专利名称：热交换转化方法和反应器系统的制作方法
技术领域：
本发明涉及烃类水蒸汽转化方法和实现该方法的反应器系统。特别是，本发明涉及在催化剂存在下烃类的水蒸汽转化方法，在该方法中通过产物气体与工艺气体之间的间接热交换，利用转化气产物物流的过程热来提供烃和水蒸汽的工艺气体中的吸热转化反应所需的热。
在烃类水蒸汽转化过程中发生的吸热反应可用下列反应图式表示(1)CH4+H2O<＝>CO+3H2(-△H°298＝-49.3千卡/摩尔)(2)CH4+2H2O<＝>CO2+4H2(-△H°298＝-39.4千卡/摩尔)对于高级烃的水蒸汽转化可列出相应的反应图式。当烃类在水蒸汽转化条件下通过水蒸汽转化催化剂时，在工艺气体中发生吸热反应(1)和(2)。反应(1)和(2)所需的热可通过在辐射炉室中燃料的燃烧而容易地提供，在炉室中催化剂放在延伸通过炉室的立管中。
利用转化气体的产物物流作为热源来提供部分热，这是公知的。这种方法在美国专利4162290中提到过，其中在一级和二级转化程序中一部分烃进料是在热交换反应器中通过与来自与进行一级转化的烃进料逆流的二级转化流出物进行间接热交换而加热的。在水蒸汽转化过程中与二级转化炉的产物物流的逆流热交换的方法在欧洲专利194067和113198中也作了介绍。
美国专利4678600和4830834公开了一种与燃烧炉的烟道气和转化产物气体逆流和并流热交换的转化方法和热交换转化反应器，该热交换转化反应器包括用于进行热交换水蒸汽转化过程的同轴安装的燃烧室、内催化剂室和外催化剂室。根据公开的方法和反应器，烃进料和水蒸汽工艺气体通过外催化剂室，同时与来自燃烧室的适度的热烟道气和离开内催化室的转化产物物流进行逆流间接热交换。该工艺气体接着并流通过第二催化剂室，并与来自燃烧室的热烟道气进行间接热交换。
已知的热交换转化方法通过利用二级转化过程得到的热气体来提供一级转化过程所需的热量，从而改善了该方法的经济性。然而，没有一个已知方法对用于热交换转化反应器的材料发生的腐蚀问题采取预防措施。
我们知道高含量一氧化碳的含烃的转化气体会使与这些气体接触的设备所用的金属材料发生很强的碳化反应。结果材料表面层局部机械破裂，接着保护层局部腐蚀或破裂，成为细丝或细粉。这种被称作金属粉化的现象对不同的金属材料将在不同的温度范围内发生。因此，为了防止金属粉化和接着对转化过程的破坏，在热交换转化过程中应避免某些禁用的金属温度范围出现。
因此，本发明的一个目的是提供一种烃类水蒸汽转化的方法，通过该方法，来自转化产物气体物流的热量在最佳条件下得到了利用，并且避免了发生金属粉化的禁用的金属温度。
本发明的另一个目的是提供了一种实现该方法的反应器系统。
依据本发明的主要思想，上述和其他目的在通过一级和二级转化的烃类水蒸汽转化的改进方法中得到了实现，改进之处包括(ⅰ)含烃类进料和水蒸汽的工艺气体物流在装有水蒸汽转化催化剂的第一气体加热反应器中通过与来自第二气体加热反应器的壳程的适度的热产物气体物流进行间接热交换而反应生成部分一级转化工艺气体物流，引入到第一气体加热反应器的壳程的该适度的热产物气体物流与在第一气体加热反应器中的反应工艺气体物流是逆流的;
(ⅱ)将第一气体加热反应器的部分一级转化工艺气体物流分成第一和第二次物流;
(ⅲ)第一次物流在水蒸汽转化催化剂存在下在对流加热管式反应炉中反应生成一级转化气体物流;
(ⅳ)第二次物流在第二气体加热反应器中在水蒸汽转化催化剂存在下通过与来自绝热第二转化反应器的热产物气体物流进行间接热交换而反应，引入到第二气体加热反应器壳程中的热产物气体物流与第二气体加热反应器中的反应的第二次物流并流，以提供一级转化气体物流，并将热产物气体物流冷却成适度的热产物气体物流;
(ⅴ)将步骤(ⅲ)和(ⅳ)得到的一级转化气体物流混合;和(ⅵ)混合的一级转化气体物流在绝热的二级转化反应器中在第二水蒸汽转化催化剂存在下与氧化剂气体反应生成热产物气体物流。
一级转化过程的烃进料可以是任何烃、烃馏份或通常用作为水蒸汽烃转化的进料的烃类混合物。一般，进料是天然气，炼厂排出气，液化石油气和各种石脑油馏分如轻质石油馏分。为了适合作为水蒸汽转化的进料，烃进料通常要经过脱硫，以使总的硫含量低于1ppm(重量)。
水蒸汽以一定的量加入到烃进料中，该水蒸汽量应使工艺气体所具有的水蒸汽与碳的比率高到足以防止当工艺气体穿过催化剂时碳沉积在转化催化剂上。在下文所用的水蒸汽与碳的比率是用每个碳原子摩尔水蒸汽表示。
工艺气体中的一级水蒸汽转化反应是通过进料与第一气体加热反应器中的水蒸汽转化催化剂接触而开始的。催化剂入口处的工艺气体的温度一般为400℃-700℃，并且水蒸汽转化是在水蒸汽与碳的比率为1.1-7.0，最好2.0-4.5下进行的。为了经济起见，水蒸汽转化过程是在约2-60巴的升高的压力下进行。在该压力范围内操作压力可调节至这样一个压力，在这个压力下产物物流将用于或进行进一步加工，例如调节至30-40巴。
用于管式反应炉和绝热二级转化反应器的条件是常规条件。因此，一级转化所用的水蒸汽转化催化剂可以是任何市售的水蒸汽转化催化剂。这种催化剂的催化活性组份是金属镍，并通常载在陶瓷载体物质上。适用于二级转化的催化剂是镍或氧化镍和金属氧化物的混合物，例如，美国专利3926583所公开的用氧化铁、氧化钴或氧化镁助催化的氧化镍催化剂。
绝热反应器入口处的混合一级转化气体物流的温度可在700℃-900℃范围内变化，这取决于一级转化过程中的操作条件，通过与氧化剂气体反应，绝热反应器出口处的混合一级转化气体物流的温度升高至800℃-1100℃。
在本发明的一个优选实施方案中，氧化剂是由得到用做生产氨的产物气体的空气组成，最好使用氧气或富氧空气，例如，在用于生产氧化烃如醇类、醚类或羧基化合物的合成气体的制备中所用的气体。
因此，在本发明的另一个优选实施方案中，使用氧气或富氧空气作为二级转化过程中的氧化剂气体。
本发明方法的主要特性是绝热反应器的产物气体中所含的热量的分配。离开绝热反应器的温度在900℃-1100℃之间的热产物气体通到第二气体加热反应器，它在反应器的壳程中与在反应器管程中的工艺气体并流间接热交换，从而将热量提供给一级转化反应。因此，该热产物气体被冷却成适度的热产物气体，该适度的热产物气体的热量被用于第一气体加热反应器中，通过与跟适度的热工艺气体逆流的工艺气体进行间接热交换而将热量提供给转化反应。
通过并流和逆流热交换，并通过调节离开第一气体加热反应器和分配给反应炉和第二气体加热反应器的部分一级转化气体的分配比例，可使气体加热反应器中反应管的温度保持在临界温度范围以外，我们知道在临界温度范围内用作反应管的金属材料将发生严重的金属粉化。
本发明的另一个目的是提供一种实现该改进方法的反应器系统，该反应器系统包括(ⅰ)一个装有转化管的第一气体加热反应器，该转化管是用于烃进料与水蒸汽进行部分一级转化，适于通过与引入到该反应器的壳程中的适度的热产物气体物流进行间接逆流热交换而接收热量;
(ⅱ)将来自第一气体加热反应器的部分转化工艺气体分成第一和第二次物流的设备;
(ⅲ)一个管式反应炉，该反应炉装有转化管和通过燃烧燃料而产生辐射热的设备，适于接收和反应第一次物流，以生产一级转化气体物流;
(ⅳ)一个装有转化管的第二气体加热反应顺，该转化管是用于接收和一级转化第二次物流，适于通过与引入到该反应器的壳程中的热产物气体物流进行间接并流热交换而接收热量，并将热产物气体物流冷却成适度的热产物气体物流;
(ⅴ)用于混合在管式反应炉和第二气体加热反应器中得到的一级转化气体物流并将它们送入绝热二级转化反应器中的设备;
(ⅵ)用于将氧化剂气体送入绝热二级转化反应器中的设备;
(ⅶ)适用于接收混合的一级转化气体物流和氧化剂气体并使二者反应生成热产物气体物流的绝热反应器;
(ⅷ)用于将来自绝热反应器的热产物气体物流送向和引入第二气体加热反应器壳程的设备;和(ⅸ)用于将来自第二气体加热反应器的适度的热产物气体物流送向和引入第一气体加热反应器的设备。
本发明的上述和其他目的以及观点通过下列关于附图的详细说明将变得更加清楚，其中
图1显示了本发明方法的一个简化流程图;
图2是一个根据本发明的一个实施方案的气体加热反应器系统的纵剖面图;
图3是图2所示的反应器系统的部分放大图。
图1显示了根据本发明的一个实施方案在一个含有两个串联的气体加热反应器的反应器系统中进行的水蒸汽转化过程的流程图。该图是简化图，在本专业中公知的各种设备如阀、泵和用于预热和纯化烃进料的设备在该图中没有画出。
纯化过的含有烃进料和水蒸汽的工艺气体物流10用已知的方法通过与气体加热反应器11流出的温度约550-650℃的产物气体物流26进行热交换而预热到约500-600℃。预热过的工艺气体被分布并通过许多安装在第一气体加热反应器11中的伸长管31。管31装有常规的转化催化剂。离开绝热反应器17温度约950-1050℃的热产物气体22在第二气体加热反应器19中被冷却成适度的热产物气体，下面将进一步说明。适度的热产物气体24在约810-900℃温度下引入第一气体加热反应器11的壳程，以便向转化反应提供热量，工艺气体通过管31，并与在管31的壳程中与工艺气体逆向流动的适度的热产物气体进行相互热交换，从而向转化反应提供了热量。因此，管31的壁温在入口端保持在约500-600℃，在管31的出口端保持在约650-770℃。
工艺气体在通过第一气体加热反应器11的过程中转化成了部分一级转化气体12，该气体12在离开反应器11时的温度约为610-670℃。气体12在三通30处被分成次物流14和次物流18。三通30可以是阀控制的，使气体12按不同的分配比例分成次物流14和18。约20-60%(体积)的部分一级转化气体12作为次物流18送入第二气体加热反应器19。气体12的剩余部分作为次物流14引入常规的管式转化炉15，该转化炉15装有侧面烧火的转化管35，管35中装有对次物流14中的部分一级转化气体进行最后的一级转化的转化催化剂。
次物流18中的部分一级转化气体通过伸长管33被转化成一级转化气体，伸长管33是装在反应器19中并装有一级转化催化剂。气体中吸热转化反应所需的热量是通过与由绝热反应器17引入到反应器19的壳程中并与管33中的气体18并流的热产物气体22进行间接热交换而提供的。该热产物气体22也因此被冷却，即从反应器19的入口处约950-1100℃的温度被冷却到约810-900℃的出口温度，并且作为适度的热产物气体24而送入第一气体加热反应器11，正如上面所述。
管33的壁温范围是从入口端的860℃-910℃到管33的出口端的780-890℃。因此，实际温度取决于通入反应器19的次物流18的量，次物流18的量是通过三通30调节气体12的分配比例而调节的。
因此，通过分别控制由次物流18送入到反应器19的部分一级转化气体的量和在气体加热反应器11和19中的逆流和并流热交换，可以控制用于气体加热反应器的金属材料的温度。因此，避免了达到临界温度范围，在这个临界温度范围内，与含有高含量一氧化碳的产物气体22和24接触的气体加热反应器11和19中的管壁上会发生严重的金属粉化。
把从反应器15和19流出并含有一级转化气体16和20的流出物混合并送入含有常规二级转化催化剂29床层的绝热反应器17中。为了进行二级转化过程，氧化剂气体28也被送入反应器17。在一级转化气体中所含的氢气和烃部分氧化过程中所放出的热使该气体的温度从绝热反应器17入口处的约800-900℃升高到出口处的约1000-1100℃。
离开绝热反应器17的二级转化气体作为热产物气体22被送入反应器19的壳程中，正如上面更详细的叙述，在反应器19中该气体被冷却成适度的热产物气体24，气体24被进一步送入反应器11的壳程。
本发明的反应器系统的具体设备的构造和操作由图2说明，图2显示了气体加热反应器的纵剖面。
反应炉和绝热反应器是常规的，在该图中没有画出。
气体加热反应器系统包括逆流热交换反应器11和用连接部分24连接到反应器11上的并流热交换反应器19。
反应器11和19分别有上部分111，191和被受压壳体110，210邻接的下部分113，193，其中下部分113，193由接近受压壳体110、210的耐热绝热材料120、220绝热。适合的绝热材料可以是任何耐热材料，如耐火砖和可经受高温度的混凝土。
反应器11和19的上部分111和191分别装有连接管150、250，包括入孔130、230和盖140和240。
反应器11和19含有许多转化管31、33，这些转化管的入口端311、331延伸穿过管板313、333，并用膨胀接头314、334固定在管板313、333上，下文中将更详细说明(参考图3)。转化管31、33的入口端311、331作成瓶颈的形式，以确保流入或来自管31、33的壳程的气体最佳分布。管31、33在反应器的弓形底部312、332处连接到反应器11和19的下部分113、193内部的气体出口管315、335上。气体出口管315、335分别延伸通过受压壳体110和210的底部，在出口管315、335的通过点处用园筒形温度梯度补偿管316、336密封，这些管包住了靠近通过点的气体出口管315、335，并固定在受压壳体110、210的外侧。
工艺气体由连接到入口部件150上的入口管10通到反应器11，并从反应器11的上部份111中的室112进一步分配到转化管31。该气体通过装在转化管31中的转化催化剂而部分一级转化。如上所述，转化反应所需的热量是由反应器19流出并经连接部分24进入反应器11的壳程的适度的热产物气体提供的。为了避免适度的热产物气体的热损失，连接部分24衬有耐热的绝热材料241。适度的热产物气体是在靠近管31底部的位置引入，并在管31的壳程中与管中的反应工艺气体逆流，并通过靠近管31的入口端311的出口26离开反应器11。从而通过与适度的热产物气体进行间接热交换而将热量传递给反应工艺气体。
部分一级转化气体经气体出口管线315离开管31，并收集在连接到反应器11外部出口管315的气体收集器318中。该气体从收集器318经管线12流向三通30。三通30装有节流阀141，它可调节经管18和连接部件250引入到反应器19的部分转化气体的量。从位于反应器19的部分191中的室192该气体被分配到装有一级转化催化剂的转化管33中。部分一级转化气体通过催化剂被转化成一级转化气体，并在出口管335离开反应器19。管335连接到反应器19外部的气体收集器330。收集在气体收集器330中的一级转化气体经管线20流入绝热反应器(没画出)进行进一步处理。管33中部分一级转化气体发生的转化过程所需的热量是由来自绝热反应器的热产物气体提供的。该热气体通过靠近管33入口端331的入口22引入反应器19。该热产物气体从而以并流的方式在管33的壳程中流动并与管33中的反应气体相互热交换，并且冷却成适度的热产物气体，该气体通过连接部分24离开反应器19进入反应器11。
图2所示的气体加热反应器11，19的具体实例的优越特性在于转化管31、33的结构和安装，正如图3更详细的说明，图3是反应器11中转化管31的入口端的放大视图。反应器19中转化管的入口端及其安装是以类似于反应器11的方法安装的，图中没有画出。
每个转化管31在延伸通过管板313的入口端311处做成瓶颈的形式。管31用膨胀接头314固定在管板313上。
膨胀接头314是以金属波纹管的形式同轴围绕在管31的上端，该膨胀接头314a延伸通过管板313。膨胀接头314的上端314固定在管31的入口31a上，其下端314b固定在管板313上，从而使管31在管板313中可伸缩地悬吊着，这样管子可以热膨胀，如上所述，入口端311是瓶颈形式，这样一方面通过减小管子所占的空间有助于管子在管板313中悬吊，另一方面由于管的入口端311的直径减小得到了增大的空间，从而降低了压力降，使得产物气体在管31的壳程中得到最佳的气体流动。
实施例在下列实施例中，本发明使用了三种计算型式来说明根据本发明的一个实施方案的方法和反应器系统在制备用于氨生产的合成气体中的优点。
将具有下列组成(摩尔%)的工艺气体预热到510℃，然后通到第一气体加热反应器11(图1)中O20.00H21.01H2O 70.45N20.35CO0.00CO20.04
Ar0.00CH428.14工艺气体通过反应器11，与适度的热产物气体24进行间接热交换而反应成部分一级转化气体12。该部分一级转化气体12按物流14∶18为3.4(计算型式1)、1.8(计算型式2)和0.7(计算型式3)的分配比例分成次物流14和次物流18。
然后，次物流18中的部分一级转化气体通过反应器19，与热产物气体22间接热交换而转化成一级转化气体20，然后气体20与在常规转化炉15中通过转化次物流14中的部分一级转化气体而得到的一级转化气体16混合。
混合的气体20和16在常规绝热二级转化炉17中通过与也加入到转化炉17中的空气28反应最后转化成二级转化产物气体22。
离开反应炉17的热产物气体22被送入反应器19的壳程中，因此被冷却成适度的热产物气体24，然后，气体24被引入到反应器11的壳程中，该气体通过反应器11后作为产物气体26而流出，用于氨的合成中。
上述和其他工艺参数列于下表1-3中，表1-3分别代表计算型式1-3得到的结果。
表中涉及的位置/物流号码与上述号码和图1中所示的号码一致。
表Ⅰ位置/物流号码1012182014温度(℃)560.0660.8660.8865.7660.8压力(巴)35.534.634.634.534.6流量(Nm3/h) 121,830 139,680 31,453(§)38,457 108,227(§)气体组成(摩尔%)O20.00 0.00 0.00 0.00 0.00H21.01 24.88 24.88 48.73 24.88H2O 70.45 50.23 50.23 30.91 50.23N20.35 0.31 0.31 0.25 0.31CO0.001.561.569.321.56CO20.04 4.86 4.86 5.04 4.86Ar0.000.000.000.000.00CH428.14 18.16 18.16 5.74 18.16位置/物流号码1628222426温度(℃)810.0550.01024.1895.9603.3压力(巴)32.733.031.030.830.8流量(Nm3/h) 124,528 50,413 229,306 229,303 229,298气体组成(摩尔%)O20.00 20.90 0.00 0.00 0.00H242.63 0.00 39.71 39.71 39.71H2O 35.74 0.41 27.83 27.83 27.83N20.27 77.72 17.27 17.27 17.27CO6.530.0010.6010.6010.60CO25.60 0.03 4.16 4.16 4.16Ar0.000.940.210.210.21CH49.23 0.00 0.21 0.21 0.21气体加热反应器1119催化剂体积(m3) 19.6 7.2转化管号码217127转化管的壁温(℃)入口576.9902.2出口755.5884.6压力降(巴)壳程0.010.16(§)物流号的分配比例14:18=3.4
表Ⅱ位置/物流号码1012182014温度(℃)535.0642.1642.1816.5642.1压力(巴)35.034.634.634.334.6流量(Nm3/h) 121,830 137,679 49,503(§)58,528 88,176(§)气体组成(摩尔%)O20.00 0.00 0.00 0.00 0.00H21.01 22.66 22.66 44.02 22.66H2O 70.45 52.09 52.09 34.62 52.09N20.35 0.31 0.31 0.26 0.31CO0.001.261.267.051.26CO20.04 4.53 4.53 5.55 4.53Ar0.000.000.000.000.00CH428.14 19.15 19.15 8.48 19.15位置/物流号码1628222426温度(℃)825.0550.01024.1859.8587.1压力(巴)32.733.031.030.930.8流量(Nm3/h) 104,515 50,413 229,305 229,302 229,293气体组成(摩尔%)O20.00 20.9 0.00 0.00 0.00H244.22 0.00 39.71 39.71 39.71H2O 34.48 0.41 27.83 27.83 27.83N20.26 77.72 17.27 17.27 17.27CO7.230.0010.6010.6010.60CO25.47 0.03 4.16 4.16 4.16Ar0.000.940.210.210.21CH48.34 0.00 0.21 0.21 0.21气体加热反应器1119催化剂体积(m3) 19.6 7.2转化管号码217127转化管的壁温(℃)入口555.5879.1出口729.6840.8压力降(巴)壳程0.020.15(§)物流号分配比例14:18=1.8
表Ⅲ位置/物流号码1012182014温度(℃)510.0624.2624.2766.1624.2压力(巴)35.534.634.633.934.6流量(Nm3/h) 121,830 135,861 79,201(§)90,202 56,660(§)气体组成(摩尔%)O20.00 0.00 0.00 0.00 0.00H21.01 20.54 20.54 38.50 20.54H2O 70.45 53.87 53.87 39.03 53.87N20.35 0.32 0.32 0.28 0.32CO0.001.021.024.821.02CO20.04 4.18 4.18 5.84 4.18Ar0.000.000.000.000.00CH428.14 20.07 20.07 11.53 20.07位置/物流号码1628222426温度(℃)900.0550.01027.5825.5571.2压力(巴)32.733.031.030.930.8流量(Nm3/h) 73,022 50,413 229,355 229,357 229,362气体组成(摩尔%)O20.00 20.9 0.00 0.00 0.00H250.97 0.00 39.71 39.71 39.71H2O 29.18 0.41 27.84 27.84 27.84N20.24 77.72 17.27 17.27 17.27CO10.580.0010.6310.6310.63CO24.66 0.03 4.14 4.14 4.14Ar0.000.940.210.210.21CH44.37 0.00 0.20 0.20 0.20气体加热反应器1119催化剂体积(m3) 19.6 7.2转化管号码217127转化管的壁温(℃)入口534.2830.3出口705.5793.2压力降(巴)壳程0.020.15(§)物流号分配比例14:18=0.7
从表1-3中的结果可以看出，气体加热反应器11和19中与含一氧化碳的气体接触的管壁的温度可以通过改变分配比例而调节至不同的温度范围，并不影响离开绝热转化炉17的产物气体22的组成，其中来自第一气体加热反应器11的部分一级转化气体并流通到常规加热一级转化炉15和第二气体加热反应器19中。因此，将温度控制在金属粉化临界温度范围之外是可能的。
经过对本发明如此详细的叙述，我们应知道上述叙述和实施例仅仅是说明和举例说明了本发明，那些对本专业熟练的技术人员来说是显而易见的改变和替换都将在本发明的预料范围之内，本发明的范围仅仅受到下列权利要求的限制。
权利要求
1.一种通过一级和二级转化的烃转化方法，其改进之处包括(i)含烃类进料和水蒸汽的工艺气体物流在第一气体加热反应器中在水蒸汽转化催化剂存在下通过与由第二气体加热反应器的壳程引入到第一气体加热反应器的壳程中的适度的热产物气体物流进行间接热交换而反应生成部分一级转化工艺气体物流，在第一气体加热反应器中，该适度的热产物气体物流与该反应工艺气体物流是逆流的；(ii)将第一气体加热反应器的部分一级转化工艺气体物流分成第一和第二次物流；(iii)第一次物流在水蒸汽转化催化剂存在下在对流加热管式反应炉中反应生成一级转化气体物流；(iv)第二次物流在第二气体加热反应器中在水蒸汽转化催化剂存在下通过与由绝热第二转化反应器引入到第二气体加热反应器壳程中的热产物气体物流进行间接热交换而反应，热气体物流在第二气体加热反应器中与反应的第二次物流并流，以提供一级转化气体物流，并将热产物气体物流冷却成适度的热产物气体物流；(v)将步骤(iii)和(iv)得到的一级转化气体物流混合；和(vi)混合的一级转化气体物流在绝热的二级转化反应器中在第二水蒸汽转化催化剂存在下与氧化剂气体反应生成热的产物气体物流。
2.根据权利要求1的方法，其中氧化剂气体由空气组成。
3.根据权利要求1的方法，其中氧化剂气体由富氧空气组成。
4.根据权利要求1的方法，其中第一气体加热反应器壳程的壁温在500℃-770℃之间，第二气体加热反应器壳程的壁温在770℃-920℃之间。
5.根据权利要求1的方法，其中第一气体加热反应器壳程的壁温在550～730℃之间，第二气体加热反应器壳程的壁温在835℃-885℃之间。
6.一种用于实现权利要求1所要求的烃转化方法的反应器系统，它包括(ⅰ)一个装有转化管的第一气体加热反应器，该转化管是用于烃进料与水蒸汽进行部分一级转化，适于通过与引入到该反应器的壳程中的适度的热产物气体物流进行间接逆流热交换而接收热量;(ⅱ)将来自第一气体加热反应器的部分转化工艺气体分成第一和第二次物流的设备;(ⅲ)一个管式反应炉，该反应炉装有转化管和通过燃烧燃料而产生辐射热的设备，并适于接收和反应第一次物流，以生产一级转化气体物流;(ⅳ)一个装有转化管的第二气体加热反应器，该转化管用于接收和一级转化第二次物流，适于通过与引入到该反应器的壳程中的热产物气体物流进行间接并流热交换而接收热量，以产生一级转化气体物流，并将热产物气体物流冷却成适度的热产物气体物流;(ⅴ)用于混合在管式反应炉和第二气体加热反应器中得到的一级转化气体物流并将它们送入绝热二级转化反应器中的设备;(ⅵ)用于将氧化剂气体送入绝热二级转化反应器中的设备;(ⅶ)适于接收混合的一级转化气体物流和氧化剂气体并使二者反应生成热产物气体物流的绝热反应器;(ⅷ)用于将来自绝热反应器的热产物气体物流送向和引入第二气体加热反应器壳程的设备;和(ⅸ)用于将来自第二气体加热反应器的适度的热产物气体物流送向和引入第一气体加热反应器壳程的设备。
7.根据权利要求6的反应器系统，其中第一和第二气体加热反应器中的转化管具有瓶颈式的入口端。
8.根据权利要求7的反应器系统，其中转化管的瓶颈式入口端在该管的入口端处可伸缩的悬吊在管板中。
9.根据权利要求8的反应器系统，其中转化管的可伸缩的悬吊是通过波纹管同轴包围管的入口，并将管的入口固定在管板上而实现的。
10.根据权利要求6的反应器系统，其中用于分开部分转化工艺气体的设备包括阀。
全文摘要
在一种催化剂存在下进行烃类水蒸汽转化的方法和反应器系统。在此方法以及在此反应器系统中利用已转化气体的产品气流的热量，采用该产品气体和烃类工艺过程气体间接热交换的方式，为该工艺过程气体的吸热转化反应提供所需的热量。
文档编号C01B3/38GK1056850SQ9110111
公开日1991年12月11日 申请日期1991年2月2日 优先权日1990年2月2日
发明者杰斯珀·内斯克 申请人:赫多特普索化工设备公司