专利摘要

本发明提供了用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器和反应循环系统，包括：流化床反应器本体、至少一个具有圆锥形结构壳体的内构件、管式与板式耦合分布器、第一换热器以及旋风分离器；其中，至少一个具有圆锥形结构壳体的内构件，固定于流化床反应器本体的腔室内，圆锥形结构壳体的锥端封闭且向上，与锥端相对应的的底端设置有开口，以将流化床反应器本体的腔室划分成上下至少两个反应区；管式与板式耦合分布器，设置于流化床反应器本体的腔室底部，且位于圆锥形结构壳体的底面的投影区域内；第一换热器，分别设置于内构件的上方和下方；旋风分离器设置于流化床反应器本体的顶部。本发明实施例提供的方案能够抑制节涌。

权利要求

1.一种用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器，其特征在于，包括：流化床反应器本体、至少一个具有圆锥形结构壳体的内构件、管式与板式耦合分布器、第一换热器以及旋风分离器；其中，

所述至少一个具有圆锥形结构壳体的内构件，固定于所述流化床反应器本体的腔室内，所述圆锥形结构壳体的锥端封闭且向上，与所述锥端相对应的底端设置有开口，以将所述流化床反应器本体的腔室划分成上下至少两个反应区；

所述管式与板式耦合分布器，设置于所述流化床反应器本体的腔室底部，且位于所述圆锥形结构壳体的底面的投影区域内；

所述第一换热器，分别设置于所述内构件的上方和下方；

所述旋风分离器设置于所述流化床反应器本体的顶部；

位于所述内构件下方的第一换热器与最接近的内构件的底端之间的距离为所述流化床反应器本体内径的0.2～2倍；位于所述内构件上方的第一换热器与最接近的内构件的锥端之间的距离为所述流化床反应器本体内径的0.1～2倍；

所述旋风分离器的底端与所述旋风分离器最接近的内构件的锥端之间的间距为所述流化床反应器本体内径的2～20倍；所述旋风分离器的料腿位于任一所述内构件的外侧壁投影区域内。

2.根据权利要求1所述的用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器，其特征在于，

所述内构件的个数：

其中，S表征内构件的个数；T表征芳烃产量，单位为吨/年；

和/或，

所述内构件的高度：

其中，H表征所述内构件的高度；Ug表征表观气速；Umf表征颗粒的起始流化速度；D表征所述流化床反应器本体的内径；dp表征所述流化床反应器本体内催化剂的平均粒径。

3.根据权利要求1所述的用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器，其特征在于，

当所述内构件的个数为至少两个时，

针对相邻的两个所述内构件，位于下方的所述内构件的锥端与位于上方的所述内构件的底端之间的间距为所述内构件的圆锥母线长度的0.2至10倍；

在所述流化床反应器本体内，所述内构件的方的反应温度比上方高0～50℃。

4.根据权利要求1所述的用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器，其特征在于，

所述圆锥形结构壳体的圆锥形内侧壁与所述圆锥形内侧壁所对应的轴线之间的第一夹角不大于所述圆锥形结构壳体的圆锥形外侧壁与所述圆锥形外侧壁所对应的轴线之间的第二夹角，且所述第二夹角不小于2.5度且不大于89度。

5.根据权利要求1至4任一所述的用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器，其特征在于，

所述具有圆锥形结构壳体的内构件进一步包括：导流组件；

所述导流组件固定于所述圆锥形结构壳体的锥端；

和/或，

所述具有圆锥形结构壳体的内构件进一步包括：固定连接结构；

所述固定连接结构的一端固定连接于所述圆锥形结构壳体的外侧壁，另一端固定连接于所述流化床反应器本体。

6.根据权利要求1至4任一所述的用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器，其特征在于，

所述管式与板式耦合分布器包括：开口向下的管式分布器以及板式分布器，且所述管式分布器位于所述板式分布器的上部；

和/或，

所述多级流化床反应器内的反应温度为200～500℃、反应压力为1～25MPa、反应气线速为0.03～0.9m/s；

和/或，

所述多级流化床反应器内使用流化催化剂，

所述流化催化剂的粒径为25～1000μm；

所述流化催化剂的密度为500～5000kg/m3；

所述流化催化剂装填高度与所述多级流化床反应器的内径的比例为1～10。

7.一种用于合成气一步法制芳烃的反应循环系统，其特征在于，包括：原料气变换子系统、权利要求1至6任一所述的多级流化床反应器、金属过滤器、第二换热器、组分分离子系统，其中，

所述原料气变换子系统，用于将合成气的C/H比变换为目标产物的C/H比，

所述金属过滤器的入口与所述多级流化床反应器的气体出口相连；

所述金属过滤器的出口与所述第二换热器的热流体入口相连；

所述第二换热器的热流体出口与所述组分分离子系统的入口相连；

所述第二换热器的冷流体出口与所述多级流化床反应器中的所述管式与板式耦合分布器连接；

所述第二换热器的冷流体入口与反应气输送管路相连，以将反应气输送到所述多级流化床反应器的腔室内。

8.根据权利要求7所述的用于合成气一步法制芳烃的反应循环系统，其特征在于，

所述组分分离子系统，包括：串联的多级冷却器和反应气纯化单元，其中，

当反应产物含有高于3wt％的C12以上芳烃时，所述串联的多级冷却器中冷却器的个数不少于3个；

当反应产物含有低于3wt％的C12以上芳烃，且含有高于3wt％的C10以上芳烃时，所述串联的多级冷却器中冷却器的个数不少于2个；

当反应产物含有低于3wt％的C10以上芳烃，且含有高于3wt％的C8以上芳烃时，所述串联的多级冷却器中冷却器的个数不少于1个；

其中，第一级冷却器的气体入口与所述换热器的热流体出口相连；

所述串联的多级冷却器中的最高级冷却器的气体出口与所述反应气纯化单元连接；

所述反应气纯化单元，用于纯化所述串联的多级冷却器输出的反应气，并将纯化后的所述反应气输入到所述换热器的冷流体入口。

9.根据权利要求8所述的用于合成气一步法制芳烃的反应循环系统，其特征在于，

所述反应气纯化单元，包括：油洗系统和PSA脱碳系统以及反应气循环机，其中，

所述油洗系统的入口与最高级冷却器的气体出口相连；

所述油洗系统的气体出口与所述PSA脱碳系统的入口相连；

所述PSA脱碳系统的出口与所述反应气循环机的入口相连；

所述反应气循环机的出口与所述反应气输入管路相连。

说明书

技术领域

本发明涉及化工技术领域，特别涉及用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器及反应循环系统。

背景技术

几十年来，基于原油炼制的石化工业为人类提供了必须的液体燃料(汽油和柴油)以及基础化学品(低碳烯烃与芳烃)。然而，我国原油对外依存度在2018年已经超过70％，能源安全问题凸显，且我国“富煤、贫油、少气”的能源结构决定了我国在未来30到50年依旧以煤为主的能源结构不会发生根本性的改变。因此，以煤为碳源的转化获得液体燃料或化学品是我国煤化工研究的核心。相比煤直接转化，经过合成气(CO+H2)的转化路径在技术实现上更为可行。相比获得大宗液体燃料(汽油或柴油)，鉴于我国炼油能力的过剩以及合成气化工中高成本的分离循环能耗，基于合成气高选择性的获得高附加值化学品(如芳烃)既符合我国化工未来的发展方向又是现阶段最为经济可行的路径。合成气一步法制芳烃的特点是：反应压力高、空速低；反应过程强放热且减分子；反应转化率不高但选择性要求高。

流化床反应器是一种常见的多相反应器形式，由于其优异的催化剂颗粒流动性能以及高效的传热传质能力，尤其适用于合成气一步法制烯烃与芳烃等过程。然而，对于合成气转化过程的空速较低，为保持气固流化床内高效的传递能力，流化气速一定的情况下，只能通过在流化床反应器内填充大量催化剂获得低空速的反应条件。此时，高长径比的流化床反应器易产生“节涌”问题，即在主反应区形成扁平气泡，气泡迅速长大沿径向长大最后与反应器直径相近。节涌会导致气固接触效率大幅下降，传递能力降低，流化床内震动加剧，破坏流化床反应器长周期稳定运行。另一方面，气固流化床反应器由于颗粒相的存在，其与气相的滑移会造成返混，反应器的停留时间分布变宽，使得芳构化不完全和过烷基化会同时存在，难以精准控制目标芳烃的生成。

发明内容

本发明实施例提供了一种用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器及反应循环系统。该多级流化床反应器能够有效地抑制高长径比流化床反应器内节涌的形成，进而获得更宽的合成气转化稳定操作区域；除此之外，可建立多级反应器形式，级内增强合成气与催化剂颗粒的混合、级间抑制气固返混，进而增大合成气转化推动力和目标芳烃选择性。

第一方面，本发明实施例提供一种用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器，包括：流化床反应器本体、至少一个具有圆锥形结构壳体的内构件、管式与板式耦合分布器、第一换热器以及旋风分离器；其中，

所述至少一个具有圆锥形结构壳体的内构件，固定于所述流化床反应器本体的腔室内，所述圆锥形结构壳体的锥端封闭且向上，与所述锥端相对应的的底端设置有开口，以将所述流化床反应器本体的腔室划分成上下至少两个反应区；

所述管式与板式耦合分布器，设置于所述流化床反应器本体的腔室底部，且位于所述圆锥形结构壳体的底面的投影区域内；

所述第一换热器，分别设置于所述内构件的上方和下方；

所述旋风分离器设置于所述流化床反应器本体的顶部。

优选地，

所述内构件的个数：

其中，S表征内构件的个数；T表征芳烃产量，单位为吨/年。

优选地，

所述内构件的高度：

其中，H表征所述内构件的高度；Ug表征表观气速；Umf表征颗粒的起始流化速度；D表征所述流化床反应器本体的内径；dp表征所述流化床反应器本体内催化剂的平均粒径。

优选地，

当所述内构件的个数为至少两个时，

针对相邻的两个所述内构件，位于下方的所述内构件的锥端与位于上方的所述内构件的底端之间的间距为所述内构件的圆锥母线长度的0.2至10倍；

在所述流化床反应器本体内，所述内构件的方的反应温度比上方高0～50℃。

优选地，

所述圆锥形结构壳体的圆锥形内侧壁与与所述圆锥形内侧壁所对应的轴线之间的第一夹角不大于所述圆锥形结构壳体的圆锥形外侧壁与所述圆锥形外侧壁所对应的轴线之间的第二夹角，且所述第二夹角不小于2.5度且不大于89度。

优选地，

所述具有圆锥形结构壳体的内构件进一步包括：导流组件；

所述导流组件固定于所述圆锥形结构壳体的锥端。

优选地，

所述具有圆锥形结构壳体的内构件进一步包括：固定连接结构；

所述固定连接结构的一端固定连接于所述圆锥形结构壳体的外侧壁，另一端固定连接于所述流化床反应器本体。

优选地，

位于所述内构件下方的换热器与最接近的内构件的底端之间的距离为所述流化床反应器本体内径的0.2～2倍；位于所述内构件上方的换热器与最接近的内构件的锥端之间的距离为所述流化床反应器本体内径的0.1～2倍；

所述旋风分离器的底端与所述旋风分离器最接近的内构件的锥端之间的间距为所述流化床反应器本体内径的2～20倍；所述旋风分离器的料腿位于任一所述内构件的外侧壁投影区域内。

优选地，

所述管式与板式耦合分布器包括：开口向下的管式分布器以及板式分布器，且所述管式分布器位于所述板式分布器的上部。

优选地，

所述多级流化床反应器内的反应温度为200～500℃、反应压力为1～25MPa、反应气线速为0.03～0.9m/s。

优选地，

所述多级流化床反应器内使用流化催化剂，

所述流化催化剂的粒径为25～1000μm；

所述流化催化剂的密度为500～5000kg/m3；

所述流化催化剂装填高度与所述多级流化床反应器的内径的比例为1～10。

第二方面，本发明实施例提供一种用于合成气一步法制芳烃的反应循环系统，包括：原料气变换子系统、上述任一所述的多级流化床反应器、金属过滤器、第二换热器、组分分离子系统，其中，

所述原料气变换子系统，用于将合成气的C/H比变换为目标产物的C/H比；

所述金属过滤器的入口与所述多级流化床反应器的气体出口相连；

所述金属过滤器的出口与所述第二换热器的热流体入口相连；

所述第二换热器的热流体出口与所述组分分离子系统的入口相连；

所述第二换热器的冷流体出口与所述多级流化床反应器中的所述管式与板式耦合分布器连接；

所述第二换热器的冷流体入口与反应气输送管路相连，以将反应气输送到所述多级流化床反应器的腔室内。

优选地，

所述组分分离子系统，包括：串联的多级冷却器和反应气纯化单元，其中，

当反应产物含有高于3wt％的C12以上芳烃时，所述串联的多级冷却器中冷却器的个数不少于3个；

当反应产物含有低于3wt％的C12以上芳烃，且含有高于3wt％的C10以上芳烃时，所述串联的多级冷却器中冷却器的个数不少于2个；

当反应产物含有低于3wt％的C10以上芳烃，且含有高于3wt％的C8以上芳烃时，所述串联的多级冷却器中冷却器的个数不少于1个；

其中，第一级冷却器的气体入口与所述换热器的热流体出口相连；

所述串联的多级冷却器中的最高级冷却器的气体出口与所述反应气纯化单元连接；

所述反应气纯化单元，用于纯化所述串联的多级冷却器输出的反应气，并将纯化后的所述反应气输入到所述换热器的冷流体入口。

优选地，

所述反应气纯化单元，包括：油洗系统和PSA脱碳系统以及反应气循环机，其中，

所述油洗系统的入口与最高级冷却器的气体出口相连；

所述油洗系统的气体出口与所述PSA脱碳系统的入口相连；

所述PSA脱碳系统的出口与所述反应气循环机的入口相连；

所述反应气循环机的出口与所述反应气输入管路相连。

本发明实施例提供了一种用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器及反应循环系统，该多级流化床反应器通过布置具有圆锥形结构壳体的内构件，该具有圆锥形结构壳体的内构件与之前多孔板、百叶窗或是其他构件的设计原理不同。之前构件的设计原理主要是通过障碍物本身破碎气泡或是形成气垫。而本具有圆锥形结构壳体的内构件的设计原理是：由于颗粒相的引入，多相流的平衡声速会大幅下降到，此时其可压缩性凸显。在这样的情况下，颗粒流通过障碍物不会形成类似流体的涡街，而是会形成类激波结构。正由于颗粒流的可压缩性，使得在圆锥形结构壳体底端形成颗粒垫，在圆锥形结构壳体的锥端形成空穴。与此相对应，具有圆锥形结构壳体的内构件的底端为颗粒垫，其可避免自身受到高速气泡与颗粒的冲刷，通过颗粒自身破碎气泡，防止节涌产生；另一方面，可在具有圆锥形结构壳体的内构件的锥端形成空穴区域为低压区，可迅速吸收周围的气体，吸收气体至锥顶端形成一个类似于蜡烛烛火的细长的气泡，避免形成扁平的节涌。在锥端处形成稳定的气泡，防止气泡在高床内形成节涌。在此基础上，由于这样稳定的稀相空穴存在，使得在流化床内实现多级结构，有效抑制返混。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1是本发明一个实施例提供的一种用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器的结构示意图；

图2是本发明一个实施例提供的内构件结构示意图；

图3是本发明一个实施例提供的用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应系统结构示意图；

图4是本发明一个实施例提供的一种用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应系统结构示意图。

具体实施方式

为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例，基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动的前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

如图1所示，本发明一个实施例提供一种用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器，该多级流化床反应器包括：流化床反应器本体101、至少一个具有圆锥形结构壳体的内构件102、管式与板式耦合分布器103、第一换热器104以及旋风分离器105；其中，

所述至少一个具有圆锥形结构壳体的内构件102，固定于所述流化床反应器本体101的腔室内，所述圆锥形结构壳体的锥端封闭且向上，与所述锥端相对应的的底端设置有开口，以将所述流化床反应器本体101的腔室划分成上下至少两个反应区；

所述管式与板式耦合分布器103，设置于所述流化床反应器本体101的腔室底部，且位于所述圆锥形结构壳体的底面的投影区域内；

所述第一换热器104，分别设置于所述内构件102的上方和下方；

所述旋风分离器105设置于所述流化床反应器本体101的顶部。

在图1所示的实施例中，(1)在内构件下方产生稳定但不断更新的颗粒垫，可有效破碎因长径比较大所形成的稳定大气泡，使得大气泡的气相分散于内构件环隙；(2)其内构件下方形成的颗粒垫可强制其下方喷涌的部分颗粒折返，加强内构件下方的多相混合能力；(3)其内构件下方形成的颗粒垫还可有效减小因高速气泡裹挟固体颗粒冲刷对内构件造成的磨损；(4)在其内构件上方可产生稳定但不断更新的空穴，建立多级流化床反应器；(5)在其内构件上方形成的空穴具有较低的颗粒相浓度，可有效抑制颗粒夹带造成的气固返混；(6)在其内构件上方形成的空穴为低压区，可吸收环隙溢出的气体重新汇集于构件中心，形成细长的气泡而非扁平的气相节涌；(7)在其内构件上方形成的空穴，其稳定居于构件的顶部中心，可防止气固偏流的产生。本发明提供的伞型内构件可有效抑制高长径比流化床中大气泡以及节涌的形成，与此同时获得级内高效混合，级间有效抑制返混的新型多级流化床结构，尤其适用于高压低空速、较低操作气速、对传热及抑制返混的合成气一步法制芳烃。

在本发明一个实施例中，第一圆锥形结构的侧壁与所述第一圆锥形结构的轴线之间的夹角不小于2.5度且不大于80度。该第一圆锥形结构的侧壁与所述第一圆锥形结构的轴线之间的夹角的大小可直接影响在锥端形成的空穴区域的大小，而空穴区域的大小将直接影响气泡的破碎，本发明实施例给出的角度范围能够有效地抑制节涌。在本发明一个实施例中，为了能够使多级流化床反应器的使用效率以及构建成本合理化，在多级流化床反应器内，内构件的个数满足下述计算公式(1)：

其中，S表征内构件的个数；T表征芳烃产量，单位为吨/年。

在本发明一个实施例中，内构件的高度：

其中，H表征所述内构件的高度；Ug表征表观气速；Umf表征颗粒的起始流化速度；D表征所述流化床反应器本体的内径；dp表征所述流化床反应器本体内催化剂的平均粒径。

上述内构件的高度是指在轴向上，从内构件的锥端到内构件的底端的距离。通过按照上述高度设置内构件可保证产物产率的同时，能够更好地抑制节涌，而且有利于返混。

在本发明一个实施例中，当所述内构件的个数为至少两个时，

针对相邻的两个所述内构件，位于下方的所述内构件的锥端与位于上方的所述内构件的底端之间的间距为所述内构件的圆锥母线长度的0.2至10倍；

在所述流化床反应器本体内，所述内构件的方的反应温度比上方高0～50℃。

通过使相邻的两个内构件之间的间距满足间距为所述内构件的圆锥母线长度的0.2至10倍，能够使形成的空穴区域更好地分离气固，避免过度反应。

在本发明一个实施例中，所述圆锥形结构壳体的圆锥形内侧壁与与所述圆锥形内侧壁所对应的轴线之间的第一夹角不大于所述圆锥形结构壳体的圆锥形外侧壁与所述圆锥形外侧壁所对应的轴线之间的第二夹角，且所述第二夹角不小于2.5度且不大于89度。该第一圆锥形结构的侧壁与第一圆锥形结构的轴线之间的夹角的大小可直接影响在锥端形成的空穴区域的大小，而空穴区域的大小将直接影响气泡的破碎，本发明实施例给出的角度范围能够有效地抑制节涌。优选地，第一圆锥形结构的侧壁与第一圆锥形结构的轴线之间的夹角为25-55度，更优选地，第一圆锥形结构的侧壁与第一圆锥形结构的轴线之间的夹角为45度，在夹角为25～55度时，通过数值模拟与流化实验发现，空穴区域的高度为第一圆锥形结构的圆锥母线的2倍，宽度为第一圆锥形结构的圆锥母线的0.45倍，可以有效地分离气体与催化剂，一定程度上能够抑制产物气体过度反应，在空穴区域之后，气体与催化剂重新混合，使原料气进一步反应，有效地提高了产物产率。

在本发明一个实施例中，具有圆锥形结构壳体的内构件进一步包括：导流组件(图中未示出)；所述导流组件固定于所述圆锥形结构壳体的锥端；导流组件为圆锥体结构、圆柱体结构以及立方体结构中的任意一种，且导流组件的底端与壳体的锥端相匹配。如图2示出了圆锥体结构的导流组件201。该导流组件可作为一个类似于“晶核”的不动点从而稳定形成的空穴区并使其成为一个细长的形状，避免其快速长大成为扁平的节涌。

在本发明一个实施例中，如图2所示，具有圆锥形结构壳体的内构件进一步包括：固定连接结构202；

所述固定连接结构202的一端固定连接于所述圆锥形结构壳体的外侧壁，另一端固定连接于所述流化床反应器本体。该固定连接结构202可包括：至少三对连接杆，其中，每一对连接杆对称设置；连接杆的一端固定连接在第一圆锥形结构的外侧壁；连接杆的另一端固定连接流化床反应器的内侧壁/顶部。

在本发明一个实施例中，位于所述内构件下方的第一换热器与最接近的内构件的底端之间的距离为所述流化床反应器本体内径的0.2～2倍；位于所述内构件上方的第一换热器与最接近的内构件的锥端之间的距离为所述流化床反应器本体内径的0.1～2倍；所述旋风分离器的底端与所述旋风分离器最接近的内构件的锥端之间的间距为所述流化床反应器本体内径的2～20倍；所述旋风分离器的料腿位于任一所述内构件的外侧壁投影区域内。保证流化床反应器本体内流体温度以及流体流动的稳定性。

在本发明一个实施例中，管式与板式耦合分布器包括：开口向下的管式分布器以及板式分布器，且所述管式分布器位于所述板式分布器的上部。

在本发明一个实施例中，为了保证合成气一步法制芳烃反应物产率，多级流化床反应器内的反应温度为200～500℃、反应压力为1～25MPa、反应气线速为0.03～0.9m/s。

在本发明一个实施例中，为了保证合成气一步法制芳烃反应物产率，所述多级流化床反应器内使用流化催化剂，

所述流化催化剂的粒径为25～1000μm；

所述流化催化剂的密度为500～5000kg/m3；

所述流化催化剂装填高度与所述多级流化床反应器的内径的比例为1～10。

如图3所示，本发明实施例提供一种用于合成气一步法制芳烃的反应循环系统，包括：原料气变换子系统301、上述任一所述的多级流化床反应器302、金属过滤器303、第二换热器304、组分分离子系统305，其中，

所述原料气变换子系统301，用于将合成气的C/H比变换为目标产物的C/H比；

所述金属过滤器303的入口与所述多级流化床反应器302的气体出口相连；

所述金属过滤器303的出口与所述第二换热器304的热流体入口相连；

所述第二换热器304的热流体出口与所述组分分离子系统305的入口相连；

所述第二换热器304的冷流体出口与所述多级流化床反应器302中的所述管式与板式耦合分布器连接；

所述第二换热器304的冷流体入口与反应气输送管路相连，以将反应气输送到所述多级流化床反应器302的腔室内。

上述将合成气的C/H比变换为目标产物的C/H比，从工艺上看，相对于传统合成气(制甲醇)的C/H比为1:2，而以芳烃为目标产物时，其C/H比约为1:1，又由于以煤炭为原料的合成气原本就是缺H的，因此，合成气首先变换为近芳烃的C/H比是合理的；相对于传统费托合成，其产品分布遵循ASF分布大部分产品集中于头部轻烃，而以芳烃为目标产物的合成气一步法制芳烃，其富含芳烃的产品气需从工艺角度思考如何快速捕集芳烃，防止芳烃在管路中的结晶堵塞管道；相对于传统的合成气制甲醇以及甲醇制芳烃工艺，本发明实施例提供的用于合成气一步法制芳烃的反应循环系统，可有效保持合成气自身的压力并最大程度减少水的生成，而本反应较低的合成气转化率需考虑循环工艺的设计。

从工艺角度，在进入反应器前增加原料气变换子系统，根据目标芳烃的C/H比灵活调变原料合成气的C/H比，以达到最高原子经济性；在出反应器后先经过组分分离子系统，该组分分离子系统通过串联的多级冷凝器将芳烃有效捕集下来；进一步地，通过反应气纯化单元将副产的轻烃以及CO2分离出来保证循环后的合成气再进入多级流化床反应器后不会造成反应转化率的降低。

在本发明一个实施例中，如图3所示，所述组分分离子系统305，包括：串联的多级冷却器3051和反应气纯化单元3052，其中，

当反应产物含有高于3wt％的C12以上芳烃时，所述串联的多级冷却器中冷却器3051的个数不少于3个；

当反应产物含有低于3wt％的C12以上芳烃，且含有高于3wt％的C10以上芳烃时，所述串联的多级冷却器中冷却器3051的个数不少于2个；

当反应产物含有低于3wt％的C10以上芳烃，且含有高于3wt％的C8以上芳烃时，所述串联的多级冷却器中冷却器3051的个数不少于1个；

其中，第一级冷却器的气体入口与所述换热器的热流体出口相连；

所述串联的多级冷却器中的最高级冷却器的气体出口与所述反应气纯化单元连接；

所述反应气纯化单元3052，用于纯化所述串联的多级冷却器3051输出的反应气，并将纯化后的所述反应气输入到所述换热器的冷流体入口。

一般与第二热水器的热流体出口相连的一级冷却器主要冷却出的目标物为C10以上的芳烃；与一级冷却器相连的二级冷却器主要冷却出的目标物为C8以上的芳烃。

在本发明一个实施例中，如图3所示，反应气纯化单元3052，包括：油洗系统30521和PSA脱碳系统30522以及反应气循环机30523，其中，

所述油洗系统30521的入口与最高级冷却器3051的气体出口相连；

所述油洗系统30521的气体出口与所述PSA脱碳系统30522的入口相连；

所述PSA脱碳系统30522的出口与所述反应气循环机30523的入口相连；

所述反应气循环机30523的出口与所述反应气输入管路相连。

其中，如图3所示，原料气变换子系统301主要包括：氢气压缩机3011与膜分离装置3012，氢气压缩机3011的气体出口与膜分离装置3012的入口相连，膜分离装置3012的出口与反应气循环机30523的出口并联接入到合成气进气管路，以将合成气通过第二换热器304输入到多级流化床反应器内。通过调节氢气压缩机3011的运行状态，实现调控输入到多级流化床反应器内的C/H比。

在本发明一个实施例中，如图4所示，用于合成气一步法制芳烃的反应循环系统进一步包括：三相分离器401、脱轻塔402、脱重塔403以及结晶釜404，其中，

组分分离子系统中的各级冷却器3051冷却下来的芳烃产物进入三相分离器401，三相分离器401产生的轻烃用于燃烧，三相分离器401分离出的目标物进入到脱轻塔402，脱轻塔402产生的目标物(C9以上的芳烃)进入到脱重塔403，脱重塔403产生的目标物进入结晶釜404，以完后目标产物的纯化和结晶。脱重塔403产生的C10以上的芳烃可作为溶剂油，进入到罐区。

本发明实施例提供的用于合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器及其反应-循环系统，其特点为反应压力高、空速低；反应过程强放热且减分子；反应转化率不高但选择性要求高。针对合成气一步法制芳烃过程的特点，采用多级流化床反应器并采用反应-循环系统。其主要作用是：(1)在其圆锥形结构壳体下方产生稳定但不断更新的催化剂颗粒垫，可有效破碎流化床内大气泡，使得大气泡的合成气分散于伞型构件环隙；(2)其圆锥形结构壳体下方形成的颗粒垫可强制其下方喷涌的部分颗粒折返，加强构件下方催化剂与合成气的混合；(3)其圆锥形结构壳体下方形成的颗粒垫还可有效减小因气固冲刷对构件造成的磨损；(4)在其伞型上方可产生稳定但不断更新的空穴，建立多级流化床反应器，可根据每一级反应深度不同灵活调变反应工况；(5)在其圆锥形结构壳体上方形成的空穴具有较低的颗粒相浓度，可有效抑制颗粒夹带造成的气固返混，提高芳烃选择性；(6)在其圆锥形结构壳体上方形成的空穴为低压区，可吸收环隙溢出的气体重新汇集于构件中心，形成细长的气泡而非扁平的气相节涌，防止低空速的合成气反应过程形成节涌；(7)在其圆锥形结构壳体上方形成的空穴，其稳定居于构件的顶部中心，可防止气固偏流的产生。其中，针对新鲜合成气与循环合成气共同进料，配合伞型内构件功能，采用管式与板式耦合气体分布器，其作用为：(1)管式分布器通入循环合成气，其气量较大可形成一定喷动，且停留时间较短；(2)板式分布器通入新鲜合成气，其气量较小可辅助流化作用，防止高压低空速下流化床内死区的产生；(3)管式分布器在上述伞型内构件的投影面积内，帮助伞型构件形成下方颗粒垫和上方空穴；(4)管式分布器开孔向下而板式分布器开孔向上，可大幅增强流化床反应器内的气固混合效率。对于包含该多级流化床反应器的反应-循环系统，来自低温甲醇洗的普通合成气(CO:H2＝1:2)经过压缩机和膜分离，将合成气组成变换为CO:H2＝1:1；与反应器出口产物换热后进入流化床反应器的分布器，循环后的合成气经过压缩和换热后进入多级流化床反应器的管式分布器，反应转化后的气体从多级流化床内旋风分离器升气管，经过过滤器后与经过变换的新鲜合成气换热；换热后首先经过组分分离子系统(脱芳烃单元)，组分分离子系统(脱芳烃单元)包括一次串联的至少2个冷凝器，第一级冷凝器将C10以上的重芳烃冷凝下来，第二级冷凝器将C6-C9的芳烃冷凝下来；剩余气体产品进入脱轻烃单元，组分分离子系统(脱芳烃单元)由至少一个油洗系统串联组成，可将大部分反应生成的低碳烃类(<C5)捕集下来；剩余气体产品进入脱CO2单元，脱CO2单元主要由至少一个变压吸附装置组成，可将大部分CO2脱除，可作为循环气经压缩换热后进流化床反应器内管式分布器。

需要说明的是，在本文中，诸如第一和第二之类的关系术语仅仅用来将一个实体或者操作与另一个实体或操作区分开来，而不一定要求或者暗示这些实体或操作之间存在任何这种实际的关系或者顺序。而且，术语“包括”、“包含”或者其任何其他变体意在涵盖非排他性的包含，从而使得包括一系列要素的过程、方法、物品或者设备不仅包括那些要素，而且还包括没有明确列出的其他要素，或者是还包括为这种过程、方法、物品或者设备所固有的要素。在没有更多限制的情况下，由语句“包括一个······”限定的要素，并不排除在包括所述要素的过程、方法、物品或者设备中还存在另外的相同因素。

还需要说明的是，以上所述仅为本发明的较佳实施例，仅用于说明本发明的技术方案，并非用于限定本发明的保护范围。凡在本发明的精神和原则之内所做的任何修改、等同替换、改进等，均包含在本发明的保护范围内。

合成气一步法制芳烃的多级流化床反应器及反应循环系统专利购买费用说明

Q：办理专利转让的流程及所需资料

A：专利权人变更需要办理著录项目变更手续，有代理机构的，变更手续应当由代理机构办理。

1：专利变更应当使用专利局统一制作的“著录项目变更申报书”提出。

2：按规定缴纳著录项目变更手续费。

3：同时提交相关证明文件原件。

4：专利权转移的，变更后的专利权人委托新专利代理机构的，应当提交变更后的全体专利申请人签字或者盖章的委托书。

Q:专利著录项目变更费用如何缴交

A：（1）直接到国家知识产权局受理大厅收费窗口缴纳,（2）通过代办处缴纳，（3）通过邮局或者银行汇款,更多缴纳方式

Q：专利转让变更，多久能出结果

A：著录项目变更请求书递交后，一般1-2个月左右就会收到通知，国家知识产权局会下达《转让手续合格通知书》。