝置中，所述反應(yīng)器最后一段的出料口先與反應(yīng)器進(jìn)料口處的換熱器相連再與循環(huán)氣壓縮機(jī)出氣口處的換熱器連接再連接至氣液分離器進(jìn)料口。
[0022]作為可選方式，在上述裝置中，所述反應(yīng)器最后一段的出料口先與反應(yīng)器第一段的進(jìn)料口處的換熱器相連再與循環(huán)氣壓縮機(jī)出氣口處的換熱器連接再連接至氣液分離器進(jìn)料口
[0023]本說明書中公開的所有特征，或公開的所有方法或過程中的步驟，除了互相排斥的特征和/或步驟以外，均可以以任何方式組合。
[0024]本發(fā)明的有益效果:
[0025]本發(fā)明所述工藝通過分段進(jìn)料，對上一段反應(yīng)中殘余的氫氣進(jìn)行重復(fù)利用，顯著降低了氫氣循環(huán)量；同時，氫氣和反應(yīng)物的混合汽化后再分段進(jìn)料，能耗更低。所述裝置結(jié)構(gòu)簡單，設(shè)備改造成本低。

【專利附圖】

【附圖說明】
:
[0026]圖1為實施例1所述工藝流程和裝置的示意圖；
[0027]圖2為對比實施例1所述工藝流程和裝置的示意圖；
[0028]圖3為對比實施例2所述工藝流程和裝置的示意圖；
[0029]圖4為實施例3所述工藝流程和裝置的示意圖；
[0030]圖5為實施例4所述工藝流程和裝置的示意圖；
[0031]圖6為對比實施例4所述工藝流程和裝置的示意圖；
[0032]圖7為實施例6所述工藝流程和裝置的示意圖。
[0033]附圖標(biāo)記:設(shè)備I為汽化器，設(shè)備II為反應(yīng)器，設(shè)備III為氣液分離器，設(shè)備IV，設(shè)備V和設(shè)備VII為換熱器，設(shè)備VI為循環(huán)氣壓縮機(jī)。

【具體實施方式】
:
[0034]以下通過實施例的【具體實施方式】再對本發(fā)明的上述內(nèi)容作進(jìn)一步的詳細(xì)說明。但不應(yīng)當(dāng)將此理解為本發(fā)明上述主題的范圍僅限于以下的實例。在不脫離本發(fā)明的精神和原則之內(nèi)做的任何修改，以及根據(jù)本領(lǐng)域普通技術(shù)知識和慣用手段做出的等同替換或者改進(jìn)，均應(yīng)包括在本發(fā)明的保護(hù)范圍內(nèi)。
[0035]實施例1
[0036]草酸酯加氫合成乙二醇改進(jìn)工藝流程及設(shè)備如圖1所示。其中設(shè)備I為汽化器，設(shè)備II為反應(yīng)器，設(shè)備III為氣液分離器，設(shè)備IV，設(shè)備V和設(shè)備VII為換熱器，設(shè)備VI為循環(huán)氣壓縮機(jī)。各個設(shè)備之間通過管道或管件(圖中未標(biāo)出)連接。
[0037]草酸二乙酯加氫制乙二醇反應(yīng)過程中，進(jìn)入反應(yīng)器II中氫氣和草酸二乙酯的摩爾比控制在120左右，反應(yīng)壓力為3.0MPa?物流d為來自界外的草酸二乙酯，進(jìn)料量為10kmoI/h,物流a是氫氣，流量為8100kmol/h。物流a的氫氣經(jīng)分流得到物流b和物流C，物流b氫氣流量為6000kmol/h，物流c氫氣流量為2100kmol/h。物流d草酸二乙酯和物流b氫氣在汽化器I中接觸，并將液態(tài)的草酸二乙酯汽化，得到氫氣和草酸二乙酯的混合氣態(tài)物流e，物流e中氫氣為6000kmol/h，草酸二乙酯為100kmol/h。物流e再經(jīng)過分流得到物流f和物流g，其中物流f中氫氣流量為2100kmol/h，草酸二乙酯流量為35kmol/h ;物流g中氫氣流量為3900kmol/h，草酸二乙酯流量為65kmol/h。物流f和物流c混合得到物流h，則物流h中氫氣流量為4200kmol/h，草酸二乙酯流量為35kmol/h，物流h經(jīng)過換熱器V預(yù)熱后進(jìn)入反應(yīng)器II，其中氫酯比(氫氣與草酸二乙酯的摩爾比)為120。反應(yīng)器II分為兩段進(jìn)料，上段為物流h進(jìn)料，下段為物流g進(jìn)料。
[0038]草酸二乙酯加氫合成乙二醇的反應(yīng)方程式如下:
[0039](COOC2H5) 2+4H2— (CH 20H) 2+2C2H50H
[0040]反應(yīng)可通過控制反應(yīng)溫度，使的草酸二乙酯的轉(zhuǎn)化率達(dá)到100%，因此反應(yīng)器II上段經(jīng)過反應(yīng)后，氫氣流量為4060kmol/h，草酸二乙酯流量為O。此股物流再與物流g混合，進(jìn)入反應(yīng)器II下段，混合后的物流中氫氣流量為7960kmol/h，草酸二乙酯流量為65kmol/h，此物流的氫酯比為122。
[0041 ] 反應(yīng)后的物流經(jīng)過換熱器V和換熱器VII冷卻后進(jìn)入氣液分離器III，經(jīng)氣液分離后，液相的反應(yīng)產(chǎn)物送入精餾系統(tǒng)，氣相物流i氫氣流量為7700kmol/h返回至循環(huán)氣壓縮機(jī)VI循環(huán)使用。
[0042]本實施例中在維持草酸二乙酯進(jìn)料量lOOkmol/h，氫酯比為120左右時，反應(yīng)壓力
3.0MPa，經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)VI增壓的氫氣流量為8100kmol/h。壓縮機(jī)VI所作的功為主要是用于補(bǔ)償氫氣在循環(huán)過程中的壓力降，根據(jù)系統(tǒng)阻力計算本流程壓縮機(jī)VI對循環(huán)氣需要增壓240kPa，因此壓縮機(jī)所需要的軸功率為529.5kW，采用此流程汽化塔I不需要額外補(bǔ)充熱量即可以將草酸二乙酯汽化。
[0043]對比實施例1
[0044]采用如圖2所示的工藝流程和設(shè)備，仍然保持物流d草酸二乙酯的進(jìn)料量為10kmoI/h,進(jìn)入反應(yīng)器II時的氫酯比為120左右，反應(yīng)壓力為3.0MPa。則物流a的氫氣流量應(yīng)為12000kmol/h。反應(yīng)后經(jīng)由氣液分離器III分離出的物流c氫氣流量11600kmol/h。
[0045]本對比實施例中在維持草酸二乙酯進(jìn)料量100kmol/h，氫酯比為120左右時，經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)VI增壓的氫氣流量為12000kmol/h，本實施例壓縮機(jī)VI對循環(huán)氣需要增壓估算也為240kPa，因此壓縮機(jī)所需要的軸功率為784.5kW，采用此流程汽化塔I不需要額外補(bǔ)充熱量即可以將草酸二乙酯汽化。因此本實施例壓縮機(jī)單位時間所做的功比實施例1多48.1%，即需要消耗更多的能量用于增壓氣體。
[0046]對比實施例2
[0047]按照實施例1保持物流d草酸二乙酯總進(jìn)料量lOOkmol/h不變，即維持一定的裝置生產(chǎn)能力。反應(yīng)條件仍維持氫酯比為120，反應(yīng)壓力為3.0MPa。采用如圖3所示的兩段進(jìn)料方式，草酸二乙酯物流d通過汽化器I先汽化成氣態(tài)的草酸二乙酯，草酸二乙酯的汽化完全依靠外部蒸汽加熱汽化。汽化后的草酸二乙酯分成兩股f和g兩股，其中物流f草酸二乙酯的流量為50.85kmol/h，物流g草酸二乙酯的流量為49.15kmol/h。物流a為循環(huán)的氫氣，按照氫酯比120，物流a中氫氣的流量為6102kmol/h，物流a與物流f混合得到物流b，物流b由反應(yīng)器上段進(jìn)入加氫反應(yīng)器II。反應(yīng)可通過控制反應(yīng)溫度，使的草酸二乙酯的轉(zhuǎn)化率達(dá)到100%，因此反應(yīng)器II上段經(jīng)過反應(yīng)后，氫氣流量為5898.6kmol/h，草酸二乙酯流量為O。此股物流再與物流g混合，進(jìn)入反應(yīng)器II下段，混合后的物流中氫氣流量為5898.6kmol/h，草酸二乙酯流量為49.15kmol/h，此物流的氫酯比為120。
[0048]反應(yīng)后的物流經(jīng)過換熱器V和換熱器VII冷卻后進(jìn)入氣液分離器III，經(jīng)氣液分離后，液相的反應(yīng)產(chǎn)物送入精餾系統(tǒng)，氣相物流c氫氣流量為5702kmol/h返回至循環(huán)氣壓縮機(jī)VI循環(huán)使用。
[0049]本實施例中在維持草酸二乙酯進(jìn)料量100kmol/h，氫酯比為120左右時，經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)VI增壓的氫氣流量為6102kmol/h。本實施例壓縮機(jī)VI對循環(huán)氣需要增壓估算也為240kPa，因此壓縮機(jī)所需要的軸功率為398.9kW，采用此流程，在3MPa條件下汽化塔I需要額外補(bǔ)充22382.4kW熱量才能將草酸二乙酯汽化。與實施例1相比較，本實施例雖然壓縮機(jī)軸功率可降低27.4%，但是汽化塔需要額外補(bǔ)充熱量，綜合下來，本實施例比實施例1能量效果多出[(398.9+22382.4)/529.5] X 100%= 4302.4% 0
[0050]實施例2
[0051]將實施例1替換成乙酸乙酯加氫，乙酸乙酯加氫合成乙醇的反應(yīng)方程式如下:
[0052]CH3COOC2H5+2H2— 2C 2H5OH
[0053]參照文獻(xiàn)化學(xué)工程師，2011，(9):25_27，乙酸乙酯加氫制乙醇反應(yīng)過程中，進(jìn)入反應(yīng)器II中氫氣和乙酸乙酯的摩爾比控制在15左右，反應(yīng)壓力1.63MPa。物流d為來自界外的乙酸乙酯，進(jìn)料量為150.39kmol/h，物流a是氫氣，流量為1736.27kmol/h。物流a的氫氣經(jīng)分流得到物流b和物流C，物流b氫氣流量為1548kmol/h，物流c氫氣流量為188.27kmol/ho物流d乙酸乙酯和物流b氫氣在汽化器I中接觸，并將液態(tài)的乙酸乙酯汽化，得到氫氣和乙酸乙酯的混合氣態(tài)物流e，物流e中氫氣為1548kmol/h，乙酸乙酯為150.39kmol/h。物流e再經(jīng)過分流得到物流f和物流g，其中物流f中氫氣流量為411.73kmol/h，乙酸乙酯流量為40kmol/h ;物流g中氫氣流量為1136.27kmol/h，乙酸乙酯流量為110.39kmol/h。物流f和物流c混合得到物流h，則物流h中氫氣流量為600kmol/h，乙酸乙酯流量為40kmol/h，物流h經(jīng)過換熱器V預(yù)熱后進(jìn)入反應(yīng)器II，其中氫酯比(氫氣與乙酸乙酯的摩爾比)為15。反應(yīng)器II分為兩段進(jìn)料，上段為物流h進(jìn)料，下段為物流g進(jìn)料。
[0054]反應(yīng)可通過控制反應(yīng)溫度，使的乙酸乙酯的轉(zhuǎn)化率達(dá)到100%，因此反應(yīng)器II上段經(jīng)過反應(yīng)后，氫氣流量為520kmol/h，乙酸乙酯流量為O。此股物流再與物流g混合，進(jìn)入反應(yīng)器II下段，混合后的物流中氫氣流量為1656.27kmol/h，乙酸乙酯流量為110.39kmol/h，此物流的氫酯比為15。
[0055]反應(yīng)后的物流經(jīng)過換熱器V和換熱器VII冷卻后進(jìn)入氣液分離器III，經(jīng)氣液分離后，液相的反應(yīng)產(chǎn)物送入精餾系統(tǒng)，氣相物流i氫氣流量為1435.49kmol/h返回至循環(huán)氣壓縮機(jī)VI循環(huán)使用。
[0056]本實施例中在維持乙酸乙酯進(jìn)料量150.39kmol/h，氫酯比為15左右時，經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)VI增壓的氫氣流量為1736.27kmol/h，壓縮機(jī)需要的軸功率為138.6kW。
[0057]對比實施例3
[0058]按文獻(xiàn)化學(xué)工程師，2011，(9):25-27，物流d乙酸乙酯的進(jìn)料量為150.39kmol/h，進(jìn)入反應(yīng)器II時的氫酯比為15，反應(yīng)壓力1.63MPa。經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)VI增壓的氫氣流量應(yīng)為2274.16kmol/h，壓縮機(jī)需要的軸功率為181.6kW，與實施例2相比較，軸功率增加了31.0%，即需要消耗更多的能量用于增壓氣體。
[0059]實施例3
[0060]將實施例2反應(yīng)器分為三段進(jìn)料，如下圖4所示。
[0061]物流d為來自界外的乙酸乙酯，進(jìn)料量為150.39kmol/h，物流a是氫氣，流量為1058.29kmol/ho物流a的氫氣經(jīng)分流得到物流b和物流C，物流b氫氣流量為426.5kmol/h，物流c氫氣流量為636.56kmol/ho物流d乙酸乙酯和物流b氫氣在汽化器I中接觸，并將液態(tài)的乙酸乙酯汽化，得到氫氣和乙酸乙酯的混合氣態(tài)物流e，物流e中氫氣為1548kmol/h，乙酸乙酯為150.39kmol/ho物流e再經(jīng)過分流得到物流f和物流g，其中物流f中氫氣流量為113.44kmol/h，乙酸乙酯流量為40kmol/h ;物流g中氫氣流量為313.06kmol/h，乙酸乙酯流量為110.39kmol/ho物流f和物流c混合得到物流h，則物流h中氫氣流量為750kmol/h，乙酸乙酯流量為50kmol/h，物流h經(jīng)過換熱器V預(yù)熱后進(jìn)入反應(yīng)器II，其中氫酯比(氫氣與乙酸乙酯的摩爾比)為15。反應(yīng)器II分為三段進(jìn)料，上段為物流h進(jìn)料，中段為物流j進(jìn)料，下段為物流k進(jìn)料。
[0062]反應(yīng)可通過控制反應(yīng)壓力和溫度，使的乙酸乙酯的轉(zhuǎn)化率達(dá)到100%，因此反應(yīng)器II上段經(jīng)過反應(yīng)后，氫氣流量為650kmol/h，乙酸乙酯流量為O。此股物流再與物流j混合(j物流氫氣流量為151.58kmol/h，乙酸乙酯流量為53.45kmol/h)，進(jìn)入反應(yīng)器II中段，混合后的物流中氫氣流量為801.58kmol/h，乙酸乙酯流量為53.45kmol/h，此物流的氫酯比為15。
[0063]反應(yīng)器II中段反應(yīng)同樣可通過控制反應(yīng)壓力和溫度，使的乙酸乙酯的轉(zhuǎn)化率達(dá)到100%，因此反應(yīng)器II中段經(jīng)過反應(yīng)后，氫氣流量為694.68kmol/h，乙酸乙酯流量為O。此股物流再與物流k混合(k物流氫氣流量為161.48kmol/h，乙酸乙酯流量為56.94kmol/h)，進(jìn)入反應(yīng)器II下段，混合后的物流中氫氣流量為856.16kmol/h，乙酸乙酯流量為56.94kmol/h，此物流的氫酯比為15。
[0064]反應(yīng)后的物流經(jīng)過換熱器V和換熱器VII冷卻后進(jìn)入氣液分離器III，經(jīng)氣液分離后，液相的反應(yīng)產(chǎn)物送入精餾系統(tǒng)，氣相物流i氫氣流量為742.28kmol/h返回至循環(huán)氣壓縮機(jī)VI循環(huán)使用。
[0065]本實施例中在維持乙酸乙酯進(jìn)料量150.39kmol/h，反應(yīng)壓力1.63MPa，氫酯比為15左右時，經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)VI增壓的氫氣流量為1063.06kmol/h，壓縮機(jī)需要的軸功率為84.9kffo
[0066]實施例4
[0067]草酸酯加氫合成乙二醇改進(jìn)工藝流程和設(shè)備如圖5所示。其中設(shè)備I為汽化器，設(shè)備II為反應(yīng)器，設(shè)備III為氣液分離器，設(shè)備IV和設(shè)備V為換熱器，設(shè)備VI為循環(huán)氣壓縮機(jī)。各個設(shè)備之間通過管道或管件(圖中未標(biāo)出)連接。
[0068]草酸二乙酯加氫制乙二醇反應(yīng)過程中，進(jìn)入反應(yīng)器II中氫氣和草酸二乙酯的摩爾比控制在120左右。物流d為來自界外的草酸二乙酯，進(jìn)料量為100kmol/h，物流a是氫氣，流量為8100kmol/h。物流a的氫氣經(jīng)分流得到物流b和物流C，物流b氫氣流量為6000kmol/h,物流c氫氣流量為2100kmol/h。物流d草酸二乙酯和物流b氫氣在汽化器I中接觸，并將液態(tài)的草酸二乙酯汽化，得到氫氣和草酸二乙酯的混合氣態(tài)物流e，物流e中氫氣為6000kmol/h，草酸二乙醋為100kmol/h。物流e再經(jīng)過分流得到物流f和物流g，其中物流f中氫氣流量為2100kmol/h，草酸二乙酯流量為35kmol/h ;物流g中氫氣流量為3900kmol/h,草酸二乙酯流量為65kmol/h。物流f和物流c混合得到物流h，則物流h中氫氣流量為4200kmol/h，草酸二乙酯流量為35kmol/h，物流h經(jīng)過換熱器V預(yù)熱后進(jìn)入反應(yīng)器II，其中氫酯比(氫氣與草酸二乙酯的摩爾比)為120。反應(yīng)器II分為兩段進(jìn)料，上段為物流h進(jìn)料，下段為物流g進(jìn)料。
[0069]草酸二乙酯加氫合成乙二醇的反應(yīng)方程式如下:
[0070](COOC2H5) 2+4H2— (CH 20H) 2+2C2H50H
[0071]反應(yīng)可通過控制反應(yīng)壓力和溫度，使的草酸二乙酯的轉(zhuǎn)化率達(dá)到100%，因此反應(yīng)器II上段經(jīng)過反應(yīng)后，氫氣流量為4060kmol/h，草酸二乙酯流量為O。此股物流再與物流g混合，進(jìn)入反應(yīng)器II下段，混合后的物流中氫氣流量為7960kmol/h，草酸二乙酯流量為65kmol/h，此物流的氫酯比為122。
[0072]反應(yīng)后的物流經(jīng)過換熱器V冷卻后進(jìn)入氣液分離器III，經(jīng)氣液分離后，液相的反應(yīng)產(chǎn)物送入精餾系統(tǒng)，氣相物流i氫氣流量為7700kmol/h返回至循環(huán)氣壓縮機(jī)VI循環(huán)使用。
[0073]本實施例中在維持草酸二乙酯進(jìn)料量lOOkmol/h，氫酯比為120左右時，經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)VI增壓的氫氣流量為8100kmol/h。
[0074]本實施例與實施例1相比，由于氫氣在進(jìn)入汽化器之前未通過換熱器進(jìn)行預(yù)熱處理，其在汽化器中汽化更困難，其汽化消耗的能量更高。同樣的下述實施例5、實施例6分別與實施例2和實施例3相比也具有更高的能耗。
[0075]對比實施例4
[0076]按照傳統(tǒng)的工藝流程和設(shè)備(如圖6)，仍然保持物流d草酸二乙酯的進(jìn)料量為lOOkmol/h，進(jìn)入反應(yīng)器II時的氫酯比為120左右。則物流a的氫氣流量應(yīng)為12000kmol/ho反應(yīng)后經(jīng)由氣液分離器III分離出的物流c氫氣流量11600kmol/h。
[0077]本對比實施例中在維持草酸二乙酯進(jìn)料量100kmol/h，氫酯比為120左右時，經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)VI增壓的氫氣流量為12000kmol/h，比實施例4需要增加的8100kmol/h氫氣流量多出了 48.1%，即需要消耗更多的能量用于增壓氣體。
[0078]實施例5
[0079]將實施例4替換成乙酸乙酯加氫，乙酸乙酯加氫合成乙醇的反應(yīng)方程式如下:
[0080]CH3C00C2H5+2H2— 2C 2H50H
[0081]參照文獻(xiàn)化學(xué)工程師，2011，(9):25-27，乙酸乙酯加氫制乙醇反應(yīng)過程中，進(jìn)入反應(yīng)器II中氫氣和乙酸乙酯的摩爾比控制在15左右。物流d為來自界外的乙酸乙酯，進(jìn)料量為150.39kmol/h，物流a是氫氣，流量為1736.27kmol/h。物流a的氫氣經(jīng)分流得到物流b和物流C，物流b氫氣流量為1548kmol/h，物流c氫氣流量為188.27kmol/h。物流d乙酸乙酯和物流b氫氣在汽化器I中接觸，并將液態(tài)的乙酸乙酯汽化，得到氫氣和乙酸乙酯的混合氣態(tài)物流e，物流e中氫氣為1548kmol/h，乙酸乙酯為150.39kmol/h。物流e再經(jīng)過分流得到物流f和物流g，其中物流f中氫氣流量為411.73kmol/h，乙酸乙酯流量為40kmol/h ；物流g中氫氣流量為1136.27kmol/h，乙酸乙酯流量為110.39kmol/h。物流f和物流c混合得到物流h，則物流h中氫氣流量為600kmol/h，乙酸乙酯流量為40kmol/h，物流h經(jīng)過換熱器V預(yù)熱后進(jìn)入反應(yīng)器II，其中氫酯比(氫氣與乙酸乙酯的摩爾比)為15。反應(yīng)器II分為兩段進(jìn)料，上段為物流h進(jìn)料，下段為物流g進(jìn)料。
[0082]反應(yīng)可通過控制反應(yīng)壓力和溫度，使的乙酸乙酯的轉(zhuǎn)化率達(dá)到100%，因此反應(yīng)器II上段經(jīng)過反應(yīng)后，氫氣流量為520kmol/h，乙酸乙酯流量為O。此股物流再與物流g混合，進(jìn)入反應(yīng)器II下段，混合后的物流中氫氣流量為1656.27kmol/h，乙酸乙酯流量為110.39kmol/h，此物流的氫酯比為15。
[0083]反應(yīng)后的物流經(jīng)過換熱器V冷卻后進(jìn)入氣液分離器III，經(jīng)氣液分離后，液相的反應(yīng)產(chǎn)物送入精餾系統(tǒng)，氣相物流i氫氣流量為1435.49kmol/h返回至循環(huán)氣壓縮機(jī)VI循環(huán)使用。
[0084]本實施例中在維持乙酸乙酯進(jìn)料量150.39kmol/h，氫酯比為15左右時，經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)VI增壓的氫氣流量為1736.27kmol/ho
[0085]對比實施例5
[0086]按文獻(xiàn)化學(xué)工程師，2011，(9):25-27，物流d乙酸乙酯的進(jìn)料量為150.39kmol/h，進(jìn)入反應(yīng)器II時的氫酯比為15。經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)VI增壓的氫氣流量應(yīng)為2274.16kmol/ho比實施例2需要增加的1736.27kmol/h氫氣流量多出了 31.0%，即需要消耗更多的能量用于增壓氣體。
[0087]實施例6
[0088]將實施例5反應(yīng)器分為三段進(jìn)料，如圖7所示。
[0089]物流d為來自界外的乙酸乙酯，進(jìn)料量為150.39kmol/h，物流a是氫氣，流量為1058.29kmol/ho物流a的氫氣經(jīng)分流得到物流b和物流C，物流b氫氣流量為426.5kmol/h，物流c氫氣流量為636.56kmol/ho物流d乙酸乙酯和物流b氫氣在汽化器I中接觸，并將液態(tài)的乙酸乙酯汽化，得到氫氣和乙酸乙酯的混合氣態(tài)物流e，物流e中氫氣為1548kmol/h，乙酸乙酯為150.39kmol/ho物流e再經(jīng)過分流得到物流f和物流g，其中物流f中氫氣流量為113.44kmol/h，乙酸乙酯流量為40kmol/h ;物流g中氫氣流量為313.06kmol/h，乙酸乙酯流量為110.39kmol/ho物流f和物流c混合得到物流h，則物流h中氫氣流量為750kmol/h，乙酸乙酯流量為50kmol/h，物流h經(jīng)過換熱器V預(yù)熱后進(jìn)入反應(yīng)器II，其中氫酯比(氫氣與乙酸乙酯的摩爾比)為15。反應(yīng)器II分為三段進(jìn)料，上段為物流h進(jìn)料，中段為物流j進(jìn)料，下段為物流k進(jìn)料。
[0090]反應(yīng)可通過控制反應(yīng)壓力和溫度，使的乙酸乙酯的轉(zhuǎn)化率達(dá)到100%，因此反應(yīng)器II上段經(jīng)過反應(yīng)后，氫氣流量為650kmol/h，乙酸乙酯流量為O。此股物流再與物流j混合(j物流氫氣流量為151.58kmol/h，乙酸乙酯流量為53.45kmol/h)，進(jìn)入反應(yīng)器II中段，混合后的物流中氫氣流量為801.58kmol/h，乙酸乙酯流量為53.45kmol/h，此物流的氫酯比為15。
[0091]反應(yīng)器II中段反應(yīng)同樣可通過控制反應(yīng)壓力和溫度，使的乙酸乙酯的轉(zhuǎn)化率達(dá)到100%，因此反應(yīng)器II中段經(jīng)過反應(yīng)后，氫氣流量為694.68kmol/h，乙酸乙酯流量為O。此股物流再與物流k混合(k物流氫氣流量為161.48kmol/h，乙酸乙酯流量為56.94kmol/h)，進(jìn)入反應(yīng)器II下段，混合后的物流中氫氣流量為856.16kmol/h，乙酸乙酯流量為56.94kmol/h，此物流的氫酯比為15。
[0092]反應(yīng)后的物流經(jīng)過換熱器V冷卻后進(jìn)入氣液分離器III，經(jīng)氣液分離后，液相的反應(yīng)產(chǎn)物送入精餾系統(tǒng)，氣相物流i氫氣流量為742.28kmol/h返回至循環(huán)氣壓縮機(jī)VI循環(huán)使用。
[0093]本實施例中在維持乙酸乙酯進(jìn)料量150.39kmol/h，氫酯比為15左右時，經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)VI增壓的氫氣流量為1063.06kmol/ho與對比實施例5相比，需經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)VI增壓的氫氣量少53.3%。
[0094]以上所述僅為本發(fā)明的優(yōu)選實施例，對本發(fā)明而言僅是說明性的，而非限制性的；本領(lǐng)域普通技術(shù)人員理解，在本發(fā)明權(quán)利要求所限定的精神和范圍內(nèi)可對其進(jìn)行許多改變，修改，甚至等效變更，但都將落入本發(fā)明的保護(hù)范圍。
【權(quán)利要求】
1.一種加氫反應(yīng)過程中降低氫氣循環(huán)量的工藝，其特征在于，反應(yīng)器分段進(jìn)料，氫氣和反應(yīng)物的混合汽化料與上一段反應(yīng)器出料一起進(jìn)入下一段反應(yīng)器反應(yīng)，各段反應(yīng)過程中氫氣過量，即氫氣與反應(yīng)物的摩爾比大于化學(xué)計量比。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的加氫反應(yīng)過程中降低氫氣循環(huán)量的工藝，其特征在于，一部分氫氣與反應(yīng)物混合汽化形成混合汽化料，所得的一部分混合汽化料與另一部分氫氣混合進(jìn)入反應(yīng)器第一段進(jìn)行反應(yīng)，在分段反應(yīng)器中，上一段反應(yīng)完成后的出料再與部分混合汽化料一起進(jìn)入下一段反應(yīng)器反應(yīng)。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的加氫反應(yīng)過程中降低氫氣循環(huán)量的工藝，其特征在于，保持進(jìn)入反應(yīng)器各段的氫氣總量與反應(yīng)物的比例基本相同。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的加氫反應(yīng)過程中降低氫氣循環(huán)量的工藝，其特征在于，所述加氫反應(yīng)為酯類加氫反應(yīng)、脂肪酸加氫制脂肪醇、芳香硝基化合物加氫制芳胺、苯加氫制環(huán)己燒中的一種。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的加氫反應(yīng)過程中降低氫氣循環(huán)量的工藝，其特征在于，所述加氫反應(yīng)器分為兩端或三段。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的加氫反應(yīng)過程中降低氫氣循環(huán)量的工藝，其特征在于，所述反應(yīng)器采用多個加氫反應(yīng)器串聯(lián)的形式。
7.一種實現(xiàn)權(quán)利要求1所述工藝的裝置，其特征在于，包括循環(huán)氣壓縮機(jī)、汽化器、反應(yīng)器、氣液分離器，所述反應(yīng)器分為多段，各段之間依次串聯(lián)，所述循環(huán)氣壓縮機(jī)出氣分為兩股分別通過帶調(diào)節(jié)閥的管道與汽化器和第一段反應(yīng)器的進(jìn)料口相連，所述汽化器的另一進(jìn)料口與反應(yīng)物供給管道相連，所述汽化器的出料又分為兩股，其中一股通過帶調(diào)節(jié)閥的管道與第一段反應(yīng)器的進(jìn)料口相連，另一股通過帶調(diào)節(jié)閥的管道分別與反應(yīng)器其余各段的進(jìn)料口相連，反應(yīng)器最后一段的出料口通過管道與氣液分離器進(jìn)料口相連，所述循環(huán)氣壓縮機(jī)的進(jìn)氣口分別與氫氣供給管道和氣液分離器的出料口相連。
8.根據(jù)權(quán)利要求7所述的裝置，其特征在于，所述反應(yīng)器分為兩段或三段或由多個加氫反應(yīng)器串聯(lián)而成。
9.根據(jù)權(quán)利要求7所述的裝置，其特征在于，所述反應(yīng)器各段的進(jìn)料口處設(shè)置有換熱器。
10.根據(jù)權(quán)利要求9所述的裝置，其特征在于，所述反應(yīng)器最后一段的出料口先與換熱器連接再連接至氣液分離器進(jìn)料口。
【文檔編號】C07C29/149GK104478658SQ201410693940
【公開日】2015年4月1日 申請日期:2014年11月26日 優(yōu)先權(quán)日:2014年11月26日
【發(fā)明者】李揚(yáng), 陶鵬萬, 王科, 胡玉容 申請人:西南化工研究設(shè)計院有限公司