甲烷转化为更高级烃

技术领域

[0002]本发明涉及一种从甲烷制备乙炔的方法。本发明还进一步 涉及再生反应器。更特别地，本发明涉及一种通过独特且热有效的方 法对反流再生反应器控制用于热再生的燃烧，以从甲烷原料中制备乙 炔的改进的方法和装置。

背景技术

[0003]乙炔(acetylene或ethyne、HC≡CH)早已被认识到是为数 不多的可以从甲烷中以高选择性直接制得的化合物之一，但是除了高 成本，特种生产，这种制备的条件使其难以商业实践。乙炔可以被转 化为许多其他希望的烃产品，例如烯烃和乙烯基类。从甲烷原料制备 乙炔的一个最大障碍是甲烷以高产率转化为乙炔所需的极高温度。许 多可以通过制得的乙炔来制造的期望产品如今通过其他更为经济的方 式来替代，例如在热裂化器中对较高分子量烃原料-如乙烷和石脑油 -的热裂化。较高分子量原料在比甲烷低的温度下裂化。设备、材料 和方法不能被提前确定，其可以连续经受甲烷热解所需的高温(＞1600 ℃)。由于需要设备的特别型号和成本，热解大量的甲烷被认为是成本 过高且不切实际的。用于制造乙炔而开发的方法全都商业地在用于较 高分子量烃原料蒸汽裂化的较低温度下进行。

[0004]已知使用高温和短接触时间，可以从甲烷中以少量或小批 制得乙炔，产生乙炔、CO和H2地混合物。Stanford Research Institute 的Process Economics Program，Report No.16，1966年9月名为 ″Acetylene″的报告，以及Holmen等人在Fuel Processing Technology (42)出版的名为″Pyrolysis of Natural Gas：Chemistry and Process Concepts，″1995，第249-267页提供了全面的讨论。但是已 知的方法是无效的，不能很好的规模化，并且通常只对特定应用有用。

[0005]已知文献公开了有效地从甲烷原料中获得相对高产量的乙 炔，例如超过50wt％或更优选超过75wt％的乙炔，需要的温度超过1500 ℃且优选超过1600℃，并且伴随着短的接触时间(通常＜0.1秒)，以避 免使乙炔分裂为碳元素和氢元素组分。由于所利用设备的老化，这样 的温度和方法很不具有吸引力。实际上任何置于这种温度下的金属组 分都是昂贵并且会不能接受地发生老化。

[0006]除了上述引用的参考文献，美国专利2,813,919公开了在 反流反应器(再生炉)中从甲烷制备乙炔，通常在2500°F(1370℃)的温 度下操作，但是最高为3000°F(1650℃)。美国专利2,885,455公开了 用于从轻质烃中制备乙炔的反流反应器(再生卵石床反应器)。讨论并 要求保护了乙烷和丙烷原料，但是没有提及甲烷。公开了反应温度最 高为3000°F(1650℃)且接触时间为0.1秒或更少。美国专利2,886,615 描述了一种反流反应器(再生卵石床反应器)，其用于加工烃原料(包括 天然气)和氢反应物以制备烯烃、乙炔和其他产品。公开了温度超过 3000°F(1650℃)并且反应时间为0.001至1秒。教导的改进是第二热 储存罐。

[0007]美国专利2,920,123公开了用于制备乙炔的甲烷热解，其 温度为2820°F(1550℃)到2910°F(1600℃)并且接触时间在0.004到 0.015秒的范围内。例证的反应器是电加热陶瓷管，并且在加料5秒 之后，通过氧化作用去除作为这些条件的副产品而制备出的软碳(soft carbon)。

[0008]美国专利3,093,697公开了在反应温度下在约0.01至 0.05秒内，通过加热氢和烃原料(例如甲烷)的混合物用以制造乙炔的 方法，该温度取决于所使用的特定的烃。该引用文献指出对于甲烷优 选2700°F到2800°F(约1482℃到约1538℃)的反应温度，并且对于更 高分子量的烃优选更低的温度。

[0009]美国专利3,156,733公开了甲烷热解为乙炔和氢的方法。 该方法包括在热解反应区内将含有甲烷的物流加热至大于 2730°F(1500℃)的最高温度，随后从反应区中撤出气态产物并迅速将 其骤冷至约1100°F(600℃)或以下。美国专利4,176,045公开了在管 状反应器中通过蒸汽裂解常规液态烃以制备烯烃的方法，其中在管中 的停留时间为约0.02到约0.2秒，并且使得在管状反应器中积炭的产 生达到最小化。美国专利4,929,789公开了使用新型气-固接触装置和 氧化催化剂用于热解或热裂解气态或汽化烃原料的方法。美国专利 4,973,777公开了在陶瓷反应区内用循环的甲烷气氛将甲烷热转化为 高分子量烃的方法。

[0010]Chemical Economy and Engineering Review，1985年7 月/8月，Vol.17，No.7.8(No.190)，第47-48页公开了加热炉已 经在商业上发展为用于蒸汽裂解广泛的液态烯烃原料，使用的过程反 应时间在0.05到0.1秒的范围内。这篇公开的文献指出这些加热炉的 使用为烯烃(即乙烯、丙烯、丁二烯)产率提供了本质的增长，同时降 低了不希望的共产物的产生。GB 1064447公开了一种制备乙炔的方法， 其在电加热反应器中通过热解甲烷和氢(1∶1到39∶1 H2∶CH4；权利要求 9)，并用干燥、不含氧的气体流骤冷。最高温度为1450至2000℃(优 选1450到1750℃；权利要求2)。

[0011]伍尔夫方法(Wulff process)代表多种用于生产乙炔的商 业方法的一种。伍尔夫方法包括反流热解过程，并且在20世纪20年 代开始发展。直到60年代各种相关方法才得以商业操作。这些方法通 常使用比甲烷重的原料，并且因此在低于1500℃的温度下操作。 Stanford Research Institute的″Acetylene″，Process Economics Program Report Number 16(1966)中提供了关于伍尔夫方法最完整的 描述。在这个报告中所列的相关专利中，美国专利申请2,319,679； 2,678,339；2,692,819；和3,093,697上文已经讨论过了。可以相信 商业乙炔装置都是以乙烷、石脑油、和/或丁烷为原料操作的，并且没 有一个以甲烷原料成功地操作。伍尔夫公开了一种循环的再生加热炉， 优选含有哈施瓦的瓦片(Hasche tiles)(参见美国2,319,579)作为热 交换介质。但是，为了包含放热燃烧过程产生的反应热的位置，可以 从侧面或分别向反应器的中间核心引入燃料或氧气中的其中之一，其 中其与其它反应组分混合。另一种反应组分优选通过反应器瓦引入， 以冷却反应器骤冷部分。因此，可能在反应器中的已知位置上发生燃 烧。但是这同样使侧面注入喷口或端口暴露于燃烧产物中，包括裂解 甲烷原料所需的极高的温度。喷口性能、形状、和/或尺寸的退化结果 使其很难控制火焰形状、温度、和效率。虽然一些伍尔夫文献公开了 使用各种耐火材料，但是利用这些材料仍然无法实现对于甲烷裂解的 商业有效的方法。同样，伍尔夫方法的进一步缺点是侧面或独立引入 放热反应物部分不能用于骤冷反应器床的回收。

[0012]再生反应器(包括例如伍尔夫公开的反应器)通常用于进 行周期的、分批生产的高温化学过程。通常地，再生反应器周期是对 称的(在两个方向中的化学过程和反应均相同)或不对称的(周期中化 学过程或反应随步骤而改变)。对称的周期通常用于进行相对温和的放 热化学过程，例如在生热氧化(“RTO”)和自热重整(“ATR”)。不对 称的周期通常用于进行吸热化学过程，并且希望的吸热化学过程与不 同的放热化学过程(通常为燃烧)配对，以便为吸热反应提供热量。不 对称的周期是伍尔夫裂化方法和变压重整方法。

[0013]如上所述，已知再生反应器可以分别地将燃料流、氧化剂、 或补充用量的这些反应物中的一种，直接运送到反应器热产生区域的 位置处。虽然这可以推迟或控制燃烧的位置，但是由于没有物流通过 再生床或区域，该方法限制了反应器骤冷区域的冷却。这能导致增加 了反应控制的热区域损失。

[0014]反应器热产生区域通常是一个反应器系统的区域，其在两 个再生反应器床或区域之间，主要再生流从这些部分的一个流到另一 个。在大多数情况中，这种侧面流通过喷口、分配器或燃烧器(例如伍 尔夫)引入，其中用通常垂直于流体方向并通常经过反应器管侧壁的方 式使反应器系统充满。在大规模的操作中，这种方法是不允许地低效 而且昂贵。例如，在传统伍尔夫裂化炉中的放热步骤中，空气轴向地 通过再生部分，并且燃料通过喷口引入，这使炉的一侧充满，以便在 再生部分之间的开口区域内与空气结合(燃烧并释放热量)。在传统的 对称RTO应用中，放置了燃烧器以在再生部分之间的位置处提供补充 的燃烧热量。燃烧器从反应器外部燃烧燃料，用流经再生部分的空气， 或用外部的空气。为了确保所合成产物的适当并且及时地骤冷，并且 为了在下一周期开始之前适当将床冷却，必须采取额外的措施。

[0015]已经做了一些尝试，通过位于一个或多个再生部分中轴向 布置的导管，将放热阶段的反应物引入到再生反应器中间的位置。例 如Sederquist(US 4,240,805)使用再生床中轴向布置的通道，将氧化 剂(空气)传送到靠近再生流程中间的位置。

[0016]在任何但是非常专业的小规模用甲烷为原料的操作中，所 有这些已知系统具有同样低效率和不现实的缺点。在反应器的再生流 程中间放置喷口、分配器或燃烧器降低了反应器系统的持久性和控制 性。为了以均匀的方式调节流体，或者为了达到均匀分散热量所需的 湍流或混合(该热量由它们维持的放热反应产生)，喷口、分配器和/ 或燃烧器都依赖于精密尺寸的通道。这些喷口、分配器和/或燃烧器位 于反应器的最高温度部分。在高温使用下，很难制造并保持精密尺寸 的形状。如果喷口或分配器丧失了其精密尺寸的形状，它将不再能产 生均匀的火焰温度。

[0017]直接向反应器的再生流程的中间或热区域内分别或侧面引 入一种或多种反应物的进一步缺点在于，这种安排使得反应物围绕着 再生流程迂回。除了不使反应器的骤冷部分骤冷之外，这种方法同样 排除了反应物物流的预加热。再生反应器系统的基本目的在于，通过 将产物热量直接回收到原料中以高效率理想地进行反应。使一些原料 围绕着再生系统在反应器上迂回，这样降低了反应器系统潜在的效率， 并且可能导致扩大的热量区域和持续时间过长的原料转换反应。

[0018]由于设备的复杂性和热老化，所有的这些现有技术公开的 过程、方法和设备不适用于在必要的高温下的连续高效的操作。同样， 已知方法不能可靠地提供用于连续控制产生热量的位置和耗散的方法 和方式，其导致了热点、不希望的热移动、和/或低效的过程。需要的 是一种高效且划算的方法，其中以相对高的产率、选择性和效率将甲 烷热解为乙炔，该方法相对于其他烃原料热解为乙炔的方法具有竞争 力。

发明内容

[0019]本发明人发现了根据本发明的反流再生反应器系统、方法 和过程，可以高效地从甲烷原料制备乙炔。本发明提供可一种用于通 过控制反应热量的位置、运动和去除以高效地转化甲烷的方法和装置。 本发明的方法有利地将所有放热反应再生反应物物流通过回收或骤冷 反应器床介质加入，而同时推迟燃烧，直到反应物到达反应器系统的 希望区域。本发明同样包括在高热量区域中使用本发明的混合装置， 以在反应器系统中提供高效和复杂混合和放热反应。本发明的方法同 样优选使用氢气作为甲烷合成反应稀释剂。本发明的方法产生并限制 了在反应器系统中再生“热气泡”，而无需将任何可降解成分置于高 热量中。本发明的方法一致地提供控制的放热反应位置和温度移动， 并且成功地避免了设备的热老化。

[0020]在一个优选方面，本发明包括一种使用循环反流反应器系 统从甲烷原料中制备乙炔的方法，其中反应器系统包括(i)含有第一末 端和第二末端的第一反应器，以及(ii)含有主要末端和次要末端的第 二反应器，该第一和第二反应器以相互串联关系布置，以使第二反应 器的次要末端靠近第一反应器的第二末端，该方法包括如下步骤：

(a)通过第一反应器中的第一通道加入第一反应物，并且通过第 一反应器中的第二通道加入至少第二反应物，以使第一和第二反应物 从第一反应器的第一末端加入到第一反应器中；

(b)将第一和第二反应物在第一反应器的第二末端结合，并使结 合的反应物反应以放热地制备受热的反应产物；

(c)将受热的反应产物通过第二反应器以将热量从反应产物传递 到第二反应器中；

(d)此后通过受热的第二反应器将甲烷加入到第一反应器中，以 将至少一部分甲烷转化为乙炔；

(e)将加入的甲烷和制得的乙炔通过第一反应器，以使甲烷和制 得的乙炔骤冷；以及

(f)将制得的乙炔回收。

[0021]在另一方面，本发明包括用于从甲烷原料制备乙炔的循环 反流反应器系统，其中反应器系统含有：

(i)含有第一末端和第二末端的第一反应器；

(ii)含有主要末端和次要末端的第二反应器，该第一和第二反应 器以相互串联关系布置，以使第二反应器的次要末端靠近第一反应器 的第二末端；

其中第一反应器进一步含有；

(a)第一通道，其用于将至少第一反应物从第一反应器的第一末 端加入到第一反应器的第二末端；

(b)第二通道，其用于将至少第二反应物从第一反应器的第一末 端加入到第一反应器的第二末端；以及

(c)产物去除线，其用于从第一反应器中移出甲烷和制得的乙炔 的至少一种；

其中第二反应器进一步含有：

(i)烟道气去除线，其用于移出由第一和第二反应产物混合和反 应制得的至少一部分受热反应产物；以及

(ii)甲烷原料线，其用于向第二反应器的主要末端加入甲烷。第 二反应器可以装有与第一床类似的床装置，或第二装可能以独立的形 式安装，例如根据已知的热解床设计。

[0022]第一反应器中的第一通道和第二通道为第一和第二反应物 保持分离的流程，以避免至少大部分(通过化学计量反应)第一反应物 和第二反应物在第一反应器中相互发生放热反应。这推迟了大部分反 应物的反应，直至这些反应物离开第一反应器的第二末端。

附图说明

[0023]图1(a)和1(b)是根据本发明的在再生反流反应器中两步 骤的图解说明。

[0024]图2是示例性的再生床反应器的另一个图解说明，其推迟 了燃烧、控制了放热反应的位置、并合适地骤冷回收反应器床。

[0025]图3说明了示例性气体分配器的轴向视图。

[0026]图4说明了用于控制燃烧的示例性气体混合器和通道的横 截面视图。图4a是图4的剪切视图。

[0027]图5说明了反应器系统另一个示例性的实施方案，包括混 合器和一些说明性的组件配管。

[0028]图6还说明反应器系统的另一个示例性的实施方案，其使 用了反应器床的独立的、交替层。

具体实施方式

[0029]根据本发明，在反流反应器中甲烷通过热解转化为乙炔， 优选温度从约1500到约1900℃，并且更优选从约1600到约1700℃， 以短的存在时间，例如小于0.1秒并且优选小于5毫秒，并且优选， 在氢气稀释剂的存在下。甲烷转化为例如乙炔的更高级烃需要高的重 整温度，在过去这被认为是商业和效率上的障碍。

[0030]本发明人的发明中至少一部分认可需要的高热量可以通过 如下方法来获得：在填充床系统的中间产生高温热气泡，随后使用两 步法，其中热量(1)通过原位燃烧加入到床中，并且随后(2)通过原位 吸热重整从床中去除。本发明的关键优势在于可以一致地管理，并且 限制了可以长期容许这些条件的反应器区域内的高温气泡(例如＞1600 ℃)。本发明的方法提供了基本上连续操作的、大规模、循环的反流反 应器系统，它是有用并且可商业规模操作的。这项发明克服了现有技 术的限制。

[0031]甲烷的一个常规来源是天然气。在一些应用中，天然气(包 括伴生烃和杂质气体)可以加入到本发明的反应器系统中。加入的天 然气同样可以是脱硫的和/或脱水的天然气。天然气通常包括各种浓度 的伴生气体，例如乙烷和其他烷烃，其优选具有比甲烷低的浓度。加 入的天然气可以包括杂质，例如H2S和氮气。本发明的方法和装置同 样可以提供一部分伴生更高级烃同时转化为乙炔。在另一个实施方案 中，本发明的方法和组合物可以用于液态原料，例如真空瓦斯油(VGO) 或石脑油。

[0032]发明可以被描述为在反流反应器系统中的甲烷热解，或者 更特别地为在反流反应器系统中通过甲烷的热解将甲烷转化为乙炔。 所述反应器系统包括第一和第二反应器，按照常规流程的方向以相互 串联关系布置，并且优选沿着常规轴。常规轴可以是水平的、垂直的、 或者别的方式。本发明包括一种方法，其中：第一和第二原位燃烧反 应物各自分别地，但是优选基本上同时地，通过骤冷反应器床(例如第 一反应器床)，通过基本独立的流程(通道)，以获得第一和第二反应物 总的结合重量的骤冷(冷却)效果。(虽然只讨论了第一和第二反应物， 但是再生反应也可以包括额外的反应物和反应物流通道)。在它们到达 反应器系统中的设计位置并且在放热反应区域(例如燃烧区域)内相互 反应之前，两种反应物同样同时通过热骤冷床加热。第一和第二反应 物的这种推迟了的燃烧提供了在反应器系统中希望的位置处放热再生 反应的定位引发。

[0033]反应物被允许在反应区域内结合或混合以在此原位地燃 烧，并且在反应器系统内部产生高温区域或热气泡(1600-1700℃)。优 选通过混合反应物的反应物混合器提高结合过程，以促进在希望的位 置基本上完成燃烧/反应，该混合器优选位于第一和第二反应器之间。 燃烧过程保持发生足够长的时间，其中通过第一反应器的第一和第二 反应物流同样使得大部分(正如所希望的)反应(如热气泡)产生的热 量转移，进入并且至少部分通过第二反应器，但是优选非所有流程都 通过第二反应器以避免热量的浪费和第二反应器的过热。烟道气体可 以通过第二反应器耗尽，但是优选大部分热量保持在第二反应器中。 在再生步骤转移到第二反应器的热量的量仍然是有限的，或者取决于 所希望的置放时间或者甲烷原料气体具有的，重整高温第二反应器介 质以将甲烷和其他烃转化为乙炔的体积速度。

[0034]在再生或加热第二反应器介质之后，在下一个/反转步骤或 循环中，甲烷通过第二反应器，从与加热阶段流向相反的方向加入或 流入。为了将热量转移给甲烷作为反应能量，在热气泡区域内甲烷与 热的第二反应器和混合气介质相接触。除了不浪费热量，大体上过加 热重整器/第二反应器床可能不利地导致延长的反应，其晚于乙炔产生 点后裂化甲烷，将其降解为元素组分。这样在再生阶段加入到床中的 热量的总量不应该超过以下情况所需的热量的量：(a)维持重整反应， 该反应用于在合适的时间段内将加入的甲烷转化为乙炔，其取决于许 多因素，例如反应器大小、尺寸、气流速度、使用温度、希望的接触 时间、循环时间等等，以及(b)对于从体系中的热量损失，该损失是由 于通过反应器壁的传导损失和随着流出产品的对流损失。储存在反应 器系统中的热量的总量虽然通常大大的多于在任何单循环转化所需的 最少量。但是需要避免使温度气泡过大，以至于在该温度的停留时间 变得太长。如通常对于反应器系统所做的那样，可以对反应器系统进 行常规的实验和精细的调整以及测试，以获得反应器条件的最优设置。

[0035]在优选的实施方案中，反应器系统可以被描述为含有两个 区域/反应器：(1)热的回收(第一)区域/反应器，以及(2)重整(第二) 区域/反应器。由于促进甲烷重整为乙炔无需催化剂，在大多数优选实 施方案中再反应器床中不存在催化剂。但是可能有一些应用，其由于 催化剂的存在而获利，以达到某种范围的重整性能，并且这些实施方 案也在本发明的范围之内。

[0036]反流再生床反应器系统的基本的两步不对称循环描述于图 1a和1b中，根据具有两个区域/反应器的反应器系统；第一或回收/ 骤冷区域(7)或第二或反应/重整区域(1)。反应器区域(1)和回收区域 (7)都包括再生床。此处使用的再生床包含有效储存和转移热量的材 料。术语再生反应器床是指同样可以实施化学反应的再生床。再生床 可以包含床或填充材料例如玻璃或陶瓷珠或球、金属珠或球、陶瓷(包 括氧化锆)或金属蜂巢材料、陶瓷管、挤塑整体块、以及类似物，只要 它们为了营业毛利(operating margin)能保持完整性、功能并且持续 长时间置于超过1200℃，优选超过1500℃、更优选超过1700℃，甚 至更优选超过2000℃的温度。

[0037]如图1a所示，在循环的“反应”步骤一开始，反应区域 (1)(也作为重整器或第二反应器)的次要末端(5)处于比反应床(1)的 主要末端(3)更高的温度，并且回收器或骤冷区域(7)的至少一部分(包 括第一末端(9))处于比反应区域(1)更低的温度，以提供对于合成气体 反应产物的骤冷效果。含有甲烷的反应物原料，其优选同时含有氢稀 释剂，通过一个或多个导管(15)引入到重整或反应区域(1)的主要末端 (3)。因此，在一个优选的实施方案中，术语热解包括氢热解。

[0038]来自进料口(15)的原料物流吸收来自重整器床(1)的热量， 并发生吸热反应以制备希望的乙炔产品。由于这个步骤进行，基于体 系的传热性能产生了在温度曲线(2)中的移动，如箭头所示。当床设计 为具有适当的传热能力时，这个曲线具有相对陡的温度梯度，随着步 骤的进行该梯度将移动穿过反应区域(1)。温度梯度越陡，反应可控制 得越好。

[0039]甲烷/氢/乙炔反应气体在升高的温度下通过次要末端(5) 离开反应区域(1)，并且通过回收器反应器(7)，通过第二末端(11)进 入，并且在第一末端(9)处作为合成的气体离开，该合成的气体包括乙 炔、一些未转化的甲烷、和氢。回收器(7)的温度起初比反应区域(1) 的温度低。由于合成的反应气体通过回收器区域(7)，大体在第一末端 (9)处气体被骤冷或冷却至接近回收器区域的温度，在一些实施方案中 其优选大约具有与循环的第二步骤中通过导管(19)引入到回收器(7) 的再生原料相同的温度。由于反应气体在回收器区域(7)中冷却，温度 梯度(4)在区域的再生床中产生，并且在这个步骤中移动穿过回收器区 域(7)。骤冷过程加热了回收器(7)，其必须在第二步骤中再次冷却， 为了稍候提供另一个骤冷服务，并且为了避免热气泡的尺寸和位置逐 渐增长通过骤冷反应器(7)。在骤冷之后，反应气体在(9)通过导管(17) 离开回收器，并且经过分离和回收各种组分的过程。

[0040]循环的第二步骤，其称为再生步骤，随后开始于通过导管 (19)第一和第二再生反应物的重新加入。第一和第二反应物分别朝着 回收器(7)的第二末端(11)通过热回收器(7)，其中为了在或靠近反应 器系统的中间区域(13)进行放热反应或燃烧而使它们相结合。

[0041]再生步骤如图1b所示。再生需要将回收的显热从回收器区 域(7)转移到反应区域(1)，以使反应床(1)热再生用于随后的反应循 环。再生反应气体/反应物进入回收器区域(7)例如通过导管(19)，并 且流过回收器区域(7)并进入反应区域(1)。在这样的操作中，温度梯 度(6)和(8)可以移动穿过床，如图1(b)的范例图形的箭头所示，与图 1(a)中反应循环中发展的温度梯度图形相似但是方向相反。燃料和氧 化剂反应物可以在离回收器区域(7)和反应区域(1)的内表面(13)最近 的区域内燃烧。从回收器区域回收的热量与燃烧的热量一起转移到反 应区域，其中在此使其中设置的再生反应床(1)热再生。

[0042]在本发明的一个优选实施方案中，第一反应物，例如燃料， 在第一反应器床(7)中沿某些通道向下导引(每一个通道优选含有包括 多导管的反应物流程)。在一个实施方案中，通道包括一个或多个蜂巢 整体块型结构。蜂巢整体块包括挤出的多孔结构，正如通常在反应工 业中所知的，例如在催化转化器中等。术语“蜂巢”广泛地用于指横 截面形状，其包括多个流程或导管通过该挤出的整体块，并且不意味 着将结构或形状限制为任何特别的形状。在提供接触时间和传热的同 时，蜂巢整体块可以实现低压力损失传递。优选在区域之间使用混合 器以使燃烧发生。第一和第二通道的每个通道广泛地被定义为一个或 多个传导性的导管或流程，反应物和合成气体的一种通过其流过第一 反应器床(7)，并且可以包括单独的导管，或更优选且更合适地更多的 多个导管(例如数十个、数百个、或甚至数千个基本平行的导管通道)， 它们从例如气体分配器喷口或专用反应物端口接收原料。

[0043]每个导管通常具有任意的横截面形状，但是通常优选圆形 或规则的多边形横截面形状。每个通道可以优选提供基本平行、通常 一般流过反应器介质的共同流。这样第一通道可以只是单独的导管， 但是更合适的是许多导管(取决于反应器尺寸、流速、导管尺寸等)， 例如，如下述的图2和实施例1所例举的。通道优选包括多个导管， 每个都接收和传导反应物，例如通过气体分配器中的喷口递送的。导 管可以按照沿着流程的横流方向分别隔离(例如不在流体连通中)，或 它们可以基本上被隔离，以使反应物通过导管壁渗透到相邻导管的过 程相对于反应物流的分离基本上不重要。一个优选的反应器实施方案 包括多个区段，其中每个区段包括第一通道和第二通道，以便在离开 反应器后，在相关的混合器区段中，各自的第一反应物和各自的第二 反应物相混合。包括多区段以提供良好的热分配穿过反应器系统的整 个横截面面积。

[0044]如图4，混合器区段(45)，例如，可以混合来自安装在特 别区段的多个蜂巢整体块中混的反应物流。每个整体块优选含有数个 (多于一个)导管。传送第一反应物的导管的集合可以被认为是第一通 道，并且特别的反应器区段可以包括多个传导第一反应物的整体块和/ 或导管的集合，其中区段包括用于第一反应物的通道。类似地，第二 反应物同样可以流过一个或多个区段中的整体块，集合构成第二通道。 这样，术语“通道”广泛地用于包括一个或多个导管或导管的集合， 其传递至少第一或第二反应物。反应器部件可以仅包括第一和第二通 道，或者用于每个均为第一和第二反应物的多个流程的多个通道。混 合器区段(45)随后可以从两个或多个通道中收集反应物气体。优选地， 混合器区段(45)将来自一个第一通道和一个第二通道的流出物混合。

[0045]可以认识到，在一些优选的实施方案中，至少部分地由于 在第一反应器的第一末端(17)处的一些混合，通道中的几个导管将有 可能传送第一和第二反应物的混合物。但是，输送第一和第二反应物 的可燃混合物的导管数目足够低，以致于在从第一反应器的第二末端 离开之前，大部分化学计量地可反应的反应物不反应。通过温度、时 间、和液体动力学的结合，可以控制那些导管中燃烧或放热反应引发 的轴向位置，其中在那些导管中传递反应物混合物。燃料和氧气通常 需要温度-依赖和混合物-依赖的自燃时间以发生燃烧。虽然一些反应 可能在输送反应物混合物的导管的轴向位置发生。但是由于具有这种 反应的通道的数量足够小，从而在反应器中对整个热平衡的影响仅为 可接受或不重要的水平，因此这种反应是可接受的。应该设计特别反 应器系统的设计细节，从而尽可能合理地避免在导管中反应物的混合。

[0046]根据本发明的方法不需要大的压力变化，以使反应物和产 物循环通过反应器系统。在一些优选实施方案中，甲烷的重整或热解 步骤在相对低的压力下发生，例如小于约50psia，而再生步骤也可以 在类似的压力下进行，例如小于约50psia，或略高的但是仍然相对低 的压力，小于约250psia。在一些优选的实施方案中，甲烷热解步骤 在从约5psia到约45psia的压力下进行，优选从约15psia到约 35psia。范围从约5psia到约35psia和从约15psia到约45psia同 样也被设想过。本领域技术人员在具有本发明公开的内容情况下不超 过常规实验下，可以确定最经济的范围。可以使用高于或低于上述公 开的压力，虽然它们可能效率更低。作为实施例，如果通过从燃气轮 机抽取来获得燃烧空气的话，则可能优选再生发生的压力为，例如， 从约100psia到约250psia。但是如果，作为进一步的实施例，具有 通过风扇或风机获得的空气的方法更为经济的话，则再生可能发生在 15-45psia。在本发明的一个实施方案中，热解和再生步骤的压力本质 上是相同的，两步骤的压力差距小于10psia。

[0047]可以理解可以使用一些控制流动的方法(例如阀、旋转反应 器床、止回阀、遮板、限流器、定时系统等)来控制气体流动、开动、 定时，并交替两个流动体系之间的物理床。在再生步骤中，为了燃烧， 空气和燃料必需通过反应器系统移动并结合。空气可以通过压缩机、 风机、或风扇来移动，这取决于反应器希望的操作条件和位置。如果 使用压力更高的空气，则可能希望通过可使机械能量恢复的膨胀涡轮 机来使得燃料空气膨胀。此外，一些部分废气可以再循环并与新进的 空气混合。废气再循环(EGR)物流可以用至少一种在第一反应器中加入 的第一反应物和第二反应物来补充。这种EGR可以用于减少再生原料 的氧含量，其能降低再生原料的最大绝热火焰温度。在没有EGR的情 况中，CH4/空气混合物具有约1980℃的最大绝热火焰温度；H2/空气 混合物为约2175℃。这样，即使通过限制燃料的流动速度控制了平均 温度，任何弱的稀释都可以导致接近最大火焰温度的局部过热点。通 过有效地增加稀释剂例如伴有氧分子的N2(和燃烧产物)的用量，EGR 的使用可以降低最大过热点温度。

[0048]例如，当50％过量空气用于燃烧时，H2-燃料/空气的最大 绝热火燃温度从约2175℃降至约1640℃。将加入空气的氧含量降至约 13％可能造成约1640℃的最大绝热火焰温度，不考虑局部混合效果。 重整或热解步骤以及流动图如图1(a)所示。甲烷(例如来自天然气)被 加入，优选与作为稀释剂的氢混合或一起加入，在第二反应器中或到 第二反应器之前一刻加入，并且在由再生步骤得到的高温热气泡中热 解。含有甲烷的原料同样可以包括可以进行吸热重整为乙炔的基本上 任何其他烃材料，其包括天然气、其他石油烷、石油蒸馏物、煤油、 喷气燃料、燃料油、加热油、柴油燃料和瓦斯油、石油、以及醇。优 选地，原料为含有甲烷和/或烃的气态材料，其在引入反应器的温度和 压力下为气态。

[0049]在离开第二反应器和任选的混合器之后，含有乙炔的合成 气体流必须被冷却或骤冷以使转化过程在乙炔阶段停止。这一步骤的 定时十分重要，因为对于过程输出物乙炔几乎不是希望的材料。对于 制得乙炔的优选应用是在化工厂的流动过程中作为中间产物，在其他 优选产物的途中，例如乙烯基酯、乙烯、乙醛、丙醛、和/或丙醇、丙 烯酸、等等。骤冷之后，合成的气体流可能提供到分离乙炔、甲烷、 氢、和其他气体的分离过程中。重整的甲烷和氢可以循环以在反应器 系统中再加工。分离过程循序可以将乙炔转化为一些其他产物。每种 产物可以进一步加工以提供附加用途的产物，例如乙醛是乙醇、乙酸、 丁醛、和/或丁醇制备过程中的典型中间产物。

[0050]从体积和价值的观点，乙烯是多数塑料的基础构成体，并 且可以典型地优选用于生产乙炔。传统地通过氢化从乙炔来制备乙烯。 在本发明一些实施方案中，它可能也是本发明甲烷转化过程的共产物。

[0051]另一种高吸引力的产物是乙醇，传统地它可以通过首选将 乙炔水化为乙醛再将乙醛氢化为乙醇来制备。乙醇具有吸引力是因为 它容易从远处运送，并且容易脱水成为乙烯。如果制备成本足够低的 话，乙醇同样可以适用于作为汽车燃料。

[0052]无论如何，甲烷转化为乙炔遗留了过量的氢，理想的乙炔 反应是：

2CH4→C2H2+3H2消耗约+45kcal/摩尔转化的CH4

[0053]如上述反应所示，氢是本方法的一种有价值的副产物。对 于更小的范围，乙烯也是一种有价值的产物，其作为甲烷不完全还原 成高级烃的结果。未反应的甲烷也是有价值的产物。

[0054]相应地，氢的分离和回收，乙烯的分离和回收、未转化甲 烷的分离和回收各自分开并且集体地优选是本发明方法的步骤。未转 化的甲烷优选回到氢热解反应器，使得它可以二次转化。一些量的氢 可以回到足以控制产物分布的选择性的氢热解反应器中。

[0055]由于在重整热解反应中产生(没有燃烧)氢，因此将需要从 过程中净化氢，以对于每份转化的CH4约1份H2的量。氢具有约57 Kcal/mol H2的燃烧热量，所以从过程中净化的氢具有在需要作为再 生燃料范围内的热值。当然如果对于剩余的氢有替换的高价值的用途， 那么天然气可以被用于所有或部分再生燃料。但是剩余的氢有可能在 低压下可用，并且可能含有甲烷或其他稀释剂。所以，氢作为再生燃 料的使用也可能是远处的一种理想处置。

[0056]图2表示另一个示例性反应器系统，其可以适用于一些应 用，用于控制和推迟燃料和氧化剂的燃烧以获得有效的再生热量。图 2描述了一个在再生循环中操作的单个反应器系统。本发明的反应器 系统可以认为含有两个反应器区域。回收器(27)是区域，其中主要发 生骤冷并为通过反应器介质转移两种骤冷反应气体提供了基本上隔离 的流程或通道，而在气体接近或到达图1中的反应器中间(13)之前 不会招致燃烧。重整器(2)是主要发生再生加热和甲烷重整的反应器， 并且可以认为是为了其目的的第二反应器。虽然反应器系统中的第一 和第二反应器被定义为可独立区别的反应器，但是可以理解且在本发 明的范围内第一和第二反应器可以制造、提供或别的方式结合入常规 单反应器床，其中反应器系统可能被描述为仅含有在反应器中整合了 两个循环的单反应器。术语″第一反应器″和″第二反应器″仅指反应器 系统中的相应区域，在其中发生再生、重整、骤冷等步骤中的每个， 并且不需要将单独的组分用于两个反应器。但是，最优选的实施方案 将包括反应器系统，其回收器反应器包括此处所描述的导管和通道， 并且重整器反应器可以类似地具有导管。另一个优选的实施方案可以 包括重整器反应器床，其与回收器反应器作不同的安排并且可能甚至 包括与回收器反应器不同的材料。可以按照希望或规定通过应用来提 供重整器或第二反应器的床的安装，并且重整器反应器中不需要特殊 的设计，关于本发明反应器系统的表现。常规实验和甲烷热解文献的 知识可以用于确定有效的重整器/第二反应器设计。

[0057]如前所述，第一反应器或回收器(27)包括不同的气体导管 (28)用于独立地将两种或多种气体在进入回收器(27)的第一末端(29) 之后用通道输送，并且通过其中布置的再生床。第一种气体(30)进入 多个流动导管(28)的第一末端。除了提供流动通道，导管(28)海包括 有效的流动障碍(例如其有效地起作用例如导管壁)以阻止第一和第二 反应物之间的穿流或混合，并且在允许混合之前使大部分反应物有效 地相互保持分离。如前所述，第一和第二通道的每一个优选含有多个 通道或流程。第一反应器还可以包含多个基本上平行的流动区段，每 一个包括隔离的第一通道和第二通道。

[0058]在本发明的一个优选的实施方案中，回收器由一个或多个 挤出蜂巢整体块组成。优选的蜂巢整体块是含有许多(例如复数，意思 是多于一个)小的气流通道或导管的基础结构，该通道或导管以平行形 式布置及薄壁在其中间。小的反应器可以包括单独的整体块，而较大 的反应器可以包括数个整体块，而更大的整体块可以基本上用许多蜂 巢整体块安装填满。每一个整体块可以用如下方式形成：挤出一定形 状(如方形或六边形)的横截面的整体块，和在彼此之上、之下和相互 旁边二维或三维叠放上述块。整体块作为反应器内含物是有吸引力的， 这是因为它们在最小的压力降低下提供了高热量转移能力。

[0059]每个整体块可以为第一和第二反应物的其中一种提供一个 或多个流动通道(例如流程)。每个通道优选包括数个导管。非此即彼 地，整体块可以包括对于每种反应物的一个或多个通道及使一种或多 种反应物流流过一个或多个通道或导管的集合，而剩下部分的导管使 其它反应物的一个或多个物流流动。可以认为在通道间的内表面处， 一些导管将可能传导第一和第二反应物的混合物，但是通道的数量成 比例地小。在另一个实施方案中，单独的流动通道可以包括多个整体 块。本发明中优选的蜂巢整体块(其与第一反应器(7)的第一末端(9) 相邻)可以表征为具有的锋面(frontal area)(或者几何空隙率)在约 40％到约80％之间，且具有的导管密度在约50到2000孔/平方英寸之 间，优选在约100到1000孔/平方英寸之间。(例如，在一个实施方案 中，导管可以具有仅几毫米的直径，并且优选近似于1毫米。)反应器 介质成分，例如整体块或替换的床介质，优选为第一和第二通道的至 少一种，并且优选两种通道提供包括具有填充物，其每单位体积平均 湿润表面积为约50ft-1到约3000ft-1，更优选从约100ft-1到 2500ft-1，进一步优选从约200ft-1到2000ft-1，基于用于传导反应 物的第一反应器的体积。这些湿润面积值应用于第一和第二反应物的 通道。这些相对高的每单位体积的表面积值可能优选用于许多实施方 案，以帮助到达通过反应器的温度相对快速的改变，例如通常用示例 性的温度梯度简图中的相对陡峭的斜率来表示，例如图1(a)，1(b)， 和6。快速的温度变化优选允许相对快速且一致的反应的骤冷，以避 免反应持续进行并生成焦炭。

[0060]优选的反应器介质成分还提供第一反应器的第一和第二通 道的至少一个，优选对两个通道提供，以包括一种填充物，其具有较 高容积的传热系数(例如大于或等于0.02cal/cm3s℃，优选大于约 0.05cal/cm3s℃，最优选大于约0.10cal/cm3s℃)，具有较低的抗 流动性(较低压降)，具有与再生过程中所遇的最高温度相一致的操作 温度，具有较高抗热冲击性，并且具有较高的整体热容(例如至少约 0.10cal/cm3℃，且优选大于约0.20cal/cm3℃)。由于具有较高表 面积值，这些相对较高容积的传热系数值和其它性能也可能优选用于 许多实施方案，以帮助获得通过反应器的温度相对快速的改变，例如 通常用示例性的温度梯度简图中的相对陡峭的斜率来表示，例如图 1(a)，1(b)，和6。快速的温度变化优选允许相对快速且一致的反应 的骤冷，以避免反应持续过长并生成焦炭或碳聚集。引证的值是基于 用于反应物传导的反应器体积的平均数。

[0061]替换的实施方案可以使用除所述且优选的蜂巢整体块以外 的反应器介质，例如其中通道导管/流程可以包括多个弯曲路径(如卷 曲的、复杂的、蜿蜒的和/或扭转的而非线形的或管状的)，除前述的 整体块以外的反应器介质，包括但是不限于具有通过反应器部分的通 道的迷宫式、变化的流程、导管、管、槽、和/或孔结构，并且可以包 括障碍部分，例如沿着区段外表面或在亚-区段中，基本上不具有有效 的气体渗透性，和/或适用于阻止反应物气体之间横流，并使第一和第 二反应物在轴向通过回收器(27)时基本保持相互分离的其它措施。对 于这些实施方案，复杂的流程可能产生延长效率的流程、增加的表面 积、以及提高的传热。这种设计可以优选用于通过反应器具有相对较 短轴向长度的反应器实施方案。轴向更长的反应器长度通过反应器可 以经历增加的压降。但是对于这些实施方案，多孔和/或渗透介质可以 包括，例如填充床、排列的瓦片、可渗透固体介质、基本上蜂巢型结 构、纤维性排列、以及网型晶格结构的至少一个。可以优选介质基体 提供了高表面积以促进与反应物和制得气体的良好热交换。

[0062]可以优选使用一些类型的设备或方法以将一种反应物的流 动流引入到导管的选择部分。在图2的示例性的实施方案中，气体分 配器(31)将第二气体流(32)引入到第二气体流通道中，其中基本上与 第一气体通道隔离或不流体交换，第一气体通道此处的图例为通道 (33)。结果是在轴向经过回收器(27)的过程中，至少部分气体流(33) 与气体流(30)保持分离。在一个优选实施方案中，回收器区域的一个 或多个再生床包含具有气体或液体障碍的通道，其将第一反应物通道 与第二反应物通道分离。因此，为了在燃烧区域中相互结合反应之前 骤冷再生床、将热量吸收到反应物气体中，经过通道方式的至少两种 反应物气体都可以完全经过再生床。

[0063]作为在本发明中使用的，气体(包括流体)(30)和(32)各自 包括与在另一种反应物(30)和(32)中的组分反应的组分，以在结合时 提供放热反应。例如，第一和第二反应物的每一种可以包括燃料气体 和氧化剂气体的一种，当其与其它燃料和氧化剂结合时发生燃烧。通 过将反应物基本保持分离，本发明推迟或控制了由于放热反应而发生 的热释放的位置。通过“基本分离”意思是至少50％，优选至少75％， 且更优选至少90％的反应物(具有最小或有限的反应物的化学计量可 反应量)，作为在第一和第二反应物流之间，在这些气体已经完成其 轴向通过回收器(27)时还未通过反应开始消耗。在这种方式中，大多 数第一反应物(30)与大多数第二反应物(32)保持分离，并且在反应物 开始离开回收器(27)之前，反应物(30)和(32)结合反应得到的大多数 热释放不会发生。优选地，反应物是气体，但是一些反应物可以包括 液体、混合物或蒸汽相。

[0064]对于这些再生流的反应百分比意味着可能基于全部原料化 学计量学的反应百分比。例如，如果气体(30)包括100体积的空气(80 体积的N2和20体积的O2)，并且气体(32)包括10体积的氢气，然后 最大化学计量学反应可能为10体积氢气(H2)与5体积氧气(O2)燃烧以 得到10体积的H2O。在这个例子中，如果实际上在回收器区域(27)燃 烧了10体积的氢气，那么这将代表再生流的100％反应。这不考虑剩 余未反应的氧气的存在，因为该未反应的氧气以大于化学计量需要的 量的存在。这样，氢气是化学计量学限制的组分。使用这一定义，优 选在轴向经过回收器(27)的过程中发生再生流的少于50％反应，更优 选少于25％反应并且最优选少于10％反应。

[0065]在一个优选的实施方案中，通道(28)和(33)包括提供合适 传热能力的材料，以在空速条件的操作下产生图1所示的温度曲线(4) 和(8)。通过传热参数ΔTHT来表征合适的传热速度，其低于约500℃， 优选低于约100℃并且最优选低于约50℃。参数ΔTHT，作为在此使用 的，是回收所需的床-平均容积传热速度与床的容积传热系数，hv之 比。足以用于回收的容积传热速度(例如cal/cm3sec)被计算为气体流 速(例如gm/s)与气体热容(例如ca./gm℃)和需要的端到端的温度改 变(排除任何反应，例如℃)的乘积，并且随后这个量除以被气体经过 的回收器区域(27)的体积(例如cm3)。用气体(30)、具有气体(32)的通 道(33)和具有全部气体的全部回收器区域(27)来计算通道(28)中的Δ THT。床的容积传热系数，hv，通常被计算为基于面积的系数(例如 cal/cm2s℃)和传热比表面积(平均值，例如cm2/cm3)的乘积，通常是 指填充物的湿润面积。

[0066]在一个优选的实施方案中，通道(28)和(33)包括陶瓷(包括 氧化锆)、氧化铝、或难熔的材料，其能经受超过1200℃，更优选1500 ℃，并且仍然更优选1700℃的温度。可能优选具有工作温度最多和超 过2000℃的材料，其中对床反应绝热最大温度保持持续的时间段存在 担心，以避免反应器床损坏，除非项目经济和条件允许使用这种材料。 在一个优选的实施方案中，通道(28)和(33)具有的湿润面积在50ft-1 到3000ft-1之间，更优选在100ft-1到2500ft-1之间，并且最优 选在200ft-1到2000ft-1之间。最优选地，通道机构(28)包括陶瓷 蜂巢体，其具有回收器反应器(27)轴向长度运行的通道。

[0067]再次简要的提及图1(a)和1(b)，本发明的反应器系统包括 含有第一末端(9)和第二末端(11)的第一反应器(7)，以及含有主要末 端(3)和次要末端(5)的第二反应器(1)。图1(a)、1(b)和2所示的实 施方案只是仅以说明性目的提供的简单说明，并且不意味着代表全部 实施方案。参考反应器的“末端”仅指相对于反应器轴向中点的反应 器末梢部分。因此，谈及气体进入或离开反应器的“末端”，例如末 端(9)，仅仅是指气体可以基本上在沿着轴的任意各个点处进入或离 开，该各个点在反应器各自的端面和反应器中点之间，但是更优选比 中点更靠近端面。因此，第一和第二反应物气体中的一种或两种可以 在各自的端面进入，同时通过在反应器各自的末端外表面的圆周或周 长上的沟槽或端口，将另一种加入到反应器各自的末端，例如图6所 示。

[0068]例如，在一个实施方案中，通道区段可以包括水平的层，(例 如一堆薄饼)，其在矩形的盒状(没有显示)或圆柱形的第一反应器中， 如图6所示，其中每一个交替层传导第一或第二反应物中的一种，同 时两个相邻的层传导另一种反应物。图6的实施方案说明反应性的反 应器系统概念，其中第一反应器包括至少两层反应器床材料，并且第 一通道包括至少两层的至少一个，并且第二通道包括至少两层中的另 一个。这样，每一个其他层可以在反应器各自的外表面中含有原料端 口，其靠近反应器各自的末端，以将反应物气体加入到各自层中，同 时交替层基本上同时通过端面和/或通过分离外表面端口被加入。通过 至少两层的每一个的反应物流程基本上不会与通过立即相邻层的流程 发生流体交流。反应物流程可以优选地包括一个或多个具有多个导管 的整体块，整体块的集合通过第一反应器传导第一或第二反应物中的 一种，而不允许大量的穿流至相邻的流程中。在一些实施方案中可能 允许一些穿流的发生，只要穿流的总量和得到的先期反应不会略微改 变体系中可接受的热平衡。因此大多数化学计量地可接受的第一和第 二反应物可用于在混合器(当存在时)和第二反应器中反应。图6表明 以简单形式，在每个半全反应循环中阀门如何被用于控制通过第一和 第二反应器每一层的流动。在一个用于加入常规反应物的层装置中， 侧入端口优选为一种反应物(例如空气或燃料)提供入口，其与其他反 应物的入口隔离。阀门可以控制一种反应物流进(和流出)侧端口，以 在再生循环中的“开”和骤冷循环中的“关”之间交替。当第一反应 器将反应物流进再生的侧端口时，其他由各自端口/层引导的阀门或管 线可以关闭，以防止反应物的损失。当反应器流动的是由反应器中产 生的乙炔气体时，这些后面的侧端口阀门可以打开，同时反应物加入 阀门关闭，以允许产生的含乙炔的气体通过反应器的所有层流动。虽 然图6所示的示例性的实施方案包括侧端口，但是通过这些端口进入 的材料仅为了获得接近第一反应器的第一末端而加入，并且不将进口 组分置于反应器核心的热气泡中。

[0069]作为仅使用侧端口阀门以使反应物从侧端口层流过的替 换，反应器的第一末端(末端盖)可以被提供一组在交替板上的限流器， 例如，如类似于止回阀的单格遮板，或双格“鸭嘴”型止回阀，它可 以作为限流器或阀门，用于在再生过程中阻止其他反应物从末端盖流 至含有侧端口的层，同时允许乙炔气体流过侧端口层并流进充气区域 或流出侧端口，在反应器骤冷产生的乙炔过程中。限流器可以位于在 端面(9)上，以使至少一部分导管遮盖或密封，例如每一个其他层。限 流器可以关闭以允许在再生过程中，从端面流进一个或多个层的导管， 并且随后打开以允许在重整阶段流过那些层。在再生阶段中，只要第 一反应器端面上的压力高于反应器中侧端口层的压力，侧端口气体就 能流经反应器而不会流出端面，同时其他反应物将止回阀/限流器保持 在关闭位置，以限制或阻止反应物流入侧端口层。因此该过程包括至 少一个阀门和/或限流器开动的步骤，例如止回阀，开动的阀门(例如 电动、气动、液压等)以阻止受限制的第一或第二反应物向反应器不适 当层或部分的不希望的流动。限流器可以根据反应器的第一部分/层和 第二部分/层的压力和压力变化打开或关闭。优选地，一个或多个限流 器被动地响应体系的压力变化，例如使用铰链体系。因此，第一反应 器可以基本上利用全部反应器床和第一和第二反应物两者，以冷却骤 冷的反应器，并且为了在第一和第二反应物结合并反应之前将其加热。

[0070]关于例举的实施方案，图3显示了具有孔(36)的示例性气 体分配器(31)的轴向视图。参考图2和3，孔(36)可以使第二反应物 气体(32)优先导引到选择通道(33)。在一个优选的实施方案中，孔(36) 与选择通道(33)的开口/孔相连，但是不被其密封。喷口或注射口(没 有显示)可以加入到孔(36)中，它合适地设计为优先将第二气体流(32) 引导进选择通道(33)中。由于气体分配器孔(36)(或喷口/注射口)没有 “密封”到选择通道(33)上，在反流或反应循环过程中这些通道可以 用于增加系统的整体效率。相对于“封闭的”体系，这些“敞开的” 气体分配器(31)可以优选用于许多应用，以促进多反应器系统的适应， 例如其中反应器/回收器床可以相对于加工的气体流位置旋转或以其 他方式运动，例如，如采用旋转床型反应器系统。

[0071]当在“敞开”体系的气体分配器喷口或孔(36)将反应物气 体流(32)引入到反应器(优选蜂巢整体块)中的联合进口通道和联合导 管中时，反应物气体流(32)的含量通常将占据大量的蜂巢导管(33)(当 其要经过回收器时)。这个结果是相对于整体块蜂巢导管尺寸的反应 器区段尺寸和/或孔尺寸的几何结果。气体(32)占据的蜂巢导管可以， 根据优选的实施方案，表征为一束导管，通常沿着与孔(36)和其流出 的气体流(32)相同的轴布置。位于靠近这个管束/通道中心的导管将含 有高纯度的气体(32)，并且因此将可能不支持放热反应。位于靠近束 的外边缘的导管将密切接近承载其他反应物的导管(28)。在上述“敞 开的”体系中，第一气体(30)和第二气体(32)的一些混合将不可避免 地接近从孔(36)流出的每种气体流(32)的外围边缘。因此，一些接近 管束外边缘的导管(28)和(33)可能承载了一定量的第一气体(30)和第 二气体(32)。在气体完全经过回收器(27)之前，可能在这些导管中发 生气体(30)和(32)之间的反应或燃烧。这些气体可能仍然考虑为基本 上分离的，只要导致的在回收器(27)中的再生流反应小于50％，优选 小于25％，最优选小于10％的具有最小的或反应极限存在的化学计量反 应性反应物。

[0072]在一些替换的实施方案中，回收器反应器(27)可以包括， 例如，填充的床或发泡整体块材料(没有显示)，其在完全经过第一反 应器之前其提供了反应物更多的混合和分散。在这种情况中，由于当 它们经过时在回收器中气体(30)和(32)轴向分散产生的混合，可能在 回收器(27)中发生额外的反应。这仍然是可接受的排列，只要在回收 器(27)中再生流的混合和随后反应小于50％，优选小于25％，最优选小 于10％。床介质中径向分散和混合的计算方法在现有技术中已知。

[0073]在再生过程中，第一气体(30)和第二气体(32)通过通道(28) 和(33)经过回收器区域(27)。本发明的一个关键方面是来自之前的骤 冷循环的储存在回收器区域中的热量，在再生循环中转移到第一和第 二气体中。加热的气体随后引入到混合器(44)中。位于回收器(27)和 反应器(21)之间的气体混合器(44)，用于混合再生反应气体流(30)和 (32)，优选在或接近反应区域(21)和混合器(44)的内表面。

[0074]混合器(44)优选用可以经受高温的材料构成或制成，所述 高温度是在高选择性和高转化率(＞50wt％)下甲烷重整过程中在反应区 域经历所需的温度。在一个优选的实施方案中，混合器(44)由能经受 温度超过1200℃，优选1500℃且最优选1700℃的材料构成。在一个 优选实施方案中，混合器设备(34)由一种或多种陶瓷材料，例如氧化 铝或金刚砂构成。

[0075]图4显示了一个构造的混合器(44)的轴向视图，以及横截 面视图4a，其是旋涡型混合器(47)的一个示例性实施方案。示例性的 混合器(44)包含混合器区段(45)，其具有位于区段(45)中间的旋涡混 合器(47)。在一个优选的实施方案中，在横截面积方面混合器区段(45) 基本上相等，并且旋涡混合器(47)通常位于区段(45)的中间。混合器 区段(45)位于与反应器系统相关的位置，以划分数个气体通道(28)和 (33)的气体流。在一个优选的实施方案中，每个区段(45)可以具有基 本相等的横截面积，以促进从基本相等数量的通道方式(28)和(33)中 截取气体流。另外在一个优选的实施方案中，气体通道(28)和(33)在 回收器反应器(27)中分布，以使得每一个区段(45)从基本相等分数的 第一气体通道机构(28)和第二气体通道机构(33)中截取气体流。用数 学表示，人们可以把fAi定义为用区段i包围的总横截面积的部分， f28i定义为用部件i截取的总通道机构(28)的部分，并且f33i定义 为用部件i截取的总通道机构(33)的部分。在一个优选的实施方案中， 对于每个区段i，f28i和f33i值将为fAi值的约20％以内(即约0.8 至1.2倍)，并且更优选在约10％以内。人们可以进一步将f30i定义 为用区段i截取的气体流(30)部分，并且f32i定义为用部件i截取的 气体流(32)部分。在一个优选的实施方案中，对于每个区段i，f30i 和f32i值，将为fAi的约20％以内，更优选在约10％以内。

[0076]图4a显示了具有旋涡混合器(47)的单个气体混合器区段 (45)的示例性截取部分。虽然本发明可以利用本领域已知的气体混合 器用于使来自于数个气体通道机构(28)和(33)的气体结合，但是本发 明优选的实施方案将气体混合器(44)的开口体积最小化同时保持了对 混合气体足够的混合和分配。术语开口体积意思是旋涡混合器(47)和 气体混合器区段(45)的总体积，减去气体混合器的材料结构的体积。 相应地，气体混合器区段(45)和旋涡混合器(47)优选装备使得开口体 积最小化，同时为离开气体通道(28)和(33)的气体提供实质的气体混 合。在本发明的优选实践中，气体混合器区段(45)尺寸L和D，定制 为以达到在使开口体积最小化的同时，气体(31)和(32)充分的混合和 分配。长径比L/D优选在0.1至5.0的范围，更优选在0.3至2.5的 范围。对于区域A的常规区段，特征直径D可以用来2(A/π)1/2计算。

[0077]此外，可归用于气体混合器(44)的总体积优选相对于第一 反应器床(27)和重整床(21)的总体积定制。气体混合器(44)优选具有 回收器区域(27)、重整区域(21)和气体混合器(44)的结合体积小于约 20％，更优选小于10％的总体积，

[0078]再次提及图2，装配的混合器(44)结合来自通道(33)和(28) 的气体，并且将结合的气体重新分配穿过并进入反应区域(21)。在一 个优选的实施方案中，第一反应物和第二反应物都是气体，并且一种 包含了燃料且另一种包含氧化剂。燃料可以包括氢、一氧化碳、烃、 氧合物、石化产品流、或其混合物。氧化剂通常包括含氧气体、通常 与N2相混，例如空气。通过在混合器(44)中混合燃料和氧化剂，气体 燃烧，大部分燃烧在接近反应区域(21)进口的位置发生。

[0079]接近重整器或反应区域(21)的燃料和含氧气体燃烧的燃烧 产生热的烟道气体，随着烟道气体穿过该区域，该烟道气体将反应区 域(21)加热(或重加热)。调节含氧气体/燃料混合物的组成以提供反应 区域需要的温度。组合物以及因此的反应温度可以通过调节混合物中 可燃和不可燃组分之比来控制。例如，不可燃气体或其他流体，例如 H2O、CO2、和N2同样可以加入到反应物混合物中，以降低燃烧温度。 在一个优选实施方案中，不可燃气体包括物流、烟道气体、或贫氧的 空气作为混合物的至少一种组分。

[0080]再次提及再生图1(b)，在通过导管(18)耗尽之前，反应的、 热燃烧产物流经重整器(1)，从次要末端(5)到主要末端(3)。燃烧产物 的流动在重整区域内产生了温度梯度，例如通常通过例图(8)所示的， 该梯度通过重整反应区域轴向移动。在再生步骤的开始，这个出口温 度可以优选具有的初始值基本等于(通常在25℃以内)前述重整步骤 中重整原料的进口温度。由于进行再生步骤，随着温度曲线向出口移 动，这种出口温度将略为增加，并且可以在高于初始出口温度50至 200℃下结束。

[0081]本发明方法和装置已经进行了一般性描述，并且关于说明 性实施方案，例如在所附图中提供的。本发明克服了现有技术中用甲 烷重整为乙炔的不切实际和无用的限制。下面的内容详细说明了前述 讨论，并公开了应用本发明方法和装置的一些优选实施方案。

[0082]再次提及图1(a)和1(b)，本发明包括使用反流反应器系统 从甲烷制备乙炔的优选方法，其中反应器系统包括(i)含有第一末端(9) 和第二末端(11)的第一反应器(7)，以及(ii)含有主要末端(3)和次要 末端(5)的第二反应器(1)，该第一和第二反应器以相互串联关系布置， 以使第二反应器的次要末端靠近第一反应器的第二末端，该方法包括 如下步骤：(a)通过第一反应器中的第一通道加入第一反应物，并且通 过第一反应器中的第二通道加入至少第二反应物，以使第一和第二反 应物，例如通过导管(19)从第一反应器的第一末端加入到第一反应器 中；(b)将第一和第二反应物在第一反应器的第二末端结合，并使结合 的反应物反应以放热地制备受热的反应产物；(c)将受热的反应产物通 过第二反应器(1)以将热量从反应产物传递到第二反应器中；(d)此后 通过受热的第二反应器将甲烷加入到第一反应器中，例如通过导管(15) 以将至少一部分甲烷转化为乙炔；(e)将加入的甲烷和制得的乙炔通过 第一反应器中，以使甲烷和制得的乙炔骤冷；以及(f)将制得的乙炔回 收，例如通过导管(17)。第一和第二反应器以相互串联关系布置，其 中反应器关于常规流程串联，以使从一个反应器离开的材料流进另一 个反应器，不管流动的方向。在第一和第二反应器中间可能还存在空 间和组件，例如混合器。第二反应器的次要末端紧接着第一反应器的 第二末端，其仅用于方向参考。离开第一反应器的第二末端的材料的 流动遵循进入第二反应器的次要末端的流程，反之亦然。优选地，通 过反应器的流程共享公共轴线，但是反应器可以以其它方式排列，例 如在其它流程旁边通常形成“U”形。同样，反应器之间的空间实施调 节，其通过混合器或其他装置的存在而决定，但是可以优选它们相互 接近以防止其间更多的空间，以使反应产物可以在反应器间迅速移动。

[0083]优选地，循环反流流动反应器系统进一步包括混合器(在图 1中没有显示，但是作为组分(44)在图2中说明)，其位于第一反应器 和第二反应器的中间位置(13)以将第一反应物和第二反应物混合，并 且更优选地，第一通道和第二通道轴向经过第一反应器，以将第一和 第二反应物流入混合器，并且进一步地，第一和第二反应物在第一反 应器的第二末端结合，以使加入的少于第一和第二反应物结合总重量 的一半，在加入的第一和第二反应物离开第一反应器的第二末端之前， 发生放热反应，基于第一反应物和第二反应物的总重量计。

[0084]优选的方法还可以包括任选的为了缓和甲烷反应而在第二 反应器中加入氢的步骤。加入的氢可以是氢气、含氢的气体混合物、 蒸汽、或在反应器中提供或产生氢的其它产物。氢可以与甲烷混合， 以使混合物引入到重整反应器中、或甲烷和氢气的每一种各自引入到 重整器中。在一个优选的实施方案中，在引入到反应器之前氢与甲烷 混合。氢和甲烷优选的摩尔比在0到5之间。本发明氢和甲烷更优选 的比在约1到约3之间。

[0085]第一和第二再生反应物可以在下述的至少一处放热地反 应：(i)第一反应器的第二末端，例如至少部分在回收器的第二末端中， (ii)第一和第二反应器的中间区域，例如在第一和第二反应器之间的 混合器或空间中，以及(iii)第二反应器的次要末端，例如至少部分在 重整器反应器的次要末端中，包括混合器和重整器反应器的重整器侧 之间的界面区域。优选地，在第一和第二反应器中间的区域(13)包括 混合器，以使至少部分第一和第二反应物混合和燃烧。

[0086]在一些实施方案中还优选，在上述步骤(b)中，第一和第二 反应物在位于紧接着第一反应器的第二末端的混合器(44)中结合，其 中至少约75％的再生物流反应。因此，最多约25wt％的结合的再生物流 可能已经基本上在第一反应器中燃烧或反应，优选相对于第一末端更 靠近第一反应器的第二末端。这遗留了约75wt％反应，以提供热量到 混合器和重整器/第二反应器(1)。在一些替换的实施方案中，在离开 第一反应器之前，可能最多50wt％的结合反应物被允许反应。在最优 选的实施方案中，90％的再生物流在混合器中或在接近混合器(靠近第 二末端，在图1b中靠近末端(5))的重整器区域(21)中反应。

[0087]对于那些含有混合器的实施方案，混合器应该用能经受超 过约1200℃的温度的材料构造，优选经受超过约1500℃的温度，最优 选经受超过1700℃的温度。在一些优选的实施方案中，混合器包括难 熔材料，例如陶瓷。在一个优选的实施方案中，第一反应器或再生器 (7)具有几何空间体积A，并且第二反应器(1)具有几何空间体积B，并 且混合器(44)(包括对于如下实施方案的空间体积(13)，其不具有混合 器设备，但是只要对于气体混容、混合并燃烧的区域)具有几何空间体 积C，其中相对于总结合体积A+B+C，空间体积C小于或等于约20％， 优选小于或等于10％。此处使用的术语几何空间是指在气体用来通过 反应器的主要通道的空间体积，并且不包括在反应器容量的壁中以小 孔中存在的体积。例如，对于蜂巢整体块，几何体积包括通道中的体 积，但是不包括可能存在于通道壁中的任何孔体积。

[0088]优选地，用于放热再生反应的第一反应物包括含有CO、H2、 烃、氧合物、石化产品、或其混合物的燃料。其它组分、反应的和/ 或不反应的，可以存在于燃料中。第二反应物可以包括氧，例如来自 于空气。在重整步骤，加入的甲烷还可以从第二反应器的主要末端加 入，作为稀释剂或在第二反应器中与甲烷反应。

[0089]根据一些优选的方法，通过第二反应器加入甲烷原料的步 骤在第二反应器中的压力从约5psia到约45psia下进行，更优选在第 二反应器中压力从约15psia到约35psia下。向第一反应器中加入第 一反应物和第二反应物的至少一种的再生步骤可以在相对较低的压力 下进行，例如约和重整步骤进行的压力一样。取而代之地，例如在再 生步骤加入了含有燃料和/或来自涡轮、压缩机、或鼓风机的废气的再 生反应物的实施方案中，再生步骤可以在大于约35psia的压力下进 行，例如在优选最多约250ps i a的压力。可以使用更大的压力。但是 设备和方法原因可能利用不希望的压力。优选地，再生步骤中的受热 反应产物将至少部分第二反应器，优选第二反应器(1)的次要末端(5)， 加热到至少约1500℃的温度，更优选加热到至少约1600℃的温度。

[0090]反应器系统循环时间包括在再生所花时间加上重整所花时 间，加上在再生和重整间交替所需的时间，反之亦然。因此，半循环 可以使基本上仅为再生所花的时间，或重整所花的时间。完整的循环 包括加热床、加入甲烷、将含有乙炔的反应产物骤冷。使用蜂巢整体 块的优选实施方案的典型循环时间可以在1秒至240秒之间，但是在 一些替换实施方案中可能需要更长的时间。优选的整体块实施方案更 优选地，循环时间可以在2秒至60秒之间。再生和重整步骤不是必需 具有相同的时间，并且在特别精选的应用中可能这两个时间将不相同。

[0091]同样，虽然对于将甲烷重整为乙炔是不需要的，在一些替 换的实施方案中，重整/第二反应器(1)可以进一步包含反应催化剂。 当甲烷已经重整完并且流经骤冷第一反应器(7)后，该过程还可以包括 从骤冷的乙炔-甲烷混合物中回收乙炔的步骤。这种回收方法还可以包 括从骤冷的乙炔-甲烷混合物中回收氢和甲烷中至少一种的步骤，为了 再循环到第二反应器。

[0092]在广泛反面，本方面包括热解制备乙炔的过程，其包括以 下步骤：(a)通过反应器床的第一部分加入第一反应物；(b)通过与反 应器床的第一部分基本分离的反应器床的第二部分加入第二反应物， 以及(c)在第一反应物和第二反应度分别经过至少一部分反应器床之 后，将第一反应物与第二反应物结合，为使第一个第二反应物相互发 生放热反应；其中在结合的第一和第二反应物相互反应之后，反应器 床的第一和第二部分都用于骤冷包括乙炔的合成反应产物。优选地合 成反应产物是包括甲烷的原料的热解产物。根据其它实施方案，合成 反应产物是包括除甲烷以外的烃的原料的热解产物，例如乙烷、丙烷、 石脑油或其它可热解烃，和/或包括甲烷作为其中一种组分的原料。虽 然本发明主要适合本发明用于将甲烷转化为乙炔的过程、方法和设备， 本过程和设备还可以用于将除甲烷以外的原料，其包括液体和/或气体 原料，热解成为许多需要的热解反应产物的任意一种。

[0093]本发明还包括用于本过程操作的反应器系统设备和装置。 根据一个优选的实施方案，主题发明包括用于从甲烷原料制备乙炔的 循环反流反应器，其中反应器包括反应器系统，包括(i)含有第一末端 和第二末端的第一反应器，以及(ii)含有主要末端和次要末端的第二 反应器，该第一和第二反应器以相互串联关系布置，以使第二反应器 的次要末端靠近第一反应器的第二末端；其中第一反应器进一步包括； (a)第一通道，其用于将至少第一反应物从第一反应器的第一末端加入 到第一反应器的第二末端；(b)第二通道，其用于将至少第二反应物从 第一反应器的第一末端加入到第一反应器的第二末端；以及(c)产物去 除线，其用于将甲烷和制得乙炔的至少一种从第一反应器中去除；其 中第二反应器进一步包括；(d)烟道气去除线，其用于去除从第一和第 二反应产物混合和反应制得的至少一部分受热反应产物；以及(e)甲烷 原料线，其用于向第二反应器的主要末端加入甲烷。优选地，第一通 道和第二通道的至少一个防止化学计量可反应的大部分反应限制第一 反应产物和第二反应产物，相互放热反应以制备反应产物直到未反应 的第一盒第二反应产物离开第一反应器的第二末端，基于第一和第二 反应产物的总结合量计。优选地，反应器进一步包括位于第一反应器 和第二反应器之间的混合器，其用以将第一反应物与第二反应物混合。 优选的混合器还可以进一步包括一个或多个混合器区段，其中每个区 段接受至少一部分第一和第二反应物，以使至少一部分第一和第二反 应物在各自区段中混合。在优选实施方案中，混合器用能经受超过约 1200℃的温度的材料装备，更优选经受超过约1500℃的温度，仍然更 优选经受超过1700℃的温度，进一步更优选超过2000℃的温度。根据 一些实施方案，混合器包括陶瓷。优选地第一反应器具有空间体积A， 第二反应器具有空间体积B，并且混合器具有空间体积C，其中相对于 空间体积A加空间体积B加空间体积C的总量，空间体积C小于或等 于约50％更优选小于或等于约20％。

[0094]为了在第二反应器中转化为乙炔，反应器进一步包括甲烷/ 原料加入线，用于向第二反应器的主要末端加入甲烷以及或者任何任 选的其他气体，例如氢/稀释剂/额外的反应物。反应器还可以包括氢 稀释剂或反应组分(包括含有氢的组分)加入线，用于向第二反应器的 主要末端加入氢，以使氢能与甲烷反应。反应器还可以包括燃料气体 加入线，用于在第一反应器中向第一通道和第二通道中的一个加入燃 料气体，以及第二反应物加入线，用于加入第二反应物以与第一反应 物发生反应。第二反应物优选包括氧，并且第二反应物可以包括空气。 第二反应物还可以进一步包括(i)不可燃气体和(ii)可燃和不可燃气 体混合物，例如废气在循环(EGR)的至少一种。

实施例1

[0095]下述实施例仅用于说明一个示例性的实施方案和方法，而 不意味着限制本发明的范围。在一对反应器系统中，甲烷转化为乙炔， 每一个根据简要说明图5安装，合适地装有阀门，以使一个反应器系 统执行再生步骤，而另一个反应器系统执行热解步骤。一些实施方案 还可以包括多余一对的更多的反应器系统，例如多个反应器系统，每 个在分期定时排列中操作，以使整个过程基本上连续。反应器系统包 括至少第一反应器/回收器(102)，混合器或混合区域(109)，以及第二 反应器/重整区域(101)。

[0096]重整(101)和回收(102)反应器区域都包括挤出的陶瓷蜂巢 整体块，其为三维堆放以填充反应器区域体积。整个反应器系统直径 约为10ft，高度或轴向长度约为4ft(除了围绕在反应器周围的保温体 和容器壁)。回收区域(102)在顶部，并且测得直径约为10ft且约17 英寸长。混合器区域(109)直径约为10ft，约4英寸长，并且重整区 域(101)直径约为10ft，且约27英寸长。陶瓷蜂巢整体块具有导管结 构，其特征在于每平方英寸具有约400个导管或孔和56％的几何空间 体积。混合器区域包括许多单独的混合器块，每个块代表了一个如图 4所描述的混合器区段(45)。块的横截面为六边形，并且测得六边形 的对边宽度为3英寸且高为4英寸，并且用于混合再生燃料和氧化剂 反应物，以及在下游区域把流动重新分配到导管中。单独的混合器块 并排堆放以填满10-ft直径的混合器区域(109)。

[0097]在再生步骤过程中，再生氧化剂(106)加入到位于上述回收 区域(102)的充满空间(107)中。再生燃料(105)加入到燃料分配喷头或 分配器(110)中，其位于充满空间中，并且在混合区域(109)内其具有 一个位于上述混合器块区段轴向以上位置的燃料喷射孔(例如图3中 的孔(36))，其中每个喷射孔向一组导管中加入燃料从而形成燃料通 道。由再生燃料(105)和氧化剂(106)的燃烧产生的燃烧产物或烟道气 体(111)，从低于重整区域并在重整区域内接近单独导管的充满空间 (108)中离开。

[0098]在热解步骤过程中，通过多支管或充满空间(108)将热解原 料(103)引入到重整区域(101)中。如果需要的话，还可以再充满空间 (108)中使用喷头或分配器(没有显示)以将甲烷原料加入到重整器 (101)中。随着其通过重整区域(101)、混合器区域(109)和回收器区域 (102)，热解原料转化为乙炔。骤冷的热解产物(104)从回收器区域(102) 上的充满空间(107)回收。

[0099]再生步骤和热解步骤各自用选择的时间来操作，对于本实 施例在切换为交替的步骤前在每个方向其为3秒，所以完整的循环需 要约6秒加上切换时间。对于一对反应器系统，总物流的组成和流量 如下表1所示。这些物流代表基本上连续的物流，即一个反应器总是 处于热解，而另一个反应器处于再生阶段。整个例子略为理想化，因 为它允许从一个步骤到下一个无需交替反应器的时间。本领域技术人 员可以加入更复杂的循环，其提供了这样的切换。

表1

[00100]本实施例证明了从甲烷成功的转化为乙炔和氢，并且支持 了下述结论：(1)乙炔的高生产力。本发明反应体系可以制备的乙炔产 率是现有技术中伍尔夫型反应器许多倍(例如＞10倍)。(2)无需使用置 于热区域中的金属或可降解组分，也可成功的应用本方法和反应器系 统。(3)在商业尺寸的反应器系统上获得了高选择性和产率，证明了本 发明的体系可用于高生产速度，例如以商业规模。

[00101]此处使用的商品名用TM标志或标志来表示，是指这些
名字可能被某些商标权利所保护，例如它们可能以不同的权限来注册。
所有的专利和专利申请，测试过程(例如ASTM方法，UL方法，及类似
物)，以及此处其他引用文件全都结合为参考范围，其公开与本发明不
一致，并且用于其中允许这样结合的全部权限。

[00102]当此处列出了数字的较低限制和数字的较高限制时，可以 设想从任何较低限制到任何较高限制的范围。当本发明的说明实施方 案已经特别地描述时，可以理解本领域技术人员在不背离本发明的精 神和范围下显然且可以轻易进行各种其他改进。相应地，并不意味着 此处所附权利要求的范围限制此处阐明的实施例和说明书，除非权利 要求可以解释为包括本发明具有的专利性的新颖性所有特征，包括所 有特征其因此被本领域技术人员与本发明同等对待。

[00103]本发明已经用上述引用的多个实施方案和特别实施例所 描述了。本领域技术人员按照上述描述细节，许多改变将自己可以提 示。所有这些明显改变都意为属于所附权利要求的范围内。