一种加氢反应过程中降低氢气循环量的工艺及设备的制作方法
【专利摘要】本发明公开了一种加氢反应过程中降低氢气循环量的工艺及设备，所述工艺采用反应器分段进料，氢气和反应物的混合汽化料与上一段反应器出料一起进入下一段反应器反应，各段反应过程中氢气过量，即氢气与反应物的摩尔比大于化学计量比。通过分段进料，对上一段反应中残余的氢气进行重复利用，显著降低了氢气循环量；同时，氢气和反应物的混合汽化后再分段进料，能耗更低。所述设备结构简单，设备改造成本低。
【专利说明】一种加氢反应过程中降低氢气循环量的工艺及设备
【技术领域】
[0001]本发明属于化工领域，具体涉及一种加氢反应过程中降低氢气循环量的工艺及设备。
技术背景
[0002]加氢反应是化工领域中十分常见的反应方式，包括脂肪酸酯加氢反应，脂肪酸加氢制脂肪醇、芳香硝基化合物加氢制芳胺、苯加氢制环己烷等反应过程。以脂肪酸酯加氢反应为例，脂肪醇是一种重要的有机化工原料，目前多数脂肪醇在工业生产中采用相应的脂肪酸酯加氢反应制得，如醋酸乙酯加氢制乙醇(化学工程师，2011，(9):25-27)、草酸酯加氢制乙二醇(天然气化工，2009，34 (3):27-30)、己二酸二甲酯加氢制1，6-己二醇(精细化工中间体，2006，36 (5):67-69)、苯甲酸甲酯加氢制苯甲醇(化学学报，2006，64 (16):1615-1621)、棕榈油或椰子油加氢制高碳醇(石油化工动态，1994，(4):13-20)等。脂肪酸酯加氢制醇具有产品质量高的特点，国内外多家知名公司均对脂肪酸酯加氢工艺及催化剂方面进行了大量的研宄，并形成了各自代表性的技术。虽然各研宄机构开发的技术具有不同的特点，但是从反应工艺条件看，为了维持较高的脂肪酸酯转化率和目的产物的选择性，反应过程中氢气的量比化学计量值高几十倍甚至几百倍。反应过程由于氢气远远过量，大量的氢气并未参与反应而在系统中循环，因此循环气压缩机的功耗一般较大，且汽化器、反应器等设备直径过大，限制了单台设备的生产加工和运输，从而限制了单台设备的生产能力。其他类型的加氢反应中也存在相同的问题。
【发明内容】
[0003]本发明针对脂肪酸酯加氢反应过程中氢气远远过量，大量的氢气并未参与反应而在系统中循环，因此循环气压缩机的功耗一般较大，且汽化器、反应器等设备直径过大，限制了单台设备的生产加工和运输，从而限制了单台设备的生产能力的问题，优化了工艺流程，在维持反应条件和生产能力不变的前提下，降低循环氢气的流量。
[0004]本发明通过以下技术方案来实现:
[0005]一种加氢反应过程中降低氢气循环量的工艺，反应器分段进料，氢气和反应物的混合汽化料与上一段反应器出料一起进入下一段反应器反应，各段反应过程中氢气过量，即氢气与反应物的摩尔比大于化学计量比，反应器最后一段反应完成后的出料经气液分离后所得液相即为产品，所得气相与新鲜氢气混合进入系统循环利用，所述反应物为酯、脂肪酸、芳香硝基化合物、苯等待加氢的物料中的一种。通过分段进料，对上一段反应中残余的氢气进行重复利用，显著降低了氢气循环量；同时，氢气和反应物的混合汽化后再分段进料，能耗更低。所述反应器分成多段或采用多个反应器串联，其中反应器的段数或个数可根据设计需要灵活调整。
[0006]作为可选方式，在上述工艺中，一部分氢气与反应物混合汽化形成混合汽化料，所得的一部分混合汽化料与另一部分氢气混合进入反应器第一段进行反应，在分段反应器中，上一段反应完成后的出料再与部分混合汽化料一起进入下一段反应器反应。对氢气进行分流处理，更便于调整各段反应中氢气与反应物的比值，控制更方便和准确。
[0007]作为可选方式，在上述工艺中，反应器最后一段的出料经换热器换热进行余热再利用后再进行气液分离。有利于进一步节能，减少能量浪费，还有利于后续的气液分离。
[0008]作为可选方式，在上述工艺中，反应器最后一段的出料与反应器中至少一段的进料进行换热后再进行气液分离。余热直接通过反应体系回收利用，且反应物料经换热器预热后更有利于反应的顺利进行。
[0009]作为可选方式，在上述工艺中，反应器最后一段的出料经过两次换热后再进行气液分离，反应器最后一段的出料先与反应器中至少一段的进料进行换热后再与氢气进行二次换热。余热利用更彻底。
[0010]作为可选方式，在上述工艺中，保持进入反应器各段的氢气总量与反应物的比例基本相同。有利于对产品质量均一性等性能的控制。
[0011 ] 作为可选方式，在上述工艺中，所述加氢反应为酯类加氢反应、脂肪酸加氢制脂肪醇、芳香硝基化合物加氢制芳胺、苯加氢制环己烷中的一种。
[0012]作为可选方式，在上述工艺中，所述加氢反应器分为两段或三段。
[0013]作为可选方式，在上述工艺中，所述反应器采用采用多个加氢反应器串联的形式。直接采用现有设备拼接，设备改造成本更低。
[0014]本发明还提供了一种上述工艺的装置，包括循环气压缩机、汽化器、反应器、气液分离器，所述反应器分为多段，所述循环气压缩机出气分为两股分别通过带调节阀的管道与汽化器和第一段反应器的进料口相连，所述汽化器的另一进料口与反应物供给管道相连，所述汽化器的出料又分为两股，其中一股通过带调节阀的管道与第一段反应器的进料口相连，另一股通过带调节阀的管道分别与反应器其余各段的进料口相连，反应器最后一段的出料口通过管道与气液分离器进料口相连，所述循环气压缩机的进气口分别与氢气供给管道和气液分离器的出料口相连。所述装置结构简单，设备改造成本低，可以有效降低循环氢气的量，且能耗低。
[0015]作为可选方式，在上述装置中，所述反应器分为两段或三段。
[0016]作为可选方式，在上述装置中，所述反应器由多个加氢反应器串联而成。
[0017]作为可选方式，在上述装置中，所述反应器各段的进料口处设置有换热器。通过换热器对反应物料进行预热，有利于反应的顺利进行。
[0018]作为可选方式，在上述装置中，所述装置中还设置有换热器，所述反应器最后一段的出料口先与换热器连接再连接至气液分离器进料口。
[0019]作为可选方式，在上述装置中，所述循环气压缩机出气口处设置有换热器。
[0020]作为可选方式，在上述装置中，所述循环气压缩机出气口处以及反应器各段的进料口处都设置有换热器。
[0021 ] 作为可选方式，在上述装置中，所述反应器最后一段的出料口先与反应器进料口处的换热器相连再与循环气压缩机出气口处的换热器连接再连接至气液分离器进料口。
[0022]作为可选方式，在上述装置中，所述反应器最后一段的出料口先与反应器第一段的进料口处的换热器相连再与循环气压缩机出气口处的换热器连接再连接至气液分离器进料口
[0023]本说明书中公开的所有特征，或公开的所有方法或过程中的步骤，除了互相排斥的特征和/或步骤以外，均可以以任何方式组合。
[0024]本发明的有益效果:
[0025]本发明所述工艺通过分段进料，对上一段反应中残余的氢气进行重复利用，显著降低了氢气循环量；同时，氢气和反应物的混合汽化后再分段进料，能耗更低。所述装置结构简单，设备改造成本低。
【专利附图】
【附图说明】
:
[0026]图1为实施例1所述工艺流程和装置的示意图；
[0027]图2为对比实施例1所述工艺流程和装置的示意图；
[0028]图3为对比实施例2所述工艺流程和装置的示意图；
[0029]图4为实施例3所述工艺流程和装置的示意图；
[0030]图5为实施例4所述工艺流程和装置的示意图；
[0031]图6为对比实施例4所述工艺流程和装置的示意图；
[0032]图7为实施例6所述工艺流程和装置的示意图。
[0033]附图标记:设备I为汽化器，设备II为反应器，设备III为气液分离器，设备IV，设备V和设备VII为换热器，设备VI为循环气压缩机。
【具体实施方式】
:
[0034]以下通过实施例的【具体实施方式】再对本发明的上述内容作进一步的详细说明。但不应当将此理解为本发明上述主题的范围仅限于以下的实例。在不脱离本发明的精神和原则之内做的任何修改，以及根据本领域普通技术知识和惯用手段做出的等同替换或者改进，均应包括在本发明的保护范围内。
[0035]实施例1
[0036]草酸酯加氢合成乙二醇改进工艺流程及设备如图1所示。其中设备I为汽化器，设备II为反应器，设备III为气液分离器，设备IV，设备V和设备VII为换热器，设备VI为循环气压缩机。各个设备之间通过管道或管件(图中未标出)连接。
[0037]草酸二乙酯加氢制乙二醇反应过程中，进入反应器II中氢气和草酸二乙酯的摩尔比控制在120左右，反应压力为3.0MPa?物流d为来自界外的草酸二乙酯，进料量为10kmoI/h,物流a是氢气，流量为8100kmol/h。物流a的氢气经分流得到物流b和物流C，物流b氢气流量为6000kmol/h，物流c氢气流量为2100kmol/h。物流d草酸二乙酯和物流b氢气在汽化器I中接触，并将液态的草酸二乙酯汽化，得到氢气和草酸二乙酯的混合气态物流e，物流e中氢气为6000kmol/h，草酸二乙酯为100kmol/h。物流e再经过分流得到物流f和物流g，其中物流f中氢气流量为2100kmol/h，草酸二乙酯流量为35kmol/h ;物流g中氢气流量为3900kmol/h，草酸二乙酯流量为65kmol/h。物流f和物流c混合得到物流h，则物流h中氢气流量为4200kmol/h，草酸二乙酯流量为35kmol/h，物流h经过换热器V预热后进入反应器II，其中氢酯比(氢气与草酸二乙酯的摩尔比)为120。反应器II分为两段进料，上段为物流h进料，下段为物流g进料。
[0038]草酸二乙酯加氢合成乙二醇的反应方程式如下:
[0039](COOC2H5) 2+4H2— (CH 20H) 2+2C2H50H
[0040]反应可通过控制反应温度，使的草酸二乙酯的转化率达到100%，因此反应器II上段经过反应后，氢气流量为4060kmol/h，草酸二乙酯流量为O。此股物流再与物流g混合，进入反应器II下段，混合后的物流中氢气流量为7960kmol/h，草酸二乙酯流量为65kmol/h，此物流的氢酯比为122。
[0041 ] 反应后的物流经过换热器V和换热器VII冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流i氢气流量为7700kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。
[0042]本实施例中在维持草酸二乙酯进料量lOOkmol/h，氢酯比为120左右时，反应压力
3.0MPa，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为8100kmol/h。压缩机VI所作的功为主要是用于补偿氢气在循环过程中的压力降，根据系统阻力计算本流程压缩机VI对循环气需要增压240kPa，因此压缩机所需要的轴功率为529.5kW，采用此流程汽化塔I不需要额外补充热量即可以将草酸二乙酯汽化。
[0043]对比实施例1
[0044]采用如图2所示的工艺流程和设备，仍然保持物流d草酸二乙酯的进料量为10kmoI/h,进入反应器II时的氢酯比为120左右，反应压力为3.0MPa。则物流a的氢气流量应为12000kmol/h。反应后经由气液分离器III分离出的物流c氢气流量11600kmol/h。
[0045]本对比实施例中在维持草酸二乙酯进料量100kmol/h，氢酯比为120左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为12000kmol/h，本实施例压缩机VI对循环气需要增压估算也为240kPa，因此压缩机所需要的轴功率为784.5kW，采用此流程汽化塔I不需要额外补充热量即可以将草酸二乙酯汽化。因此本实施例压缩机单位时间所做的功比实施例1多48.1%，即需要消耗更多的能量用于增压气体。
[0046]对比实施例2
[0047]按照实施例1保持物流d草酸二乙酯总进料量lOOkmol/h不变，即维持一定的装置生产能力。反应条件仍维持氢酯比为120，反应压力为3.0MPa。采用如图3所示的两段进料方式，草酸二乙酯物流d通过汽化器I先汽化成气态的草酸二乙酯，草酸二乙酯的汽化完全依靠外部蒸汽加热汽化。汽化后的草酸二乙酯分成两股f和g两股，其中物流f草酸二乙酯的流量为50.85kmol/h，物流g草酸二乙酯的流量为49.15kmol/h。物流a为循环的氢气，按照氢酯比120，物流a中氢气的流量为6102kmol/h，物流a与物流f混合得到物流b，物流b由反应器上段进入加氢反应器II。反应可通过控制反应温度，使的草酸二乙酯的转化率达到100%，因此反应器II上段经过反应后，氢气流量为5898.6kmol/h，草酸二乙酯流量为O。此股物流再与物流g混合，进入反应器II下段，混合后的物流中氢气流量为5898.6kmol/h，草酸二乙酯流量为49.15kmol/h，此物流的氢酯比为120。
[0048]反应后的物流经过换热器V和换热器VII冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流c氢气流量为5702kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。
[0049]本实施例中在维持草酸二乙酯进料量100kmol/h，氢酯比为120左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为6102kmol/h。本实施例压缩机VI对循环气需要增压估算也为240kPa，因此压缩机所需要的轴功率为398.9kW，采用此流程，在3MPa条件下汽化塔I需要额外补充22382.4kW热量才能将草酸二乙酯汽化。与实施例1相比较，本实施例虽然压缩机轴功率可降低27.4%，但是汽化塔需要额外补充热量，综合下来，本实施例比实施例1能量效果多出[(398.9+22382.4)/529.5] X 100%= 4302.4% 0
[0050]实施例2
[0051]将实施例1替换成乙酸乙酯加氢，乙酸乙酯加氢合成乙醇的反应方程式如下:
[0052]CH3COOC2H5+2H2— 2C 2H5OH
[0053]参照文献化学工程师，2011，(9):25_27，乙酸乙酯加氢制乙醇反应过程中，进入反应器II中氢气和乙酸乙酯的摩尔比控制在15左右，反应压力1.63MPa。物流d为来自界外的乙酸乙酯，进料量为150.39kmol/h，物流a是氢气，流量为1736.27kmol/h。物流a的氢气经分流得到物流b和物流C，物流b氢气流量为1548kmol/h，物流c氢气流量为188.27kmol/ho物流d乙酸乙酯和物流b氢气在汽化器I中接触，并将液态的乙酸乙酯汽化，得到氢气和乙酸乙酯的混合气态物流e，物流e中氢气为1548kmol/h，乙酸乙酯为150.39kmol/h。物流e再经过分流得到物流f和物流g，其中物流f中氢气流量为411.73kmol/h，乙酸乙酯流量为40kmol/h ;物流g中氢气流量为1136.27kmol/h，乙酸乙酯流量为110.39kmol/h。物流f和物流c混合得到物流h，则物流h中氢气流量为600kmol/h，乙酸乙酯流量为40kmol/h，物流h经过换热器V预热后进入反应器II，其中氢酯比(氢气与乙酸乙酯的摩尔比)为15。反应器II分为两段进料，上段为物流h进料，下段为物流g进料。
[0054]反应可通过控制反应温度，使的乙酸乙酯的转化率达到100%，因此反应器II上段经过反应后，氢气流量为520kmol/h，乙酸乙酯流量为O。此股物流再与物流g混合，进入反应器II下段，混合后的物流中氢气流量为1656.27kmol/h，乙酸乙酯流量为110.39kmol/h，此物流的氢酯比为15。
[0055]反应后的物流经过换热器V和换热器VII冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流i氢气流量为1435.49kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。
[0056]本实施例中在维持乙酸乙酯进料量150.39kmol/h，氢酯比为15左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为1736.27kmol/h，压缩机需要的轴功率为138.6kW。
[0057]对比实施例3
[0058]按文献化学工程师，2011，(9):25-27，物流d乙酸乙酯的进料量为150.39kmol/h，进入反应器II时的氢酯比为15，反应压力1.63MPa。经循环气压缩机VI增压的氢气流量应为2274.16kmol/h，压缩机需要的轴功率为181.6kW，与实施例2相比较，轴功率增加了31.0%，即需要消耗更多的能量用于增压气体。
[0059]实施例3
[0060]将实施例2反应器分为三段进料，如下图4所示。
[0061]物流d为来自界外的乙酸乙酯，进料量为150.39kmol/h，物流a是氢气，流量为1058.29kmol/ho物流a的氢气经分流得到物流b和物流C，物流b氢气流量为426.5kmol/h，物流c氢气流量为636.56kmol/ho物流d乙酸乙酯和物流b氢气在汽化器I中接触，并将液态的乙酸乙酯汽化，得到氢气和乙酸乙酯的混合气态物流e，物流e中氢气为1548kmol/h，乙酸乙酯为150.39kmol/ho物流e再经过分流得到物流f和物流g，其中物流f中氢气流量为113.44kmol/h，乙酸乙酯流量为40kmol/h ;物流g中氢气流量为313.06kmol/h，乙酸乙酯流量为110.39kmol/ho物流f和物流c混合得到物流h，则物流h中氢气流量为750kmol/h，乙酸乙酯流量为50kmol/h，物流h经过换热器V预热后进入反应器II，其中氢酯比(氢气与乙酸乙酯的摩尔比)为15。反应器II分为三段进料，上段为物流h进料，中段为物流j进料，下段为物流k进料。
[0062]反应可通过控制反应压力和温度，使的乙酸乙酯的转化率达到100%，因此反应器II上段经过反应后，氢气流量为650kmol/h，乙酸乙酯流量为O。此股物流再与物流j混合(j物流氢气流量为151.58kmol/h，乙酸乙酯流量为53.45kmol/h)，进入反应器II中段，混合后的物流中氢气流量为801.58kmol/h，乙酸乙酯流量为53.45kmol/h，此物流的氢酯比为15。
[0063]反应器II中段反应同样可通过控制反应压力和温度，使的乙酸乙酯的转化率达到100%，因此反应器II中段经过反应后，氢气流量为694.68kmol/h，乙酸乙酯流量为O。此股物流再与物流k混合(k物流氢气流量为161.48kmol/h，乙酸乙酯流量为56.94kmol/h)，进入反应器II下段，混合后的物流中氢气流量为856.16kmol/h，乙酸乙酯流量为56.94kmol/h，此物流的氢酯比为15。
[0064]反应后的物流经过换热器V和换热器VII冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流i氢气流量为742.28kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。
[0065]本实施例中在维持乙酸乙酯进料量150.39kmol/h，反应压力1.63MPa，氢酯比为15左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为1063.06kmol/h，压缩机需要的轴功率为84.9kffo
[0066]实施例4
[0067]草酸酯加氢合成乙二醇改进工艺流程和设备如图5所示。其中设备I为汽化器，设备II为反应器，设备III为气液分离器，设备IV和设备V为换热器，设备VI为循环气压缩机。各个设备之间通过管道或管件(图中未标出)连接。
[0068]草酸二乙酯加氢制乙二醇反应过程中，进入反应器II中氢气和草酸二乙酯的摩尔比控制在120左右。物流d为来自界外的草酸二乙酯，进料量为100kmol/h，物流a是氢气，流量为8100kmol/h。物流a的氢气经分流得到物流b和物流C，物流b氢气流量为6000kmol/h,物流c氢气流量为2100kmol/h。物流d草酸二乙酯和物流b氢气在汽化器I中接触，并将液态的草酸二乙酯汽化，得到氢气和草酸二乙酯的混合气态物流e，物流e中氢气为6000kmol/h，草酸二乙醋为100kmol/h。物流e再经过分流得到物流f和物流g，其中物流f中氢气流量为2100kmol/h，草酸二乙酯流量为35kmol/h ;物流g中氢气流量为3900kmol/h,草酸二乙酯流量为65kmol/h。物流f和物流c混合得到物流h，则物流h中氢气流量为4200kmol/h，草酸二乙酯流量为35kmol/h，物流h经过换热器V预热后进入反应器II，其中氢酯比(氢气与草酸二乙酯的摩尔比)为120。反应器II分为两段进料，上段为物流h进料，下段为物流g进料。
[0069]草酸二乙酯加氢合成乙二醇的反应方程式如下:
[0070](COOC2H5) 2+4H2— (CH 20H) 2+2C2H50H
[0071]反应可通过控制反应压力和温度，使的草酸二乙酯的转化率达到100%，因此反应器II上段经过反应后，氢气流量为4060kmol/h，草酸二乙酯流量为O。此股物流再与物流g混合，进入反应器II下段，混合后的物流中氢气流量为7960kmol/h，草酸二乙酯流量为65kmol/h，此物流的氢酯比为122。
[0072]反应后的物流经过换热器V冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流i氢气流量为7700kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。
[0073]本实施例中在维持草酸二乙酯进料量lOOkmol/h，氢酯比为120左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为8100kmol/h。
[0074]本实施例与实施例1相比，由于氢气在进入汽化器之前未通过换热器进行预热处理，其在汽化器中汽化更困难，其汽化消耗的能量更高。同样的下述实施例5、实施例6分别与实施例2和实施例3相比也具有更高的能耗。
[0075]对比实施例4
[0076]按照传统的工艺流程和设备(如图6)，仍然保持物流d草酸二乙酯的进料量为lOOkmol/h，进入反应器II时的氢酯比为120左右。则物流a的氢气流量应为12000kmol/ho反应后经由气液分离器III分离出的物流c氢气流量11600kmol/h。
[0077]本对比实施例中在维持草酸二乙酯进料量100kmol/h，氢酯比为120左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为12000kmol/h，比实施例4需要增加的8100kmol/h氢气流量多出了 48.1%，即需要消耗更多的能量用于增压气体。
[0078]实施例5
[0079]将实施例4替换成乙酸乙酯加氢，乙酸乙酯加氢合成乙醇的反应方程式如下:
[0080]CH3C00C2H5+2H2— 2C 2H50H
[0081]参照文献化学工程师，2011，(9):25-27，乙酸乙酯加氢制乙醇反应过程中，进入反应器II中氢气和乙酸乙酯的摩尔比控制在15左右。物流d为来自界外的乙酸乙酯，进料量为150.39kmol/h，物流a是氢气，流量为1736.27kmol/h。物流a的氢气经分流得到物流b和物流C，物流b氢气流量为1548kmol/h，物流c氢气流量为188.27kmol/h。物流d乙酸乙酯和物流b氢气在汽化器I中接触，并将液态的乙酸乙酯汽化，得到氢气和乙酸乙酯的混合气态物流e，物流e中氢气为1548kmol/h，乙酸乙酯为150.39kmol/h。物流e再经过分流得到物流f和物流g，其中物流f中氢气流量为411.73kmol/h，乙酸乙酯流量为40kmol/h ；物流g中氢气流量为1136.27kmol/h，乙酸乙酯流量为110.39kmol/h。物流f和物流c混合得到物流h，则物流h中氢气流量为600kmol/h，乙酸乙酯流量为40kmol/h，物流h经过换热器V预热后进入反应器II，其中氢酯比(氢气与乙酸乙酯的摩尔比)为15。反应器II分为两段进料，上段为物流h进料，下段为物流g进料。
[0082]反应可通过控制反应压力和温度，使的乙酸乙酯的转化率达到100%，因此反应器II上段经过反应后，氢气流量为520kmol/h，乙酸乙酯流量为O。此股物流再与物流g混合，进入反应器II下段，混合后的物流中氢气流量为1656.27kmol/h，乙酸乙酯流量为110.39kmol/h，此物流的氢酯比为15。
[0083]反应后的物流经过换热器V冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流i氢气流量为1435.49kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。
[0084]本实施例中在维持乙酸乙酯进料量150.39kmol/h，氢酯比为15左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为1736.27kmol/ho
[0085]对比实施例5
[0086]按文献化学工程师，2011，(9):25-27，物流d乙酸乙酯的进料量为150.39kmol/h，进入反应器II时的氢酯比为15。经循环气压缩机VI增压的氢气流量应为2274.16kmol/ho比实施例2需要增加的1736.27kmol/h氢气流量多出了 31.0%，即需要消耗更多的能量用于增压气体。
[0087]实施例6
[0088]将实施例5反应器分为三段进料，如图7所示。
[0089]物流d为来自界外的乙酸乙酯，进料量为150.39kmol/h，物流a是氢气，流量为1058.29kmol/ho物流a的氢气经分流得到物流b和物流C，物流b氢气流量为426.5kmol/h，物流c氢气流量为636.56kmol/ho物流d乙酸乙酯和物流b氢气在汽化器I中接触，并将液态的乙酸乙酯汽化，得到氢气和乙酸乙酯的混合气态物流e，物流e中氢气为1548kmol/h，乙酸乙酯为150.39kmol/ho物流e再经过分流得到物流f和物流g，其中物流f中氢气流量为113.44kmol/h，乙酸乙酯流量为40kmol/h ;物流g中氢气流量为313.06kmol/h，乙酸乙酯流量为110.39kmol/ho物流f和物流c混合得到物流h，则物流h中氢气流量为750kmol/h，乙酸乙酯流量为50kmol/h，物流h经过换热器V预热后进入反应器II，其中氢酯比(氢气与乙酸乙酯的摩尔比)为15。反应器II分为三段进料，上段为物流h进料，中段为物流j进料，下段为物流k进料。
[0090]反应可通过控制反应压力和温度，使的乙酸乙酯的转化率达到100%，因此反应器II上段经过反应后，氢气流量为650kmol/h，乙酸乙酯流量为O。此股物流再与物流j混合(j物流氢气流量为151.58kmol/h，乙酸乙酯流量为53.45kmol/h)，进入反应器II中段，混合后的物流中氢气流量为801.58kmol/h，乙酸乙酯流量为53.45kmol/h，此物流的氢酯比为15。
[0091]反应器II中段反应同样可通过控制反应压力和温度，使的乙酸乙酯的转化率达到100%，因此反应器II中段经过反应后，氢气流量为694.68kmol/h，乙酸乙酯流量为O。此股物流再与物流k混合(k物流氢气流量为161.48kmol/h，乙酸乙酯流量为56.94kmol/h)，进入反应器II下段，混合后的物流中氢气流量为856.16kmol/h，乙酸乙酯流量为56.94kmol/h，此物流的氢酯比为15。
[0092]反应后的物流经过换热器V冷却后进入气液分离器III，经气液分离后，液相的反应产物送入精馏系统，气相物流i氢气流量为742.28kmol/h返回至循环气压缩机VI循环使用。
[0093]本实施例中在维持乙酸乙酯进料量150.39kmol/h，氢酯比为15左右时，经循环气压缩机VI增压的氢气流量为1063.06kmol/ho与对比实施例5相比，需经循环气压缩机VI增压的氢气量少53.3%。
[0094]以上所述仅为本发明的优选实施例，对本发明而言仅是说明性的，而非限制性的；本领域普通技术人员理解，在本发明权利要求所限定的精神和范围内可对其进行许多改变，修改，甚至等效变更，但都将落入本发明的保护范围。
【权利要求】
1.一种加氢反应过程中降低氢气循环量的工艺，其特征在于，反应器分段进料，氢气和反应物的混合汽化料与上一段反应器出料一起进入下一段反应器反应，各段反应过程中氢气过量，即氢气与反应物的摩尔比大于化学计量比。
2.根据权利要求1所述的加氢反应过程中降低氢气循环量的工艺，其特征在于，一部分氢气与反应物混合汽化形成混合汽化料，所得的一部分混合汽化料与另一部分氢气混合进入反应器第一段进行反应，在分段反应器中，上一段反应完成后的出料再与部分混合汽化料一起进入下一段反应器反应。
3.根据权利要求1所述的加氢反应过程中降低氢气循环量的工艺，其特征在于，保持进入反应器各段的氢气总量与反应物的比例基本相同。
4.根据权利要求1所述的加氢反应过程中降低氢气循环量的工艺，其特征在于，所述加氢反应为酯类加氢反应、脂肪酸加氢制脂肪醇、芳香硝基化合物加氢制芳胺、苯加氢制环己烧中的一种。
5.根据权利要求1所述的加氢反应过程中降低氢气循环量的工艺，其特征在于，所述加氢反应器分为两端或三段。
6.根据权利要求1所述的加氢反应过程中降低氢气循环量的工艺，其特征在于，所述反应器采用多个加氢反应器串联的形式。
7.一种实现权利要求1所述工艺的装置，其特征在于，包括循环气压缩机、汽化器、反应器、气液分离器，所述反应器分为多段，各段之间依次串联，所述循环气压缩机出气分为两股分别通过带调节阀的管道与汽化器和第一段反应器的进料口相连，所述汽化器的另一进料口与反应物供给管道相连，所述汽化器的出料又分为两股，其中一股通过带调节阀的管道与第一段反应器的进料口相连，另一股通过带调节阀的管道分别与反应器其余各段的进料口相连，反应器最后一段的出料口通过管道与气液分离器进料口相连，所述循环气压缩机的进气口分别与氢气供给管道和气液分离器的出料口相连。
8.根据权利要求7所述的装置，其特征在于，所述反应器分为两段或三段或由多个加氢反应器串联而成。
9.根据权利要求7所述的装置，其特征在于，所述反应器各段的进料口处设置有换热器。
10.根据权利要求9所述的装置，其特征在于，所述反应器最后一段的出料口先与换热器连接再连接至气液分离器进料口。
【文档编号】C07C29/149GK104478658SQ201410693940
【公开日】2015年4月1日 申请日期:2014年11月26日 优先权日:2014年11月26日
【发明者】李扬, 陶鹏万, 王科, 胡玉容 申请人:西南化工研究设计院有限公司