本发明总地涉及乙烯的制备领域，具体涉及一种乙炔制乙烯的反应系统及方法。
背景技术：
随着石油资源日益枯竭，发展煤化工为原料的化工过程成为替代石油化工路线的重要过程，该技术得到了广泛关注，并取得了快速发展。
在煤化工技术中，以煤为原料通过电石工艺制取乙炔，已广泛应用。再以乙炔为原料，在选择性加氢催化剂作用下，通过加氢制备乙烯产品，可进一步拓展煤化工路线。且近些年来乙炔主要的下游产品聚氯乙烯(PVC)已经供大于求，PVC产业利润不高，急需拓展乙炔下游产品产业链；乙烯是石油化工中最重要的基础原料，被称为“石化工业之母”。广泛用于塑料、润滑油、聚合物以及一些中间体，目前主要由石油或低碳烷烃通过裂解制取。乙烯下游产品如乙二醇，丁二醇、丙烯酸、聚乙烯醇等也有很好的经济价值。因此，开发乙炔加氢制乙烯的新工艺技术可以为乙烯工业提供一种新原料来源，并降低乙烯对石油资源的依赖程度及乙烯的生产成本，具有广阔的应用前景。
虽然乙炔选择加氢是当前的关注热点，国内外的报道也比较多，但其研究内容主要应用于除去石油烃裂解制备乙烯工艺过程中微量的乙炔(0.01-5体积％)，而对于专门以高浓度乙炔为原料的催化选择加氢制乙烯技术则少有探索，相应的工业化大规模应用更是未见报道。
现有一种采用传统固定床催化加氢的工艺。该技术所用固体催化剂一般采用浸渍法制备，活性金属均匀分布于催化剂表面。该技术主要反应为气固接触反应，然而乙炔加氢为强放热反应，固定床装置及所用催化剂移热困难，无法控制乙炔加氢反应的深度。大量的反应热会使钯催化剂积碳失活。又由于其活性很高，在反应时乙炔聚合生成绿油，并覆盖在催化剂表面导致催化剂迅速失活。并且由于该技术无法控制反应深度，因此会造成乙炔的深度加氢生成乙烷，从而降低反应目标产物乙烯的收率。
还有一种采用浆态床进行加氢反应的工艺，可以移出反应放出的热量，但是由于气体的鼓入，催化剂和溶剂在其带动下一直处于流动状态，易造成催化剂的磨损，催化剂磨损之后又容易被气液携带而造成损失，以及存在浆态床所用固体催化剂难回收难再生等问题。
因此，为了避免催化剂表面温升过大，造成床层飞温，避免乙炔自聚、乙烯进一步加氢等副反应的发生，及催化剂活性失活、绿油浪费的问题，有必要发明一种新的乙炔制乙烯的反应系统及方法。
技术实现要素：
本发明的目的在于提供一种乙炔制乙烯的反应系统及方法，以解决现有技术制备乙烯使得内部热量不易传出、反应深度不可控、催化剂失活、绿油浪费的问题。
本发明提供一种乙炔制乙烯的反应系统，其包括：加氢反应器、换热器、气液分离器、提氢装置、再生塔，所述加氢反应器的数量为两个，该两个加氢反应器交替使用，当其中一个用于加氢反应时，另一个用于催化剂的再生；其中，所述加氢反应器内设有催化剂层，其包括反应物入口和反应物出口；所述提氢装置包括气体入口、氢气出口和乙烯出口；所述再生塔包括物料入口、溶剂出口和绿油出口；用于加氢反应的所述加氢反应器的反应物出口连接所述换热器的入口，所述换热器的出口连接所述气液分离器的入口；所述气液分离器的气体出口连接所述提氢装置的气体入口，所述气液分离器的液体出口连接所述再生塔的物料入口；用于催化剂再生的所述加氢反应器的反应物出口连接所述换热器的入口。
进一步地，上述的系统中所述再生塔的溶剂出口可连接所述加氢反应器的反应物入口。
进一步地，上述的系统中所述提氢装置的氢气出口可连接所述加氢反应器的反应物入口。
上述的系统，所述加氢反应器的反应物入口设有雾化喷嘴。
上述的系统，所述加氢反应器的催化剂层可旋转。
上述的系统，所述加氢反应器之前可设有溶剂泵与溶液储罐。
本发明提供一种利用上述系统制备乙烯的方法，所述方法包括步骤：将氢气、乙炔和液相溶剂送入用于加氢反应的所述加氢反应器进行反应；将加氢反应后的反应物送入所述换热器后再送入所述气液分离器进行分离，得到气体与液体；将分离得到的所述气体送入所述提氢装置进行提氢处理，得到乙烯产品；将分离得到的所述液体送入所述再生塔进行溶剂再生；将液相溶剂送入反应完且排除了反应物的加氢反应器进行催化剂再生；将催化剂再生后的产物送入所述换热器换热之后，进入气液分离器分离，得到分离溶液；将所述分离溶液送入所述再生塔进行溶剂再生，并得到绿油产品。
上述的方法，所述方法还可包括步骤：将提氢处理提取的氢气返回所述加氢反应器进行反应；将再生得到的溶剂返回所述加氢反应器进行循环利用；将再生后的溶剂送入加氢反应后的反应物中进行换热处理，使所述反应物温度降温。
进一步地，上述的方法中所述溶剂包括N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)、吡啶、咪唑、喹啉中的一种或几种。
本发明的有益效果在于，本发明提出了一种新的乙炔制乙烯的反应系统及方法，该反应系统及方法简单易操作，该乙炔加氢制乙烯工艺的主要过程温度都可以控制在250℃以下进行操作，因而催化剂再生过程为低温再生，从而避免了高温焙烧再生过程的高能耗以及烧除有机物带来的烟气排放，避免出现催化剂高温引发的床层飞温、乙炔自聚、乙烯进一步加氢等副反应的发生。
本发明的加氢装置可以同时实现加氢和催化剂再生两种功能，该工艺过程能够最大程度回收乙炔加氢反应过程中的副产物绿油，避免了绿油损失和浪费，而且降低了催化剂再生的能耗，简化了再生过程。
附图说明
图1为本发明乙炔制乙烯工艺过程的流程结构示意图。
具体实施方式
以下结合附图和实施例，对本发明的具体实施方式进行更加详细的说明，以便能够更好地理解本发明的方案以及其各个方面的优点。然而，以下描述的具体实施方式和实施例仅是说明的目的，而不是对本发明的限制。
如图1是本实施方式中乙炔制乙烯工艺过程的流程结构示意图。
本发明采用高浓度乙炔加氢制乙烯的工艺主要包括以下几个装置：两个乙炔加氢反应器I、II，其中加氢反应器I处于工作状态则另一个加氢反应器II处于催化剂再生状态，反之亦然；换热器，用于反应及再生之后的溶液之间进行换热；气液分离器，用于将加氢反应器中反应后的气液混合物进行气液的分离；再生塔，用于再生溶解绿油的溶剂，再生后得到的溶剂可进行循环利用，再生后得到的绿油进行回收；提氢装置，气液分离后的气体进行提氢处理，氢气可作为反应气循环使用，乙烯为所要获得的气体产品。
所述加氢反应器内设有催化剂层，其包括反应物入口和反应物出口。
所述提氢装置包括气体入口、氢气出口和乙烯出口。
所述再生塔包括物料入口、溶剂出口和绿油出口。
在用于加氢反应的所述加氢反应器及用于催化再生的加氢反应器与所述气液分离器之间设有换热器，用于反应及再生之后的溶液之间进行换热。换热之后溶液冷却到100℃左右，经气液分离后液体进入溶剂再生塔。溶剂再生塔塔底温度控制在140-240℃。
用于加氢反应的所述加氢反应器的反应物出口连接换热器后再连接气液分离器的入口，所述气液分离器的气体出口连接所述提氢装置的气体入口，所述气液分离器的液体出口连接所述再生塔的物料入口。
用于催化剂再生的所述加氢反应器的反应物出口连接换热器后也连接所述气液分离器的入口。
为了溶剂的循环利用，可将所述再生塔的溶剂出口连接所述加氢反应器的反应物入口。
同样，为了氢气的回收利用，可将所述提氢装置的氢气出口连接所述加氢反应器的反应物入口。
具体地，本发明中的两个加氢反应器，其中一个加氢另一个处于再生阶段。再生完成的反应器处于备用状态，当反应器催化剂失活后，则该反应器进行再生，另一个进行反应。
当加氢反应器处于加氢状态时，该装置进料分为两相，三股原料，液相为有机溶剂，气相为氢气和乙炔的混合气体。反应后的气液混合物换热后再进入气液分离器。
乙炔加氢装置反应压力为0.1-0.4MPa，反应温度控制在100-200℃之间。
氢气和液相溶剂一起进入乙炔加氢装置的反应物入口之后可经雾化喷嘴进入催化剂床层进行反应。
氢气、乙炔和溶剂的体积比为30-900：7-250:1。
乙炔加氢装置为处于旋转状态的催化剂床层，转速为50-1000rpm。
乙炔加氢装置的催化剂为以分子筛、氧化铝、二氧化硅、高岭土和蒙脱土等为载体负载Pd活性金属及Ag助剂，Pd和Ag的质量比为1:1-5。
当加氢反应器处于再生状态时，该装置进料则为液相单独进料。液相有机溶剂溶解覆盖在催化剂表面的绿油，并带出反应器，之后换热后进入气液分离器，液体再进入再生塔进行再生处理，生成绿油产品。再生后的有机溶剂可进行循环使用。此时，该装置催化剂床层仍然处于旋转状态，转速为50-1000rpm。再生萃取时，催化剂床层温度控制在40-100℃之间。
气液分离后的气体经过提氢装置处理之后，乙烯气体作为产品，回收的氢气作为加氢原料返回处于加氢工作状态的加氢装置。
本发明所述的再生方法为溶剂再生法，也就是，萃取溶剂流过反应床层之后将催化剂表面覆盖的绿油溶解并带出反应器。
本发明所述的催化剂萃取再生溶液可以和加氢反应有机溶液共用一套有机溶剂再生系统。
本发明所述的有机溶剂主要包括：N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)、吡啶、咪唑、喹啉等，可为它们中的一种或几种的混合物。
本发明制乙烯的方法，主要包括以下步骤：
将氢气、乙炔和液相溶剂送入用于加氢反应的所述加氢反应器进行反应。反应后生成气体和液体混合物。
将加氢反应后的反应物换热后送入所述气液分离器进行分离，得到气体与液体。
将分离得到的所述气体送入所述提氢装置进行提氢处理，得到乙烯产品与氢气。
将分离得到的液体送入溶剂再生塔进行溶剂再生，以便溶剂的循环利用。
将液相有机溶剂送入反应完且排除了反应物的加氢反应器进行催化剂再生。
将催化剂再生后的产物换热后送入气液分离器进行分离，得到分离溶液。
将分离溶液送入再生塔进行溶剂再生，并得到绿油产品。
当然，上述方法也可包含以下步骤：
将提氢处理提取的氢气返回所述加氢反应器进行反应，形成循环利用。
将再生得到的溶剂返回所述加氢反应器进行循环利用，可以用作催化萃取剂也可用作加氢反应溶剂。
也可将再生后的溶剂送入加氢反应后的反应物中进行换热处理，使所述反应物温度降温。
本发明的反应系统不同于固定床传统的气固接触反应，主要反应为固态催化剂和气液膜接触反应。非极性有机溶剂、乙炔和氢气经过喷雾装置进入旋转状态的催化剂床层中，进行选择性加氢反应。加氢过程中释放出的热量使得溶解乙炔的液体发生相变换，部分由液态变为气态，移出反应热，从而避免催化剂表面温升过大，造成床层飞温，能够避免乙炔自聚、乙烯进一步加氢等副反应的大量发生。
乙炔加氢反应器床层中的催化剂长期使用会造成绿油覆盖在催化剂表面，从而造成催化剂活性中心无法与反应物接触而导致失活。本工艺中催化剂的再生方法与传统催化剂再生方法不同，不仅能够充分回收利用催化剂表面上的绿油，而且降低了催化剂再生的能耗，简化了再生过程。
实施例1
采用实施方式中的用于乙炔制乙烯的系统如图1所示。
加氢装置乙炔原料气的压力为0.3MPa，乙炔的流量为6Nm3/h；氢气的原料气压力为0.3MPa，氢气流量为30Nm3/h。有机溶剂通过泵打入乙炔加氢反应器中，泵的出口压力为0.3MPa，流量为0.8m3/h。
催化剂床层温度控制在150℃，通过转动电机控制催化剂床层的转动速度为500rpm。
催化剂床层采用的催化剂为а-Al2O3小球，粒径分布范围为2-5mm，负载活性金属Pd和Ag。Pd的负载量为0.03％(wt)，Ag的负载量为0.07％(wt)。
加氢装置的催化剂处于再生状态时，再生压力为常压，有机溶剂流量为0.4m3/h，催化剂床层温度控制在60℃。
将反应产物换热冷却到25℃后，使其进入到气液分离器，分离后的气体进入提氢装置提取循环氢气，液相产物则进入到溶剂再生塔进行再生处理。
再生塔处理量为1.2m3/h，控制再生塔塔底温度为220℃，再生后的有机溶剂从塔顶流出，进行循环利用，绿油则由塔底流出作为产品。
气液分离器分离出的气体进入提氢装置后进行提氢处理，氢气作为原料气循环使用，乙烯气体作为产品输出。
当加氢装置中催化剂由于绿油覆盖失活之后，系统切换进入再生状态操作，再生好催化剂后再进行加氢操作。
有机溶剂为N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)、吡啶、咪唑、喹啉的混合物。
实施例2
本实施例的乙炔加氢制乙烯的系统及操作步骤如实施例1，不同在于所用有机溶剂不同，其为N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)和吡啶的混合物。
实施例3
本实施例的乙炔加氢制乙烯的系统及操作步骤如实施例1，不同在于所用有机溶剂不同，其为N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)和咪唑的混合物。
实施例4
本实施例的乙炔加氢制乙烯的系统及操作步骤如实施例1，不同在于所用有机溶剂不同，其为N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)和喹啉的混合物。
实施例5
本实施例的乙炔加氢制乙烯的系统及操作步骤如实施例1，不同在于所用有机溶剂不同，其为N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)。
由于本发明中有机溶剂的组合较多，可为它们中的任一种或多种的混合物，因而在此不再一一列举，对于普通技术人员来说都应该明白所有的组合方式皆可行。
最后应说明的是：显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明本发明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引申出的显而易见的变化或变动仍处于本发明的保护范围之中。