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CN1972743A - 用于进行非均相催化放热气相反应的方法 - Google Patents

用于进行非均相催化放热气相反应的方法 Download PDF

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CN1972743A CNA2005800174125A CN200580017412A CN1972743A CN 1972743 A CN1972743 A CN 1972743A CN A2005800174125 A CNA2005800174125 A CN A2005800174125A CN 200580017412 A CN200580017412 A CN 200580017412A CN 1972743 A CN1972743 A CN 1972743A
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Abstract

本发明涉及用于在高温和高压进行非均相催化放热气相反应的方法，其中输送由补充气体和/或循环气体组成的合成气体通过串联连接以形成合成系统的至少两个合成级。除最后一级外，将来自合成级的产物气体分为至少两个分流。冷却一个分流直至产物冷凝出来，并且包含所述产物的冷凝物与气体组分分离。然后，将所述气体组分与所述产物气体的温暖部分合并以达到下一个合成级的入口温度。另外，在与所述产物气体的温热部分重新混合之前，可将所述产物从中冷凝出来并被除去的分流加热。在加热之后，温度小于所述产物气体的温热部分的温度，并且在其冷却过程中，从该分流的至少部分中提取热量，用于加热所述产物从中冷凝出来的分流。

Description

用于进行非均相催化放热气相反应的方法
技术领域
考虑在降低能耗的情况下转化产率更高，本发明涉及用于在绝热和非绝热条件下进行非均相催化放热气相反应的方法。这种非均相催化放热气相反应的实例是从合成气体中生产甲醇、从包含氢气和氮气的混合物中生产氨或从合成气体中生产高级醇。
背景技术
这些产品的工业生产是基于对这些产品的生产不太有利的强放热平衡反应，其中只能通过选择性催化剂的使用得到好的反应产率。从化学平衡的观点出发，较低的温度有助于这些产品的生产。反应速率依赖于催化剂的活性、温度和合成气体的组成。
在预定的反应条件下，催化剂床的温度可能超过可接受的程度，从而导致催化剂中毒。可以通过基本上符合等温操作条件的转化器的外部冷却，或通过在一个或多个转化器中的连续绝热催化剂床之间的中间冷却，进行催化剂床的冷却。与等温方法相比，绝热方法提供更小的产率/循环，从而需要更高的催化剂体积和循环比率。
首先借助于甲醇合成说明本发明的技术背景。在甲醇合成中，如下反应具有特别的重要性：
CO+2H2 → CH3OH-90.5KJ/mol       (1)
CO2+3H2 → CH3OH+H2O-49.4KJ/mol  (2)
CO2+H2 → CO+H2O+41.4KJ/mol      (3)
现在，在甲醇的工业生产中，仅仅使用基于CuO/ZnO/Al2O3的催化剂。该合成是在从20至120bar的压力和在200至350℃范围内的温度进行的。
通过甲烷气的蒸汽转化或自热转化得到由氢气与一氧化碳和二氧化碳的混合物组成的合成气体。将其与循环气体混合，然后预热并且压缩至合成压力，然后该气体在连续反应器中反应。常规的甲醇反应器由配置有一个或多个合成催化剂床的加压容器、冷却气体单元和/或热交换器组成，以将合成气体预热并且控制反应热。
粗制甲醇从流出的反应气中冷凝出来，并且未反应的气体返回到合成反应器的入口。从循环线路中除去其少量以限制惰性气体的含量。现有技术包含所谓的“猝灭气体”反应器，其中通过引入冷合成气体控制合成催化剂。在专利出版物GB 1105 614、EP 0 359 952和US4,859,425中描述了这些反应器的实例。
这些反应器和相应方法需要高的循环比率以获得高产率。在US4,778,662中描述了其中将生成热转移到引入的合成气体中的反应器。在专利说明书中US5,252,609和US5,631,302中描述了其中补充气体经过预合成以降低循环成本的方法。在DE 196 05 572 A1中，串联连接的两个合成反应器在循环线路中运转以降低循环成本。使用补充气体得到了CO2/CO比率小于0.5的高的碳氧化物产率。同样，在WO 99/59945中描述了其中借助于串联连接的2或3个反应器并且通过优化补充气体分布获得循环减少的方法。同样，在此情况下使用具有小于0.5的CO2/CO比率的补充气体。只能使用需要昂贵的氧气设备的自热或组合转化设备生产这些合成气体。
在氨生产设备方面，本发明的技术背景是类似的。EP 1 339 641 B1描述了例如根据如下方程式在不同压力下从合成气体生成氨的方法：
N2+3H2 → 2NH3-92.3kJ/mol    (4)
对于该目的，将合成气体引导通过不是循环线路系统的一个或多个串联连接的合成系统中，然后引入到循环线路系统中。在这些合成系统的每一个后面，发生压力的升高且在这些系统的每一个中均得到氨并将其提取。
合成反应器通常具有DE 37 08 781中描述的包含催化剂和热交换器的类型。已知多个这些反应器的串联连接，其中尽管反应器出口的温度不会超过最高的催化剂中毒温度，但总是必须保证反应器入口温度具有最小值，对于大多数普通催化剂材料为约300至400℃。此外，温度的每次升高总是导致基于化学平衡可得到的反应器产率的降低。因此，保持反应器温度尽可能接近最低温度是适宜的。
存在用于调整这些反应器的温度的多种方法。在EP 272 449中描述了这样的方法，其中在循环线路系统中，将至少2个反应器串联连接并且在到达最终反应器之前，通过如下情形提供控制：将离开倒数第二催化剂床的循环气体的分流通向充当热交换器的蒸汽发生器和/或绕过该热交换器的旁通管，在此，在加热和输送到第一催化剂床之前，可将冷循环气体的分流通向所述旁通管作为猝灭方法。
然而，所引用的用于氨生产的方法具有这样的缺点，即可得到的氨量受到最终反应器中的化学反应平衡的限制。因为常常在2或3个反应器后面就已经达到这种限制，所以假如需要增加生产能力，则根据现有技术，不可能连接更多的反应器。此外，在可变操作条件下温度的控制是昂贵且复杂的。
发明内容
本发明的目的是提供用于在高温和高压下进行非均相催化放热气相反应的改进方法，所述方法适合于甲醇和氨的生产以及类似地从合成气体中合成高级醇的设备，并且还适合于升级现有设备。
根据独立权利要求，本发明解决该问题的方法在于，将由补充气体和/或循环气体的混合物组成的合成气体引导通过至少两个合成级，所述至少两个合成级串联连接以形成合成系统，其中
除最后一级外，将来自合成级的产物气体分为至少两个分流，
冷却一个分流直至产物冷凝出来，并且包含该产物的冷凝物从气体组分中分离，
随后，将所述气体组分与产物气体的温热部分合并以达到下一个合成级的入口温度。
在所述方法的实施方案中，在与产物气体的温热部分再次混合之前，将产物从中冷凝出来并被除去的分流加热，其中在加热之后，温度低于所述产物气体的温热部分的温度，否则在将该分流合并之后不会得到混合温度的降低。在其冷却过程中，可从该分流中至少部分提取用于加热将产物从中冷凝出来的分流的热量。这可以通过提供气-气热交换器得到实现。
使用其它加热系统，特别是结合用于产物的冷凝和合成气体的生产的方法是有利和可以的，这依赖于局部边界条件。
在所述方法的另一个实施方案中，通过与锅炉给水和/或完全脱盐的水的间接热交换，从要冷却的产物气体部分中回收大部分热量。
在所述方法的另一个实施方案中，输送到第一合成反应器的合成气体由从16至40Mol-％的补充合成气体组成。在反应器系统的各个反应器之间不另外输送合成气体，在该情况下必须将其作为一个合成循环进行。
在所述方法的另一个实施方案中，通过与合成气体的间接热交换冷却合成系统的最终反应器。例如，在氨的合成中，因为在该第一反应器中存在最强的反应条件-入口产物浓度尽可能低以具有最大可能范围直至达到平衡产率-从而由于放热特性温度增加特别快，所以冷却第一反应器与普通实践相反。因为串联连接的反应器的每一个可以在大致相同的入口产物浓度的情况下运转，所以在本发明中不再需要这样。以这种方式可以降低最终反应器的出口温度，因此可以使放热反应的化学平衡向有利的操作点移动，从而进一步增加产率。
本发明的另一些实施方案特别涉及甲醇的合成。因此，从包含氢气、一氧化碳和二氧化碳的合成气体，通过在20-120bar的范围内的压力和200至350℃的温度，在粒状铜催化剂上转化生产甲醇，其中调整在各个反应器之间的分流的浓度，使得在第一和最终合成级之间，在分离的含甲醇的冷凝物中可以得到15-50％的总甲醇产量。
在该情况下，根据本发明，绝热多床反应器，用合成气体冷却的管式反应器或等温反应器优选作为第一合成反应器；在后一种情况下，高压沸腾的冷却水在其中流动的管穿过催化剂。
以这种方式，即使在补充气体中CO2/CO比率高达1∶1的情况下，也可以在至少两个合成级内经济地从氢气、一氧化碳和二氧化碳中进行甲醇合成，因此增加产率并将低成本。以这种方式，还可以有利地更新，并且通过在从产物混合物中除去粗制甲醇的同时，将产物混合物从合成级的出口温度冷却至后续级的入口温度，另外从外面使用合成气体，在不附加成本的情况下将系统循环中的生产能力增加最大50％。由于从在先级的产物混合物中除去甲醇和水的事实，更有利地调整用于下一个合成级的合成气体的组成处于平衡，从而增加在每一个循环内CO和CO2的转化产率。
在使用两个合成级的情况下，根据本发明的方法的典型识别在于：
1.将补充气体和循环气体通到第一合成级中；
2.将第一产物混合物冷却至第二合成级的冷却管的入口温度，从而在第二合成级之前，通过部分冷凝从合成气体中除去15-50％的总甲醇产量；
3.以间接热交换方式，用合成气体冷却第二合成级或第二合成反应器；
4.冷却来自第二合成级的第二产物混合物，并且将粗制甲醇蒸汽冷凝；
5.将循环合成气体与含甲醇的冷凝物分离并与来自外部来源的补充气体混合，用第二产物混合物并且还部分用第一产物混合物将所述合成气体预热至第一合成级中的入口温度；
6.第一合成级或第一合成反应器由下列各项形成：
a.绝热多床反应器，
b.间接用合成气体冷却的反应器，
c.用作为冷却剂的高压沸腾水在其中流动的管穿过催化剂的反应器。
同样，对于采用合成级的已知方法，通过在下游连接用合成气体间接冷却的第二反应器，这允许经济的更新、产量的增加和成本的降低。在将本发明加到采用串联连接的绝热井筒反应器的已知方法中的情况下，在第一和最终合成级之间通过部分冷凝从产物气体中提取10-40％的总甲醇产量。这是作为在一个合成级的出口温度和后续合成级的入口温度之间温差小的结果而发生的。
根据本发明通过将产物气体分为两部分，在调整后续合成级中的入口温度的同时，获得粗制甲醇从产物气体中部分冷凝。将一部分冷却以使甲醇和水蒸汽冷凝，从合成气体中分离粗制甲醇，将冷合成气体与产物气体的温热部分重组以达到后续合成级中的入口温度。冷却产物气体直至发生粗制甲醇的冷凝，同时回收热量。在甲醇合成中，可将热量转移到锅炉给水和/或完全脱盐的水中。
本发明的另一些实施方案特别涉及氨合成。在氨合成中，其中产物气体的温度比在甲醇合成中高100℃以上，为冷凝而除去的热量的一部分还可以用于生成蒸汽。在冷凝温度和反应器入口温度之间的更高温差影响分流的混合比率。由于温差很高，必须仅从氨中分离、冷却并且释放小的分流，以在其重新开始与主流混合之后得到合适的反应器入口温度。由此得到对现有技术的显著提高，但是提高的潜力没有得到完全开发。
因此，根据从属权利要求，通过在氨冷凝后进行气体的重新加热，人为地减少冷凝温度和反应入口温度之间的温差。温差的减少导致混合比率的变化，因为可以将更大的分流通向氨的冷凝，从而增加得到的附加氨量。在限制情况下，可能有利的是保持从中没有氨冷凝的分流尽可能少，仅仅为控制目的而使用它。
以这种方式，降低后续反应器中氨的入口浓度，从而增加其反应产率和反应温度。通过本发明的重复使用-分离输出流，随后是分流的部分冷凝、重新加热和组合-可以回收大部分氨，因此可以通过降低氨浓度而产生气态，从而可以在下游连接更多反应器。
因为对于氨生产中的每一个反应器通路，只有少量，通常占总气量10至20％的合成气体可以被转化，所以还存在充足的合成气体用于更多的后续反应器。因此在本发明的另一个实施方案中，将至少3个氨反应器串联安置；3、4、5、6或7个常规类型的反应器的串联连接在经济上是有利的，尽管如果由于经济原因，在每一个反应器中仅需要相应较低的产率，例如当使用对于制造而言有利的更便宜的催化剂和减小的反应器尺寸时，根据本发明还有更多的反应器应该是有利的。
例如在循环系统中，而且如EP 1 339 641 B1所述的，在连接到循环系统上游的补充气体系统中，可以更新更多的反应器，这是本发明的一个优点。
在本发明的另一个实施方案中，将热量回收蒸汽发生器置于每一个氨反应器的下游，将部分反应热转化成可用蒸汽，从而在氨的冷凝中减少对冷却剂的需求。可将热量回收蒸汽发生器置于发生根据本发明的分流分离的点的上游或下游；在后一种情况下，在每一分流上的安置是可以的。
在本发明的另一个实施方案中，通过从后续反应器传输热量而支持氨从中冷凝的分流的加热。由于结构原因，在特殊情况下，例如在使用现有设备组件进行更新的情况下，在分流的结合点的下游提供这种另外的加热也可以是有利的，这是等价的。
附图说明
在如下描述中，借助于附图说明根据本发明的方法的一些实施方案。以甲醇生产为例：
图1显示了在具有产物分离和热量回收的合成级之间的温度控制，
图2显示了具有三个绝热合成级的方法的流程图，
图3显示了具有两个合成级的方法的流程图，
图3-A显示了另一种备选的具有两个合成级的方法和
图3-B显示了另一种备选的具有两个合成级的方法。以氨的生产为例：
图4显示了没有分流重新加热的方法的图，
图5显示了具有分流重新加热和蒸汽生成的方法的图，
图6显示了具有5个反应器的方法的图。
具体实施方式
根据图1，将管线103中的从合成级X1流出的产物混合物流体D分为两部分，将管线104中的第一部分输送到间接热交换器106，其中将包含的热量的一些转移到锅炉给水118，并且通过管线108输送到热交换器107，在此将热量传输给完全脱盐的水119并且冷却至60℃。将预热的完全脱盐的水119和锅炉给水118通到合成循环以外的蒸汽发生器设备中。将第一产物混合物通过管线109进一步输送到水冷却器110中并冷却至40℃，使得包含的水和甲醇蒸汽冷凝，并且通过管线111到达分离器114。在分离器114中，将液体粗制甲醇与产物气体104的气体组分分离，并且通过管线112和减压阀113进一步输送到收集和减压容器。所述气体组分流经分离器114到管线115中并且与来自管线105的第二产物气体组分合并，并且作为入口流体C1通过管线116输送到后续合成级X+1 102中。因此就平衡和动力学而言，温度低于流体D且没有水和甲醇含量的入口流体C1得到更有利地控制。与已知的绝热方法相比，这种方法的优点导致小得多的循环比率。
图2显示了具有在耐压合成反应器容器204中串联连接的三个合成级201、202、203的本发明方法的实施方案。补充气体，管线242中的流体A与循环气体，来自管线240的流体B混合，并且通过旋转式压缩机232提取、压缩并且通过管线244输送到气-气热交换器231中。通过与最终产物热交换，将从合成级203流出的气体，流体D2，管线230，预热至第一合成级中的入口温度，并且作为流体C通过管线205到达第一合成催化剂层201，在此发生绝热反应并且温度稳定地升高直至到达催化剂的出口。
根据本发明来自管线206的产物混合物流体(D)分为两个分流。第一分流流经管线207和热交换器251，在此将其热量的一些转移给锅炉给水208。之后第一分流流到热交换器251’，在此将热量转移给完全脱盐的水208’并且冷却至60℃。然后第一分流通过管线209到达水冷却器210，冷却至40℃，在分离器212中水和甲醇蒸汽冷凝并且与气体组分分离。通过管线213和减压阀214从合成循环中取出包含液体甲醇的混合物作为第一粗制甲醇产物流体E1，并且通过收集管线245输送到中间减压容器253。通过管线215从分离器212提取气体组分，然后在管线217中与来自管线216的第二产物气体部分重新组合，形成合成级202的入口流体C1。
将来自管线218的第二合成级的产物气体，流体D1，也分为两股流体，管线219和管线228。将来自管线219的产物混合物输送到热交换器252，由此将热量的一些转移到锅炉给水220。之后，在热交换器252’中，将热量传输到脱盐水并且将产物混合物冷却至60℃。该混合物通过管线221到达水冷却器222，冷却至40℃，在分离器224中水和甲醇蒸汽冷凝并且与气体组分分离。通过管线225和减压阀226从合成循环中取出包含甲醇的液体冷凝物作为第二产物混合物E1，并且通过收集管线245输送到中间减压容器253中。通过管线227提取来自分离器224的气体组分，将其与来自管线228的温热的产物混合物组分合并，并且通过管线229通到合成级203中作为流体C2。
通过在合成级203入口的温度控制，控制管线228和管线227的流体比率。通过管线230从合成级3中取出产物混合物流体D2并且将其输送到气-气热交换器231中。在此，该流体冷却并且加热补充气体和循环气体的混合物，所述补充气体和循环气体的混合物通过管线244输送到第一合成级中。还通过管线255将一些产物气体D2用于热交换器254中的热回收。将该热量传输给完全脱盐的水，管线256，并且将冷却的产物气体通过管线257输送到在热交换器231的出口的产物气体。将该混合物通过管线233输送到水冷却器234并且冷却至40℃，水和甲醇蒸汽冷凝并且通过管线235输送至分离器236。
在此，将包含液体甲醇的冷凝物与所述气体组分分离。将冷凝物流体E2通过管线237和减压阀238输送到收集管线245和中间减压容器253中。通过管线239从分离器236中取出所述气体组分并且将其分为两个分流。通过旋转式压缩机232经管线240提取循环气体，并且从合成循环中通过管线241将排出气体减压以避免惰性气体的积聚。将粗制甲醇从减压容器253通过管线248、减压阀249和管线250通到常规蒸馏处理(没有显示)。将预热的锅炉给水(208和220)以及预热和完全脱盐的水(208’，220’和256)输送到在合成循环以外的蒸汽发生器中。
根据图3，将补充气体和循环合成气体的混合物作为流体C通过管线305输送到第一合成反应器306中。该第一合成反应器是常规的绝热操作的井筒反应器，包含铜催化剂，具有两个床307和312，采用间接中间冷却。冷却剂是通过热交换器310、蒸汽发生器输送到气体生成装置中的锅炉给水309。通过管线308取出来自催化剂床307的产物混合物，并且通过热交换器310输送，从而将其热量的一些转移到锅炉给水，并且冷却至催化剂床312的入口温度。
通过管线313取出来自第一合成反应器306的产物混合物流体D，并且将其分为两个分流。通过管线314输送产物混合物D的一个温热的分流。产物混合物D的另一分流输送经过管线315、经过热交换316和317，最后在水冷却器318中冷却至40℃并且通过管线320输送到分离容器321中。在热交换器316中通过锅炉给水344并且在热交换器317中通过完全脱盐的水343回收产物混合物的大部分热量。
在分离容器321中，将冷凝的甲醇-水混合物与气体组分分离，并且通过管线322和减压阀345从分离容器321取出第一粗制甲醇流体E。所述气体组分通过管线323从分离容器321中流出并且混合到来自管线314的产物气体D的温热分流中，在管线324中形成流体C1，流体C1达到第二合成反应器的冷却管328中的入口温度。所述冷却管以向上的方向螺旋式延伸通过第二合成反应器的合成催化剂326。合成气体吸收一些反应热，从而预热至催化剂的入口温度，然后向下流经所述合成催化剂。
将产物混合物D1通过管线329从合成反应器中取出，并且通过热交换器304输送，产物混合物D1在热交换器304中冷却，同时将通过旋转式压缩机302输送的补充和循环合成气体的混合物预热至第一合成反应器中的入口温度，作为流体C。然后，产物混合物D1通过管线330进一步流到水冷却器331中，在此冷却至40℃，通过管线332到达其中气体与液体分离的分离容器333。通过管线338取出该气体组分，其中通过管线339从生产过程中除去这些组分的一部分。将从管线341循环的合成气体和来自管线301的补充气体一起通过旋转式压缩机302提取并且以已经描述的方式输送到第一合成反应器306中作为流体C。
通过减压阀346和管线334从分离容器333中取出富含甲醇的冷凝物作为流体E1，并且将全部粗制甲醇和来自分离容器321的流体E一起通到减压容器336中。通过管线337提取剩余气体并且通过管线335取出粗制甲醇，然后在附图中没有显示的设备中以常规方式纯化。
图3-A显示了根据本发明的方法的流程图，其中通过与流经穿过催化剂的螺旋管的合成气体的间接热交换冷却两个合成反应器306和325。除图3的实施方案以外，还提供热交换器310以从第二产物气体即流体D1中回收更多的热量。将产物混合物D1从热交换器304通过管线330输送至热交换器310，并且通过管线311进一步输送至水终端冷却器331。在热交换器310中，从完全脱盐的水312吸收一些热量并且在没有示于此的合成气体生产中用于产生蒸汽。其余标记和流体号具有已经说明的含义。
图3-B显示了根据本发明的方法的一个实施方案，其中第一合成反应器306是等温合成反应器。催化剂填料307被盘绕的冷却管348穿过，在所述冷却管中，作为制冷剂，高压沸腾水以自然或强制循环311的方式流动。通过管线346取出蒸汽和沸腾水的混合物并且将其输送到蒸汽鼓(没有显示)。为了在管线305中将补充气体和循环气体的混合物，即流体C预热至第一合成反应器306中的入口温度，还借助于管线349和350将所述气体混合物输送通过热交换器316。其余标记和流体号具有与在图3和3-A中相同的含义。
以下说明根据本发明的甲醇设备的操作，其中表1的实施例2、3和4分别基于图2和图3、3-A的配置。另一方面，实施例1是根据现有技术的比较例并且对应图2，但在合成级201和202之后没有粗制甲醇分离，没有热交换器251’和252’，没有水冷却器210和222并且没有分离器212和224。产物气体206和218不再分为两个分流；改为在热交换器251和252中热交换之后将它们直接输送到后续合成级中。通过计算得到实施例的数据。为了更清楚的概观和为比较起见，以表格形式显示数据。
表1
  实施例1   实施例2   实施例3   实施例4
   流体(A)
  Nm3/h   600000   750000   600000   600000
  H2(Mol-％)   71.5   71.5   71.50   71.50
  CO(Mol-％)   16.5   16.5   16.50   16.50
  CO2(Mol-％)   8.2   8.2   8.20   8.20
  惰性气体(Mol-％)   3.8   3.8   3.80   3.80
  循环比率   1∶6   1∶4.6   1∶3.5   1∶2.7
   流体(B)
  H2(Mol-％)   78.38   78.17   78.35   78.26
  CO(Mol-％)   0.60   1.00   0.56   0.56
  CO2(Mol-％)   0.61   1.00   0.85   1.46
   流体(C)
  H2(Mol-％)   77.40   76.98   76.83   76.44
  CO(Mol-％)   2.87   3.77   4.10   4.86
  CO2(Mol-％)   1.69   2.29   2.53   3.28
  其它(Mol-％)   18.04   16.96   16.54   15.42
  温度(℃)   230.50   227.50   230.00   114.25
  压力(bar)   101   101   101   101
  装载量(Nm3/h/m3·h)   34000   34000   17420   14300
   流体(D)
  CH3OH(Mol-％)   2.09   2.16   4.33   5.43
  H2(Mol-％)   75.87   75.36   73.62   72.51
  CO(Mol-％)   1.86   2.75   1.68   1.67
  CO2(Mol-％)   1.05   1.64   1.42   2.14
  其它(Mol-％)   19.13   18.09   18.95   18.25
  温度(℃)   276.3   275.3   283.8   240.3
   流体(C1)
  CH3OH(Mol-％)   2.09   1.83   2.91   3.27
  H2(Mol-％)   75.87   75.73   75.1   74.68
  CO(Mol-％)   1.86   2.76   1.71   1.72
  CO2(Mol-％)   1.05   1.65   1.45   2.20
  其它(Mol-％)   19.30   19.03   18.83   18.13
  温度(℃)   240.5   235   202   159.7
   流体(E)
  CH3OH(To/24h)   473.96   1261.6   1550.9
   流体(D1)
  CH3OH(Mol-％)   3.40   3.49   4.92   5.65
  H2(Mol-％)   74.95   74.55   73.5   72.6
  CO(Mol-％)   0.95   1.65   0.53   0.52
  CO2(Mol-％)   0.77   1.3   0.85   1.35
  其它(Mol-％)   19.92   19.01   20.2   19.88
  温度(℃)   274.3   277.3   216   216
   流体(E1)
  CH3 OH(To/24h)   640.22   3752   3440
   流体(C2)
  CH3 OH(Mol-％)   3.40   3.03   -
  H2(Mol-％)   74.95   75.02   -
  CO(Mol-％)   0.95   1.66   -
  CO2(Mol-％)   0.77   1.31   -
  其它(Mol-％)   19.92   18.98   -
  温度(℃)   253   245   -
   流体(D2)
  CH3OH(Mol-％)   4.04   4.23   -
  H2(Mol-％)   74.46   74.07   -
  CO(Mol-％)   0.57   0.95   -
  CO2(Mol-％)   0.58   0.95   -
  其它(Mol-％)   20.35   19.80   -
  温度(℃)   268.3   273.5   -
   流体(E2)
  CH3OH(To/24h)   5024   5125.5   5013.6   4990.9
   流体(E3)
  CH3OH(To/24h)   5024   6240   -
在实施例1和2中的总催化剂量相同。在实施例3中，将总催化剂量在合成反应器6和25之间按比率1∶1.2划分。在实施例4中，将总催化剂量在两个合成反应器之间按比率1∶1.25划分。在实施例3和4中，催化剂量比在实施例1中少8％。
在表2中给出了更多的实施例。在表2中，实施例5对应现有技术并且实施例6对应根据图3-B的本发明的方法。为比较起见，采用具有等于约1∶1的CO∶CO2比率的补充气体组成。在实施例5中，来自第一合成反应器6的产物混合物，即来自图3-B的管线313的流体D不分为两个分流并且不冷却，而是改为将其作为流体C1直接输送到第二合成反应器325的上部分中并且向下流经催化剂床326。将循环和补充气体的混合气体，即来自图3B的管线305的流体C直接输送到图3B的螺旋管328的下入口中，然后向上流经该管并在上侧离开第二合成反应器，并且还继续输送到第一合成反应器306的催化剂床307中的入口。在冷却之后，从分离器333，自第二产物混合物，即图3B的流体D1中提取总粗制甲醇量。
表2
  实施例5   实施例6
   流体(A)
  Nm3/h   600000   600000
  H2(Mol-％)   71.138   71.138
  CO(Mol-％)   12.819   12.819
  CO2(Mol-％)   12.621   12.621
  惰性气体(Mol-％)   3.422   3.422
  循环比率   1∶2.7   1∶2.7
   流体(B)
  H2(Mol-％)   71.82   71.32
  CO(Mol-％)   1.99   1.53
  CO2(Mol-％)   8.38   4.86
   流体(C)
  H2(Mol-％)   71.64   71.27
  CO(Mol-％)   4.92   4.58
  CO2(Mol-％)   9.52   6.96
  其它(Mol-％)   13.92   17.19
  温度(℃)   230   230
  压力(bar)   82.6   82.6
  装载量(Nm3/h/m3·h)   18500   17100
   流体(D)
  CH3OH(Mol-％)   5.45   4.93
  H2(Mol-％)   65.72   66.26
  CO(Mol-％)   3.19   2.64
  CO2(Mol-％)   7.55   5.30
  其它(Mol-％)   18.11   20.87
  温度(℃)   266.7   264
   流体(C1)
  CH3OH(Mol-％)   5.45   2.76
  H2(Mol-％)   65.72   68.62
  CO(Mol-％)   3.19   2.74
  CO2(Mol-％)   7.55   5.49
  其它(Mol-％)   18.11   20.39
  温度(℃)   266.7   163.55
   流体(E)
  CH3OH(To/24h)   1576.05
   流体(D1)
  CH3OH(Mol-％)   7.56   5.72
  H2(Mol-％)   64.04   65.53
  CO(Mol-％)   1.78   1.41
  CO2(Mol-％)   7.47   4.47
  其它(Mol-％)   19.15   22.87
  温度(℃)   218   226
   流体(E1)
  CH3 OH(To/24h)   4841   3461.4
   流体(E2)
  CH3 OH(To/24h)   5037.4
在实施例5和6中，催化剂量相同。在实施例6中，CO2产率比在实施例5中高6.3％，从而表明了根据本发明的方法的优点。
如下附图和计算的实施例涉及氨生产。图4显示了其中在合成循环内部安置两个氨反应器的常规氨设备中，根据独立权利要求的本发明的方法。将离开第一合成反应器401的热产物气体402在分离点403分为旁通流404和分流405，所述分流405在级串联配置的在此由热交换器406符号表示的热交换器中冷却，以这种方式将分流405中包含的大部分氨冷凝出来，然后在分离器407中将其从冷却的分流406中提取作为液体氨409。
在控制阀404的控制下将减少的分流410与热的旁通流404合并，并且形成用于第二合成反应器413的工作流体412，在此进一步转化成氨。在气-气热交换器415中，通过将要被温热的第一合成反应器401的合成气体416冷却离开第二合成反应器413的热产物气体414，然后将其常规地输送到蒸汽发生器417，然后冷却至室温，将吹扫气体419收回，将补充气体420混合，将该产物气体在冷却器中深冷并且在氨分离器423中分离液体氨422。将冷合成气体424通过循环压缩机425输送到气-气热交换器415中，在此，在第一合成反应器401中使用之前将其重新加热。
图5显示了在根据图4的常规氨设备中使用的根据权利要求3的本发明的方法，其中因为它们与图4相同，所以没有必要显示位于循环压缩之前的合成反应器以及氨提取。离开第一合成反应器的热产物气体501(对应402)在分离点502(对应403)分为旁通流503(对应404)和分流504(对应405)。首先将该分流504输送到蒸汽发生器505，然后输送到提供大部分冷却的气-气热交换器506。在后冷却系统507(对应406)中，冷却分流504使得包含的氨的大部分冷凝出来，并且在分离器503(对应407)中，从冷却的分流509(对应408)将其提取作为液体氨510(对应409)。
在气-气热交换器506中将减少的分流511重新加热，并且只与通过控制阀513控制的热旁通流503连续组合作为混合流512，并且形成用于后续合成反应器(没有显示)的合成气体流体514。通过选择流体503和504的混合比率以及通过选择冷却系统507，可以在流体514中任意调整低的氨浓度。在流体514中选择的氨浓度越低，后续反应器中预计的温度增加越高，并且所需的反应器入口温度越低。
因此，在其中必须使用已经存在的反应器的更新的情况下，本领域技术人员有自由度。在配置有两个催化剂床和一个内部热交换器的反应器中优选低的入口温度。在具有单个催化剂床的反应器中使用更高的入口温度。如果选择低的入口温度，则流体503-504的混合比率尽可能低并且还可以达到零，并且必须从流体509中分离的氨的百分比尽可能高。在此情况下，因为极高的能量过剩，可以在蒸汽发生器505中产生许多高压蒸汽。
如果选择更高的入口温度，则流体503-504的混合比率较高，必须从流体509分离的氨的百分比更低。在此情况下，因为没有高能量剩余，在蒸汽发生器505中仅仅可以产生少量高压蒸汽。另一方面，对反应器、热交换器和氨浓度的要求更低。根据本发明，在使用多个反应器设计新式样的过程中，本领域技术人员还可以对各个反应器使用不同概念，其中可以使用每一种已知的反应器类型。
在表3概括的如下4个计算实施例7-10中，本发明的优点也是明显的。实施例7是根据现有技术的比较例并且对应图4的配置，其中分流405表示具有零流速的界限。实施例8表示通过根据独立权利要求使用本发明的图4的配置。实施例9表示如图5所示的根据权利要求3的另一个实施方案，其中将流体514以更高的反应器入口温度连续输送到具有一个催化剂床的反应器中。实施例10也表示如图5所示的根据权利要求3的另一个实施方案，其中将流体514以更低的反应器入口温度输送到具有两个催化剂床和内部热量交换的反应器中。
表3
实施例7
 420  402  412  419  422
 CH4  Mol-％  1.17  9.27  9.27  13.66
 Ar  Mol-％  0.36  3.11  3.11  4.20
 H2  Mol-％  73.54  50.94  50.94  55.81
 N2  Mol-％  24.93  20.49  20.49  22.32
 NH3  Mol-％  16.19  16.19  4.00  100
 总计  100.00  100.00  100.00  100.00
 流速  kmol/h  10856  34284  34284  930  4957
 压力  bar  198
 温度  ℃  46  480  412  4  0
实施例8
 420  402  412  419  422
 CH4  Mol-％  1.17  9.27  9.47  13.66
 Ar  Mol-％  0.36  3.11  3.18  4.20
 H2  Mol-％  73.54  50.94  52.09  55.81
 N2  Mol-％  24.93  20.49  20.95  22.32
 NH3  Mol-％  16.19  14.31  4.00  100
 总计  100.00  100.00  100.00  100.00
 流速  kmol/h  11247  34284  33519  963  4370
 压力  bar  198
 温度  ℃  46  480  410  4  0
 405  404  409  410
 CH4  Mol-％  9.27  9.27  10.58
 Ar  Mol-％  3.11  3.11  3.55
 H2  Mol-％  50.94  50.94  58.36
 N2  Mol-％  20.49  20.49  23.47
 NH3  Mol-％  16.19  16.19  100  4.04
 总计  100.00  100.00  100.00  100.00
 流速  kmol/h  5969  28315  765  5204
 压力  bar
 温度  ℃  480  480  0  0
实施例9
 420  501  514  419  422
 CH4  Mol-％  1.17  9.27  9.88  13.66
 Ar  Mol-％  0.36  3.11  3.32  4.20
 H2  Mol-％  73.54  50.94  54.39  55.81
 N2  Mol-％  24.93  20.49  21.88  22.32
 NH3  Mol-％  16.19  10.53  4.00  100
 总计  100.00  100.00  100.00  100.00
 流速  kmol/h  12267  34284  32089  1050  3406
 压力  bar  198
 温度  ℃  46  480  410  4  0
 504  503  510  511
 CH4  Mol-％  9.27  9.27  10.58
 Ar  Mol-％  3.11  3.11  3.55
 H2  Mol-％  50.94  50.94  58.36
 N2  Mol-％  20.49  20.49  23.47
 NH3  Mol-％  16.19  16.19  100  4.04
 总计  100.00  100.00  100.00  100.00
 流速  kmol/h  17142  17142  2195  14947
 压力  bar
 温度  ℃  480  480  0  0
实施例10
 420  501  514  419  422
 CH4  Mol-％  1.17  9.27  10.58  13.66
 Ar  Mol-％  0.36  3.11  3.55  4.20
 H2  Mol-％  73.54  50.94  58.36  55.81
 N2  Mol-％  24.93  20.49  23.47  22.32
 NH3  Mol-％  16.19  4.04  4.00  100
 总计  100.00  100.00  100.00  100.00
 流速  kmol/h  15741  34284  29896  1348  2799
 压力  bar  198
 温度  ℃  46  480  305  4  0
 504  503  510  511
 CH4  Mol-％  9.27  9.27  10.58
 Ar  Mol-％  3.11  3.11  3.55
 H2  Mol-％  50.94  50.94  58.36
 N2  Mol-％  20.49  20.49  23.47
 NH3  Mol-％  16.19  16.19  100  4.04
 总计  100.00  100.00  100.00  100.00
 流速  kmol/h  34284  0  4388  29896
 压力  bar
 温度  ℃  480  480  0  0
从表3中的实施例明显看出，生产出如下氨量：
实施例7：(比较例)4795kmol/h＝100％
实施例8：765kmol/h+4370kmol/h＝5135kmol/h＝103.6％
实施例9：2195kmol/h+3406kmol/h＝5601kmol/h＝113.0％
实施例10：2799kmol/h+4388kmol/h＝7187kmol/h＝145.0％
即使在具有由2个反应器形成的循环的情况下，也可以得到几乎50％的后续容量的增加。
图6显示了如何通过如下实施例9和10可得到大于2倍的容量增加。尽管没有继续使用已经存在的两个反应器的问题，但是在此情况下，将五个氨反应器601、602、603、604和605串联连接。根据不同环境，反应器彼此可以完全相同或不同。从全部对应示于图5中的循环的分冷凝系统606、607、608和609中得到氨，然后在最终反应器的下游从分离器610中将其提取，此处，因为循环气体压缩机611，在最终反应器之后可以不提供旁通。

Claims (14)

1.用于在高温和高压进行非均相催化放热气相反应的方法，其中输送由补充气体和/或循环气体的混合物组成的合成气体通过至少两个合成级，所述至少两个合成级串联连接以形成合成系统，其特征在于，
除最后一级外，将来自合成级的产物气体分为至少两个分流，
冷却一个分流直至产物冷凝出来，并且将包含所述产物的冷凝物与气体组分分离，
随后，将所述气体组分与所述产物气体的温热部分合并以达到后续合成级的入口温度。
2.根据权利要求1的方法，其特征在于，在其与所述产物气体的温热部分再次混合之前，将所述产物已经冷凝出来并被除去的分流加热，其中加热之后的温度低于所述产物气体的温热部分的温度。
3.根据权利要求2的方法，其特征在于，用于加热所述产物已经从中冷凝出来的分流的热量至少部分是从所述分流的冷却中回收的。
4.根据权利要求1至3中任一项的方法，其特征在于，通过与锅炉给水和/或完全脱盐的水的间接热交换，从将要冷却的产物气体部分中回收大部分热量。
5.根据权利要求1至4中任一项的方法，其特征在于，通到第一合成反应器的合成气体由16至40mol-％的补充合成气体组成。
6.根据权利要求1至5中任一项的方法，其特征在于，通过与合成气体的间接热交换冷却合成系统的最终反应器。
7.根据权利要求1至6中任一项的方法，其特征在于，从包含氢气、一氧化碳和二氧化碳的合成气体中，通过在20和120bar之间的压力和在200和350℃之间的温度，在粒状含铜催化剂上转化得到甲醇，其特征还在于，在第一合成级和最终合成级之间，总甲醇产量的15至50％存在于分离的含甲醇的冷凝物中。
8.根据权利要求7的方法，其特征在于，第一合成反应器是绝热多床反应器。
9.根据权利要求7的方法，其特征在于，第一反应器是用合成气体冷却的管式反应器。
10.根据权利要求7的方法，其特征在于，第一合成反应器是等温反应器。
11.根据权利要求10的方法，其特征在于，高压沸腾水在其中流动的管穿过所述催化剂。
12.根据权利要求2至6中任一项的方法，其特征在于，将至少3个氨反应器串联连接。
13.根据权利要求1至6和12中任一项的方法，其特征在于，在每一个氨反应器的下游安置冷却容器，所述冷却容器将部分反应热转化成工作蒸汽。
14.根据权利要求2至6和12中任一项的方法，其特征在于，通过来自后续反应器的传热来支持氨已经从中冷凝出来的分流的加热。
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Cited By (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN106458804A (zh) * 2014-06-20 2017-02-22 托普索公司 串联甲醇反应器
CN107074702A (zh) * 2014-10-20 2017-08-18 三菱瓦斯化学株式会社 甲醇制造方法以及甲醇制造装置
CN108473329A (zh) * 2015-12-16 2018-08-31 托普索公司 在多反应系统中由无惰性组分的合成气生产氨的方法
CN108854880A (zh) * 2017-05-12 2018-11-23 乔治洛德方法研究和开发液化空气有限公司 用于进行放热平衡反应的反应器
CN109071248A (zh) * 2016-04-18 2018-12-21 蒂森克虏伯工业解决方案股份公司 用于大规模设施的nh3合成配置
CN110603241A (zh) * 2017-05-12 2019-12-20 乔治洛德方法研究和开发液化空气有限公司 用于进行放热平衡反应的方法

Families Citing this family (14)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB0710022D0 (en) 2007-05-25 2007-07-04 Johnson Matthey Plc Methonal process
EP2011564A1 (en) * 2007-07-06 2009-01-07 Methanol Casale S.A. Process and plant for synthesis of methanol with H2 recovery from purge of synthesis loop
DE102008049622B4 (de) 2008-09-30 2012-10-31 Lurgi Gmbh Verfahren und Anlage zur Herstellung von Methanol
WO2016075653A1 (en) * 2014-11-14 2016-05-19 Sabic Global Technologies B.V. Multi stage fischer-tropsch reactor and methods of producing hydrocarbons
DE102015208128A1 (de) * 2015-04-30 2016-11-03 Thyssenkrupp Ag Asymmetrische Kreislaufkaskaden in der Gaskatalyse
DE102015210801A1 (de) 2015-06-12 2016-12-15 Thyssenkrupp Ag Mehrdruckverfahren zur Herstellung von Ammoniak ohne Anreicherung von Inertgas
RU2729077C2 (ru) 2015-08-12 2020-08-04 Хальдор Топсеэ А/С Новый способ производства метанола из низкокачественного синтетического газа
WO2017175760A1 (ja) * 2016-04-07 2017-10-12 三菱瓦斯化学株式会社 メタノール製造方法及びメタノール製造装置
WO2017220570A1 (en) * 2016-06-20 2017-12-28 Haldor Topsøe A/S Interstage removal of ammonia
CN107974318B (zh) * 2016-10-25 2020-04-03 中国石化工程建设有限公司 复合塔式甲烷化装置及甲烷化工艺
CN109205558B (zh) * 2017-07-06 2020-08-04 中国石化工程建设有限公司 一种用于煤制天然气的变换装置及变换方法
KR20210018931A (ko) 2018-06-12 2021-02-18 할도르 토프쉐 에이/에스 메탄올 제조를 위한 과정 및 플랜트
DE102018129639A1 (de) * 2018-11-23 2020-05-28 Thyssenkrupp Ag Vorrichtung und Verfahren zur katalytischen Herstellung von Ammoniak aus Synthesegas
DE102019201172A1 (de) * 2019-01-30 2020-07-30 Siemens Aktiengesellschaft Reaktorkaskade und Verfahren zum Betreiben einer Reaktorkaskade

Family Cites Families (16)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB1105614A (en) 1964-04-22 1968-03-06 Ici Ltd Catalytic converter
EP0080270B1 (en) 1981-11-19 1985-09-04 Imperial Chemical Industries Plc Synthesis process and reactor
CH672078A5 (zh) 1986-06-02 1989-10-31 Ammonia Casale Sa
US4867959A (en) * 1986-11-20 1989-09-19 Santa Fe Braun, Inc. Process for synthesizing ammonia
DE3643858A1 (de) 1986-12-22 1988-06-30 Uhde Gmbh Verfahren und vorrichtung zur temperaturregelung von katalysatorbetten in ammoniaksyntheseanlagen
DE8717724U1 (de) 1987-03-18 1989-10-05 Uhde Gmbh, 4600 Dortmund Zweistufiger Ammoniakkonverter mit wenigstens einem Katalysatorbett mit in dessen Inneren angeordneten Wärmetauscher
EP0359952A3 (en) 1988-08-05 1990-07-18 Ammonia Casale S.A. System for the improvement of reactors for the synthesis of methanol and reactors obtained therefrom
GB9023465D0 (en) * 1990-10-29 1990-12-12 Shell Int Research Process for the production of methanol
DE4100632C1 (zh) * 1991-01-11 1992-04-23 Uhde Gmbh, 4600 Dortmund, De
EP0522744B1 (en) 1991-07-09 1997-08-13 Imperial Chemical Industries Plc Synthesis gas production
DE4416425A1 (de) 1994-05-10 1995-11-16 Metallgesellschaft Ag Verfahren zur Erzeugung von Methanol
DE19605572A1 (de) 1996-02-15 1997-08-21 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum Erzeugen von Methanol
DE19644216A1 (de) * 1996-10-24 1998-04-30 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum Erzeugen von Methanol aus Erdgas
DK173023B1 (da) 1997-04-21 1999-11-15 Topsoe Haldor As Fremgangsmåde og reaktor til fremstilling af ammoniak
GB9904649D0 (en) 1998-05-20 1999-04-21 Ici Plc Methanol synthesis
DE10057863C2 (de) 2000-11-21 2002-10-24 Uhde Gmbh Mehrdruckverfahren zur Herstellung von Ammoniak

Cited By (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN106458804A (zh) * 2014-06-20 2017-02-22 托普索公司 串联甲醇反应器
CN107074702A (zh) * 2014-10-20 2017-08-18 三菱瓦斯化学株式会社 甲醇制造方法以及甲醇制造装置
CN107074702B (zh) * 2014-10-20 2020-11-03 三菱瓦斯化学株式会社 甲醇制造方法以及甲醇制造装置
CN108473329A (zh) * 2015-12-16 2018-08-31 托普索公司 在多反应系统中由无惰性组分的合成气生产氨的方法
CN109071248A (zh) * 2016-04-18 2018-12-21 蒂森克虏伯工业解决方案股份公司 用于大规模设施的nh3合成配置
CN108854880A (zh) * 2017-05-12 2018-11-23 乔治洛德方法研究和开发液化空气有限公司 用于进行放热平衡反应的反应器
CN110603241A (zh) * 2017-05-12 2019-12-20 乔治洛德方法研究和开发液化空气有限公司 用于进行放热平衡反应的方法
CN108854880B (zh) * 2017-05-12 2022-06-03 乔治洛德方法研究和开发液化空气有限公司 用于进行放热平衡反应的反应器
CN110603241B (zh) * 2017-05-12 2022-09-02 乔治洛德方法研究和开发液化空气有限公司 用于进行放热平衡反应的方法

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