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复合换热组合固定床甲醇制 烃反应系统

阅读：326发布：2024-02-21

专利汇可以提供复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明涉及一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，通过在主反应器内设立主催化剂床层和补充催化剂床层形成组合固定床，在径向流主催化剂床层内设置固体导热件换热结构，引射器系统直接混合换热，形成复合换热模式，实现产物和原料间的高效换热，控制反应器床层的温度。装置造价低、占地面积小，运行成本低，安全性高。该反应装置节能环保，适用于煤化工、石油石化、热电产业等。，下面是复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，其特征在于，包括：固定床、精馏塔，所述固定床壳体内由上到下依次为第一缓存室、催化剂床层、第二缓存室、中间室、补充催化剂床层；所述催化剂床层相对于第一缓存室出口的喷嘴对称设置，所述催化剂床层的进口与第二缓存室之间还设置有导热件，所述固定床底部的物料出口与精馏塔塔底再沸器、油水分离器依次相连，所述油水分离器分别与干气缓存利用系统和水处理系统相连。
2.如权利要求1所述的复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，其特征在于，上述导热件位于主催化剂床层内部和入口侧。
3.如权利要求1所述的复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，其特征在于，所述甲醇原料的进料管道与第一缓存室之间设置有换热器。
4.如权利要求1所述的复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，其特征在于，所述主催化剂床层外侧与反应器壳体的内壁之间设置有外导热通道。
5.如权利要求1所述的复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，其特征在于，所述油水分离器的液烃出口与精馏塔的进料口之间设置有液烃泵。
6.如权利要求1所述的复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，其特征在于，所述精馏塔出料口与产品罐相连。
7.如权利要求1所述的复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，其特征在于，所述精馏塔塔顶的排气口与干气缓存利用系统进气口相连。
8.如权利要求1所述的复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，其特征在于，所述精馏塔塔底排液口与重烃罐进液口相连。
9.如权利要求1所述的复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，其特征在于，所述导热件的材料包括但不限于瓷球填料，碳钢、不锈钢、铝材。
10.权利要求1-9任一项所述的复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统在甲醇制烃中的应用。

说明书全文

复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统

技术领域

[0001] 本发明属于一种甲醇转化制取烃类产品的反应装置。具体是指以甲醇或粗甲醇为原料生产混合烃等燃油组分、烯烃、芳烃等烃类产品的反应系统，属于煤化工或天然气化工领域。

背景技术

[0002] 公开该背景技术部分的信息仅仅旨在增加对本发明的总体背景的理解，而不必然被视为承认或以任何形式暗示该信息构成已经成为本领域一般技术人员所公知的现有技术。

[0003] 通过适当的催化过程，甲醇可以转化为水和多种烃类产品，如烯烃、烷烃、芳烃以及上述烃类产品的混合物。依据目的产品的不同，现有甲醇制烃工艺包括甲醇制汽油，甲醇制烯烃和甲醇制芳烃等工艺。

[0004] 甲醇原料来源广泛，煤炭、石油、天然气、生物质等都可以由于生产甲醇，利用甲醇代替石油生产汽油柴油等燃油组分和烯烃芳烃等石化原料，对于世界石油供应安全具有重要意义。

[0005] 甲醇转化制汽油(MTG)技术是典型的甲醇制烃技术，由Mobil公司发明。自1974年起，该公司申请了多项有关甲醇转化制汽油的专利。

[0006] 甲醇制烯烃(MTO，MTP)，甲醇制芳烃(MTA)等工艺已经实现了产业化。

[0007] 甲醇制烃过程是一个放热过程，如何控制反应温度是该过程关注的重点。围绕温度控制问题，发展了多种工艺及其反应系统，现有的反应系统的形式包括绝热固定床、多管式固定床、多级冷激固定床、移动床、流化床等。

[0008] 美国专利3931349是Mobil公司早期公布的甲醇转化制烃类的专利，采用固定床两段转化工艺，其中第一段反应是甲醇脱水制二甲醚，一段出口物料，包括甲醇、二甲醚和水的混合物，进入二段反应器，在分子筛催化剂的作用下生成汽油馏分段产物。

[0009] 美国专利4579999则公布了另外一种两段法甲醇转化制汽油馏分段烃类产品的技术，其一段反应器中填装分子筛催化剂，将甲醇首先转化为低碳烯烃和部分烃，将C5+冷却分离后，低碳烯烃进入二段反应器，在烯烃聚合催化剂的作用下，进一步转化生成汽油馏分段产物。

[0010] 美国专利4689205公布了一种甲醇多段转化制取烃的技术。该专利公布的技术与美国专利4579999基本相似，在一段反应器中，甲醇在一定温度和压力条件下转化为C2—C4+ +烯烃和部分C5烃，将C5烃分离后，剩余部分进入第二段反应器，采用烯烃聚合催化剂，将第一段反应产生的低碳烯烃进一步聚合为汽油馏份的烃产品。所不同的是，该专利公布的技术中，第一段采用的是流化床反应器。

[0011] 中国发明专利200610048298.9提出了一种甲醇一步法制取烃类产品的工艺，特征是将三个阶段在一个反应器内完成，与两步法相比，具有工艺流程短优点。反应系统本身结构简单，用气相烃循环控制反应温度，循环比大，换热系统和分离系统投资大，动力消耗大。产品为汽油、液化气和重汽油等。

[0012] 申请号为200720101511.8的实用新型专利提出了一种冷激型的甲醇制汽油反应器，采用级间加入氮气等冷却气体的方式控制反应温度，产品为汽油、液化气和燃料气，未提及使冷却气体循环的动力来源。

[0013] 流化床工艺的特征是将甲醇制汽油的反应过程的三个阶段在流化床反应器内完成。采用流化床方式可以有效解决冷却问题，但流化床结构复杂，造价高，催化剂磨损大，催化剂粉末难以分离，运行成本高。

[0014] 现有多管式反应器以熔盐作为传热介质吸收反应热并生产蒸汽，但熔盐换热系统结构复杂，系统启停困难，设备投资大。

[0015] 绝热固定床反应器，结构简单，易于放大，得到推广应用。为了控制催化剂床层温度，现有的绝热固定床反应器，均有采用循环烃与甲醇原料混合进料的方式。反应产物经换热器冷却后送至油水分离器，干气、油、水分离后，液相油品经精馏系统进一步分为产品、副产品、循环烃等。循环烃需经过压缩机增压加热后再返回反应器入口。循环比可达5-20倍，因此，在整个装置中，包括反应、换热、分离、精制的全部处理过程中，包括循环烃在内的物料处理量为原料甲醇的10倍左右，是产品汽油的20倍左右，年产10万吨级汽油的甲醇制汽油装置，分离精制装备的规格投资相当于百万吨级的石油基炼厂。装置动力消耗大，换热量大，设备造价高。反应器产物出口与产物换热器之间用大口径高压高温阀门和法兰等连接，在停车、启动、运行、再生等过程中，温度压力变化范围大，高温高压易燃易爆气体泄漏风险大，安全、密封维护工作量大。

[0016] 为了减小甲醇制烃装置的动力消耗和设备投资，本发明人在发明专利《引射循环分级反应分步调整的甲醇制烃方法及装置》，(专利号：201610438258.9)，提供了一种引射循环分级反应分步调整的甲醇制烃方法及装置，具有目标产品收率高，动力消耗低，设备投资低的特点。该发明包含有3段反应器、高温产物换热器和5套引射器系统。工程实践和进一步的研究发现，相比于传统的固定床反应装置，该装置的动力消耗大幅度降低，产品收率提高，但仍存在两方面的问题，首先装置存在调试困难的问题，其中采用多套引射器是主要原因。其次维护工作量大，主要是因为采用多段反应器、高温产物换热器和多套引射器，需要许多价格较高的高温高压阀门、法兰等零部件，虽然口径相对于传统装置有所减小，但数量增加，在装置启动、运行、停车、再生等不同工况下，这些高温高压零部件的温度变化范围可以从常温到550℃以上，压力可以从常压到3.0兆帕以上，温度压力变化范围大，密封要求高，维护工作量大。

[0017] 综上所述，甲醇制烃是较强放热反应，控制反应温度是甲醇制烃工艺所必须要考虑的问题。固定床反应装置是应用广泛的甲醇制烃装置。现有的流化床、固定床等甲醇制烃反应系统均存在着动力消耗大，设备投资大等问题。

发明内容

[0018] 为了克服上述问题，本发明提供了一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统。通过采用复合换热方式的组合固定床甲醇制烃反应系统解决现有甲醇制烃工艺现有甲醇制烃反应系统所存在的动力消耗大，设备投资大的问题。

[0019] 为实现上述技术目的，本发明采用的技术方案如下：

[0020] 一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，包括：固定床、精馏塔8，所述固定床壳体17内由上到下依次为第一缓存室3、催化剂床层5、第二缓存室20、中间室19、补充催化剂床层18；所述催化剂床层5相对于第一缓存室3出口的喷嘴4对称设置，所述催化剂床层5的进口与第二缓存室20之间还设置有导热件22，所述固定床底部的物料出口与精馏塔8塔底再沸器14、油水分离器12依次相连，所述油水分离器12分别与干气缓存利用系统11和水处理系统13相连。

[0021] 研究发现，在现有的固定床甲醇制烃的反应过程中，甲醇在催化剂床层中，首先进行醚化和生成低碳烯烃的过程，在HZSM-5催化剂上，这一过程在温度超过200℃时可以较高的空速进行，并放出大部分反应热，这一过程在催化剂床层的入口端较薄的催化剂床层内即可完成。催化剂床层的后半段，主要是为确保未反应甲醇继续反应等过程，放热量较小。在需要芳烃产品或者温度和催化剂等条件许可的情况下，完成芳构化过程。

[0022] 利用甲醇制烃反应的这一特点，本发明将固定床甲醇制烃反应系统的催化剂床层分为两个部分：主催化剂床层和补充反应催化剂床层，共同形成组合固定床甲醇制烃反应系统。其中，主催化剂床层主要完成快速放热反应，不用因为要考虑确保甲醇转化率所带来的问题，床层可以适当减薄，有利于简化温度控制装置结构。控制较低的反应温度，以减缓结焦。补充催化剂床层主要确保甲醇的转化率，因为放热量小，可以不用设置额外的温度控制装置，简化结构。

[0023] 在一些实施例中，上述导热件22位于主催化剂床层5内部和入口侧。

[0024] 本发明在主催化剂床层内部和入口侧设立固体蓄热导热件，部分被催化剂颗粒吸收的反应热通过固体传热件的接触导热和固体导热，将催化剂颗粒的热量导向入口的固体蓄热导热件；部分被反应产物吸收的反应热通过向催化剂床层内的固体传热件的接触导热和固体导热，也将热量导向入口的固体蓄热导热件。不断流过主催化剂床层内部和入口侧固体蓄热导热件的原料甲醇被加热至反应温度后进入催化剂床层开始反应放热。产物和催化剂颗粒温度升高，向传热件传热，传热件再向原料甲醇传热。

[0025] 在一些实施例中，所述甲醇原料的进料管道与第一缓存室3之间设置有换热器23。来自于原料泵1的甲醇原料通过进料阀2，经由内置于第一缓存室3内的换热器23加热升温后经原料喷嘴4喷出形成高速气流，引射第一缓存室3内的高温产物气体，混合换热后进入主催化剂床层进口侧第二缓存室20，再经过导热件22加热升温后进入主催化剂床层，反应放热，一部分反应热经主催化剂床层的催化剂颗粒和导热件22用于加热反应物。另一部分反应热被产物携带出主催化剂床层。主催化剂床层出口产物，一部分经由主催化剂床层外侧与反应器壳体17的内壁之间的外导热通道21，进入第一缓存室3。另一部分经由中间室19进入补充催化剂床层反应后排出反应器壳体17，经产物阀16，进入精馏塔塔底再沸器换热冷却后，进入油水气分离器12，分离出来的水进入水处理系统13，C2以下干气进入干气回收利用系统11，C3+以上馏分经由液烃泵10进入精馏塔，分离出产品进入产品罐6，液化气进入液化气罐7，塔顶干气9进入干气回收利用系统9，塔底重烃进入重烃罐15。

[0026] 在一些实施例中，所述主催化剂床层5外侧与反应器壳体17的内壁之间设置有外导热通道21(即：气体通道)。本发明采用径向流来布置主催化剂床层，以缩短固体导热途径，减小热阻。反应原料从催化剂床层内侧进入催化剂床层，反应后，从催化剂床层外侧流出。流出的反应产物分为两路，一路经过补充催化剂床层完成反应后，携带部分反应热排出反应系统，进入分离系统，其余小量的反应热散热损失。另一路经主催化剂床层外侧与反应器壳体之间的通道进入引射器入口端缓存室内，通过引射器换热器与原料甲醇换热，进一步被引射器引射，与来自于引射器喷嘴的原料甲醇混合换热，再进一步经过主催化剂床层入口侧固体蓄热导热件加热升温至反应温度后，进入主催化剂床层反应。

[0027] 在一些实施例中，所述油水分离器12的液烃出口与精馏塔8的进料口之间设置有液烃泵10。

[0028] 在一些实施例中，所述精馏塔8出料口与产品罐6相连。C3+以上馏分经由液烃泵10泵入精馏塔，分离出产品(约占总烃产物的80％)进入产品罐6。

[0029] 在一些实施例中，所述精馏塔8塔顶的排气口与干气缓存利用系统11进气口相连。C2以下干气(约占总烃产物的1％)进入干气回收利用系统11。

[0030] 在一些实施例中，所述精馏塔8塔底排液口与重烃罐15进液口相连。塔底重烃(约占总烃产物的5％)进入重烃罐15。

[0031] 在一些实施例中，所述导热件22的材料包括但不限于瓷球填料，碳钢、不锈钢、铝材。优选导热系数高，价格适中的铝材。

[0032] 本发明还提供了任一上述的复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统在甲醇制烃中的应用。

[0033] 本发明的有益效果在于：

[0034] (1)本发明的优点在于动力消耗小，设备投资低。

[0035] (2)本发明取消了现有甲醇制烃装置的动力消耗较大气体压缩机，采用引射器对循环气体增压，甲醇液相加压，动力消耗大幅降低。

[0036] (3)本发明取消了现有甲醇制烃装置的外部循环烃系统及其换热系统，分离系统、精制系统，循环系统，设备投资大幅度降低。

[0037] (4)本发明采用一套内置引射器系统，反应系统工作稳定可靠，易于调试。

[0038] (5)本发明的引射器内置于反应器内部，与安装在反应器外部相比，引射器内外压差小，对强度刚度密封性要求低，便于制造，易于安装，不需设置保温层。气体流动阻力小，分配均匀。

[0039] (6)本发明所需的循环气体在反应器内部前段主催化剂床层内外循环流动，后段催化剂床层的流量远小于现有反应系统，催化剂利用效率高。

[0040] (7)本发明所需的循环气体在反应器内部前段催化剂床层内外循环流动，与现有反应工艺相比，反应器外的油水分离系统，精馏系统、循环烃蒸发过热系统的流量均大幅度降低，设备投资大幅度降低，能源动力消耗大幅降低。

[0041] (8)本发明通过将高温换热器、两段催化剂床层、引射器系统等高温装置置于一个反应器壳体内，解决了现有工艺需要大口径高温高压阀门、高温高压法兰所引起的密封要求高，维护工作量大的问题，提高了装置的安全性。

[0042] (9)本申请的系统结构简单、运行成本低、具有普适性，易于规模化生产。附图说明

[0043] 构成本申请的一部分的说明书附图用来提供对本申请的进一步理解，本申请的示意性实施例及其说明用于解释本申请，并不构成对本申请的不当限定。

[0044] 图1为实施例1的复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统。

[0045] 其中，原料泵1，进料阀2，第一缓存室3，换热器23，原料喷嘴4，催化剂床层5，产品罐6，液化气储罐7，精馏塔8，精馏塔塔顶干气9，液烃泵10，干气缓存利用系统11，油水气分离器12，水处理系统13，换热器14，重质烃15，产品阀16，反应器壳体17，补充催化剂床层18，中间室19，催化剂床层入口侧第二缓存室20，外导热通道21，导热件22，内导热通道45。

具体实施方式

[0046] 应该指出，以下详细说明都是例示性的，旨在对本申请提供进一步的说明。除非另有指明，本申请使用的所有技术和科学术语具有与本申请所属技术领域的普通技术人员通常理解的相同含义。

[0047] 需要注意的是，这里所使用的术语仅是为了描述具体实施方式，而非意图限制根据本申请的示例性实施方式。如在这里所使用的，除非上下文另外明确指出，否则单数形式也意图包括复数形式，此外，还应当理解的是，当在本说明书中使用术语“包含”和/或“包括”时，其指明存在特征、步骤、操作、器件、组件和/或它们的组合。

[0048] 正如背景技术所介绍的，针对目前流化床、固定床等甲醇制烃反应系统均存在着动力消耗大，设备投资大等问题。因此，本发明提出一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统。

[0049] 研究发现，在现有的固定床甲醇制烃的反应过程中，甲醇在催化剂床层中，首先进行醚化和生成低碳烯烃的过程，在HZSM-5催化剂上，这一过程在温度超过200℃时可以较高的空速进行，并放出大部分反应热，这一过程在催化剂床层的入口端较薄的催化剂床层内即可完成。催化剂床层的后半段，主要是为确保未反应甲醇继续反应等过程，放热量较小。在需要芳烃产品或者温度和催化剂等条件许可的情况下，完成芳构化过程。

[0050] 利用甲醇制烃反应的这一特点，本发明将固定床甲醇制烃反应系统的催化剂床层分为两个部分：主催化剂床层和补充反应催化剂床层，共同形成组合固定床甲醇制烃反应系统。其中，主催化剂床层主要完成快速放热反应，不用因为要考虑确保甲醇转化率所带来的问题，床层可以适当减薄，有利于简化温度控制装置结构。控制较低的反应温度，以减缓结焦。补充催化剂床层主要确保甲醇的转化率，因为放热量小，可以不用设置额外的温度控制装置，简化结构。

[0051] 研究发现，甲醇制烃的反应热约为1.7-1.8MJ/kg，将甲醇由25℃加热蒸发过热到300℃的甲醇气体，所需热量约1.7MJ/kg。甲醇气体在HZSM-5催化剂上在200℃以下即开始反应放热，在300℃以上时，反应速率较高。一般控制催化剂床层热点温度480℃以下。现有甲醇制烃绝热固定床的典型数据：催化剂床层入口温度340℃，循环比10，出口温度400℃。
甲醇制烃反应热也可使液相甲醇蒸发过热至反应温度以上。

[0052] 因此，利用甲醇制烃反应热可以将甲醇蒸发过热至反应温度；或者，将甲醇蒸发过热至反应温度所需的热量可以通过吸收甲醇制烃反应热来实现。

[0053] 在甲醇制烃过程中，原料甲醇在进入反应系统之前，首先吸收由加热装置提供的升温热Q1，由常温(例如25℃)，吸热蒸发过热至反应温度(例如300℃)，后进入催化剂床层，在催化剂床层内开始反应放热，温度升高，完成反应后，反应产物以较高的温度离开反应系统。在稳定工况下，催化剂床层温度要基本维持稳定，反应热Q2和升温热Q1均需排除系统，以维持系统的稳定运行。

[0054] 甲醇制烃反应热Q2较大，模拟计算表明，绝热温升超过600K，在现有甲醇制烃催化剂上，温度过高，将发生甲醇分解反应等副反应，一般控制温度在480℃以下，需要掺入循环烃以控制温升。在现有反应器出口，循环烃和新增反应产物共同再将Q1和Q2带出。

[0055] 在现有的甲醇制烃工艺装置中，对于反应系统而言，原料甲醇由常温液相蒸发过热至反应温度所需的热量是通过间壁式换热器先加入，再有产物和循环烃带出。Q2是反应热，必需带出反应系统以维持反应系统温度的稳定，通常也是在经过由产物和循环烃经过间壁式换热器转化利用。

[0056] 现有甲醇制烃工艺的换热方式主要是采用液相气相流体介质间壁式换热器换热，大量流体循环，反复完成升压、降压、升温、降温、蒸发、过热、冷凝、混合、分离、精制等过程，所以动力消耗大，动力设备、换热设备投资大。

[0057] 本发明采用复合换热方式，包括增加固体介质接触导热份额的方式解决现有主要依靠流体介质传热所带来的动力消耗大，设备投资大的问题。

[0058] 本发明所指的固相介质包括但不限于催化剂、填料瓷球、内件、反应器壳体、传热部件等固相的部件。在固相部件内部和相互接触的固相部件之间，热流方向总是从高温点指向低温区域。在甲醇制烃反应器内，包括从催化剂颗粒本身的高温点向低温区域传热；从高温催化剂颗粒向直接接触的低温催化剂颗粒传热；从催化剂颗粒向填料瓷球的传热，从瓷球向内件的传热，向反应器壳体的传热。总的传热效果包括从催化剂床层逆气流方向催化剂床层入口端传热，进一步向入口端填料、筛网、压板传热，并向流过的甲醇原料气传热。这一现象在现有的甲醇制烃反应器中是存在的，但热流强度弱，未被认识利用。本发明通过采取增强固体介质接触传热强度的方式，增加固体介质逆反应流体流动方向传热的份额，结合反应器内部引射循环等气固组合换热的温控方式，达到控制反应温度的目的。

[0059] 固相介质接触导热的方式几乎不需要动力，解决了现有反应器内外大量气体循环烃传热所带来的动力消耗大、设备投资大的问题。

[0060] 固相介质与液相甲醇、气相甲醇、反应产物互不相溶可以直接接触导热的方式，换热系数大，解决了现有循环烃控温方式所带来的设备投资大的问题。

[0061] 研究发现，在甲醇制烃的反应系统中，催化剂、填料瓷球、内件、反应器壳体等固相的部件的体积比热是气相的甲醇气体及其产物水和混合烃的体积比热的数百倍到千倍以上。这表明，气相产物一次通过催化剂床层，并不会使催化剂床层有明显温升，同时，因为气相产物与催化剂等固相结构的相互换热，气相产物的温升也会受到抑制。产物一次通过催化剂床层，产物和催化剂的温度略有升高，温升不大。当产物中混有惰性的循环气时，反应热在产物、循环气、催化剂床层不同位置之间互相往返传递，重新分配。在催化剂床层出口，产物和循环气的混合气体以高于进口温度的状态离开催化剂床层，循环比越小，温升越高。在冷车启动时，催化剂床层出口温度逐步上升，在稳定工况下，相比入口，催化剂床层出口也有温升，出口温度保持稳定。

[0062] 本发明在主催化剂床层内部和入口侧设立固体蓄热导热件，部分被催化剂颗粒吸收的反应热通过固体传热件的接触导热和固体导热，将催化剂颗粒的热量导向入口的固体蓄热导热件；部分被反应产物吸收的反应热通过催化剂床层内的固体传热件的接触导热和固体导热，也将热量导向入口的固体蓄热导热件。不断流过主催化剂床层内部和入口侧固体蓄热导热件的原料甲醇被加热至反应温度后进入催化剂床层开始反应放热。产物和催化剂颗粒温度升高，向传热件传热，传热件再向原料甲醇传热。

[0063] 固体蓄热导热件的材料包括但不限于瓷球填料，碳钢、不锈钢、铝材等，优选导热系数高，价格适中的铝材。

[0064] 本发明采用径向流来布置主催化剂床层，以缩短固体导热途径，减小热阻。反应原料从催化剂床层内侧进入催化剂床层，反应后，从催化剂床层外侧流出。流出的反应产物分为两路，一路经过补充催化剂床层完成反应后，携带部分反应热排出反应系统，进入分离系统，其余小量的反应热散热损失。另一路经主催化剂床层外侧与反应器壳体之间的通道进入引射器入口端缓存室内，通过引射器换热器与原料甲醇换热，进一步被引射器引射，与来自于引射器喷嘴的原料甲醇混合换热，再进一步经过主催化剂床层入口侧固体蓄热导热件加热升温至反应温度后，进入主催化剂床层反应。

[0065] 本发明采用反应器内置引射器复合固体导热方式确保换热能力。引射器是利用射流紊动扩散作用，进行传质传能的流体机械和混合反应设备。高压气流从喷嘴高速喷出，引射喷嘴周围的低压气体，两股气流在混合室和扩压器内混合、增压，在消耗了一定高压工作气体的条件下，提高了从吸入口进入引射器的低压气体压力，这种设备称为引射泵。工作流体以很高的速度从喷嘴出来，进入引射器的接受室，并把在引射器前的压力较低的介质带走。被带走的流体为引射流体，提高引射流体的压力而不直接消耗机械能，这是引射器最主要的性能。由于具有这种性质，在很多情况下，采用引射器比采用机械的增压设备(压缩机、泵、鼓风机和引风机等)更为简单、更为可靠。除了本身结构特别简单以外，引射器与各种设备连接的方法也很简单，制造也不复杂，在工程上得以广泛的应用。

[0066] 来自于原料泵1的甲醇原料通过进料阀2，经由内置于第一缓存室3内的换热器23加热升温后经原料喷嘴4喷出形成高速气流，引射第一缓存室3内的高温产物气体，混合换热后进入主催化剂床层进口侧第二缓存室20，再经过导热件22加热升温后进入主催化剂床层，反应放热，一部分反应热经主催化剂床层的催化剂颗粒和导热件22用于加热反应物。另一部分反应热被产物携带出主催化剂床层。主催化剂床层出口产物，一部分经由主催化剂床层外侧与反应器壳体17的内壁之间的外导热通道21，进入第一缓存室3。另一部分经由中间室19进入补充催化剂床层反应后排出反应器壳体17，经产物阀16，进入精馏塔塔底再沸器换热冷却后，进入油水气分离器12，分离出来的水进入水处理系统13，C2以下干气进入干气回收利用系统11，C3+以上馏分经由液烃泵10进入精馏塔，分离出产品进入产品罐6，液化气进入液化气罐7，塔顶干气9进入干气回收利用系统9，塔底重烃进入重烃罐15。

[0067] 导热件22，可以采用填料瓷球、金属材料等，优先采用金属材料，包括采用筛网，板，管等形式，结合内件的制造和安装进行。导热件与催化剂之间形成叠层结构，催化剂床层内混装惰性填料瓷球，金属丝，金属片等结构形式。

[0068] 以下通过具体的实施例对本申请的技术方案进行说明。

[0069] 实施例1，甲醇制汽油组分，液化气和重汽油组分。

[0070] 关于固体导热系统，导热件22的实施方式：主催化剂床层外侧立面和内侧立面用金属筛网，以护持催化剂床层，并减小气体流动阻力。顶面和底面用金属板封闭，并有加强结构与反应器壳体连接。以环形碳素钢板或铝制圆盘作为主要导热件，催化剂床层和环形铝制圆盘交替叠层，通过调整催化剂床层厚度和沿半径方向的分布，铝盘厚度和半径等因素，可以得到满足需要的温度场分布。

[0071] 关于引射换热系统的选择设计，第一缓存室3内的高温气体将热量通过换热器23传热给引射器系统内的工作流体原料甲醇，使原料甲醇升温，也增加了引射器的工作能力，而自身冷却而降温也有利于提高引射器的引射系数。通过增大换热器23的换热能力，可以提高引射器的引射比，但是换热器23的造价会有所提高。优化导热件结构，增加固体导热所占份额，可以降低对换热器23换热能力的要求，降低造价。

[0072] 加热升温后的甲醇原料经原料喷嘴4喷出形成高速气流，高速气流进入喇叭口型通道降速增压后，从催化剂床层的入口侧的内导热通道45进入催化剂床层5，同时，催化剂床层5入口侧的导热件22吸收反应热后，将该部分热量传递给入口侧的气流，然后，气流经内导热通道45穿过催化剂床层5的主体部分进行反应，最终，由催化剂床层5出口侧排除。

[0073] 所述导热件22经过密闭处理，使气体只能穿过催化剂床层5主体后，由催化剂床层5出口侧排出。

[0074] 所述催化剂床层5的中心为喇叭口型的通道(直径逐渐由小变大)，该喇叭口型通道的侧壁为催化剂床层5的入口侧，所述催化剂床层的最外侧(靠近固定床壳体的一侧)为催化剂床层5的出口侧。

[0075] 本申请中引射器是指：喷嘴4与喇叭口型的通道组成的结构。

[0076] 本申请的固体导热并不仅限于催化剂床层的导热件22，构成催化剂床层的内导热通道、隔板、肋板，以及相应的固定床壳体、缓存室等固态连接的各部件都可以作为导热件22的延伸，促进反应热的导出。

[0077] 其中，内导热通道45中空式设计可以有效地保证反应热量与导热件22之间的热交换效率，达到控制反应温度，减缓结焦的目的。

[0078] 采用固体导热与引射器系统复合导热的方式，可以满足甲醇制烃装置催化剂床层温度控制的需要。固体导热与引射器混合换热的换热份额也可适当调整。增加固体导热的份额，可以减小换热器23的换热面积，甚至可以省掉换热器23。

[0079] 来自于原料泵1的甲醇原料，压力为1.3-1.5Mpa，温度为25℃--30℃，通过进料阀2，经由内置于第一缓存室3内的换热器23加热升温至150℃-160℃后经原料喷嘴4以1.2-
1.4Mpa的压力喷出，形成高速气流，引射第一缓存室3内的压力为0.9-1.0Mpa，温度为300℃--310℃的高温产物气体，混合换热后形成压力为1.1-1.3Mpa，温度为200℃--250℃的混合气体进入主催化剂床层进口侧第二缓存室20，再经过导热件22加热升温至300℃-320℃后进入主催化剂床层5，反应放热，一部分反应热(10％-15％)经主催化剂床层5的催化剂颗粒和导热件22用于加热反应物。另一部分反应热(80％-90％)被产物携带出主催化剂床层。
主催化剂床层出口产物，为压力为0.9-1.0Mpa，温度为350℃--450℃的高温产物气体，一部分(80％-90％)经由主催化剂床层外侧与反应器壳体17的内壁之间的外导热通道21，进入第一缓存室3。另一部分(10％-20％)经由中间室19进入补充催化剂床层18反应后排出反应器壳体17，反应热量部分传递给反应器壳体17，反应产物压力为0.9-1.0Mpa，温度为380℃--460℃的高温产物气体，经产物阀16，进入精馏塔塔底再沸器(即换热器14)换热冷却后，进入油水气分离器12，分离出来的水进入水处理系统13，C2以下干气(约占总烃产物的
1％)进入干气回收利用系统11，C3+以上馏分经由液烃泵10泵入精馏塔，分离出产品(约占总烃产物的80％)进入产品罐6，液化气(约占总烃产物的13％)进入液化气罐7，塔顶干气9(约占总烃产物的1％)进入干气回收利用系统9，塔底重烃(约占总烃产物的5％)进入重烃罐15。

[0080] 与现有固定床甲醇制汽油工艺装置相比，取消了大功率的循环气体压缩机，动力消耗大幅度降低。换热器个数和总换热面积大幅度降低，设备投资大幅度降低。

[0081] 实施例2

[0082] 甲醇制混合芳烃。参见附图1，甲醇与轻芳烃反应，可以生产多烷基芳烃，如，三甲基苯，均四甲苯等。作为化工原料，附加值高于汽油。增加导热件22的在主催化剂床层中分布密度，增加固体导热的份额，可简化掉换热器23。

[0083] 来自于原料泵1的甲醇原料，压力为2.5-2.6Mpa，温度为25℃--30℃，通过进料阀2，经由经原料喷嘴4以2.5-2.6Mpa的压力喷出，形成高速甲醇气雾流，引射第一缓存室3内的压力为1.0-1.2Mpa，温度为380℃--450℃的高温产物气体，混合换热后形成压力为1.2-
1.4Mpa，温度为150℃--200℃的混合气体进入主催化剂床层进口侧第二缓存室20，再经过导热件20加热升温至310℃-350℃后进入主催化剂床层，反应放热，一部分反应热(10％-
15％)经主催化剂床层的催化剂颗粒和导热件22用于加热反应物。另一部分反应热(80％-
90％)被产物携带出主催化剂床层。主催化剂床层出口产物，为压力为1.1-1.3Mpa，温度为
360℃--460℃的高温产物气体，一部分(80％-90％)经由主催化剂床层外侧与反应器壳体
17的内壁之间的外导热通道21，进入第一缓存室3。另一部分(10％-20％)经由中间室19进入补充催化剂床层反应后排出反应器壳体17，反应热量部分传递给反应器壳体17，反应产物压力为1.0-1.1Mpa，温度为380℃--480℃的高温产物气体，经产物阀16，进入精馏塔塔底再沸器(即换热器14)换热冷却后，进入油水气分离器12，分离出来的水进入水处理系统13，C2以下干气(约占总烃产物的1％)进入干气回收利用系统11，C3+以上馏分经由液烃泵10泵入精馏塔，分离出混合轻芳烃产品(约占总烃产物的60％)进入产品罐6，混合轻烃(约占总烃产物的12％)进入液化气罐7，塔顶干气9(约占总烃产物的2％)进入干气回收利用系统9，塔底混合重芳烃(约占总烃产物的25％)进入重烃罐15。

[0084] 与现有固定床甲醇制芳烃工艺装置相比，取消了大功率的循环气体压缩机，动力消耗大幅度降低。换热器个数和总换热面积大幅度降低，设备投资大幅度降低。

[0085] 实施例3

[0086] 一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，包括：固定床、精馏塔8，所述固定床壳体17内由上到下依次为第一缓存室3、催化剂床层5、第二缓存室20、中间室19、补充催化剂床层18；所述催化剂床层5相对于第一缓存室3出口的喷嘴4对称设置，所述催化剂床层5的进口与第二缓存室20之间还设置有导热件22，所述固定床底部的物料出口与精馏塔8塔底再沸器14、油水分离器12依次相连，所述油水分离器12分别与干气缓存利用系统11和水处理系统13相连。

[0087] 实施例4

[0088] 一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，包括：固定床、精馏塔8，所述固定床壳体17内由上到下依次为第一缓存室3、催化剂床层5、第二缓存室20、中间室19、补充催化剂床层18；所述催化剂床层5相对于第一缓存室3出口的喷嘴4对称设置，所述催化剂床层5的进口与第二缓存室20之间还设置有导热件22，所述固定床底部的物料出口与精馏塔8塔底再沸器14、油水分离器12依次相连，所述油水分离器12分别与干气缓存利用系统11和水处理系统13相连。

[0089] 所述导热件22位于主催化剂床层5内部和入口侧。

[0090] 实施例5

[0091] 一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，包括：固定床、精馏塔8，所述固定床壳体17内由上到下依次为第一缓存室3、催化剂床层5、第二缓存室20、中间室19、补充催化剂床层18；所述催化剂床层5相对于第一缓存室3出口的喷嘴4对称设置，所述催化剂床层5的进口与第二缓存室20之间还设置有导热件22，所述固定床底部的物料出口与精馏塔8塔底再沸器14、油水分离器12依次相连，所述油水分离器12分别与干气缓存利用系统11和水处理系统13相连。

[0092] 所述甲醇原料的进料管道与第一缓存室3之间设置有换热器23。

[0093] 实施例6

[0094] 一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，包括：固定床、精馏塔8，所述固定床壳体17内由上到下依次为第一缓存室3、催化剂床层5、第二缓存室20、中间室19、补充催化剂床层18；所述催化剂床层5相对于第一缓存室3出口的喷嘴4对称设置，所述催化剂床层5的进口与第二缓存室20之间还设置有导热件22，所述固定床底部的物料出口与精馏塔8塔底再沸器14、油水分离器12依次相连，所述油水分离器12分别与干气缓存利用系统11和水处理系统13相连。

[0095] 所述主催化剂床层5外侧与反应器壳体17的内壁之间设置有外导热通道21。

[0096] 实施例7

[0097] 一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，包括：固定床、精馏塔8，所述固定床壳体17内由上到下依次为第一缓存室3、催化剂床层5、第二缓存室20、中间室19、补充催化剂床层18；所述催化剂床层5相对于第一缓存室3出口的喷嘴4对称设置，所述催化剂床层5的进口与第二缓存室20之间还设置有导热件22，所述固定床底部的物料出口与精馏塔8塔底再沸器14、油水分离器12依次相连，所述油水分离器12分别与干气缓存利用系统11和水处理系统13相连。

[0098] 所述油水分离器12的液烃出口与精馏塔8的进料口之间设置有液烃泵10。

[0099] 实施例8

[0100] 一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，包括：固定床、精馏塔8，所述固定床壳体17内由上到下依次为第一缓存室3、催化剂床层5、第二缓存室20、中间室19、补充催化剂床层18；所述催化剂床层5相对于第一缓存室3出口的喷嘴4对称设置，所述催化剂床层5的进口与第二缓存室20之间还设置有导热件22，所述固定床底部的物料出口与精馏塔8塔底再沸器14、油水分离器12依次相连，所述油水分离器12分别与干气缓存利用系统11和水处理系统13相连。

[0101] 所述精馏塔8出料口与产品罐6相连。

[0102] 实施例9

[0103] 一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，包括：固定床、精馏塔8，所述固定床壳体17内由上到下依次为第一缓存室3、催化剂床层5、第二缓存室20、中间室19、补充催化剂床层18；所述催化剂床层5相对于第一缓存室3出口的喷嘴4对称设置，所述催化剂床层5的进口与第二缓存室20之间还设置有导热件22，所述固定床底部的物料出口与精馏塔8塔底再沸器14、油水分离器12依次相连，所述油水分离器12分别与干气缓存利用系统11和水处理系统13相连。

[0104] 所述精馏塔8塔顶的排气口与干气缓存利用系统11进气口相连。C2以下干气(约占总烃产物的1％)进入干气回收利用系统11。

[0105] 实施例10

[0106] 一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，包括：固定床、精馏塔8，所述固定床壳体17内由上到下依次为第一缓存室3、催化剂床层5、第二缓存室20、中间室19、补充催化剂床层18；所述催化剂床层5相对于第一缓存室3出口的喷嘴4对称设置，所述催化剂床层5的进口与第二缓存室20之间还设置有导热件22，所述固定床底部的物料出口与精馏塔8塔底再沸器14、油水分离器12依次相连，所述油水分离器12分别与干气缓存利用系统11和水处理系统13相连。

[0107] 所述精馏塔8塔底排液口与重烃罐15进液口相连。塔底重烃(约占总烃产物的5％)进入重烃罐15。

[0108] 实施例11

[0109] 一种复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统，包括：固定床、精馏塔8，所述固定床壳体17内由上到下依次为第一缓存室3、催化剂床层5、第二缓存室20、中间室19、补充催化剂床层18；所述催化剂床层5相对于第一缓存室3出口的喷嘴4对称设置，所述催化剂床层5的进口与第二缓存室20之间还设置有导热件22，所述固定床底部的物料出口与精馏塔8塔底再沸器14、油水分离器12依次相连，所述油水分离器12分别与干气缓存利用系统11和水处理系统13相连。

[0110] 所述导热件22的材料包括但不限于瓷球填料，碳钢、不锈钢、铝材。优选导热系数高，价格适中的铝材。

[0111] 最后应该说明的是，以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，对于本领域的技术人员来说，其依然可以对前述实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分进行等同替换。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。上述虽然对本发明的具体实施方式进行了描述，但并非对本发明保护范围的限制，所属领域技术人员应该明白，在本发明的技术方案的基础上，本领域技术人员不需要付出创造性劳动即可做出的各种修改或变形仍在本发明的保护范围以内。

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复合换热组合固定床甲醇制烃反应系统

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