CN115990437B - 一种控制反应器内每段催化剂床层进料温度和温升的方法、系统与应用 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种控制反应器内每段催化剂床层进料温度和温升的方法、系统与应用，所述方法以原料I和原料II为原料进行反应(尤其进行放热反应)，其中原料II逐级与反应器每段的反应产物换热，当原料I中与原料II发生反应的组分含量发生变化影响反应器每段温度时，控制每段去换热的反应产物量并控制去换热的原料I的量，目的是维持每段催化剂床层入口温度变化不超过±2％和温升变化不超过±10％。主要解决了现有技术每段催化剂床层进料温度和温升不均和产品收率低、装置能耗大的问题。
Description
技术领域
本发明属于化工工艺领域，尤其涉及温度控制方法，具体的，涉及一种控制反应器内每段催化剂床层进料温度和温升的方法、系统与应用。
背景技术
在现有技术中，在采用多段催化加床层进行反应(尤其是放热反应)时，如果原料中的组成不稳定，很容易造成反应器内每段催化剂床层入口难以控制在相同温度和相同温升，例如，稀乙烯气相法制乙苯技术。
稀乙烯气相法制乙苯技术是将催化干气等石油工业催化裂化副产物中的乙烯与苯烷基化反应直接增值转化为化工产品乙苯，有效利用了废弃资源，减少了碳排放。
CN1250494C公开了一种催化干气制乙苯工艺流程，它具有管道不受腐蚀，苯回收率达99.5％以上，装置能耗为国内最低水平的优点。它包括水洗塔、烃化反应器、粗分塔、吸收塔、苯塔、脱甲苯塔、乙苯塔、脱多乙苯塔、二乙苯塔、换热器、机泵、罐，催化干气首先经水洗塔水洗，脱出干气中携带的MDEA，然后进入烃化反应器反应，反应产物经过换热器换热，进入粗分塔，粗分塔顶不凝气经冷凝冷却至5～20℃，进入吸收塔，粗分塔底液经泵加压后进入苯塔、脱甲苯塔、乙苯塔、脱多乙苯塔、二乙苯塔顺序分离出循环苯、甲苯、乙苯、丙苯、重组分和二乙苯，反烃化反应产物经换热后进入苯塔。本发明适合改造现有的催化干气制乙苯工艺流程。
CN101768043A公开了一种稀乙烯与苯反应制乙苯的方法，使用炼油厂干气中的稀乙烯为原料，经过水洗和选择性脱除丙烯后分段进入烃化反应器，在沸石催化剂存在下和苯进行烃化反应，烃化反应过程采用干气和/或低温气相苯取热，减少反应温升；烃化反应产物汽液分离后，尾气经低温吸收排出装置，液体产物经分离系统依次分离出循环苯、乙苯、丙苯、二乙苯和重组分；二乙苯与苯混合进入反烃化反应器在分子筛催化剂上进行反烃化反应进一步转化为乙苯。本发明有效降低稀乙烯制乙苯过程的苯耗和能耗，乙烯转化率不低于99％，生成乙苯的总选择性不低于99％，尾气携带苯回收率不低于99.5％，乙苯中二甲苯含量在800ppm以下。
CN107935805A公开了一种基于原料中乙烯含量上升的干气制乙苯装置扩产方法，属于石油化工干气制乙苯装置技术领域。通过将干气精制工段富溶剂由两步再生合并为一步再生，消除了循环干气对进料干气的返混，使净化干气中杂质含量大幅度降低，烃化产物中甲苯、二甲苯及异丙苯等副产物量也大幅度降低。在乙苯精制工段，通过粗分塔顶采循环苯的方法，缓解了苯塔的负荷，提高了循环苯量，保证了烃化反应中苯烯比扩产前后不变，同时由于乙苯中杂质量的降低，使乙苯塔回流比降低，保证了乙苯塔的负荷。如此通过逐步消除瓶颈的系统策略，可实现在主体设备不更换、装置单耗不增加的情况下进行扩产。
这些技术循环苯是在低温下进入加热炉，使得循环苯加热炉负荷大，急冷苯直接在段间注入，使得总苯烯比增加，苯塔负荷增加，装置能耗增大。此外，这些技术的原料在脱除丙烯后都以单一的温度直接进入反应器，但是由于原料的乙烯含量并不稳定，通常乙烯含量会在10～60％上下波动，造成烷基化反应器内每段催化剂床层入口难以控制在相同温度和相同温升。通常，在乙烯浓度降低时，会造成反应器第一段床层温升高，而之后的几段床层入口温度难以达到设计要求温度，乙苯收率降低；在乙烯浓度升高时，又会造成反应器后几段床层入口温度超过设计要求温度，副反应增加，关键杂质二甲苯浓度增高，催化剂失活加快。
发明内容
为了克服现有技术中存在的问题，本发明提供了一种控制反应器内每段催化剂床层进料温度和温升的方法、系统与应用。所述方法以原料I和原料II为原料进行反应(尤其进行放热反应)，其中原料II逐级与反应器每段的反应产物换热，当原料I中与原料II发生反应的组分含量发生变化影响反应器每段温度时，控制每段去换热的反应产物量并控制去换热的原料I的量，目的是维持每段催化剂床层入口温度变化不超过±2％和温升变化不超过±10％。主要解决了现有技术每段催化剂床层进料温度和温升不均和产品收率低、装置能耗大的问题。
本发明的目的之一在于提供一种控制反应器内每段催化剂床层进料温度和温升的方法，包括：原料I和原料II于含有N段催化剂床层的反应器内进行放热反应，原料I分N股分别各自独立地自每段催化剂床层进入所述反应器，原料II(以一股的方式)自第1段催化剂床层进入所述反应器，在每段催化剂床层的下部引出反应产物，所述原料II由下往上依次与每段反应产物进行换热；其中：
第1～N-1段催化剂床层的反应产物经换热后循环回反应器(优选自下一段催化剂床层的上方循环回反应器)，第N段反应产物经换热后采出；
换热后的原料II在每次换热后任选地采用冷却介质进行冷却，最后经任选的加热处理后自第1段催化剂床层进入所述反应器；
所述反应器的催化剂床层自上而下依次为第1段催化剂床层、第2段催化剂床层、第3段催化剂床层、…、第N段催化剂床层。
其中，在上述(2)中，原料II以一股的方式依次与第N段催化剂床层、…、第3段催化剂床层、第2段催化剂床层、第1段催化剂床层引出的反应产物进行换热。所述原料I中包括可以与原料II发生反应的组分，也还可以包括除此之外的其他组分，优选原料I中含有1～99wt％的可以与原料II发生反应的组分。所述反应器为多段固定床反应器，例如轴向多段固定床反应器。优选地，原料I为稀乙烯，原料II为苯。
在一种优选的实施方式中，所述原料I在反应器的段间按比例分配(即每段催化剂床层按比例分配)，其进料量根据式(1)和式(2)获得：
在式(1)和式(2)中，α为原料I的分配系数，0.5≤α≤1.5；n1为第一段原料I中与原料II发生反应的组分的摩尔进料量，mol/h；nTotal为原料I中与原料II发生反应的组分的总摩尔进料量，mol/h；nN为第N段原料I中与原料II发生反应的组分的摩尔进料量，mol/h；nN-1为第N-1段原料I中与原料II发生反应的组分的摩尔进料量，mol/h；N≥2。
优选地，采用α≠1，因为发明人经过实验发现当α≠1时的效果要优于α＝1。
在一种优选的实施方式中，所述原料I中包括可以与原料II发生反应的组分与任选的除此之外的其他组分，优选原料I中含有1～99wt％的可以与原料II发生反应的组分。
在一种优选的实施方式中，原料II在与第2～N段反应产物的每次换热后至少有一次采用冷却介质进行冷却，其中，所述第2～N段反应产物是指第2～N段催化剂床层的反应产物。
其中，通过使冷却介质与原料II进行换热来控制原料II的温度。冷却处理换热后的原料II后可以提高其对剩余段反应产物的换热效率。
在进一步优选的实施方式中，与第2段反应产物换热后的原料II采用冷却介质进行冷却，其中，第2段反应产物是指第2段催化剂床层引出的反应产物。
在更进一步优选的实施方式中，所述冷却于冷却器进行，在所述冷却器上设置有温度控制单元，用于控制冷却介质的流量，目的是控制原料II在冷却器出口的温度。
在一种优选的实施方式中，所述加热处理于加热炉内进行。
其中，在所述反应器内进行的是气相反应，优选为放热反应。
在一种优选的实施方式中，控制换热后的每段反应产物温度为250～450℃，和/或，控制每段催化剂床层上方的进料温度各自独立地为250～450℃，和/或，控制每段催化剂床层上方的进料压力0.5～2.0MPaG；和/或，控制每段催化剂床层温升为5～30℃。
在进一步优选的实施方式中，控制换热后的每段反应产物温度为300～400℃，和/或，控制每段催化剂床层上方的进料温度各自独立地为300～400℃，和/或，控制每段催化剂床层上方的进料压力0.8～1.5MPaG；和/或，控制每段催化剂床层温升为10～26℃。
例如，控制换热后的每段反应产物温度为300℃、320℃、340℃、360℃、380℃或400℃，和/或，控制每段催化剂床层上方的进料温度各自独立地为300℃、320℃、340℃、360℃、380℃或400℃，和/或，控制每段催化剂床层上方的进料压力0.8MPaG、1MPaG、1.2MPaG、1.4MPaG或1.5MPaG；和/或，控制每段催化剂床层温升为10℃、12℃、14℃、16℃、18℃、20℃、22℃、24℃或26℃。
其中，所述每段反应产物是指每段催化剂床层的反应产物，第1段催化剂床层上方的进料温度是指进入第1段催化剂床层的原料I和原料II混合后的温度，第2～N段催化剂床层上方的进料温度是指进入该段催化剂床层的原料I和上一段床层换热后的反应产物混合后的温度。
在一种优选的实施方式中，当原料I中与原料II发生反应的组分含量发生变化时，通过调节每段反应产物的流量、原料II的流量、原料II的加热温度、冷却介质的流量中的至少一种，控制每段催化剂床层进料温度变化不超过±2％(优选不超过±1％、例如不变)且每段催化剂床层温升变化不超过±10％(优选不超过±8％、例如不超过1％)。
其中，原料I中与原料II发生反应的组分含量发生变化的主要原因是受其上游反应影响。
在进一步优选的实施方式中，当原料I中与原料II发生反应的组分含量增加时，通过以下操作中的至少一种控制每段催化剂床层进料温度变化不超过±2％(优选不超过±1％、例如不变)且每段催化剂床层温升变化不超过±10％(优选不超过±8％、例如不超过1％)：提高每段催化剂床层引出的反应产物的流量、提高与每段反应产物进行换热的原料II的流量、提高冷却介质的流量。
在更进一步优选的实施方式中，当原料I中与原料II发生反应的组分含量降低时，通过以下操作中的至少一种控制每段催化剂床层进料温度变化不超过±2％(优选不超过±1％、例如不变)且每段催化剂床层温升变化不超过±10％(优选不超过±8％、例如不超过1％)：降低每段催化剂床层引出的反应产物的流量、降低与每段反应产物进行换热的原料II的流量、提高原料II进入第1段催化剂床层之前的加热处理温度。
在本申请中，所述每段反应产物是指每段催化剂床层引出的反应产物。
在一种优选的实施方式中：
当原料I中与原料II发生反应的组分质量浓度增加0.1％～60％时，通过以下操作中的至少一种控制每段催化剂床层进料温度变化不超过±2％(优选不超过±1％、例如不变)且每段催化剂床层温升变化不超过±10％(优选不超过±8％、例如不超过1％)：将每段反应产物的流量提高0.1％～50％、将与每段反应产物进行换热的原料II的流量分别独立地提高0.1％～50％、增加冷却介质0.1％～100％的流量；或，
当原料I中与原料II发生反应的组分质量浓度降低0.1％～60％时，通过以下操作中的至少一种控制每段催化剂床层进料温度变化不超过±2％(优选不超过±1％、例如不变)且每段催化剂床层温升变化不超过±10％(优选不超过±8％、例如不超过1％)：将加热处理温度(尤其是加热炉出口温度)提高0.1％～20％、将每段反应产物的流量降低0.1％～80％、将与每段反应产物进行换热的原料II的流量分别独立地降低0.1％～80％。
在进一步优选的实施方式中：
当原料I中与原料II发生反应的组分质量浓度增加5％～30％时，通过以下操作中的至少一种控制每段催化剂床层进料温度变化不超过±2％(优选不超过±1％、例如不变)且每段催化剂床层温升变化不超过±10％(优选不超过±8％、例如不超过1％)：将每段反应产物的流量提高3％～20％、将与每段反应产物进行换热的原料II的流量分别独立地提高3％～20％、增加冷却介质10％～50％的流量；例如，将每段反应产物的流量提高3％、5％、8％、10％、12％、15％、18％或20％，将与每段反应产物进行换热的原料II的流量分别独立地提高3％、5％、8％、10％、12％、15％、18％或20％，增加冷却介质10％、15％、20％、25％、30％、35％、40％、45％或50％的流量；
或，
当原料I中与原料II发生反应的组分质量浓度降低5％～30％时，通过以下操作中的至少一种控制每段催化剂床层进料温度变化不超过±2％(优选不超过±1％、例如不变)且每段催化剂床层温升变化不超过±10％(优选不超过±8％、例如不超过1％)：将加热处理温度(尤其是加热炉出口温度)提高5％～10％、将每段反应产物的流量降低10％～60％、将与每段反应产物进行换热的原料II的流量分别独立地降低10％～60％；例如，将加热处理温度(尤其是加热炉出口温度)提高5％、6％、7％、8％、9％或10％，将每段反应产物的流量降低10％、20％、30％、40％、50％或60％，将与每段反应产物进行换热的原料II的流量分别独立地降低10％、20％、30％、40％、50％或60％。
在一种优选的实施方式中，所述换热处理于换热器内进行，优选地，采用N台换热器分别用于每段反应产物的换热处理，更优选地，所述原料II自下而上依次经过所述N台换热器，用于依次与第N～1段反应产物进行换热。
在进一步优选的实施方式中，在每台换热器的该段反应产物入口处设置有旁路管道I，在所述旁路管道I上设置有流量调节阀；和/或，在每台换热器的原料II入口处设置有旁路管道II，在所述旁路管道II上设置有流量调节阀。
在更进一步优选的实施方式中，每段反应产物的流量各自独立地通过其对应的旁路管道I的流量进行控制，和/或，与每段反应产物进行换热的原料II的流量通过每台换热器上的旁路管道II的流量进行控制。
优选地，通过降低旁路管道I的流量(调节旁路I流量调节阀阀门开度)来提高每段反应产物的流量，通过提高旁路管道I的流量(调节旁路I流量调节阀阀门开度)来降低每段反应产物的流量；和/或，通过降低旁路管道II的流量(调节旁路II流量调节阀阀门开度)来提高进入各台换热器的原料II流量，通过提高旁路管道II的流量(调节旁路II流量调节阀阀门开度)来降低进入各台换热器的原料II流量。
本发明目的之二在于提供一种控制反应器内每段催化剂床层进料温度和温升的系统，优选用于进行本发明目的之一所述方法，所述系统包括含有N段催化剂床层的反应器，在每段催化剂床层的上方设置有原料I进口，在每段催化剂床层的下方设置有该段反应产物的产物出口，在第2～N段催化剂床层的上方设置有上一段反应产物的产物循环进口，第1～N-1段反应产物的产物出口与上一段反应产物的产物循环进口通过循环管道连接形成循环回路，在所述循环管道上设置有换热器。
在一种优选的实施方式中，在所述反应器的第1段催化剂床层上方设置有原料II进口，优选在反应器的顶部设置有所述原料II进口。
在一种优选的实施方式中，在第N段催化剂床层下方设置有物料采出管线，优选在所述反应器的底部设置有物料采出管线。
在进一步优选的实施方式中，在所述物料采出管线上设置有换热器。
在一种优选的实施方式中，所有换热器通过原料II进料管连接，所述原料II进料管进一步延长至反应器的原料II进口，形成原料II的进料通道。
这样，原料II逐级通过所有换热器，实现与每段反应产物进行换热。
在进一步优选的实施方式中，沿原料II的流动方向，在所述原料II进料管上、在最后一个换热器之后设置有加热装置(优选为加热炉)。
在更进一步优选的实施方式中，在所述原料II进料管上、所有换热器之间设置有至少一个冷却装置，优选在第1段催化剂床层的换热器与第2段催化剂床层的换热器之间设置有冷却装置。
在本发明中，原料I也可以描述为物料I，原料II也可以描述为物料II。
在一种优选的实施方式中，在每台换热器的该段反应产物入口处设置有旁路管道I，在所述旁路管道I上设置有流量调节阀。
在进一步优选的实施方式中，在每台换热器的原料II入口处设置有旁路管道II，在所述旁路管道II上设置有流量调节阀。
本发明目的之三在于提供本发明目的之一所述方法或本发明目的之二所述系统在气相或液相放热反应中的应用，尤其在稀乙烯制乙苯中的应用。
在一种优选的实施方式中，当应用于稀乙烯制乙苯中时，稀乙烯制乙苯的方法包括：以稀乙烯和苯为原料、于含有N段催化剂床层的反应器内进行放热反应，稀乙烯分N股分别各自独立地自每段催化剂床层进入所述反应器，苯(以一股的方式)自第1段催化剂床层进入所述反应器，在每段催化剂床层的下部引出反应产物，所述苯由下往上依次与每段反应产物进行换热；其中：
第1～N-1段催化剂床层的反应产物经换热后循环回反应器(优选自下一段催化剂床层的上方循环回反应器)，第N段反应产物经换热后采出；
换热后的苯在每次换热后任选地采用冷却介质进行冷却，最后经任选的加热处理后自第1段催化剂床层进入所述反应器；
所述反应器的催化剂床层自上而下依次为第1段催化剂床层、第2段催化剂床层、第3段催化剂床层、…、第N段催化剂床层。
在一种优选的实施方式中，苯和乙烯摩尔比为2～7，乙烯重量空速为0.3～2.0h-1。
在本发明中：
当稀乙烯中乙烯浓度因上游波动质量浓度增加0.1％～60％时，降低反应产物旁路阀门开度，使旁路反应产物流量降低0.1％～50％，同时降低苯旁路流量调节阀门开度，使苯旁路流量降低0.1％～50％，并增加冷却介质0.1％～100％的流量；当稀乙烯中乙烯浓度因上游波动质量浓度降低0.1％～60％时，增加加热装置出口温度0.1％～20％，同时增加反应产物旁路流量调节阀门开度，使得反应产物旁路流量增加0.1％～80％，并增加苯旁路流量调节阀开度，使得苯旁路流量增加0.1％～80％。
优选地，当稀乙烯中乙烯质量浓度增加5％～30％时，降低反应产物旁路阀门开度，使得旁路反应产物流量降低3％～20％，同时降低苯旁路流量调节阀门开度，使苯旁路流量降低3％～20％，并增加冷却介质10％～50％的流量；当稀乙烯中乙烯浓度因上游波动质量浓度降低5％～30％时，增加加热炉出口温度5％～10％，同时增加反应产物旁路流量调节阀门开度，使得反应产物旁路流量增加10％～60％，并增加苯旁路流量调节阀开度，使得苯旁路流量增加10％～60％。
其中，所述稀乙烯来源于FCC干气、DCC干气、粗裂解气等。
现有技术中，稀乙烯在脱除丙烯后通常以10～40℃单一的温度分多股进入烷基化反应器。来自苯塔的低温苯一部分作为段间急冷苯，一部分进入循环苯加热炉加热后与第1股稀乙烯在第1段床层入口混合达到反应要求温度进入反应器反应。第2段～第N段的低温稀乙烯和急冷苯与来自上一段催化剂床层的高温反应气体混合，反应温度降到要求的温度进入下一段催化剂床层。按稀乙烯中乙烯含量设计的温度和进料量保证了每段催化剂床层入口温度变化不超过±2％和温升变化不超过±10％，保证能得到较高的乙苯收率和催化剂的高利用率。由于炼厂催化干气中的乙烯含量并不稳定，通常乙烯含量会在10～60％上下波动，造成烷基化反应器内每段催化剂床层由于乙烯浓度的大幅变化，入口难以控制在几乎不变的温度，催化剂床层温升也相差较大，当催化干气中乙烯浓度低于设计值时，会造成反应器床层入口温度低于设计要求温度，乙苯收率降低；当催化干气中乙烯浓度高于设计值时，又会造成反应器床层入口温度超过设计要求温度，副反应增加，催化剂失活加快。此外，由于循环苯是在低温下进入加热炉，使得循环苯加热炉负荷大，急冷苯直接在段间注入，使得总苯烯比增加，苯塔负荷增加，装置能耗增大。
当采用本发明所述方法或系统进行稀乙烯制乙苯时，来自苯塔的低温苯全部逐级与每段反应产物换热，苯的温度逐级升高，在进入循环苯加热炉之前已充分回收了烷基化反应放出的热量，使加热炉的热负荷大大降低，同时避免了段间急冷苯的使用，降低了苯烯比，又降低了苯塔的负荷。所有换热设备设有反应产物出口温度控制装置，在原料乙烯浓度变化时通过调节反应器苯进料温度和(或)每股反应产物出口温度可使催化剂每段入口温度变化不超过±2％和床层温升变化不超过±10％。当原料中乙烯浓度低于设计值时，通过加热炉升高进入反应器的循环苯的温度和(或)增加反应产物旁路流量，保证各段床层入口温度达到设计温度；当乙烯浓度高于设计值时，可通过减小苯旁路流量和(或)增加冷却介质流量，保证各段床层入口温度不超过设计要求温度。
采用本发明方法，使烷基化反应系统适应稀乙烯较宽范围的乙烯浓度变化，精准控制床层入口温度和温升，有效回收反应热，降低苯烯比，降低加热炉和苯塔负荷，可提高乙苯收率5～20％，综合能耗降低10～50％，取得了较好的技术效果。
在本发明中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。在下文中，各个技术方案之间原则上可以相互组合而得到新的技术方案，这也应被视为在本文中具体公开。
与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：
(1)低温原料II(例如苯)全部逐级与每段反应产物换热，原料II(例如苯)的温度逐级升高，在进入加热装置之前已充分回收了反应放出的热量，使加热装置的热负荷大大降低，同时避免了段间急冷原料II(例如苯)的使用，在稀乙烯制乙苯中，降低了苯烯比，又降低了苯塔的负荷。
(2)采用本发明方法或系统，使反应系统(例如烷基化反应系统)适应原料I较宽范围的组分(例如乙烯)浓度变化，精准控制床层入口温度和温升，有效回收反应热；
(3)在稀乙烯制乙苯中，降低苯烯比(高苯烯比会造成乙苯收率低)，降低加热炉和苯塔负荷，可提高乙苯收率5～20％，综合能耗降低10～50％，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1示出本发明所述系统的结构示意图；
图2示出现有技术涉及的系统示意图。
1-反应器，2-加热装置，3-换热器，4-冷却器，5-原料I进口，6-产物出口，7-产物循环进口，8-循环管道，9-物料采出管线，10-原料II进口，11-原料II进料管，12-冷却介质，a-原料I(例如稀乙烯)，b-原料II(例如苯)，c～h依次为第1～N段催化剂床层。
在本发明中，当应用于乙烯制备乙苯中时，通过苯在换热器内冷却每段反应产物，而不是通过直接加急冷苯与每段产物混合来冷却，一是降低了苯烯比，降低50％的加热炉负荷，二是苯和反应产物均设有旁路，通过旁路流量控制，可以精准控制床层入口温度变化不超过±2％和温升变化不超过±10％，可用于稀乙烯生产乙苯的工业生产中。
具体实施方式
下面结合具体实施例对本发明进行具体的描述，有必要在此指出的是以下实施例只用于对本发明的进一步说明，不能理解为对本发明保护范围的限制，本领域技术人员根据本发明内容对本发明做出的一些非本质的改进和调整仍属本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在以下具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，由此而形成的技术方案属于本说明书原始公开内容的一部分，同时也落入本发明的保护范围。
【实施例1】
原料I为稀乙烯，其来源于粗裂解气；原料II为苯。
某40万吨/年粗裂解气制乙苯装置(操作时数8000h)，采用图1的工艺技术，主要工况和运行情况见表1。
该装置乙烯设计浓度为50％，总苯烯比为3.5，段数为6段，乙烯分配系数α＝1.15，工况2为正常运行工况，每段入口温度和温升相同，工况1和工况3是因上游原料气波动，使得乙烯浓度分别上升至55％和下降至40％，当装置运行至工况1时，降低反应产物旁路阀门开度，使得旁路反应产物流量降低8％，同时降低苯旁路流量调节阀门开度，使苯旁路流量降低12％，并增加冷却介质20％的流量；当装置运行至工况3时，增加加热炉出口温度5％，同时增加反应产物旁路流量调节阀门开度，使得反应产物旁路流量增加25％，并增加苯旁路流量调节阀开度，使得苯旁路流量增加30％。
表1
【实施例2】
原料I为稀乙烯，来源于DCC干气；原料II为苯。
某10万吨/年干气制乙苯装置(操作时数8000h)，采用图1的工艺技术，主要工况和运行情况见表2。
该装置乙烯设计浓度为30％，总苯烯比为4.5，段数为4段，乙烯分配系数α＝1.2，装置在工况1下运行稳定，当装置乙烯浓度升高至35％时，降低反应产物旁路阀门开度，使得旁路反应产物流量降低5％，同时降低苯旁路流量调节阀门开度，使苯旁路流量降低9％，并增加冷却介质10％的流量；当装置乙烯浓度降低至25％时，增加加热炉出口温度3％，同时增加反应产物旁路流量调节阀门开度，使得反应产物旁路流量增加20％，并增加苯旁路流量调节阀开度，使得苯旁路流量增加20％。
表2
| 项目 | 工况1 |
| 乙烯浓度(wt％) | 30 |
| 原料I总流量(t/h) | 11 |
| 乙烯重量空速 | 1.2 |
| 苯烯摩尔比 | 4.5 |
| 段数 | 4 |
| 反应器各段操作压力MPaG | 1.0 |
| 原料II(低温苯)温度℃ | 220 |
| 各段进料温度℃ | 330，330，330，330 |
| 换热后各段反应产物温度℃ | 352.3，352.5，352.4，352.5 |
| 各段温升℃ | 22.3，22.5，22.4，22.5 |
| 加热炉负荷kW | 1560 |
| 乙苯收率％ | 99.6 |
| 催化剂利用率％ | 97.9 |
| 催化剂再生周期月 | 16 |
【实施例3】
原料I为稀乙烯，来源于FCC干气；原料II为苯。
某12万吨/年干气制乙苯装置(操作时数8000h)，采用图1的工艺技术，主要工况和运行情况见表2。
该装置乙烯设计浓度为20％，总苯烯比为4，段数为4段，乙烯分配系数α＝0.9，装置在工况1下运行稳定。
表3
| 项目 | 工况1 |
| 乙烯浓度(wt％) | 20 |
| 原料I总流量(t/h) | 19.8 |
| 乙烯重量空速 | 0.8 |
| 苯烯摩尔比 | 4 |
| 段数 | 4 |
| 反应器各段操作压力MPaG | 1.1 |
| 原料II(低温苯)温度℃ | 240 |
| 各段进料温度℃ | 332，332，332，332 |
| 换热后各段反应产物温度℃ | 350.3，350.5，350.4，350.5 |
| 各段温升℃ | 18.3，18.5，18.4，18.5 |
| 加热炉负荷kW | 1400 |
| 乙苯收率％ | 99.6 |
| 催化剂利用率％ | 97.9 |
| 催化剂再生周期月 | 16 |
【实施例4】
按照实施例1的装置正常运行时工况2初始状态，区别仅在于原料I进料时没有按照α进行分配，而是按照平均分配，即α＝1，装置运行情况如表5。
表4
| 项目 | 工况2 |
| 乙烯浓度(wt％) | 50 |
| 原料I总流量(t/h) | 29.7 |
| 乙烯重量空速 | 1 |
| 苯烯摩尔比 | 3.5 |
| 段数 | 6 |
| 反应器各段操作压力MPaG | 1.2 |
| 原料II(低温苯)温度℃ | 213 |
| 各段进料温度℃ | 320.0，321.0，321.8，322.6，323.5，324.0 |
| 换热后各段反应产物温度℃ | 345.0，346.5，347.9，348.9，350.4，351.4 |
| 各段温升℃ | 25.0，25.5，26.1，26.3，26.9，27.4 |
| 加热炉负荷kW | 3350 |
| 乙苯收率％ | 98.0 |
| 催化剂利用率％ | 93.0 |
| 催化剂再生周期月 | 12 |
【对比例1】
原料I来源于实施例1相同；原料II为苯。
某40万吨/年粗裂解气制乙苯装置(操作时数8000h)，采用图2的工艺技术，主要工况和运行情况见表2。
该装置乙烯设计浓度为55％，总苯烯比为5，段数为6段，第一段乙烯进料量占总乙烯进料量的30％，其余70％乙烯按等比例进入各段反应器，工况1为正常运行工况，每段入口温度和温升相同，工况2和工况3是因上游原料气波动，使得乙烯浓度分别下降至50％和40％，原料气中的惰性组分增加，原料气带来的冷量增加，每段入口温度和反应温升下降，但该工艺没有调节手段，乙烯浓度改变时，乙苯收率下降。
表5
以上结合具体实施方式和范例性实例对本发明进行了详细说明，不过这些说明并不能理解为对本发明的限制。本领域技术人员理解，在不偏离本发明精神和范围的情况下，可以对本发明技术方案及其实施方式进行多种等价替换、修饰或改进，这些均落入本发明的范围内。本发明的保护范围以所附权利要求为准。
Claims (27)
1.一种控制反应器内每段催化剂床层进料温度和温升的方法，包括：原料I和原料II于含有N段催化剂床层的反应器内进行放热反应，原料I分N股分别各自独立地自每段催化剂床层进入所述反应器，原料II自第1段催化剂床层进入所述反应器，在每段催化剂床层的下部引出反应产物，所述原料II由下往上依次与每段反应产物进行换热；第1~N-1段催化剂床层的反应产物经换热后循环回反应器，第N段反应产物经换热后采出；换热后的原料II在每次换热后任选地采用冷却介质进行冷却，最后经任选的加热处理后自第1段催化剂床层进入所述反应器；
当原料I中与原料II发生反应的组分含量发生变化时，通过调节每段反应产物的流量、原料II的流量、原料II的加热温度、冷却介质的流量中的至少一种，控制每段催化剂床层进料温度变化不超过±2%且每段催化剂床层温升变化不超过±10%；
其中，所述反应器的催化剂床层自上而下依次为第1段催化剂床层、第2段催化剂床层、第3段催化剂床层、…、第N段催化剂床层。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，
原料II在与第2~N段反应产物的每次换热后至少有一次采用冷却介质进行冷却，其中，所述第2~N段反应产物是指第2~N段催化剂床层的反应产物。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述原料I中包括可以与原料II发生反应的组分与任选的除此之外的其他组分。
4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，原料I中含有1~99wt%的可以与原料II发生反应的组分。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述原料I在反应器的段间按比例分配，其进料量根据式（1）和式（2）获得：
在式（1）和式（2）中，α为原料I的分配系数，0.5≤α≤1.5；n 1为第一段原料I中与原料II发生反应的组分的摩尔进料量，mol/h；n Total为原料I中与原料II发生反应的组分的总摩尔进料量，mol/h；n N为第N段原料I中与原料II发生反应的组分的摩尔进料量，mol/h；n N-1为第段原料I中与原料II发生反应的组分的摩尔进料量，mol/h；N≥2。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，
当原料I中与原料II发生反应的组分含量增加时，通过以下操作中的至少一种控制每段催化剂床层进料温度变化不超过±2%且每段催化剂床层温升变化不超过±10%：提高每段催化剂床层引出的反应产物的流量、提高与每段反应产物进行换热的原料II的流量、提高冷却介质的流量；
或者，
当原料I中与原料II发生反应的组分含量降低时，通过以下操作中的至少一种控制每段催化剂床层进料温度变化不超过±2%且每段催化剂床层温升变化不超过±10%：降低每段催化剂床层引出的反应产物的流量、降低与每段反应产物进行换热的原料II的流量、提高原料II进入第1段催化剂床层之前的加热处理温度。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，当原料I中与原料II发生反应的组分质量浓度增加0.1%~60%时，通过以下操作中的至少一种控制每段催化剂床层进料温度变化不超过±2%且每段催化剂床层温升变化不超过±10%：将每段反应产物的流量提高0.1%~50%、将与每段反应产物进行换热的原料II的流量分别独立地提高0.1%~50%、增加冷却介质0.1%~100%的流量；
或者，
当原料I中与原料II发生反应的组分质量浓度降低0.1%~60%时，通过以下操作中的至少一种控制每段催化剂床层进料温度变化不超过±2%且每段催化剂床层温升变化不超过±10%：将加热处理温度提高0.1%~20%、将每段反应产物的流量降低0.1%~80%、将与每段反应产物进行换热的原料II的流量分别独立地降低0.1%~80%。
8.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，所述换热处理于换热器内进行。
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，在每台换热器的该段反应产物入口处设置有旁路管道I，在所述旁路管道I上设置有流量调节阀；和/或，在每台换热器的原料II入口处设置有旁路管道II，在所述旁路管道II上设置有流量调节阀。
10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于，每段反应产物的流量各自独立地通过其对应的旁路管道I的流量进行控制，和/或，与每段反应产物进行换热的原料II的流量通过每台换热器上的旁路管道II的流量进行控制。
11.根据权利要求1~10之一所述的方法，其特征在于，控制每段催化剂床层温升为5~30℃。
12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于，控制每段催化剂床层温升为10~26℃。
13.一种控制反应器内每段催化剂床层进料温度和温升的系统，用于进行权利要求1~12之一所述方法，所述系统包括含有N段催化剂床层的反应器，在每段催化剂床层的上方设置有原料I进口，在每段催化剂床层的下方设置有该段反应产物的产物出口，在第2~N段催化剂床层的上方设置有上一段反应产物的产物循环进口，第1~N-1段反应产物的产物出口与上一段反应产物的产物循环进口通过循环管道连接形成循环回路，在所述循环管道上设置有换热器。
14.根据权利要求13所述的系统，其特征在于，
在所述反应器的第1段催化剂床层上方设置有原料II进口；和/或，
在第N段催化剂床层下方设置有物料采出管线。
15.根据权利要求14所述的系统，其特征在于，
在反应器的顶部设置有所述原料II进口；和/或，
在所述反应器的底部设置有物料采出管线。
16.根据权利要求14所述的系统，其特征在于，在所述物料采出管线上设置有换热器。
17.根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所有换热器通过原料II进料管连接，所述原料II进料管进一步延长至反应器的原料II进口，形成原料II的进料通道。
18.根据权利要求17所述的系统，其特征在于，沿原料II的流动方向，在所述原料II进料管上、在最后一个换热器之后设置有加热装置。
19.根据权利要求17所述的系统，其特征在于，在所述原料II进料管上、所有换热器之间设置有至少一个冷却装置。
20.根据权利要求17所述的系统，其特征在于，在第1段催化剂床层的换热器与第2段催化剂床层的换热器之间设置有冷却装置。
21.根据权利要求13~20之一所述的系统，其特征在于，在每台换热器的该段反应产物入口处设置有旁路管道I，在所述旁路管道I上设置有流量调节阀。
22.根据权利要求21所述的系统，其特征在于，在每台换热器的原料II入口处设置有旁路管道II，在所述旁路管道II上设置有流量调节阀。
23.权利要求1~12之一所述方法或权利要求13~22之一所述系统在气相或液相放热反应中的应用。
24.根据权利要求23所述的应用，其特征在于，在稀乙烯制乙苯中的应用。
25.根据权利要求23所述的应用，其中，当应用于稀乙烯制乙苯中时，以稀乙烯为原料I，以苯为原料II，其中，苯和乙烯摩尔比为2~7，乙烯重量空速为0.3~2.0。
26.根据权利要求23~25之一所述的应用，其中，当应用于稀乙烯制乙苯中时，
控制换热后的每段反应产物温度为250~450℃；和/或，
控制每段催化剂床层上方的进料温度各自独立地为250~450℃；和/或，
控制每段催化剂床层上方的进料压力0.5~2.0MPaG；和/或，
控制每段催化剂床层温升为5~30℃。
27.根据权利要求26所述的应用，其中，当应用于稀乙烯制乙苯中时，
控制换热后的每段反应产物温度为300~400℃；和/或，
控制每段催化剂床层上方的进料温度各自独立地为300~400℃；和/或，
控制每段催化剂床层上方的进料压力为0.8~1.5MPaG；和/或，
控制每段催化剂床层温升为10~26℃。
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