允许管侧与壳侧间压力差在100巴的量级时操作的具有插管的换热反应器

摘要

本发明描述用于实施吸热反应的换热反应器，其包括供传热流体在其中流动的壳，所述壳封装供反应流体在其中流动的多个管，所述管为插管类型，所述反应器不具有管板。这种反应器能够当管侧与壳侧间的压力差在高至100巴的范围内时操作。

说明书

技术领域

本发明涉及一种换热反应器，其包括封装多个管的壳，这种结构被本领域技术人员称为壳-管式反应器，这种换热反应器允许执行高程度的吸热反应，例如天然气蒸汽重整反应，反应流体在管内移动，而传热流体在管外(也被本领域技术人员称为壳侧)移动。

本发明的换热反应器的反应器尺寸可达到大于4米或甚至大于10米的直径，其中管内与管外之间的压力差可达到30巴至100巴(1巴＝0.1MPa)，其中不使用管板，以确保反应流体在所有管中分配。不过，本发明的反应器可容易地以直径小于4米的尺度生产。

在本文的其余部分中，术语“管侧”用于表示进行化学反应和所述管内的反应流体进行移动的部分，而“壳侧”用于表示关于将热量从传热流体传送到反应流体和所述传热流体进行移动的部分。

背景技术

用于执行高程度吸热反应(例如烃馏分的蒸汽重整反应)的换热反应器的本领域现有技术对应于图1中呈现的反应器。

这种类型的换热反应器具有使用第一管板分配反应流体的系统和使用第二管板收集流出物的系统。

插管4可被限定为由装容于外管6中的内管5构成，内管5和外管6大致共轴。

通常通过使用采用燃烧器的任何燃烧系统(例如熔炉或锅炉)在换热反应器之外执行燃烧而生成传热流体。传热流体也可由原位可用的回收烟气或热流体(例如蒸汽)构成。

传热流体可移动而通入烟囱10内，烟囱10至少在一定长度上围绕插管4并限定了环形空间11，环形空间适于使传热流体在所述环形空间内移动。

为了理解本发明，必须论述管板的局限性。

在现有技术中，换热反应器中的管板被限定为大致沿反应器的截面延伸的穿孔板，每个穿孔均接纳反应管。这样，成组的反应管具有位于入口(或出口)管板上的其入口(或出口)端。

这样，入口管板i将反应器容积隔离为位于所述管板上方的第一空间20和位于所述管板下方的第二空间21，所述第一空间装容反应流体并允许使反应流体分配到每个反应管中，所述第二空间围绕各管并仅装容传热流体。

以相同的方式，出口管板s将反应器容积隔离成位于所述管板上方的第三空间22，所述第三空间仅装容从每个反应管获得的反应流出物。

第一空间20实际上被包含于入口管板i与出口管板s之间，并且仅装容通过如图1中的A所示管路被引入所述空间20中的反应流体。

在包括插管的现有技术换热反应器的情况下，如图1中所示，反应器具有两个管板，上管板s接纳中心管5的出口端，下管板i接纳环形区的入口端，其中环形区包含在中心管5与外管6之间。使用入口管A通过在下管板i与上管板s之间包含的空间20而分配反应流体。

在图1的情况下，壳侧对应于反应管之外的空间21，并位于下管板i下方。

图1清楚地显示出，在包括插管的现有技术换热反应器中，每个插管4的入口和出口在入口和出口管板的高度制成，并因而处于反应器之内。

不过，在管5之内与之外或与装容传热流体的管壳侧21之间的压力差可为几十巴。在蒸汽重整反应的特定情况下，此压力差可高至25巴至40巴(1巴＝0.1MPa)。

下管板i因而可使其上表面邻接于流体引入区20，并使其下表面邻接于传热流体移动区21，其中流体移动区21承受25至50巴的压力差。

本领域技术人员应认识到的是，能够经受这种压力差的管板的尺度导致极大的厚度，而一旦反应器直径达到约十米的值，则这样的厚度是不实际的。

作为示例，下表以mm(10^-3米)提供针对2至10米的反应器直径以及25、30和35巴(纵栏)的管板两侧压力差的管板厚度。

如果假定管板的最大厚度在400mm的量级，则对于25巴的管板两侧压力差而言，反应器的尺寸被限制在约5米的直径。如果管板两侧压力差更大，则这种限制尺寸甚至更小。这样，如果管板两侧压力差为35巴，则最大的反应器直径不超过约3米。

从机械强度的角度来看，对管板上所允许的管密度也存在限制；所述限制取决于管直径，且对于170mm的管直径而言约为10管/平方米。

本发明的反应器可突破现有技术反应器(其包括管板)的尺寸限制，通过省略所述管板，反应流体的分配和流出物的收集完全在反应器之外执行。

本发明的换热反应器可克服的第二个问题是关于以催化剂填充插管。在现有技术反应器中，插管通过在两个管板之间包含的空间20而被填充以催化剂。不过，所述空间受限，而且由于存在多个固定到上管板的管而使其非常笨重。

在本发明的反应器中，插管从其位于反应器之外的端部被填充，这种填充环境的局限性小得多。

本发明的反应器的进一步的优点在于，其通过原位生成的传热流体起作用，即，其利用换热反应器自身内部在壳侧上执行的燃烧而生成传热流体。这种“原位”燃烧可以使用如法国专利申请06/10999中所述的燃烧器执行，所述燃烧器大致为细长形状并介于各插管之间。

附图说明

图1显示出现有技术的插管换热反应器，其具有用于分配反应流体的下管板和用于收集流出物的上管板。

图2显示出本发明的换热反应器，即，不具有管板的换热反应器，其中，插管的端部位于反应器之外，并使用介于插管之间的细长形燃烧器在反应器之内执行燃烧而获得传热流体；

图3显示出本发明的用于在反应器中的反应流体的分配和收集装置的示例；

图4显示出本发明的可用于在换热反应器之内生成传热流体的燃烧器的示例。

发明内容

根据本发明的换热反应器包括具有圆柱形形状的壳，所述壳通过上拱顶和下底部封闭，且传热流体在壳内移动，所述壳封装具有大致竖直轴线的多个平行管，且反应流体在管内移动，反应管为插管类型，并具有范围在2至12管/平方米反应器截面的密度，各插管之间的间隔或中心至中心距离是外管6的内直径的2至5倍，每个插管的入口和出口位于反应器之外，通过使用细长形燃烧器8执行原位燃烧而获得传热流体，燃烧器8介于形成三角形样式的所述插管4之间，各燃烧器之间的轴线的中心距离是插管外管6的直径的2至5倍。

本发明的反应器不具有管板。

在本发明的换热反应器中，每个插管的入口和出口位于反应器之外，如图2中可见。

在换热反应器的优选变例中，每个插管4由与插管大致共轴的圆柱形烟囱10围绕，传热流体在插管4的外壁与所述烟囱10之间所包含的环形空间11内以20m/s至50m/s的速度移动。

插管优选地依照三角形样式组装。各插管之间的间隔或中心至中心距离大致为外管6的内直径的2至5倍。

方形间隔样式也完全在本发明的范围内。

每个插管4的内管5在位于反应器之外的部位穿透外管6，所述部位相对于换热反应器上拱顶具有至少1米的距离并且相对于竖直方向成30°至60°的角度。这种布置可以使每个插管4的入口和出口完全分离，以利于定位反应流体分配装置和用于收集反应流出物的装置，如图3中可见。

优选地，每个插管4的内管5从主供应线路供应，主供应线路分为N个支路，每个支路供应一个内管，N在5至100的范围内，优选地在10至50的范围内。

优选地，每个插管4的外管6连接到第一收集器，第一收集器自身连接到第二收集器，依次连接直到连接到对应于收集器数量M的最后的收集器，其中M在2至10的范围内。

优选地，反应流体通过在外管6与内管5之间所包含的环形区7的入口端被引入，所述环形区7至少部分地被填充以催化剂。

反应流出物通过中心管5的出口端而被回收。

通常，传热流体由燃烧烟气构成，所述燃烧是原位燃烧，即，使用位于反应器自身之内并介于插管之间的燃烧器进行的燃烧，所述插管处于不同于本换热反应器的设备中。燃烧烟气通过位于反应器的上部分中的出口管路G离开反应器。

根据本发明，用于供应反应所需热量的传热流体通过使用介于插管4之间的细长形燃烧器8执行原位燃烧而获得。

这些细长形燃烧器在法国专利申请06/10999中描述。

在本文的其余部分中，这些燃烧器将被理解为如图4中所示的没有进行预混合的燃烧器，其具有圆柱形几何形状，长度为Lb，直径为Db，且比率Lb/Db在10至500的范围内，优选地在30至300的范围内。

这些燃烧器具有：具有孔口30的中心燃料分配器27，孔口30可按非均匀方式分布；和多孔元件28，其为环形形状并在至少其整个长度Lb上围绕中心分配器27，所述多孔元件28的厚度在0.5至5cm的范围内，所述多孔元件28的内表面与中心分配器27相距一段距离定位且所述距离在0.5至10cm的范围内。此距离正是对应于图4中由29所示区域的距离。

优选地，细长形燃烧器形成三角形样式，各燃烧器之间轴线的中心距离为插管外直径的2至5倍。

本发明还包括使用本发明的换热反应器进行烃馏分蒸汽重整的方法。

根据本发明的方法的变例，用于执行原位燃烧的燃料是含氢量高于90％的气体。

通常，使用本发明的换热反应器进行烃馏分蒸汽重整的方法在以下情况下操作：壳侧压力在1至10巴(绝对压力)的范围内(1巴＝10⁵Pa)，插管之内的压力在25至50巴(绝对压力)的范围内。

反应管之内的温度大致在700℃至950℃的范围内。

具体实施方式

本发明的换热反应器用于执行高程度的吸热反应，其中温度可高至950℃。典型地，本发明的换热反应器可用于烃馏分蒸汽重整，特别是石脑油或天然气的蒸汽重整，用于制氢。

以下描述参见图2。

本发明的换热反应器包括具有大致圆柱形形状的壳1，壳1在其上部分由具有大致椭圆形形状的拱顶2封闭并在其下部分由具有大致椭圆形形状的底部3封闭，所述壳1封装多个竖直管4，管4具有沿壳1的圆柱形部分延伸的长度L。

管4为插管类型，即，其通过装容于外管6中的内管5构成，内管和外管大致共轴。所述共轴状态例如通过使以不变距离焊接到内管5的多个翅片居中而实现，这意味着可与外管6保持固定距离。

在内管5与外管6之间包含的环形空间7基本被填充以催化剂，所述催化剂具有圆柱形颗粒形状，并且在蒸汽重整反应的情况下典型地具有几毫米的长度和几毫米的直径。

催化剂颗粒形状不是本发明的特征因素，本发明兼容于在尺寸上允许被引入竖直管4的环形部分7中的任何催化剂颗粒形状。

反应流体优选地通过环形催化区7被引入插管4中，环形催化区7的入口端处于反应器之外，蒸汽重整反应在环形催化区中进行，流出物在中心管5的出口处回收，所述出口也位于反应器之外。

另一种构造也是可行的，其中，反应流体通过中心管5被引入，流出物在环形区7的出口处回收。

反应流体因而在插管4之内移动，首先沿管的环形区7向下，然后沿中心管5上升，所述管4具有位于换热反应器之外的入口端/出口端，且所述管4通过在壳侧8上移动的传热流体被加热。

传热流体的性质在本发明的应用环境中并不重要。传热流体由使用特定燃烧器在换热反应器自身内部执行燃烧而获得的烟气构成，所述特定燃烧器例如为法国专利申请06/10999中所述的燃烧器。

反应器的高度H与其直径D之间的比率H/D大致在2至8的范围内，优选地在2.5至6的范围内。

插管4通常设置有以大致共轴方式围绕插管的烟囱10，从而使得将被加热的沿管的燃烧烟气的移动速度在5m/s至50m/s的范围内，优选地在20m/s至40m/s的范围内。

反应器截面每平方米中将被加热的管的数量大致在2至12的范围内，优选地在3至8的范围内。术语“反应器截面”是指在排除任何内部元件的情况下所取的几何截面。

插管4通常形成三角形样式，其中，中心至中心距离为外管6的内直径的2至5倍。

当使用细长形燃烧器执行原位燃烧以生成传热流体时，这些燃烧器介于插管之间并由此形成三角形样式，其中，各燃烧器之间的中心至中心距离为所述插管的外直径的2至5倍。

根据本发明的示例

以下示例给出根据本发明的换热反应器的尺度，所述换热反应器用于通过天然气蒸汽重整而以90000Nm³/小时生产H₂。

用于提供蒸汽重整反应所需热量的燃料具有以下成分(摩尔％)：

H₂：92.10％

CH₄：5.35％

CO₂：0.78％

CO：1.5％

N₂：0.25％

插管之内的温度为900℃。

在壳侧上移动的烟气的温度平均值为：1200℃。

插管之内的压力为：35巴。

在壳侧上移动的烟气的压力为：5巴。

管与壳之间的压力差因而为30巴。

本发明的反应器的主要尺度如下：

反应器(具有上、下端)的总高度：16m；

反应器的直径：7m；

H/D比率：2.3；

管为插管类型；

管的长度：12m；

将被加热的管的外直径：200mm；

中心管的直径：50mm；

将被加热的管的中心至中心距离：300mm；

管的数量：以三角形样式分布的235个管；

多孔燃烧器的外直径：100mm；

多孔燃烧器的长度：5m；

多孔燃烧器的数量：470；

多孔燃烧器之间的中心至中心距离：600mm。

插管的环形部分被填充以蒸汽重整催化剂，该催化剂基于采用圆柱形小丸形式的镍，每个催化剂颗粒具有以下尺度：

小丸直径：10mm；

小丸长度：13mm。

反应流体通过外管6的入口端供应到每个反应管。

反应流体入口分配器具有20支路的形状，如图3中可见。

反应流出物通过中心管5的出口端被回收。

用于反应流出物的出口收集器具有4支路的形状，如图3中可见。

中心管5在反应器上拱顶上方以相对于竖直方向30°的角度与外管6分开2米的距离。

催化剂通过外管6的入口端被填充。

拆除上部分的鞘有利于通入外管6的环形区。由于中心管5的端部在插管外管6之外，因而不存在当填充环形空间时将催化剂置于中心管5之内的风险。

为便于加载，插管可以振动，例如通过可经由位于壳中的人孔进入的插管下端并使用在加载所用管时所附接的振动器进行振动。