CN100537497C - 氯化氢与乙炔反应制备氯乙烯的流化床反应器及方法 - Google Patents
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Abstract
氯化氢与乙炔反应制备氯乙烯的流化床反应器及方法，属于化工工艺过程及设备技术领域。反应器包括流化床、反应原料气体入口、换热管、构件、旋风分离器、反应气体出口、催化剂加入口、废催化剂的移出口；将各件依次与流化床的筒壁相连，构成流化床反应器；加入催化剂；按摩尔比1.01～1.1∶1通入氯化氢与乙炔，反应，乙炔和氯化氢几乎被完全转化为氯乙烯，经旋风分离器从流化床气体出口进入后续装置。本发明的反应器构件简单、破碎气泡效果好、催化剂磨损率低，使气固接触效果大大加强，促进了乙炔的转化，生成的氯乙烯产品纯度高，使后续的气体分离负担减轻。方法节省投资费用少，流化床操作平稳，控制简便，节省人工，利于环保。
Description
技术领域
本发明涉及一种由氯化氢与乙炔反应制备氯乙烯的流化床反应器设备与工艺方法，属于化工工艺过程及设备技术领域。
背景技术
氯乙烯是制备聚氯乙烯的单体，是一类非常重要的化工中间体。随着聚氯乙烯材料在包装材料等领域的广泛应用，氯乙烯及聚氯乙烯的产量迅速提高，中国的年需求量约在800—1000万吨左右。
目前工业化生产氯乙烯的方法有三种，即由乙炔、乙烯或乙烷分别与氯化氢反应制备氯乙烯。乙烯的来源主要为炼油工业，近年来由于原油价格迅速上升，导致乙烯的价格上升，虽然其制备技术成熟，但生产成本高居不下。乙烷的来源为天然的气田，受地域限制性强。而乙炔可由电石(由煤炭与钙的化合物而得)水解得到。在中国由于煤炭资源丰富，乙炔制备成本相对较低，所以在中国由乙炔法制备氯乙烯有较大的市场空间。
乙炔法制备氯乙烯的原理是将氯化氢和乙炔加热到100℃左右，通入反应器，在负载型金属氯化物催化剂的作用下，在100—180℃下生成氯乙烯。
该过程的关键是要求乙炔要尽可能被转化，这样氯乙烯的纯度才能提高，后序的乙炔回收负荷减轻。在工业上常利用固定床反应器进行上述反应，由于固定床中的颗粒尺寸大于3毫米，在此放热反应下，颗粒内部的温度常高于气体主体温度。同时固定床的换热能力低，常导致热点产生。由于催化剂中含有低于20％的金属氯化物，而金属氯化物沸点低，易升华，上述两个特点对于保持催化剂的热稳定性不利，从而实际的催化剂能够承受的空速较低。同时，固定床中催化剂紧密，床层压降高，不能以高气速操作，这个缺点使单台固定床的生产能力受到很大制约。
为了改变上述缺点，曾有流化床接固定床的方法来制备氯乙烯。一方面利用流化床中颗粒小，催化剂活性高，传热系数高易使温度均匀的特点，使乙炔大部分转化。另一方面再利用固定床反应器使乙炔的转化率提高。但在该工艺中，由于过程的气速或压降仍受固定床的限制，其生产强度仍不及单一的流化床。同时，在当时流化床气体分布器分布效果较差，构件技术不成熟，流化床放大技术不完善，在流化床中的乙炔转化率仅达到74％左右，使后接的固定床的负荷比较重。同时上述结构比较复杂，二者的协调控制有一定难度。
发明内容
本发明的目的是针对现有技术所制备氯乙烯时反应器生产强度过低与温度控制不良的不足，提供一种采用新型高效气体分布器与构件的流化床进行氯化氢与乙炔反应制备氯乙烯的装置及工艺方法，在一个流化床反应器中达到高效转化乙炔的目的。具有反应器生产强度高，操作弹性大，乙炔转化率高，生成氯乙烯的选择性高，催化剂用量少，催化剂寿命长，投资少，能耗低等优点。
本发明的技术方案如下：
1.一种氯化氢与乙炔反应制备氯乙烯的流化床反应器，其特征在于，该反应器包括：
(a)一个流化床(1)；
(b)一个设置在流化床(1)底部的反应原料气体入口(2)以及设置在该入口上部的气体分布器(3)；
(c)一个或多个设置在气体分布器(3)的换热管(5)。换热管(5)与流化床(1)的筒壁相连；
(d)一个或多个固定在换热管(5)上的构件(6)；
(e)一组或多组设置在流化床上部的，用于催化剂回收的旋风分离器(8)，旋风分离器(8)固定在流化床(1)上部的筒壁上；
(f)一个设置在流化床上部的反应气体出口(9)，该出口与旋风分离器(8)相连；
(g)一个设置在流化床中部的催化剂加入口(7)，该加入口与流化床(1)的筒壁相连；
(h)一个设置在流化床底部的废催化剂的移出口(4)，该移出口与流化床(1)底部的筒壁相连。
为了使氯化氢与乙炔的高效转化，本发明可以使用高压降的气体分布器进行气体初始分布，控制其流化态。分布器的压降为催化剂床层总压降的20％-35％，这样由分布器产生的初始气泡中直径不大于4mm的气泡的比例为75％-90％。气体分布器的形式包括变质量流管式分布器、多孔板式分布器、浮阀式分布器。
为了使流化床底部温度不超过催化剂上易挥发物质的熔点及保证生成氯乙烯的选择性，本发明中换热管的底部距气体分布器的距离不能太大，在50-300mm之间。同时为了使大量的反应热被有效移出，本发明充分的换热面积，换热管的高度为催化剂密相区静止高度的100％-200％，换热管的截面积占流化床截面积的5％-30％。
同时，为了保证充分的流态化效果，通过控制乙炔空速与催化剂的装填量及氯化氢与乙炔的进料比，可控制流化床中的气速在0.1-0.9m/s。同时为了保证乙炔转化率及减少催化剂的磨损，本发明可以使用粒径为0.05-0.5mm，比表面积为600-1200m2/g，堆积密度为300-1000kg/m3，强度大于70％(球磨法)的含金属氯化物的催化剂。
为了抑制气泡在上升过程的聚并趋势，增加气固接触效率，提高乙炔的转化率。本发明可使用大量的构件破碎气泡。将水平放置的构件固定在换热管上，其孔隙率为50％—90％。同时为了有效地，持续地破碎气泡，本发明中可相邻的两层构件交叉排列，交叉角度为45°-90°。两层构件间的高度为流化床直径的20％-100％。同层构件间的距离为流化床直径的1％-20％。
为了避免催化剂逸出，污染后续系统及丢失催化剂活性，以及保证适宜的压降，本发明使用气体旋风分离器进行催化剂回收。
同时，提供了一种氯化氢与乙炔反应制备氯乙烯的方法，该方法包括如下步骤：
(1)将构件(6)固定在换热管(5)上，将气体的入口(2)、气体分布器(3)、催化剂出口(4)、换热管(5)、催化剂入口(7)、旋风分离器(8)与气体出口(9)依次与流化床(1)的筒壁相连，构成具有完整的流化床(1)反应器；
(2)使用粒径为0.05-0.5mm，比表面积为600-1200m2/g，堆积密度为300-1000kg/m3，强度大于70％(球磨法)的含金属氯化物的催化剂，金属氯化物为汞的氯化物，锡的氯化物，铜的氯化物，锌的氯化物，锰的氯化物，镧的氯化物。将催化剂从催化剂入口(7)进入流化床(1)。为了使催化剂不堵塞气体分布器(3)，加催化剂时由流化床底部气体入口(2)经气体分布器(3)通入氮气或空气。在流量较小的氮气或空气的松动下，催化剂颗粒从催化剂进口7进入流化床，堆积在流化床(1)中气体分布器(3)上方的区域。催化剂的静止装填高度为流化床直径的3-10倍。
(3)将催化剂全部装入流化床(1)后，由气体进口(2)通惰性气体(氮气)使流化床(1)中的催化剂处于流化状态。向换热管(5)中通入高温换热介质(高温水，高温蒸汽，高温惰性气体或高温油，温度大于120℃)，使流化床(1)中的温度逐渐升高至100-120℃。
(4)由气体入口(2)和分布器(3)向流化床(1)中通入氯化氢与乙炔的混合气，控制氯化氢与乙炔的摩尔比为1.01：1—1.1:1，流化床内的体积空速为20～200Nm3乙炔/m3催化剂/小时(省略为 小时-1)。反应放出热量，流化床(1)中温度逐渐升高至110-175℃。
(5)将换热管(5)的加热介质切换为冷却介质，冷却介质为温度较低的水，气体，油，控制流化床中(1)催化剂堆积的地方(以下简称催化剂密相区)的温度在110～175℃之间。
(6)乙炔和氯化氢经过催化剂密相区后，几乎被完全转化为氯乙烯。少量的乙炔与氯化氢与大量的氯乙烯气体，经过旋风分离器(8)从流化床的气体出口(9)出流化床，进入后续的分离装置。
(7)催化剂密相区中的部分催化剂被气流携带，进入旋风分离器(8)，经过旋风分离器(8)的下部返回至催化剂密相区。
(8)当催化剂失活后，从流化床(1)底部的出口(4)排出。同时从催化剂入口(7)向流化床(1)中补加催化剂，保证过程连续运行。
本发明提供的氯化氢和乙炔反应制备氯乙烯的流化床，采用了气体分布效果更佳的分布器、对催化剂磨损率(空隙率较大)较小，却具有良好的破碎气泡的构件，以及活性更高及强度更加可靠的催化剂，使得流化床中的气固接触效果大大加强，促进了乙炔的转化。同时在流化床中设置的换热管，保证了反应热的及时移出，使流化床中温度较低而且均匀，抑制了乙炔的过度加成反应(生成二氯乙烷)，提高了生成氯乙烯的选择性。同时，使后续的气体分离负担减轻，生成的氯乙烯产品纯度高。
并且本发明与现有技术相比，具有以下优点及有益效果：
(1)与目前固定床中使用的大颗粒催化剂(直径为3-5mm)相比，本发明所述催化剂为平均直径仅为0.05-0.5mm的小颗粒催化剂，不存在颗粒内部超温现象，可抑制催化剂上的金属氯化物组份流失，可将催化剂的寿命提高至固定床中催化剂的2—3倍。同时由于小颗粒的催化剂基本不存在孔内扩散阻力，催化剂活性高，催化剂与反应气的接触效果好。在保证乙炔转化率不变的前提下，可将乙炔空速提高至固定床中乙炔空速的3-5倍。
(2)与传统的固定床反应器相比，达到与固定床相同的转化效果与生产能力时，使用本发明的流化床和工艺可以显著降低催化剂用量，节省催化剂约50％-100％，投资费用少。
(3)本发明中的流化床比固定床反应器的传热能力高500—1000倍，在相同换热面积的前提下，本发明的反应器断面的生产能力比固定床提高30％—300％。在保证总体生产不变的前提下，可大幅度减少反应器的个数，减少了操作仪表及控制费用。
(4)与已有的流化床接固定床工艺相比，本发明中的流化床中的分布器的压降高，气体分布效果好。同时构件简单、破碎气泡效果好、催化剂磨损率低。流化床操作平稳，控制简便。
(5)与固定床工艺相比，流化床的失活细粉催化剂更换方便，可在短时间内输送至密封装置内，节省人工，利于环保。
附图说明
图1为本发明流化床反应器结构示意图。其中，1.流化床；2.气体进入流化床的入口；3.气体分布器；4.失活催化剂卸出流化床的出口；5.换热管；6.构件；7.催化剂进入流化床的入口；8.旋风分离器的入口；9.气体出流化床的出口。
具体实施方式
下面结合附图1和实施例来说明本发明的反应器和方法。
图1为本发明乙炔和氯化氢反应制备氯乙烯的流化床反应器的结构示意图。图中：1.流化床；2.气体进入流化床的入口；3.气体分布器；4.失活催化剂卸出流化床的出口；5.换热管；6构件.；7.催化剂进入流化床的入口；8.旋风分离器的入口；9.气体出流化床的出口。将构件(6)固定在换热管(5)上，将气体的入口(2)、气体分布器(3)、催化剂出口(4)、换热管(5)、催化剂入口(7)、旋风分离器(8)与气体出口(9)依次与流化床(1)的筒壁相连，构成具有完整的流化床(1)。催化剂从催化剂入口(7)进入流化床(1)。为了使催化剂不堵塞气体分布器(3)，加催化剂时由流化床底部气体入口(2)经气体分布器(3)通入氮气或空气。在流量较小的氮气或空气的松动下，催化剂颗粒从催化剂进口7进入流化床，堆积在流化床(1)中气体分布器(3)上方的区域。将催化剂全部装入流化床(1)后，由气体进口(2)通惰性气体使流化床(1)中的催化剂处于流化状态。向换热管(5)中通入高温换热介质(高温水，高温蒸汽，高温惰性气体或高温油，温度大于120℃)，使流化床(1)中的温度逐渐升高至100-120℃。然后由气体入口(2)经气体分布器(3)逐渐通入氯化氢与乙炔。反应放出热量，流化床(1)中温度逐渐升高至110-175℃。在此过程中将换热管6中的换热介质切换为冷却介质(低温水，低温气体或低温油)，控制冷却介质的流量，使流化床(1)中的温度在110-175℃之间。控制氯化氢与乙炔的比例为1.01-1.1，控制乙炔的空速在20-200小时-1。
气体经过催化剂密相区后，基本转化完全，气体经过旋风分离器(8)与流化床(1)的气体出口(9)进入后续精制工序。部分催化剂被气体携带进入旋风分离器(8)，经其料腿返回催化剂密相区。
当催化剂完全失活后，可以通过催化剂失活口(4)从流化床(1)底部卸出。催化剂可以从催化剂入口(7)在适当的时期进行补加。
实施例1
将构件(6)固定在换热管(5)上，将气体的入口(2)、气体分布器(3)、催化剂出口(4)、换热管(5)、催化剂入口(7)、旋风分离器(8)与气体出口(9)依次与流化床(1)的筒壁相连，构成具有完整的流化床(1)。其中，使用压降占催化剂床层压降为20％的管式气体分布器；采用高度为催化剂密相高度200％，截面积为床截面积5％的换热管；采用空隙率为90％的构件，两层间交叉角为90°，高度为流化床直径的20％；同层间距离为流化床直径的10％。使用粒度为0.1mm，比表面积为600m2/g，堆积密度为1000kg/m3的含氯化汞和氯化锡的催化剂，将催化剂从催化剂入口(7)装入流化床(1)。为了使催化剂不堵塞气体分布器(3)，加催化剂时由流化床底部气体入口(2)经气体分布器(3)通入氮气。在流量较小的氮气的松动作用下，催化剂颗粒从催化剂进口7进入流化床，堆积在流化床(1)中气体分布器(3)上方的区域。将催化剂全部装入流化床(1)后，由气体进口(2)通氮气使流化床(1)中的催化剂处于流化状态。向换热管(5)中通入温度大于120℃的饱和水，使流化床(1)中的温度逐渐升高至100-120℃。然后由气体入口(2)经气体分布器(3)逐渐通入氯化氢与乙炔。反应放出热量，流化床(1)中温度逐渐升高至110-175℃。在此过程中将换热管6中的换热介质切换为温度小于90℃的饱和水，控制冷却介质的流量，使流化床(1)催化剂密相区的温度在110℃。控制氯化氢与乙炔的比例为1.05，乙炔体积空速为200小时-1。气体经过催化剂密相区后，乙炔转化率为97.0％，氯乙烯选择性为99.20％。
气体经过旋风分离器(8)与流化床(1)的气体出口(9)进入后续精制工序。部分催化剂被气体携带进入旋风分离器(8)，经其料腿返回催化剂密相区。
实施例2
将构件(6)固定在换热管(5)上，将气体的入口(2)、气体分布器(3)、催化剂出口(4)、换热管(5)、催化剂入口(7)、旋风分离器(8)与气体出口(9)依次与流化床(1)的筒壁相连，构成具有完整的流化床(1)。其中，使用压降占催化剂床层压降为35％的板式气体分布器；采用高度为催化剂密相高度100％，截面积为床截面积30％的换热管；采用空隙率为50％的构件，两层构件间的交叉角为45°，高度为流化床直径的20％；同层构件间距离为流化床直径的1％。使用粒度为0.05mm，比表面积为1000m2/g，堆积密度为300kg/m3的含氯化汞与氯化锌的催化剂。将催化剂从催化剂入口(7)装入流化床(1)。为了使催化剂不堵塞气体分布器(3)，加催化剂时由流化床底部气体入口(2)经气体分布器(3)通入氮气。在流量较小的氮气的松动作用下，催化剂颗粒从催化剂进口7进入流化床，堆积在流化床(1)中气体分布器(3)上方的区域。将催化剂全部装入流化床(1)后，由气体进口(2)通氮气使流化床(1)中的催化剂处于流化状态。向换热管(5)中通入温度大于120℃的饱和蒸汽，使流化床(1)中的温度逐渐升高至100-120℃。然后由气体入口(2)经气体分布器(3)逐渐通入氯化氢与乙炔。反应放出热量，流化床(1)中温度逐渐升高至110-175℃。在此过程中将换热管6中的换热介质切换为温度小于90℃的矿物油，控制冷却介质的流量，使流化床(1)催化剂密相区的温度在130℃。控制氯化氢与乙炔的比例为1.1，乙炔体积空速为20小时-1。气体经过催化剂密相区后，乙炔转化率为98.5％，氯乙烯选择性为99.10％。
气体经过旋风分离器(8)与流化床(1)的气体出口(9)进入后续精制工序。部分催化剂被气体携带进入旋风分离器(8)，经其料腿返回催化剂密相区。
实施例3
将构件(6)固定在换热管(5)上，将气体的入口(2)、气体分布器(3)、催化剂出口(4)、换热管(5)、催化剂入口(7)、旋风分离器(8)与气体出口(9)依次与流化床(1)的筒壁相连，构成具有完整的流化床(1)。其中，使用压降占催化剂床层压降为30％的浮阀式气体分布器；采用高度为催化剂密相高度150％，截面积为床截面积15％的换热管；采用空隙率为70％的构件，两层间交叉角为90°，高度为流化床直径的80％；同层间距离为流化床直径的10％。使用粒度为0.3mm，比表面积为1200m2/g，堆积密度为600kg/m3的含氯化汞与氯化锰的催化剂。将催化剂从催化剂入口(7)装入流化床(1)。为了使催化剂不堵塞气体分布器(3)，加催化剂时由流化床底部气体入口(2)经气体分布器(3)通入氮气。在流量较小的氮气的松动作用下，催化剂颗粒从催化剂进口7进入流化床，堆积在流化床(1)中气体分布器(3)上方的区域。将催化剂全部装入流化床(1)后，由气体进口(2)通氮气使流化床(1)中的催化剂处于流化状态。向换热管(5)中通入温度大于120℃的矿物油，使流化床(1)中的温度逐渐升高至100-120℃。然后由气体入口(2)经气体分布器(3)逐渐通入氯化氢与乙炔。反应放出热量，流化床(1)中温度逐渐升高至110-175℃。在此过程中将换热管6中的换热介质切换为温度小于90℃的空气，控制冷却介质的流量，使流化床(1)催化剂密相区的温度在150℃。控制氯化氢与乙炔的比例为1.05，乙炔体积空速为100小时-1。气体经过催化剂密相区后，乙炔转化率为98.3％，氯乙烯选择性为99.14％。
气体经过旋风分离器(8)与流化床(1)的气体出口(9)进入后续精制工序。部分催化剂被气体携带进入旋风分离器(8)，经其料腿返回催化剂密相区。
实施例4
将构件(6)固定在换热管(5)上，将气体的入口(2)、气体分布器(3)、催化剂出口(4)、换热管(5)、催化剂入口(7)、旋风分离器(8)与气体出口(9)依次与流化床(1)的筒壁相连，构成具有完整的流化床(1)。其中，使用压降占催化剂床层压降为35％的管式气体分布器；采用高度为催化剂密相高度100％，截面积为床截面积12％的换热管；采用空隙率为90％的构件，两层间交叉角为60°，高度为流化床直径的100％；同层间距离为流化床直径的20％。使用粒度为0.5mm，比表面积为900m2/g，堆积密度为500kg/m3的含氯化汞与氯化铜催化剂。将催化剂从催化剂入口(7)装入流化床(1)。为了使催化剂不堵塞气体分布器(3)，加催化剂时由流化床底部气体入口(2)经气体分布器(3)通入氮气。在流量较小的氮气的松动作用下，催化剂颗粒从催化剂进口7进入流化床，堆积在流化床(1)中气体分布器(3)上方的区域。将催化剂全部装入流化床(1)后，由气体进口(2)通氮气使流化床(1)中的催化剂处于流化状态。向换热管(5)中通入温度大于120℃的空气，使流化床(1)中的温度逐渐升高至100-120℃。然后由气体入口(2)经气体分布器(3)逐渐通入氯化氢与乙炔。反应放出热量，流化床(1)中温度逐渐升高至110-175℃。在此过程中将换热管6中的换热介质切换为温度小于90℃的空气，控制冷却介质的流量，使流化床(1)催化剂密相区的温度在175℃。控制氯化氢与乙炔的比例为1.05，乙炔体积空速为50小时-1。气体经过催化剂密相区后，乙炔转化率为98.7％，氯乙烯选择性为99.20％。
实施例5
将构件(6)固定在换热管(5)上，将气体的入口(2)、气体分布器(3)、催化剂出口(4)、换热管(5)、催化剂入口(7)、旋风分离器(8)与气体出口(9)依次与流化床(1)的筒壁相连，构成具有完整的流化床(1)。其中，使用压降占催化剂床层压降为25％的管式气体分布器；采用高度为催化剂密相高度200％，截面积为床截面积8％的换热管；采用空隙率为80％的构件，两层间交叉角为90°，高度为流化床直径的100％；同层间距离为流化床直径的5％。使用粒度为0.4mm，比表面积为800m2/g，堆积密度为450kg/m3的含氯化汞与氯化镧催化剂。将催化剂从催化剂入口(7)装入流化床(1)。为了使催化剂不堵塞气体分布器(3)，加催化剂时由流化床底部气体入口(2)经气体分布器(3)通入氮气。在流量较小的氮气的松动作用下，将催化剂颗粒从催化剂进口7装入流化床，堆积在流化床(1)中气体分布器(3)上方的区域。将催化剂全部装入流化床(1)后，由气体进口(2)通氮气使流化床(1)中的催化剂处于流化状态。向换热管(5)中通入温度大于120℃的空气，使流化床(1)中的温度逐渐升高至100-120℃。然后由气体入口(2)经气体分布器(3)逐渐通入氯化氢与乙炔。反应放出热量，流化床(1)中温度逐渐升高至110-175℃。在此过程中将换热管6中的换热介质切换为温度小于140℃的水，控制冷却水的流量，使流化床(1)催化剂密相区的温度在175℃。控制氯化氢与乙炔的比例为1.01，乙炔体积空速为30小时-1。气体经过催化剂密相区后，乙炔转化率为97.5％，氯乙烯选择性为99.30％。
Claims (6)
1、一种氯化氢与乙炔反应制备氯乙烯的流化床反应器，该反应器包括：
(a)一个流化床(1)；
(f)一个设置在流化床上部的反应气体出口(9)；
(g)一个设置在流化床中部的催化剂加入口(7)，该加入口与流化床(1)的筒壁相连；
(h)一个设置在流化床底部的废催化剂的移出口(4)，该移出口与流化床(1)底部的筒壁相连；
其特征在于，该反应器还包括：
(b)一个设置在流化床(1)底部的反应原料气体入口(2)以及设置在该入口上部的气体分布器(3)；
(c)多个设置在气体分布器(3)上方50～300mm的换热管(5)，换热管(5)与流化床(1)的筒壁相连，换热管的高度为催化剂密相区静止高度的100％～200％，换热管的截面积为占流化床截面积的5％～30％；
(d)多个固定在换热管(5)上的构件(6)；所述构件水平放置，孔隙率为50％—90％，相邻的两层构件交叉排列，交叉角度为45°～90°，两层构件间的高度为流化床直径的20％～100％，同层构件间的距离为流化床直径的1％～20％；
(e)多组固定在流化床(1)内上部的筒壁上的旋风分离器(8)，旋风分离器(8)的出口与反应气体出口(9)相连。
2、根据权利要求1所述的一种氯化氢与乙炔反应制备氯乙烯的流化床反应器，其特征在于，所述气体分布器为多孔板式分布器。
3、一种氯化氢与乙炔反应制备氯乙烯的方法，其特征在于，该方法包括如下步骤：
(1)将构件(6)固定在换热管(5)上，将气体的入口(2)、气体分布器(3)、催化剂出口(4)、换热管(5)、催化剂入口(7)、旋风分离器(8)与气体出口(9)依次与流化床(1)的筒壁相连，构成一个如权利要求1所述的完整的流化床(1)反应器；
(2)将催化剂从催化剂入口(7)加入流化床(1)，加催化剂时由流化床底部气体入口(2)经气体分布器(3)通入氮气或空气，催化剂颗粒堆积在流化床(1)中气体分布器(3)上方的区域，催化剂的静止装填高度为流化床直径的3～10倍；
(3)将催化剂全部装入流化床(1)后，由气体进口(2)通惰性气体使流化床(1)中的催化剂处于流化状态；向换热管(5)中通入高温换热介质，使流化床(1)中的温度逐渐升高至100～120℃；
(4)由气体入口(2)和分布器(3)向流化床(1)中通入氯化氢与乙炔的混合气，控制氯化氢与乙炔的摩尔比为1.01：1～1.1：1，气体分布器压降为催化剂床层总压降的20％～35％，流化床内的体积空速为20～200Nm3乙炔/m3催化剂/小时；反应放出热量，流化床(1)中温度逐渐升高至110～175℃；
(5)将换热管(5)的加热介质切换为冷却介质，控制流化床(1)中催化剂密相区温度在110～175℃之间；
(6)乙炔和氯化氢经过催化剂密相区后，几乎被完全转化为氯乙烯；少量的未反应的乙炔与氯化氢与大量的氯乙烯气体，经过旋风分离器(8)从流化床的气体出口(9)出流化床，进入后续的分离装置；
催化剂密相区中的部分催化剂被气流携带，进入旋风分离器(8)，经过旋风分离器(8)的下部返回至催化剂密相区；
(7)当催化剂失活后，从流化床(1)底部的出口(4)排出；同时从催化剂入口(7)向流化床(1)中补加催化剂，保证过程连续运行。
4、根据权利要求3所述的一种氯化氢与乙炔反应制备氯乙烯的方法，其特征在于，所述催化剂粒径为0.05～0.5mm，比表面积为600～1200m2/g，堆积密度为300～1000kg/m3，强度大于球磨法70％的含金属氯化物的催化剂；所述金属氯化物为汞的氯化物，锡的氯化物，铜的氯化物，锌的氯化物，锰的氯化物，镧的氯化物中的任何一种。
5、根据权利要求3所述的一种氯化氢与乙炔反应制备氯乙烯的方法，其特征在于，所述高温换热介质为温度大于120℃的高温水、高温蒸汽、高温惰性气体或高温油中的任何一种或多种。
6、根据权利要求3所述的一种氯化氢与乙炔反应制备氯乙烯的方法，其特征在于，所述冷却介质为水、气体或油的任何一种或多种。
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